300kt/a硫黃制酸裝置設(shè)計(jì)與運(yùn)行的回顧及探討

肖保正，張素月

（揚(yáng)州金圓化工設(shè)備有限公司，江蘇揚(yáng)州 225002）

某公司新建硫黃制酸裝置總產(chǎn)能為300 kt/a[以w(H2SO4)100%硫酸計(jì)]，其中分析純硫酸30 kt/a，剩余產(chǎn)能為w(H2SO4)98.0%的一等品工業(yè)硫酸，年運(yùn)行時(shí)間8 000 h。裝置副產(chǎn)485 ℃、5.0 MPa 的次高壓過熱蒸汽，產(chǎn)品供熱電聯(lián)產(chǎn)裝置使用；回收干吸工序低溫位熱能產(chǎn)生的0.8 MPa 低壓飽和蒸汽用作該公司其他產(chǎn)品的生產(chǎn)用汽。筆者對(duì)該裝置的設(shè)計(jì)及運(yùn)行進(jìn)行總結(jié)和探討，為同類裝置提供參考。

1 工藝路線優(yōu)選

該項(xiàng)目以液體工業(yè)硫黃為原料，因此不考慮熔硫作業(yè)。

1.1 焚硫、轉(zhuǎn)化工序流程優(yōu)選

制酸過程中，硫黃的燃燒和SO2的氧化過程均會(huì)產(chǎn)生熱量，因此硫黃制酸裝置工藝路線的選取關(guān)鍵是在保證SO2煙氣預(yù)熱用能的前提下，合理地利用裝置的剩余熱能。

采用釩催化劑對(duì)SO2的氧化過程進(jìn)行催化，催化劑只有處于熔融狀態(tài)時(shí)（高于400 ℃）才具有催化作用，催化劑的熱穩(wěn)定性受限于其組分的起始?xì)饣瘻囟?，通常?00～640 ℃[1]。綜合各種因素，催化劑的工作溫度在400～615 ℃。總體分析工藝流程，硫黃燃燒會(huì)產(chǎn)生溫度約1 000 ℃的SO2煙氣，通常采用火管鍋爐移除熱量，將SO2煙氣降溫至催化劑的工作溫度后進(jìn)入轉(zhuǎn)化器。催化劑工作溫度取420℃，確保催化劑起燃和反應(yīng)后的溫度仍低于催化劑的耐熱溫度。

以一吸塔為界，根據(jù)塔前和塔后的轉(zhuǎn)化器催化劑床層數(shù)的不同，轉(zhuǎn)化器催化劑床層分配的常見方案有“3+2”和“3+1”。為獲得更高的轉(zhuǎn)化率，該項(xiàng)目采用“3+2”，即五段轉(zhuǎn)化的方式。轉(zhuǎn)化器三段催化劑床層出口的SO3煙氣經(jīng)過高溫吸收塔（頂部設(shè)置低溫吸收段）的中間吸收后，煙氣被冷卻至約65 ℃，遠(yuǎn)低于催化劑的起燃溫度。出高溫吸收塔的煙氣可通過與轉(zhuǎn)化器一段、二段、三段或五段出口的煙氣進(jìn)行換熱以完成預(yù)熱?？紤]到轉(zhuǎn)化器一段出口的煙氣溫度較高，可以得到更好的利用，故將轉(zhuǎn)化器二段出口的煙氣結(jié)合三段或五段出口的煙氣與高溫吸收塔出口的煙氣換熱，以完成高溫吸收塔出口煙氣的預(yù)熱。若結(jié)合使用三段出口煙氣的熱量，工藝方案具有轉(zhuǎn)化升溫快和對(duì)SO2漏氣敏感性更低的特點(diǎn)，因此可以采用Ⅲ—Ⅱ換熱流程實(shí)現(xiàn)對(duì)高溫吸收塔出口SO2煙氣的預(yù)熱。

