两种高浓度so2制酸工艺的评述
目前奥托昆普技术公司的Lurec工艺采用了“2+3+2”的三转三吸流程,其特点是第一次转化后的气 体用热鼓风机抽取一部分送回一段入口与由干燥塔出口经二氧化硫主鼓风机送来的新鲜炉气相混合进入一段。 我国现有的高浓度二氧化硫烟气制酸工艺专利是将原始高浓度二氧化硫气体用空气稀释到＜P(SO2) 16% ~ 23%。 采用“3 +2 + 1\或“3 +3 + 1 ”的三转三吸工艺制酸。奥托昆普技术公司的Lurec专利虽然补了一部分工艺氧，由于 0,/SO,仍是太低必然导致催化剂用量增加;热鼓风机操作条件苛刻，其购置费用必然可观，同时增加了运营费用。 热鼓风机和主鼓风机的并联操作可能存有一定匹配难度。通过对两种工艺的初略比较可以初步认为，对原始烟气 gSOQ为36%采用纯空气补氧稀释到18% ,再采用三转三吸制酸工艺应是可取的。
随着矿冶工业大型化及各国对控制二氧化硫 排放标准的日益严格，冶炼工作者努力寻求能减 少环境污染、降低能耗、强化冶炼、降低成本的新 工艺,在评价这些工艺时特别把降低二氧化硫排 放量作为最主要的目标。到20世纪90年代，火 法冶炼硫精矿的传统工艺已被富氧强化冶炼所取 代，它不但能有效利用连续氧化硫化物所产生的 热量,降低投资和能耗,而且能产出稳定和髙浓度 的二氧化硫烟气便于制取硫酸和降低二氧化硫排 放量。由此，利用高浓度二氧化硫制取硫酸的研究 工作展开了,比较典型的有(1) BASF后Lurgi(现在 的奥托昆普技术公司)两公司对伊(SO?)为17%的 烟 ?气采用含饨低温催化剂进行中间试验；(2) TOPS0E与Chemetics公司合作开发了用含饱催化 剂的“4 +2”两转两吸流程以加工原始伊(SO?)为 40%用空气稀释到18%的烟气，转化率为 99. 88%，以此折算放空尾气中( S02)约为 0.03%。
鉴于硫酸装置尾气排放有可能由单一的注重二 氧化硫浓度控制转变为浓度与总量双轨控制，因此 硫酸装置排放尾气中会以＜p(S()2)W0.01%的标准 来要求。如按此要求，像前述的立足于开发耐高 温催化剂和低温催化剂采用两转两吸工艺近期是 难以达到这个要求的，即使开发成功，要使用也要 支付高昂的费用。在高浓度二氧化硫制酸工艺开 发方面，我国和国外基本上处于同一起跑线上， 我国完全有可能开发岀拥有自主知识产权的高 浓度二氧化硫制酸工艺。
1对国外流程的推断
根据资料报道，以前国外提出过的采用两转 两吸工艺的方案，无论是使用耐高温催化剂、低温 催化剂或在转化器一段设置内部换热器,或在三 段采用流化床等的中试，工业装置都未达到所要 求的目标，究其原因，除了可能存在设备问题外, 关键是对伊(so2)高达18%或更高的二氧化硫混
合气体采用两转两吸想达到尾气中p(S0Q W 0. 01%，其总转化率必须大于99. 96% ,而生产中 很难达到。以p(S02)为18%为例，要求总转化 率达到99. 96%，即使第二次转化率可以达到 98. 50%，与此相应的第一次转化率必须要求达到 97. 33%以上,其难度是显而易见的，无怪前述国 外研发的装置都停运了。这也是作者当时提出三 转三吸的基本论点。
目前奥托昆普技术公司的Luree工艺采用了 “2+3+2”的三转三吸流程，其特点是第一次转 化后的气体用热鼓风机抽取一部分送回一段入口 与由干燥塔出口经二氧化硫主鼓风机送来的新鲜 炉气相混合进入一段，据说其目的是抑制第一段 转化反应以控制一段出口温度。从二氧化硫转化 过程来说，该工艺实际上可以看作是“3 + 3+ 2” 流程,因为在进入转化器第一段时的混合气体已 相当于达到一定转化率的混合气体了。 1. 1推算的原始条件
为了对该工艺有深一些的了解，用现有数据 对它进行一些近似推算。推算的原始条件为⑴：
硫酸装置能力3 000t/d； 烟气气量 77 500 m3/h；
加稀释空气量24 800 mVh； 加工艺氧量7 300m3/h； 至转化器气量109 600m，/h； 至转化器 Xr = (a - c) / ( a - 1. 5ac) (1) 式中:Q——进气中SO?浓度； C——排放尾气中SO2浓度。 则 丄=(0. 254 - 0. 000 2)/ (0.254 - 1.5 x 0. 254x0. 000 2) Xr =0. 999 5 1.2.2进转化混合气中原始Q浓度 7 300 x96%) / 109 600 = 14.3% 1.2.3分转化率的设定 总转化率与各分转化率的关系为： 二冨+桅+丄+牙心3 -(*2 + 桅丛+ X3 X,) 则 X, = (X +XX -X, r23(2) + X2X3 - X2-X3) (3) 式中:X］、—总转化率； X］——第一次转化率； 茶——第二次转化率； ——第三次转化率。 当XT =0. 999 5时，由式⑶求得X］遂遂 的 关系见表1O 表1 X］、为0. 999 5时击 遂、*3的关系 丛 0. 920 0 X, 0. 970 0 為 0.791 7 0. 750 0 0.795 9 0. 975 0 0. 965 0 0. 930 0 0, 970 0 0. 965 0 0.761 9 0.761 9 0.722 2 0.714 3 0. 940 0 0. 970 0 0. 965 0 0. 950 0 0. 970 0 0. 965 0 0. 666 7 0.642 8 0.583 3 0. 960 0 0. 970 0 1.2.4 近位推算结果 根据对各组的物料衡算及各次各段的转化率、 平衡转化率的计算，探索了循环气量与原始气量的 比率的计算结果，以m =0.750 0,了2 =0. 920 0, X3 =0. 975 0较为合理，具体为：原始气体组分 表2各段转化率 项目 混合后 第一次 0. 