硫化氢湿法制酸

硫化氢湿法制酸

一．背景

硫化氢是世界上重要的硫资源之一，在石油炼制、天然气生产企业中，硫的化合物在化学加工、转化和提炼过程中，以及处理含硫原料的有关企业，都

能产生含硫化氢的酸性气体。硫化氢气体有毒，且易燃易爆，不能直接排放，国家排放标准最高允许排放浓度为10m g/m3。因此，对硫化氢气体进行

回收，既是环境保护的要求，也是资源利用的需要。如何回收和处理含有硫化氢的酸性气，是目前亟待解决的一个重要课题。

在我国，从含硫化氢的酸性气中回收利用硫的方法主要有硫回收和酸回收两种情况一般而言，硫回收用得比较多，其工艺种类繁多，但基本是在

克劳斯技术基础上发展起来的，主要有加拿大D elta公司的M C R C 法、德国鲁奇公司的S ul f reen法、荷兰C o m pri m o公司的S uper C laus法、德国林德公司的Clinsulf法等。对于φ( H2 S) 高于15% 的气体，通常用克劳斯法回收生产硫磺;对于低浓度硫化氢气体，往往用湿式氧化法回收生产硫磺。克

劳斯法含硫尾气需要进一步处理，而湿式氧化法回收硫磺质量较差，影响

销路。与克劳斯硫磺回收工艺相比，酸性气直接制硫酸工艺流程简单、经济效益好，是一个可供选择的较好的硫回收工艺。用硫化氢制造硫酸是1931 年由前苏联й. E. 阿杜罗夫和д. B. 格尔涅提出来的，德国鲁奇公司首先将

其付诸实施。近年来，随着工艺技术的不断发展，拓宽了对原料气的适应范围，提高了产品浓度并回收利用了工艺反应的废热，硫化氢制酸的方法得到

了更为广泛的应用。硫的回收直接制取硫酸省去克劳斯装置，根据二氧化硫催化氧化的工艺条件，用硫化氢生产硫酸有两条工艺路线: 干接触法与湿接触法。干接触法是将H2S气体燃烧成S O2后，采用与传统的硫铁矿制酸工艺相似的方法冷却净化、干燥、催化氧化和吸收。湿接触法则由于H2 S 在分离过程中已经进行过洗涤，不需要进行冷却净化、干燥，在水蒸气存在的条件下将S O2催化氧化成S O3，并直接凝结成酸。湿法技术比较简单，流程短，设备少，可回收废热，特别适合处理H2 S 浓度低的气体。选择硫回收工艺主要应考虑经济性、技术性，并能达到国家现行的环保指标。随着环保要求日益严格，煤化工、炼油、冶金等行业含硫化氢酸性气净化中的硫回收工艺都存在尾气处理的问题。如果不采用尾气处理装置，硫的回收率只有94%左右，大

量S O2排入大气中，造成严重的环境污染。如果采用尾气处理装置，则装置工艺流程复杂，操作难度大，且生产成本高。目前国内已有70 多套克劳

斯硫磺回收装置，有20多套带有尾气处理装置，但只有l7 套能达到国家排

放标准。在通常情况下，建设具有同等处理能力的尾气处理装置投资要大于

利用尾气直接制硫酸的装置。为了避免克劳斯工艺为提高硫转化率而增设复杂的尾气处理工艺、降低生产成本、提高生产过程能量的综合利用，可以认为

当前应该把发展的重点放在酸性气直接制酸技术的研究上，而不是对现

有硫磺回收工艺做重大优化。

二．流程

工艺流程如图所示，含有硫化氢、二硫化碳或有机硫化合物的原料气在焚烧炉内进行焚烧，使硫化合物转化成SO2 。燃烧所需的工艺空气通过热空气鼓风机提供，所配的空气量按含硫化氢的酸性气体完全燃烧生成SO2 而定。焚烧炉分为还原段、氧化段，控制还原段燃烧温度在900 ～