傳熱是溫度差引起的能量轉(zhuǎn)移。焚燒、轉(zhuǎn)化工序工藝流程設(shè)計(jì)的另一關(guān)鍵是綜合利用冷、熱側(cè)流體介質(zhì)的溫度差。300 kt/a 硫黃制酸裝置轉(zhuǎn)化熱量及溫度的分布情況見表1。

表1 300 kt/a硫黃制酸裝置轉(zhuǎn)化熱量及溫度的分布

綜合分析鍋爐的水汽系統(tǒng)，最高溫度是過熱器出口的蒸汽溫度，即485 ℃，因此將高溫過熱器設(shè)置在轉(zhuǎn)化器一段出口。Ⅲ換熱器出口SO3煙氣溫度為245 ℃，該部分熱量只能用以加熱鍋爐給水。轉(zhuǎn)化器四段出口的煙氣溫度較高（高于415 ℃），因此在該位置設(shè)置中溫過熱器。轉(zhuǎn)化器五段出口的煙氣溫度為145～415 ℃，煙氣由415 ℃降至350 ℃時(shí)釋放的熱量由低溫過熱器進(jìn)行回收，煙氣由350℃降至145 ℃釋放的熱量由省煤器進(jìn)行回收。

轉(zhuǎn)化升溫根據(jù)熱源不同可分為電加熱、柴油加熱和燃料氣加熱等方式，由于柴油和燃料氣加熱過程中會(huì)產(chǎn)生水和痕量的有機(jī)物，以這兩者為熱源時(shí)多采用通過管殼式換熱器間接加熱的方式。該項(xiàng)目嘗試采用煙道氣對(duì)轉(zhuǎn)化催化劑進(jìn)行直接升溫。

轉(zhuǎn)化工序的基本工藝流程見圖1。

圖1 轉(zhuǎn)化工序工藝流程

1.2 干吸工序流程優(yōu)選

根據(jù)工藝位置，空氣風(fēng)機(jī)可分為塔前風(fēng)機(jī)和塔后風(fēng)機(jī)兩種。采用塔前風(fēng)機(jī)工藝，即空氣風(fēng)機(jī)安裝在干燥塔上游，空氣風(fēng)機(jī)的工作介質(zhì)為純凈的空氣，故可降低空氣風(fēng)機(jī)的材質(zhì)使用標(biāo)準(zhǔn)，以節(jié)約項(xiàng)目投資。但塔前風(fēng)機(jī)不能利用風(fēng)機(jī)的壓縮熱，并會(huì)使該壓縮熱成為循環(huán)酸冷卻的熱負(fù)荷，故該項(xiàng)目采用塔后風(fēng)機(jī)工藝。根據(jù)對(duì)塔前風(fēng)機(jī)和塔后風(fēng)機(jī)的工藝對(duì)比，進(jìn)焚硫爐的空氣溫度可相差40～50 ℃。若按45℃的壓縮熱溫升計(jì)算，與塔前風(fēng)機(jī)工藝相比，采用塔后風(fēng)機(jī)可使系統(tǒng)熱利用量增加約3.4%，該項(xiàng)目可增產(chǎn)次高壓過熱蒸汽（485 ℃、5.0 MPa）約1.5 t/h。

硫黃制酸裝置共槽方式分為兩塔共槽和三塔共槽。兩塔共槽一般分為干燥塔與一吸塔共槽、一吸塔與二吸塔共槽。共槽設(shè)計(jì)的優(yōu)點(diǎn)是設(shè)備和管線較少，進(jìn)而減少投資和占地，缺點(diǎn)是操作不如三塔三槽方便。三塔共槽不適用于大型裝置，因大型裝置的循環(huán)酸槽容積大，易發(fā)生槽內(nèi)物料混合不均的現(xiàn)象，進(jìn)而影響工藝操作調(diào)節(jié)。兩吸收塔共槽會(huì)使溶于一吸循環(huán)酸中的SO2在二吸塔內(nèi)解吸出來(lái)，進(jìn)而造成尾氣中SO2濃度升高，而干燥塔與一吸塔共槽可解決該問題，但干燥塔與一吸塔共槽的缺點(diǎn)是不能直接生產(chǎn)w(H2SO4)92.5%的硫酸。因該項(xiàng)目設(shè)置有低溫余熱回收系統(tǒng)，且無(wú)生產(chǎn)w(H2SO4)92.5%硫酸的需求，因此該設(shè)計(jì)采用干燥塔與二吸塔共槽。低溫余熱回收部分、吸收塔的高溫吸收段及低溫吸收段采用共塔設(shè)計(jì)，塔體的底部旁連體設(shè)置泵槽，即塔槽一體結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)。硫黃制酸采用低溫余熱回收技術(shù)時(shí)，可降低約50%的循環(huán)冷卻水消耗。

