一种中压法生产稀硝酸的工艺
阅读说明：本技术 一种中压法生产稀硝酸的工艺 (Process for producing dilute nitric acid by medium-pressure method ) 是由 李永鹏 左怀玉 杨文宝 武晋强 于 2021-09-13 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种中压法生产稀硝酸的工艺,属于全中压法稀硝酸制备技术领域。本发明是0.17～0.65MPa成品酸浓度可达55～65%的高效低排放工艺方法。所述方法包括：氧氨比1.85～2.0,尾气中O-(2)含量5.1～5.5%及二次空气分步加入提高冷凝酸的浓度至45～55%,吸收塔入口总氧化度90～98%,“夹点”分析法优化系统换热网,充分回收冷、热量。本发明针对全中压法工艺主要通过换热网优化提高其能量利用率,解决其能耗高及有效能低的问题,同时提高了酸成品的浓度及设备寿命,降低了装置投资及尾气处理费用。(The invention discloses a process for producing dilute nitric acid by a medium-pressure method, belonging to the technical field of preparation of dilute nitric acid by a full medium-pressure method. The invention relates to a high-efficiency low-emission process method with the concentration of finished acid of 55-65% under 0.17-0.65 MPa. The method comprises the following steps: oxygen-ammonia ratio of 1.85-2.0, and O in tail gas 2 The content is 5.1-5.5%, secondary air is added step by step to improve the concentration of condensed acid to 45-55%, the total oxidation degree of an inlet of the absorption tower is 90-98%, and a system heat exchange network is optimized by a 'pinch point' analysis method to fully recover cold and heat. Aiming at the full medium-pressure process, the invention mainly improves the energy utilization rate through the optimization of the heat exchange network, solves the problems of high energy consumption and low effective energy, simultaneously improves the concentration of acid finished products and the service life of equipment, and reduces the equipment investment and the tail gas treatment cost.)
技术领域
本发明涉及一种中压法生产稀硝酸的工艺，属于硝酸制造领域。
背景技术
稀硝酸工业生产方法是以液氨为原料，采用空气氧化生产一氧化氮再经氧化后生成二氧化氮，然后用水吸收二氧化氮生成稀硝酸，最后进行漂白脱气后生成成品酸。
氨氧化及氮氧化物吸收压力可以相同也可以不同，可以在低压（＜0.17MPa）下进行，也可以在中压（0.17~0.65MPa）及高压（0.65~1.3MPa）下进行。典型的生产工艺有双低压/中压法（L/M），单中压/中压法（M/M），双中压/高压法（M/H）及单高压/高压法（H/H）。随着生产规模的扩大，对成品酸浓度及运行经济性要求的提高及对尾气氮氧化物排放的限制，目前双中压/高压法（M/H）已成为发展主流，同时由于单中压/中压（M/M）工艺具有投资省、中小规模适应性强、成品的浓度适中等优点，成为市场的有效补充。
全中压法（M/M）技术一般采用0.45MPa氧化压力，副产2.5MPa以下蒸气，预热尾气回收氮氧化物热量，双塔吸收及漂白后生产成品酸。该工艺存在如下问题：
（1）由于NO氧化压力偏低，其吸收塔入口氧化度只有68%左右，造成吸收容积系数大；采用双塔串联方式后增加投资，塔内氧化反应热无法利用，造成热量损失；
（2）快速冷却器前氧化度不够，仅形成25%左右的稀硝酸，造成设备严重腐蚀；
（3）能量利用不尽合理，能耗高，尤其高温有效能损失大；
（4）尾气NOx含量高，处理费用大。
中国专利CN207435029U公开了一种中压氮氧化物生产稀硝酸的系统，通过尾气强化加热来提高尾气透平回收功率以降低装置电耗，其缺点是以牺牲付产蒸汽作为代价，并未解决吸收塔容积系数大、设备腐蚀严重、能量利用率低及有效能损失大等问题。中国专利CN106744746A公开了一种环保高效的硝酸生产方法，采取先氧化后冷却工艺，大幅度提高入吸收塔氧化度以解决吸收容积系数大及设备腐蚀问题，且利用二次空气热量部分改善了能量利用问题，但仍存在工业能耗高、有效能损失大的问题。
