本发明涉及一种贫氧法制硫酸的工艺，属于无机化学技术领域。
背景技术：
目前，常用的硫酸生产工艺是接触制取法，通过转化吸收制取硫酸，其核心技术是在富氧状态下，以钒催化剂催化氧化so2生成so3及so3的吸收。因此，硫酸工业按基本生产工艺可分为一转一吸工艺和两转两吸工艺。一转一吸生产工艺因转化和吸收较低，故尾气中so2浓度较高，一般都在4000-7000mg/m3之间，两转两吸生产工艺的尾气中so2浓度较低，一般在600-1400mg/m3之间。
由于采用空气作为o2源，综合so2利用率及废气处理成本等因素，—转一吸硫酸生产工艺，so2的转化率一般为97％左右。一转一吸硫酸装置设有一座干燥塔和一座吸收塔，其开车和操作简单容易。然而，对于一转一吸排放的尾气，运用现有的处理方法处理后难以满足越来越严格的排放标准。为了保证so2高转化率，使氧过剩较多(空气中残留氧含量＞2％，o2过量30％以上)，碱消耗大，同时碱洗涤系统产生亚硫酸氢盐部分氧化为硫酸盐，得到亚硫酸氢盐、亚硫酸盐及硫酸盐溶液混合物无法利用而成固废，增加生产费用。
现在典型的硫酸生产工艺为两转两吸工艺，同样采用富氧技术。用o2将so2转化(氧化)为so3后，气体进吸收塔内与硫酸接触，除去三氧化硫后，再次升温进行第二次转化，同样再次进吸收塔内与硫酸接触，除去三氧化硫。这样两次so2的总转化率可达到99.7％。但两转两吸排放的尾气仍无法满足日益严格的排放标准，尾气吸收同样存在固废问题。
另外两转两吸工艺存在的缺陷也很明显：①增设中间吸收塔，转化其温度由高→低→高，整个系统热量损失大；②两次转化较一次转化增加了一台中间吸收塔及几台换热器，阻力比一次转化流程大；③两转两吸装置比一转一吸装置复杂，更难在环保达标的情况下开车等问题。
总之，目前应用较为广泛的两转两吸法以及一转一吸加现有硫酸尾气处理方法，存在的共同问题有一、尾气不能满足日益严格的二氧化硫排放标准；二、投资费用和能耗较高；三、不能很好的完成副产物资源化利用；四、工艺流程长等。
现有硫酸装置在酸吸收后的尾气温度一般是60-80℃左右，含水分小于0.1g/m3，换算成相对湿度为0.03％，可以看作是不含水分的干气体，是理想的干燥介质，但未得到充分利用而浪费能源。
us6342169，cn101274204，cn101829475，cn101264414等专利提出用离子液体吸收硫酸生产时未转化留在尾气中的so2，通过再生放出so2循环作制硫酸的原料，同时再生离子液体循环使用。但是尾气中的so2与离子液体中的碱反应生成亚硫酸盐，而亚硫酸盐与尾气中的氧反应生成硫酸盐，导致离子液体的消耗量增加而不经济，限制了离子液体在烟气脱硫方面的应用。
cn103432865a采用柠檬酸盐与有机胺，吸收剂具有发泡性小，粘度小，原料来源丰富，易购买，价格便宜。脱硫时具有高传质系数，气液流动无扰动，传质阻力小，脱硫率高，操作方便，操作弹性大，能在膜接触器中稳定运行。同时脱硫溶液不结垢，不堵塞，无腐蚀等优点。但是，上述使用有机胺盐水溶液作为吸收剂，废气处理时，不能有氧存在，也即对氧比较敏感，稳定性差，特别是高温环境下，有机胺盐水溶液极易氧化分解，氧化分解后的有机胺盐水溶液，一方面使吸收剂的吸附效率大幅降低或失效。需要添加抗氧剂等助剂来减少亚硫酸盐、有机胺的氧化，增加生产成本的同时，带来结盐、结垢等问题影响生产。
基于此，做出本申请。
技术实现要素：
针对现有硫酸生产方法中所存在的上述缺陷，以及硫酸厂排放的尾气不能满足日益严格的环境标准要求、废硫酸处置困难等问题，本申请提供一种工艺简单、成本低、资源综合利用、治理污染、环境效益和社会效益倶佳的贫氧法制硫酸工艺，它是一种将缩短硫酸生产工艺、硫酸尾气的离子液体处理过程融为一体的贫氧法制硫酸工艺方法。
为实现上述目的，本申请采取的技术方案如下：
一种贫氧法制硫酸的工艺，控制原料气中的so2与o2的摩尔比≤1:0.5，将so2进行催化转化，转化温度为350-600℃，转化气与吸收液接触形成硫酸，酸吸收后尾气中未转化的so2用离子液体吸收后尾气排出。
进一步的，作为优选：
上述过程还可以具体描述为：净化后的原料气送入转化器中，控制原料气中so2与o2的摩尔比≤1：0.5，原料气流经催化剂床层，在350-600℃、催化剂作用下so2转化为so3；转化器排出的转化气进入so3吸收塔与吸收液直接接触，so3生成硫酸，酸吸收后剩余尾气排出至so2离子液体吸收塔，该尾气中的so2转化为亚硫酸盐或亚硫酸氢盐溶液，该亚硫酸盐或亚硫酸氢盐溶液经加热生成so2气体和离子液体；形成的so2气体经干燥后作为成品使用，或返回原料气去转化器继续转化；离子液体则循环作尾气的吸收液；而离子液体吸收后尾气达标排放,或者经碱液深度脱硫处理后做氮气产品出售。
所述的原料气中so2与o2的物质的量总比例为1：(0.4～0.5)。