該項(xiàng)目干燥塔與二吸塔共槽，但不共泵和濃硫酸冷卻器，可降低操作調(diào)節(jié)的難度。低溫余熱回收系統(tǒng)開車初始的補(bǔ)酸及高溫吸收塔低溫段的噴淋用酸由二吸塔的濃硫酸循環(huán)泵出口排出。

1.3 分析純硫酸生產(chǎn)工藝優(yōu)選

該項(xiàng)目要求生產(chǎn)分析純硫酸。硫酸行業(yè)通常把工業(yè)級(jí)以上品質(zhì)的硫酸稱為精制酸。根據(jù)精制對(duì)象的不同，精制酸的生產(chǎn)工藝可分為成品酸精制法和成酸原料精制法兩大類。

成品酸精制法又分為蒸餾法和膜過濾法。蒸餾法的缺點(diǎn)是耗電量高（每噸產(chǎn)品耗電500～600 kWh）和不易大型化（蒸發(fā)和冷凝的設(shè)備為玻璃）。膜過濾法的缺點(diǎn)是膜易發(fā)生堵塞和膜再生能力差。因此，成品酸精制法的應(yīng)用較少。

成酸原料精制法常見的有發(fā)煙硫酸蒸發(fā)法、發(fā)煙硫酸洗滌法和煙氣過濾法3 種工藝，共同點(diǎn)是精制SO3氣體，并以電子級(jí)水為工藝水吸收成酸。這3 種方法的工藝位置均在Ⅲ換熱器的SO3煙氣出口。發(fā)煙硫酸蒸發(fā)法首先在發(fā)煙硫酸吸收塔內(nèi)以發(fā)煙硫酸吸收SO3氣體，之后以Ⅲ換熱器出口的SO3煙氣的熱量或低壓蒸汽的熱量將發(fā)煙硫酸加熱至其沸點(diǎn)以上，蒸發(fā)出SO3氣體之后吸收成酸。發(fā)煙硫酸洗滌法是在精制酸吸收塔的氣體進(jìn)口設(shè)置發(fā)煙硫酸洗滌塔，以發(fā)煙硫酸洗滌的方式對(duì)SO3氣體進(jìn)行精制。煙氣過濾法是在精制酸吸收塔的氣體進(jìn)口設(shè)置纖維過濾器以濾除進(jìn)精制酸吸收塔的SO3煙氣中的雜質(zhì)，而后以濃硫酸吸收SO3成酸。3 種方法的優(yōu)缺點(diǎn)對(duì)比見表2。

表2 成酸原料精制法中3種工藝的優(yōu)缺點(diǎn)對(duì)比

通過綜合分析與對(duì)比，該項(xiàng)目采用發(fā)煙硫酸蒸發(fā)法，蒸發(fā)熱源為0.6 MPa 的低壓飽和蒸汽。與以出Ⅲ換熱器（冷熱換熱器）的SO3煙氣為蒸發(fā)熱源的工藝相比，以低壓飽和蒸汽為熱源蒸發(fā)發(fā)煙硫酸，精制酸的產(chǎn)能不會(huì)被熱源不足所制約。

1.4 二吸塔尾氣處理

當(dāng)進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣中φ(SO2)為10.5%，轉(zhuǎn)化率為99.85%時(shí)，二吸塔尾氣中的ρ(SO2)為534 mg/m3。若要求排空尾氣的ρ(SO2)＜100 mg/m3，則尾氣吸收工序的SO2吸收率應(yīng)大于等于81%。