发明内容
本发明旨在提供一种中压法生产稀硝酸的工艺，仅涉及单中压/中压（M/M）或全中压法生产稀硝酸的技术。
本发明针对稀硝酸的生产工艺中的氧化热及不同温升，利用“夹点”技术进行系统热能分析，设计优化冷热换热网，强化中低温热能利用（尤其是NO氧化热）及冷量回收，整体降低系统能耗。
本发明提供的一种中压法生产稀硝酸的工艺，包括以下步骤：
（1）空气经空气过滤器、空气压缩机进入气氨预热器；
（2）液氨进入液氨蒸发器中，液氨由吸收塔低温循环冷却水及吸收液（脱盐水）加热，蒸出气氨，气氨经冷凝酸冷量回收及过滤后，气氨预热器被二次空气预热至120℃，与压缩后0.17~0.65MPa、220~280℃的空气在氨空混合器中混合，再经混合气精滤后进入氧化炉在850~950℃下进行氨氧化；
氨氧化过程中的氧氨摩尔比为1.85-2.0，氨的摩尔浓度为9.5~10.19%，氨氧化率96~97.5%；
（3）氨氧化反应后，NO混合气添加一定量的二次空气经废热锅炉、尾气第三预热器、锅炉给水加热器、快速冷却冷凝器和脱盐水预热器回收热量后，经快速冷却冷凝器冷却至40℃进入冷凝酸分离器产生冷凝酸，同时在冷凝酸分离器内加入剩余二次空气，加入二次空气的混合气进入氧化塔继续氧化NO至90~95%，然后经尾气第一预热器冷却至30~35℃进入吸收塔；在循环冷却水及低温水冷却下进行氧化吸收操作生产58~68%稀硝酸；再经气氨预热器冷却后的二次空气在漂白塔中进行漂白后形成成品酸；
步骤（3）中，两次加入二次空气的比例为10-20%：80-90%。
（4）吸收塔尾气经尾气第一预热器、尾气第二预热器及尾气第三预热器后，进入NOx还原反应器，经处理的尾气再经尾气透平及热回收后放空。
尾气第三预热器的NOx混合气出口温度260~325℃，氧化度23~38%；
尾气第三预热器后的尾气温度360~390℃，尾气透平热量回收效率45~72%。
脱盐水及蒸汽冷凝液经快速冷却冷凝器、脱盐水预热器加热后，进入脱氧槽处理，再经锅炉给水加热器加热后送废热锅炉产生高压过热蒸汽。
脱盐水及冷凝酸经液氨蒸发器及稀酸冷却器冷却后分别送入吸收塔顶部及中部进行吸收操作。
本发明的创新点如下：
（1）本发明将中压法操作压力扩展到0.17～0.65MPa，以满足不同环境及市场需求，并以不同压力通过分段补充二次空气而使冷凝酸浓度达到45～50%，电导率下降15～20%，减少快冷器（快速冷却冷凝器）的腐蚀，同时使吸收塔入口氧化度达到90～98%，减少吸收容积系数并提高成品酸浓度达58%~68%。
（2）本发明将快冷器高温冷却段改为脱盐水预热段，在控制混合气露点的条件下回收其氧化热，同时在此段后增加冷却酸喷淋段使气体快速冷却并饱和，通过冷凝酸电导率的下降及相界面的消失，防止界面腐蚀，同时减少由于冷凝酸的浓度提高而增加NOx溶解而对吸收塔的影响。
（3）本发明利用吸收塔出口20～25℃低温尾气作为冷却介质，采用高效热管换热器回收氧化塔的氧化热，可将入塔气（70～80℃）下降30～40℃，同时预热尾气达50～60℃，进一步提高吸收率及能量回收率。
（4）本发明利用液氨冷量预冷吸收塔顶吸收液（脱盐水）至10～15℃，将大幅度降低尾气中NOx含量至350～400ppm，降低处理费用。
（5）本发明利用气氨的10～12℃冷量，将冷凝酸从40℃降低到25~30℃，温度降低10～15℃，进一步提高吸收塔吸收及氧化率，同时进一步提高气氨预热温度。
（6）本发明从有效能利用入手，通过提高废锅副产蒸汽等级来达到高温有效能的大幅度提高，从目前的1.0～2.5MPa提高至4.0～10.0MPa，使有效能输出提高10～35%。
（7）本发明由于冷却酸浓度比传统浓度高10～20%，通过在冷凝酸分离器中进行第二次漂白，可直接输出45～55%及58～68%等级产品酸，可满足不同市场需求和产品酸浓度范围全覆盖。
本发明的有益效果：
本发明针对全中压法工艺主要通过换热网优化提高其能量利用率，解决其能耗高及有效能低的问题，同时提高了酸成品的浓度及设备寿命，降低了装置投资及尾气处理费用。通过该方法吸收塔容积利用系数可下降40~50%，显著降低了尾气中NOx的含量，快冷器腐蚀率大大下降，热量回收率可达75~85%，尾气能量回收率可达45~75%，单位热量有效能输出比传统工艺增加10 ~35%。
附图说明
图1为本发明硝酸的生产工艺流程图。
具体实施方式
下面通过实施例来进一步说明本发明，但不局限于以下实施例。
本发明的实施过程对应附图1的流程：包括氨氧化单元、热量回收及NO高温氧化单元、快冷及分离器、NO氧化塔及冷却单元、吸收塔及尾气处理单元；
所述氨氧化单元包括空气过滤器、空气压缩机、液氨蒸发器、稀酸冷却器、气氨预热器、氨空混合器、混合气精滤器、氧化炉；
所述热量回收及NO高温氧化单元包括尾气第三预热器、锅炉给水加热器；
所述快冷及分离器包括快速冷却冷凝器、氧化氮分离器；
所述NO氧化塔及冷却单元包括氧化塔、尾气第一预热器；
所述吸收塔及尾气处理单元包括吸收塔、尾气第一预热器、尾气第二预热器、尾气第三预热器、还原反应器、尾气透平、脱盐水预热器。
本发明提供的中压法生产稀硝酸的工艺，包括以下步骤：
（1）空气经空气过滤器、空气压缩机进入气氨预热器；
（2）气氨经冷凝酸冷量回收及过滤后，气氨预热器被二次空气预热至120℃，与压缩后0.17~0.65MPa、220~280℃的空气在氨空混合器中混合，再经混合气精滤后进入氧化炉在850~950℃下进行氨氧化；
氨氧化过程中的氧氨摩尔比为1.85-2.0，氨的摩尔浓度为9.5~10.19%，氨氧化率96~97.5%；