380 0 第二次 第三次 第一段 第二段 0. 660 0 0. 760 0 0. 550 0 0. 820 0 0. 900 0 0. 975 0 0. 999 5 第三段 0. 920 0 总转化率 表3 各段平衡转化率 项目 第一次 第一段 0. 695 0 0. 782 3 0. 964 8 第二段 0. 767 3 0. 866 6 0. 981 5 第三段 0. 931 3 第二次 第三次 表4转化器各段进出口温度 °C 项目 第一段 进口/出第二段 进口 /第三段 进口/出口 出口 口 510. 0/571.0 450. 0/515. 1 410. 0/411.7 第--次 430. 0/600. 8 第二次 420. 0/552. 6 第三次 420. 0/440. 2 450. 0/474. 1 2我国现有的高浓度二氧化硫烟气制酸 工艺专利 该专利提出原始高浓度二氧化硫气体用空气 稀释到 在三组中选用桅为0.950 0 0 为0.800 0 的一组，为使总转化率留有余地，取X, =0. 970 0, 具体计算结果如表7~10。 ' O 表5 各次转化各段出口的各种组分含量 项目 混合前 混合后 第一次 一段 二段 入口 第二次 一段 二段 三段 入口 第三次 一 段 二段 以 so?) 0. 254 00 0. 165 47 0. 094 26 0. 067 47 0. 085 81 0.039 55 0.01601 0. 007 15 0. 007 79 0. 000 78 0. 000 20 伊(。2 ) 0. 143 00 0. 099 54 0.064 59 0. 051 45 0. 065 42 0. 042 84 0. 031 35 0. 027 02 0. 029 44 0. 026 03 0. 025 74 伊(SO。 与新鲜 气量比 0.101 41 0. 182 98 0.213 66 0. 048 33 0.072 93 0. 082 19 0. 007 03 0. 007 62 1.000 0 2. 000 0 0.7104 0. 626 3 表6 %为0. 999 65时％、丛、】 ， 七 0.940 0 0. 965 0 0. 970 0 0. 965 0 0. 950 0 0. 970 0 ，的关系 表7各段转化率 项目 第一次 第二次 第三次 第一段 0. 360 0 0. 8200 0. 970 0 第二段 0. 620 0 0. 950 0 第三段 0.8000 0. 833 3 0. 805 6 0. 800 0 0. 766 7 0. 965 0 0. 970 0 0. 750 0 0. 708 3 0. 960 0 总转化率 0. 999 7 表8 项目 第一次 第二次 第三次 各段平衡转化率 第二段 0. 772 4 表9 各段转化进出口温度 第三段 0.812 6 °C 第一段 0.7174 0. 839 4 0. 976 9 项目 第一段 第一次 430. 0/597. 3 第二次 435. 0/544. 1 第二段 455. 0/575.9 445. 0/462.3 第三段 475. 0/558.7 0. 959 5 第三次 430. 0/436. 2 表10 各次转化各段出口气体组分含量 项目 入口 伊(SO?) 0. 180 00 伊(。2) 0. 127 50 第一次 一段 0, 119 06 0. 098 28 0. 066 97 第二次 三段 0. 038 79 0, 059 81 第三次 二段 0. 002 35 0, 050 07 吸收塔 出口 0.000 07 0. 051 40 二段 0. 072 44 0. 075 94 0. 118 20 入口 一段 入口 一段 0. 045 92 0. 008 42 0. 070 79 0.052 96 0.038 38 0. 002 46 0. 000 07 0. 052 41 0.051 28 0. 002 39 伊(SO3) 0. 155 17 0. 044 60 与新鲜 气量比 1.000 0 0. 784 0 0. 732 7 0. 730 1 3 3种工艺流程简要数据比较 3种工艺流程简要数据比较见表11,推算的 主要设备材料对比见表12。 表11 3种工艺流程简要数据比较 项 目 装置能力/(t ?「) 冶炼气*/(m3 ? h-1) 至转化器气*/(m3 -h-1) 加稀释空气*/(m3 ? h-1) 加工艺氧量/(m，? h'1) 至一段转化循环气量/ (m3 ? h \奥托昆普 国内现 传统流程 技术专利 有专対 3 000 77 500 232 500 155 000 0 3 000 77 500 109 600 24 800 7 300 3 000 77 500 155 000 77 500 0 0 12 190 600 0.015 0. 67 0. 038 1 109 600 * 25.4* 67 700 0.020 0.31 0.013 5 0 18 113 200 W0.010 0. 26 0.023 至转化器一段f(SOQ,% 尾气排放*/(m3 -h-1) 尾气排放°(S()2),% so2 排放量/(kg ?\SO3 排放量/(kg ? t 1) 4结语 *折合至未转化状态 O 奥托昆普技术专利将入转化炉气浓度维持很 高估计有两个原因：(1)将高浓度二氧化硫用空 气稀释至＜p(SO2)16% -23%,用三转三吸工艺制 酸申请专利已有难度；(2)从一般的概念出发认 为浓度高可以减少投资和运营费用。为了维持较 高的二氧化硫浓度不惜补入工艺氧，但浓度较高 的二氧化硫气在进入转化器一段反应时,有可能 因反应温升过大而导致催化剂过热。为了抑制新 进入
两种高浓度SO2制酸工艺的评述