該項(xiàng)目以雙氧水為吸收劑，副產(chǎn)w(H2SO4)約30%的稀硫酸可用作干吸工序的工藝水。雙氧水脫硫的副產(chǎn)物為稀硫酸，采用添加雙氧水的方法可提高SO2的吸收率，因而可采用一級(jí)脫硫。根據(jù)某工程實(shí)踐，在二吸塔尾氣中ρ(SO2)＜5 000 mg/m3的條件下，以單級(jí)填料塔吸收SO2，可實(shí)現(xiàn)排空尾氣ρ(SO2)＜100 mg/m3的目標(biāo)。

因此，該項(xiàng)目以雙氧水為脫硫劑，采用單級(jí)填料塔吸收SO2，而硫酸霧的脫除則采用設(shè)備氣體阻力小和不易發(fā)生堵塞的單級(jí)電除霧器工藝。

2 設(shè)計(jì)細(xì)節(jié)的優(yōu)化

2.1 進(jìn)轉(zhuǎn)化器煙氣的二氧化硫濃度的優(yōu)化

設(shè)計(jì)中，通常保證進(jìn)轉(zhuǎn)化器煙氣中的SO2濃度較高，以減小獲得相同產(chǎn)能所需設(shè)備的尺寸并利于系統(tǒng)回收熱能。

假設(shè)進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣中φ(SO2)為10.0%時(shí)，進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣量為1.0 m3，則當(dāng)φ(SO2)為10.5%時(shí)，進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣量為0.952 m3；φ(SO2) 為11.0%時(shí)，進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣量為0.909 m3。以進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣中φ(SO2)為10.0%時(shí)的系統(tǒng)產(chǎn)汽量為基準(zhǔn)，當(dāng)進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣中φ(SO2)為10.5%時(shí)，產(chǎn)汽量增加0.5%；當(dāng)進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣中φ(SO2)為11.0%時(shí)，系統(tǒng)的產(chǎn)汽量增加0.9%。由于提升進(jìn)轉(zhuǎn)化器的SO2濃度受到催化劑耐熱溫度和平衡轉(zhuǎn)化率的限制，從平衡轉(zhuǎn)化率方面進(jìn)行分析，當(dāng)進(jìn)轉(zhuǎn)化器的φ(SO2)為11.0%時(shí)，實(shí)現(xiàn)業(yè)主方的SO2轉(zhuǎn)化率99.85%以上的目標(biāo)存在一些難度（實(shí)際的五段轉(zhuǎn)化率僅低于平衡轉(zhuǎn)化率1.5 個(gè)百分點(diǎn)），故該項(xiàng)目進(jìn)轉(zhuǎn)化器的φ(SO2)選取為10.5%。此外，進(jìn)轉(zhuǎn)化器的SO2濃度不同，二吸塔出口氣體中的SO2濃度也不同，實(shí)現(xiàn)排空尾氣ρ(SO2)＜100 mg/m3時(shí)尾氣吸收工序所需要處理的SO2的量也不同。具體情況見表3。

表3 不同進(jìn)轉(zhuǎn)化器煙氣的二氧化硫濃度下的裝置性能對(duì)比

2.2 轉(zhuǎn)化催化劑升溫設(shè)計(jì)優(yōu)化

該項(xiàng)目采用天然氣燃燒的煙氣對(duì)轉(zhuǎn)化器的催化劑直接進(jìn)行升溫。焚硫爐的爐前設(shè)置烘爐風(fēng)機(jī)，主要用于在烘爐階段向焚硫爐提供天然氣燃燒用的助燃空氣。焚硫爐本體的尾部設(shè)置鐘罩閥，用于在運(yùn)行中調(diào)節(jié)進(jìn)轉(zhuǎn)化器一段的煙氣溫度，余熱鍋爐的出氣口設(shè)置放空閥用于排空烘爐階段產(chǎn)生的燃燒煙氣，并在鐘罩閥的出氣口位置，采用盲板與轉(zhuǎn)化器隔絕的方式避免烘爐時(shí)低溫濕煙氣竄入轉(zhuǎn)化器損壞催化劑。