（3）氨氧化反应后，NO混合气添加一定量的二次空气经废热锅炉、尾气第三预热器、锅炉给水加热器、快速冷却冷凝器和脱盐水预热器回收热量后，经快速冷却冷凝器冷却至40℃进入冷凝酸分离器产生冷凝酸，同时在冷凝酸分离器内加入剩余二次空气，加入二次空气的混合气进入氧化塔继续氧化NO至90~95%，然后经尾气第一预热器冷却至30~35℃进入吸收塔；在循环冷却水及低温水冷却下进行氧化吸收操作生产58~68%稀硝酸；
步骤（3）中，两次加入二次空气的比例为10-20%：80-90%。
（4）经气氨预热器冷却后的二次空气在漂白塔中进行漂白后形成成品酸；
（5）吸收塔尾气经尾气第一预热器、尾气第二预热器及尾气第三预热器后，进入NOx还原反应器，经处理的尾气再经尾气透平及热回收后放空。
尾气第三预热器的NOx混合气出口温度260~325℃，氧化度23~38%；
尾气第三预热器后的尾气温度360~390℃，尾气透平热量回收效率45~72%。
脱盐水及蒸汽冷凝液经快速冷却冷凝器、脱盐水预热器加热后，进入脱氧槽处理，再经锅炉给水加热器加热后送废热锅炉产生高压过热蒸汽。
脱盐水及冷凝酸经液氨蒸发器及稀酸冷却器冷却后分别送入吸收塔顶部及中部进行吸收操作。
下面通过具体的操作来说明本发明的实施情况。
实施例1：
氨氧化单元控制氧氨比1.92，氨含量9.85%，氧化炉内温度860℃，压力0.45MPa，氨氧化率96.7%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例10%；使氧化炉出口氧含量达7.8%（V/V），尾气第三预热器的NOx混合气出口温度280℃，氧化度25%；锅炉给水加热器出口温度180℃，氧化度40%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度65%，冷凝酸浓度50%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度90%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度58%，尾气NOx含量550ppm，氧气含量5.5%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度380℃，尾气透平热量回收效率60%。
实施例2
氨氧化单元控制氧氨比2.0，氨含量9.5%，氧化炉内温度880℃，压力0.65MPa，氨氧化率96%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例10%；使氧化炉出口氧含量达7.5%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度325℃，氧化度38%；锅炉给水加热器出口温度240℃，氧化度55%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度75%，冷凝酸浓度55%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度98%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度65%，尾气NOx含量400ppm，氧气含量5.2%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度390℃，尾气透平热量回收效率72%。
实施例3
氨氧化单元控制氧氨比1.85，氨含量10.19%，氧化炉内温度850℃，压力0.17MPa，氨氧化率97.5%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例15%；使氧化炉出口氧含量达8.0%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度280℃，氧化度25%；锅炉给水加热器出口温度180℃，氧化度38%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度63%，冷凝酸浓度48%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度91%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度56%，尾气NOx含量600ppm，氧气含量5.8%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度360℃，尾气透平热量回收效率48%。
实施例4
氨氧化单元控制氧氨比1.92，氨含量9.85%，氧化炉内温度860℃，压力0.45MPa，氨氧化率96.7%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例15%；使氧化炉出口氧含量达7.8%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度300℃，氧化度30%；锅炉给水加热器出口温度200℃，氧化度42%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度70%，冷凝酸浓度53%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度93%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度59%，尾气NOx含量500ppm，氧气含量5.5%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度380℃，尾气透平热量回收效率62%。