1 000℃，从而减少燃料型、热力型氮氧化物生成; 氧化段温度为 1 100 ～ 1 200 ℃，保证含硫化氢的酸性气体充分燃烧并转化为SO

2 。当焚烧低浓度气体时，需要提供辅助燃料，以使燃烧室达到足够高的温度，确保燃烧完全。焚烧炉下游设有锅炉以中压或次高压蒸汽的形式回收焚烧热量，同时将燃烧气冷却到催化剂的工作温度400 ～420 ℃。

制酸装置的工艺流程示意

焚烧、冷却后，仅含有二氧化硫和少量三氧化硫的工艺气进入二氧化硫

转化器。转化器分为3 段，每段都装有托普索VK 系列催化剂，SO2 在转

化器内氧化生成SO3 ，转化率可达到99. 7% 。反应式如下: SO2 + 1 /2O2 SO3 + 100. 2 kJ / mol

转化反应为放热反应，并随温度的上升反应速度下降。为此，必须在两催化

床层之间设有冷却器。在确保下游床进口的工艺气具有最佳操作温度的同时，

将每段反应放出的大量反应热回收送入汽包中，副产 6. 0 MPa，250 ℃的饱

和蒸汽。托普索公司开发的WSA 工艺采用熔盐作热载体，能回收气体中热量

副产中压或次高压蒸汽。随后开发的第2 代WSA 工艺在冷凝设备上更有所创

新，采用空气冷却的石英玻璃管降膜式冷凝器。由于熔盐在交换器内固化会导

致管道系统和阀门受到损坏，故第3 代WSA 工艺利用低压蒸汽取代熔盐作热

载体。在第一、二床层间，工艺气通过床层间的冷却器与中压或次高压蒸汽换

热，温度从560 ～580 ℃降至400 ～450 ℃; 在第二、三床层间，工艺

气被6. 0 MPa 饱和蒸汽冷却，温度从460 ～480 ℃降至400 ～450 ℃;

工艺气离开第三段催化剂床层后进入气体冷却器，被6. 0 MPa 饱和蒸汽进一

步冷却，温度从400 ～420 ℃降至260 ～290 ℃( 硫酸蒸气露点以上) 。

工艺气冷却器出来的气体经与酸雾控制单元来的含硅晶核气流混合，使酸雾长大，工艺气自下而上在管内流动，被管外的空气冷却，在WSA 冷凝器中冷

凝成酸。反应式如下:

SO3 ( g) + H2 O( g) H2 SO4 ( l) + 151 kJ / mol

冷凝器为立式管壳式降膜冷凝器，冷凝管由多组并联的玻璃管组成。为了增加强度，提高热交换系数，采用石英玻璃管替代原硼酸盐玻璃管。硫酸在冷

凝器管壁上冷凝向下流动，该酸在260 ℃时，在硫酸冷凝器底部收集，得到

w( H2 SO4 ) 约98%的硫酸。离开冷凝器的尾气温度约为100 ℃，可直

接进入烟囱，尾气中的酸雾和二氧化硫浓度可达到国家环保排放标准限值的要

求。冷凝器中分离出的温度约为260 ℃的热成品硫酸与部分从硫酸冷却器来

的低温循环酸( 温度约40 ℃) 混合后，温度降至60 ℃进入硫酸中间槽，

再由酸泵送至硫酸冷却器冷却后循环利用，多余的硫酸作为产品送入成品硫酸

中间罐。

三．计算。

1)需要加入的空气的量。

尾气含量为

组分H2S CO CH4 C2H6 C3H6 C2H4 CO2 N2 H2

30.91 0.05 1.28 0.68 0.04 2.68 62.84 0.75 0.77

体积

（NM3/h）

PV ，可求的其摩尔流量，已知当地气温17°c，气压为101.57kpa，根据nRT

再根据化学反应方程式计算出需要的氧气量，进而由万能方程计算出需要的氧气。

由于空气中氧气的占的比例是21%，所以可得下表。