當(dāng)長(zhǎng)停開車，余熱鍋爐出口的煙氣溫度低于250 ℃時(shí)，采用烘爐風(fēng)機(jī)提供助燃空氣。當(dāng)余熱鍋爐出口的煙氣溫度達(dá)到250 ℃時(shí)，啟用空氣風(fēng)機(jī)，采用關(guān)閉余熱鍋爐出口的放空閥及打開鐘罩閥出氣口盲板的方法向轉(zhuǎn)化器通氣，用于對(duì)催化劑進(jìn)行升溫。為避免濕空氣進(jìn)入高溫吸收塔和二吸塔腐蝕設(shè)備，減少開工母酸的消耗，高溫吸收塔的氣體進(jìn)、出口管道上設(shè)置短路連接，升溫初始高溫吸收塔不接入煙氣，同期二吸塔的氣體進(jìn)口管道上的放空閥打開以釋放氣體，二吸塔的進(jìn)氣管道采用盲板封堵，避免升溫?zé)煔膺M(jìn)入。為保證高溫吸收塔和二吸塔的瓷質(zhì)塔內(nèi)件的安全，當(dāng)兩塔的進(jìn)塔煙氣溫度均升至80 ℃后，分別通入煙氣并注入噴淋硫酸，以防止高溫?zé)煔怏E然進(jìn)入設(shè)備對(duì)瓷質(zhì)填料和瓷質(zhì)塔內(nèi)件造成損壞。此外，自轉(zhuǎn)化器一段進(jìn)口管道分別向三段進(jìn)口和四段進(jìn)口通入煙氣，以解決轉(zhuǎn)化升溫過程中頻繁出現(xiàn)的后段溫度不容易提升的問題。

2.3 系統(tǒng)熱利用優(yōu)化

干燥塔、高溫吸收塔的低溫段和二吸塔的出口煙氣溫度幾乎和上塔酸溫度相等，上塔酸溫度偏低時(shí)對(duì)系統(tǒng)的熱利用具有負(fù)面影響，上塔酸溫度優(yōu)選60～65 ℃。

為有效進(jìn)行熱利用，應(yīng)根據(jù)不同的介質(zhì)溫度對(duì)需保溫的設(shè)備實(shí)施不同的保溫方案，尤其應(yīng)關(guān)注低溫管道的保溫，如干燥塔的出氣管道、高溫吸收塔的進(jìn)出口氣體管道及二吸塔的進(jìn)氣管道。若干燥塔的出氣管道裸露，以管內(nèi)空氣的起始溫度65℃、環(huán)境溫度25 ℃計(jì)算，管道表面的散熱系數(shù)約為10.6 W/(m2·K)，干燥塔至空氣風(fēng)機(jī)管道的直徑為1.5 m，長(zhǎng)度為50 m，不設(shè)保溫時(shí)其損失熱量約345 271.38 kJ/h，約占總回收熱量的0.25%?？諝怙L(fēng)機(jī)出口的空氣溫度約100 ℃，管道表面的散熱系數(shù)約為12.74 W/(m2·K)，管道直徑為1.5 m，長(zhǎng)度70 m，不設(shè)保溫時(shí)其損失熱量約873 508.61 kJ/h，約占總回收熱量的0.63%[2]。

將二吸塔的進(jìn)氣溫度由170 ℃降至145 ℃，既可降低濃硫酸冷卻器的熱負(fù)荷，又可提高系統(tǒng)的熱利用率，維持300 kt/a 的硫酸產(chǎn)能，可多產(chǎn)次高壓過熱蒸汽（485 ℃、5.0 MPa）約0.7 t/h。