实施例5
氨氧化单元控制氧氨比2.0，氨含量9.5%，氧化炉内温度880℃，压力0.65MPa，氨氧化率96%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例10%；使氧化炉出口氧含量达7.5%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度300℃，氧化度30%；锅炉给水加热器出口温度200℃，氧化度45%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度70%，冷凝酸浓度52%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度95%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度60%，尾气NOx含量500ppm，氧气含量5.2%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度390℃，尾气透平热量回收效率65%。
实施例6
氨氧化单元控制氧氨比1.92，氨含量9.85%，氧化炉内温度860℃，压力0.45MPa，氨氧化率96.7%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例20%；使氧化炉出口氧含量达7.8%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度320℃，氧化度35%；锅炉给水加热器出口温度210℃，氧化度45%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度72%，冷凝酸浓度55%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度95%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度60%，尾气NOx含量450ppm，氧气含量5.5%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度380℃，尾气透平热量回收效率65%。
实施例7
氨氧化单元控制氧氨比1.85，氨含量10.19%，氧化炉内温度850℃，压力0.17MPa，氨氧化率97.5%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例20%；使氧化炉出口氧含量达8.0%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度300℃，氧化度30%；锅炉给水加热器出口温度200℃，氧化度40%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度68%，冷凝酸浓度50%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度93%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度58%，尾气NOx含量550ppm，氧气含量5.8%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度360℃，尾气透平热量回收效率50%。
实施例8
氨氧化单元控制氧氨比2.0，氨含量9.5%，氧化炉内温度880℃，压力0.65MPa，氨氧化率96%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例10%；使氧化炉出口氧含量达7.5%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度315℃，氧化度35%；锅炉给水加热器出口温度220℃，氧化度50%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度72%，冷凝酸浓度53%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度96%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度62%，尾气NOx含量450ppm，氧气含量5.2%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度390℃，尾气透平热量回收效率68%。
实施例9
氨氧化单元控制氧氨比1.85，氨含量10.19%，氧化炉内温度850℃，压力0.17MPa，氨氧化率97.5%；热量回收及NO高温氧化单元，控制二次空气加入比例10%；使氧化炉出口氧含量达8.0%（V/V），尾气第三预热器NOx混合气的出口温度260℃，氧化度23%；锅炉给水加热器出口温度160℃，氧化度35%；快冷及分离器出口温度40℃，氧化度60%，冷凝酸浓度45%；NO氧化塔及冷却单元出口温度35℃，氧化度90%；吸收塔及尾气处理单元成品酸浓度55%，尾气NOx含量650ppm，氧气含量5.8%（v/v）。尾气第三预热器后的尾气温度360℃，尾气透平热量回收效率45%。
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