2.4 轉(zhuǎn)化工序平面布置優(yōu)化

裝置大型化后，轉(zhuǎn)化氣體沿催化劑的床層截面均勻分布是設(shè)計(jì)中應(yīng)優(yōu)化的關(guān)鍵。該項(xiàng)目平面布置中轉(zhuǎn)化器一段出口的換熱設(shè)備和二段出口的換熱設(shè)備以轉(zhuǎn)化器為圓心呈180°均布；轉(zhuǎn)化器二段出口的換熱設(shè)備與三段出口的換熱設(shè)備的中軸線夾角大于35°，三段出口的換熱設(shè)備與四段出口的換熱設(shè)備的中軸線夾角為120°；四段出口的換熱設(shè)備與五段出口的換熱設(shè)備的中軸線夾角大于35°。

轉(zhuǎn)化器上、下段出口換熱設(shè)備的軸線夾角越大越好，并以達(dá)到或靠近180°為最優(yōu)，即轉(zhuǎn)化器每段床層的氣體不應(yīng)從相同或相近方向進(jìn)出，以避免過多的氣體從同一部位穿過催化劑床層而造成氣體偏流，如此可使更多的催化劑發(fā)揮催化作用，進(jìn)而提高SO2的轉(zhuǎn)化率。

2.5 精制酸設(shè)計(jì)關(guān)鍵點(diǎn)

為確保發(fā)煙硫酸循環(huán)槽的安全運(yùn)行，發(fā)煙硫酸循環(huán)槽頂部與二吸塔的進(jìn)氣管道之間以管道連通，確保發(fā)煙硫酸循環(huán)槽的運(yùn)行內(nèi)壓不超高。SO3蒸發(fā)器的進(jìn)酸和回酸均應(yīng)設(shè)硫酸濃度指示，并結(jié)合回酸的溫度指示，為發(fā)煙硫酸不被過度蒸發(fā)提供條件。

脫吸塔的脫吸氣為含有二氧化硫的空氣，其接出的最優(yōu)位置應(yīng)位于干燥塔的氣體進(jìn)口，這樣二氧化硫組分就可得以回用。此外，還應(yīng)對(duì)脫吸塔設(shè)備做好除沫設(shè)計(jì)，以防止隨脫吸空氣出現(xiàn)硫酸液沫夾帶。

裝置總體以立面布置，SO3蒸發(fā)器位于最高位，發(fā)煙硫酸預(yù)熱器位于中位，發(fā)煙硫酸循環(huán)酸槽位于低位。蒸發(fā)后的發(fā)煙硫酸回流的動(dòng)力是各個(gè)設(shè)備位置之間的靜壓差。設(shè)計(jì)中需針對(duì)設(shè)備的內(nèi)部阻力、管道阻力等方面進(jìn)行優(yōu)化，確保蒸發(fā)后的發(fā)煙硫酸回流暢通。此外，還應(yīng)根據(jù)不同濃度發(fā)煙硫酸的冰點(diǎn)不同，對(duì)相應(yīng)的部位實(shí)施保溫和伴熱。

2.6 尾氣吸收設(shè)計(jì)關(guān)鍵點(diǎn)

將雙氧水的加注位置設(shè)置在尾氣吸收塔循環(huán)泵出口的上液管道上，這樣可以使微量的雙氧水在沿著填料表面向下噴淋的過程中與SO2反應(yīng)生成硫酸，進(jìn)而使循環(huán)槽內(nèi)的溶液不含或者含微量雙氧水，減輕對(duì)干吸管道和設(shè)備的腐蝕，有利于裝置的安全運(yùn)行，并可降低雙氧水的消耗量。此外，針對(duì)雙氧水易受輻射分解的特性，對(duì)雙氧水進(jìn)行避光儲(chǔ)存。

2.7 循環(huán)水站設(shè)計(jì)關(guān)鍵點(diǎn)

針對(duì)項(xiàng)目所在地的大氣溫度、相對(duì)濕度、濕球溫度、風(fēng)等數(shù)據(jù)，依照所需的循環(huán)水溫度降來(lái)確定涼水塔的填料高度。通常，在高溫、高濕度地區(qū)，工業(yè)涼水塔的填料高度最好在1.25 m 以上。東北和西北等北方地區(qū)，冷卻風(fēng)扇最好設(shè)計(jì)為變頻調(diào)速以保證涼水塔能適應(yīng)極寒氣溫條件下的工藝溫度控制，防止冬季生產(chǎn)時(shí)工藝介質(zhì)被過度冷卻。

帶陽(yáng)極保護(hù)的濃硫酸冷卻器與板式換熱器的流道阻力不同，故設(shè)計(jì)環(huán)節(jié)應(yīng)注意平衡管網(wǎng)的供水壓力，一般需要保持管網(wǎng)的供水壓力在0.3 MPa 以上。

3 設(shè)計(jì)選材分析

1）干吸塔的上塔和下塔酸管道均采用316L不銹鋼材質(zhì)，并帶陽(yáng)極保護(hù)。在之前的工程案例中，下塔酸管道容易因管道內(nèi)未充滿硫酸而無(wú)法在管道內(nèi)壁形成致密的氧化鉻保護(hù)膜，進(jìn)而導(dǎo)致保護(hù)失敗，故該設(shè)計(jì)中將干吸塔的底部與濃硫酸循環(huán)槽的高位等高，回酸的管道呈U 形，這樣可有效地解決管內(nèi)硫酸無(wú)法完全充滿而產(chǎn)生陽(yáng)極保護(hù)失敗的問題，并可降低濃硫酸循環(huán)泵所需的操作揚(yáng)程，進(jìn)而降低能耗。

2）轉(zhuǎn)化器一段出口氣體管道的介質(zhì)溫度約為615 ℃，轉(zhuǎn)化器二段出口氣體管道的介質(zhì)溫度約為513 ℃，這兩處管道均采用304H 不銹鋼材質(zhì)。

3）灰鑄鐵不適用于發(fā)煙硫酸，因發(fā)煙硫酸中的SO3會(huì)與灰鑄鐵中的硅反應(yīng)生成二氧化硅，進(jìn)而導(dǎo)致鑄鐵開裂。因w(H2SO4)100%～101%的硫酸對(duì)碳鋼腐蝕強(qiáng)烈，故對(duì)接觸游離SO3(w)＜5%[w(H2SO4)101%]硫酸的部位不推薦使用碳鋼，對(duì)游離SO3(w)5%～10%[w(H2SO4)101%～103%]的發(fā)煙硫酸應(yīng)謹(jǐn)慎使用，游離SO3(w)＞20%的發(fā)煙硫酸可以使用碳鋼。但為確保大型裝置的運(yùn)行穩(wěn)定，所有接觸發(fā)煙硫酸的管道材料均升級(jí)為耐蝕性能更好的304L不銹鋼材質(zhì)。

4）接觸精制酸的部位均采用碳鋼襯聚四氟乙烯耐腐蝕襯里。

5）脫吸塔的出氣管道采用聚丙烯管道，不建議采用玻璃鋼管道，以防止硫酸霧、沫對(duì)玻璃鋼管道造成侵蝕。不建議采用金屬管道尤其是碳鋼管道，以免腐蝕產(chǎn)物剝落進(jìn)入脫吸塔內(nèi)影響精制酸的品質(zhì)。

6）濃硫酸冷卻器中的干吸濃硫酸冷卻器考慮采用流道寬、流體阻力低、操作彈性大的帶陽(yáng)極保護(hù)的不銹鋼管殼式酸冷卻器。精制酸吸收塔的循環(huán)酸冷卻器和精制成品酸冷卻器采用Hastelloy C-276合金材質(zhì)的板式換熱器，以進(jìn)一步減小腐蝕產(chǎn)物對(duì)精制酸品質(zhì)造成的負(fù)面影響。

4 裝置調(diào)試及運(yùn)行

在裝置的調(diào)試及運(yùn)行中，應(yīng)注意做好以下幾點(diǎn)：①開車前，應(yīng)做好循環(huán)槽類容器的液位測(cè)試，標(biāo)定出設(shè)備的正常液位、正常高位、極限最高液位、正常低位、極限最低液位等；②做好設(shè)備的吹掃工作；③應(yīng)在塔器封口前進(jìn)行液體分布的測(cè)試；④做好泵槽的清洗工作，確保無(wú)雜質(zhì)殘留；⑤機(jī)泵類、風(fēng)機(jī)類設(shè)備應(yīng)通過單體試車和聯(lián)動(dòng)試車的測(cè)試；⑥在DCS 畫面標(biāo)示出主要閥門的作用；⑦做好儀表及自控的調(diào)試；⑧應(yīng)制定針對(duì)高溫、高濕環(huán)境的電氣安全運(yùn)行的整套預(yù)案；⑨雙氧水的分解與氫離子濃度有關(guān)，隨著pH 值下降，分解速率加快，因此應(yīng)避免脫硫塔洗滌液硫酸濃度升高后出現(xiàn)雙氧水分解現(xiàn)象。一般在排空尾氣的SO2濃度不超標(biāo)的情況下，應(yīng)不加注雙氧水或微量加注[3]。

該項(xiàng)目運(yùn)行后，硫酸產(chǎn)品達(dá)到了設(shè)計(jì)產(chǎn)能及品質(zhì)，設(shè)計(jì)負(fù)荷下的SO2轉(zhuǎn)化率達(dá)到99.9%以上，生產(chǎn)1 t硫酸可生產(chǎn)次高壓蒸汽（485 ℃、5.0 MPa）1.146 t，回收低溫余熱生產(chǎn)低壓飽和蒸汽（0.8 MPa）0.46 t。精制酸產(chǎn)品的品質(zhì)符合分析純硫酸的要求。排空尾氣中ρ(SO2)≤50 mg/m3，硫酸霧(ρ)≤5 mg/m3。

5 結(jié)語(yǔ)

根據(jù)該項(xiàng)目的設(shè)計(jì)特點(diǎn)，為保證裝置高效平穩(wěn)運(yùn)行，生產(chǎn)過程中應(yīng)注意以下方面：

1）該項(xiàng)目以轉(zhuǎn)化工序的煙道氣直接升溫。由于以燃料氣作為轉(zhuǎn)化升溫的熱源，燃燒過程會(huì)產(chǎn)生水和痕量的有機(jī)物，故在轉(zhuǎn)化的升溫階段應(yīng)避免低于250 ℃的煙氣進(jìn)入轉(zhuǎn)化器，防止因局部水蒸氣冷凝影響催化劑的使用壽命。

2）由于硫黃制酸存在進(jìn)轉(zhuǎn)化器的煙氣二氧化硫濃度高的特點(diǎn)，故應(yīng)杜絕轉(zhuǎn)化器一段出口部位的催化劑出現(xiàn)過熱。建議硫黃制酸裝置轉(zhuǎn)化器一段的煙氣溫度控制采取“以出定進(jìn)”的方法，即確保轉(zhuǎn)化器一段出口的煙氣溫度低于615 ℃，若出現(xiàn)過熱情況立即降低轉(zhuǎn)化器一段進(jìn)口的氣體溫度，直到一段出口的煙氣溫度低于615 ℃，進(jìn)而保證催化劑不出現(xiàn)大幅的熱衰退。

3）焚硫爐的爐頭斷面設(shè)置升溫用燃燒器。當(dāng)焚硫爐內(nèi)為高溫環(huán)境時(shí)，應(yīng)向燃燒器內(nèi)通入空氣用于保護(hù)燃燒器的安全。焚硫爐二次風(fēng)的閥門不能全關(guān)，防止閥門全關(guān)后焚硫爐的高溫?zé)煔鈱?duì)補(bǔ)風(fēng)管和二次風(fēng)閥門造成損害。

4）在精制酸工序，由于蒸發(fā)器在通入蒸汽進(jìn)行蒸發(fā)作業(yè)與未進(jìn)行蒸發(fā)作業(yè)時(shí)，設(shè)備回流的發(fā)煙硫酸的量不同，發(fā)煙硫酸的黏度也不同，應(yīng)重點(diǎn)關(guān)注其對(duì)回流通暢度的影響。