所述的离子液体为在室温或室温附近温度下呈液态的由离子构成的物质，如室温离子液体、室温熔融盐、有机离子液体；优选为有机阳离子和无机或有机阴离子构成，有机胺盐离子、季铵盐离子、季鏻盐离子、咪唑盐离子和吡咯盐离子等，可以是它们的一种或多种的混合物，如：三乙胺、二甲双胍、五甲基二乙烯基三胺、甲基乙醇胺、叔丁胺基乙氧基乙醇中的一种或多种的混合物，离子液体也可选用有机铵盐与酸的混合物，如丁二酸与三乙胺，二甲双胍与乳酸，五甲基二乙烯基三胺、甲基乙醇胺与硫酸，叔丁胺基乙氧基乙醇与哌嗪阳离子、so4-2、碱式碳酸铜。
所述的离子液体中可添加抗氧剂，抗氧剂的添加量满足：0.1％≥抗氧剂添加量≥0。更优选的，所述的抗氧剂为酚、胺等。常规的制备工艺中，由于氧含量偏高，因此必须添加抗氧剂来防止亚硫酸氧化的，但本工艺为贫氧工艺，尾气中氧含量很低，因此加工过程中，无需使用抗氧剂或抗氧剂用量很少。
上述方案为离子液体进行吸收的贫氧法制硫酸的工艺，即采用o2与so2的物质的量比小于0.5：1的反应工况，使氧气达到高转化率，尾气中控制较低氧含量，来防止或减少亚硫酸盐类的氧化，尾气中过剩so2则通过离子液体吸收生成亚硫酸盐类产物，再经加热回收so2，并得到再生的离子液体。同时实现缩短硫酸生产流程，并使尾气得到治理的目的。
同时，本申请还提供了一种采用碱吸收的贫氧法制硫酸工艺，控制原料气中的so2与o2的摩尔比≤1:0.5(优选为1:0.4-0.5)，将so2进行催化转化，转化温度350-600℃，转化气与吸收液接触形成硫酸，酸吸收后尾气中未转化的so2用碱溶液吸收转化为盐溶液后，碱吸收后尾气排出。
其中，作为优选：
所述的盐溶液为亚硫酸盐或亚硫酸氢盐。
所述的亚硫酸盐或亚硫酸氢盐浓缩后做产品，或加入硫酸，使之转化为硫酸盐和so2。
所述的亚硫酸盐或亚硫酸氢盐为碱金属盐溶液时，排除尾气达标排放或经碱液深度脱硫后作氮气产品；所述的盐溶液为氨盐溶液时，排除尾气达标排放或尾气经硫酸吸收逃逸氨气后排放。
所述的回收硫酸是使用硫酸过程后回收、废弃的硫酸。
上述过程还可以具体描述为：净化后的原料气送入转化器中，控制原料气中so2与o2的摩尔比≤1：0.5，原料气流经催化剂床层，在350-600℃、催化剂作用下so2转化为so3；转化器排出的转化气进入so3吸收塔与吸收液直接接触，so3生成硫酸，酸吸收后剩余尾气排出至so2碱液吸收塔，该尾气中的so2转化为亚硫酸盐或亚硫酸氢盐溶液，该亚硫酸盐或亚硫酸氢盐溶液可以进一步浓缩、干燥后作亚硫酸盐产品，或加入硫酸，形成硫酸盐溶液和so2气体；形成的so2气体经干燥后作为成品使用，或返回原料气去转化器继续转化。
其中，所述的硫酸盐溶液为碱金属硫酸盐溶液或硫酸铵溶液，当该硫酸盐为碱金属硫酸盐时，碱吸收后尾气达标排放,或者经碱液深度脱硫处理后做氮气产品出售；当该硫酸盐溶液为硫酸铵溶液时，氨吸收后尾气达标排放，或进入酸性吸收塔吸收逃逸的氨气后达标排放，也可进一步处理后作氮气。
碱液吸收的第二种方案在实现贫氧法制硫酸的同时，还实现了尾气治理、废硫酸综合利用，主要包括以下工艺步骤：
(1)将经净化处理后的原料气送入转化器过程中，控制原料气中so2与o2的物质的量总比例为1：(0.4～0.5)，原料气流经高温催化剂床层，将so2在催化作用下转化为so3，转化反应温度为350-600℃，充分转化后排出。
(2)从转化器排出的转化气进入so3吸收塔与吸收液直接接触，转化气中的三氧化硫与吸收液中的水接触反应生成硫酸，经充分吸收反应后，得到产品硫酸，酸吸收后尾气分别排出。
(3)将酸吸收后尾气送入吸收so2的碱吸收塔，将该尾气中的so2用碱液吸收转化为亚硫酸盐或亚硫酸氢盐，该盐溶液在吸收过程中同时得到浓缩，得到的溶液流出到下一道工序(4)，碱吸收后尾气进入(6)。
(4)进一步浓缩、干燥后得到亚硫酸盐产品，或往亚硫酸盐溶液加入回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)，生成硫酸盐溶液和so2气体。
(5)so2气体经浓硫酸干燥后得so2气体产品，或将so2气体返回到(1)，与净化处理后的原料气混合后去转化炉进一步转化。
(6)当回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)生产的盐为碱金属硫酸盐时，经(3)处理的尾气达标排放或进入(7)；当利用回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)生产硫酸铵时，经(3)处理的尾气达标排放，或再进入由回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)调制的稀酸性吸收塔吸收逃逸的氨气后排放或进入(7)。
(7)由(6)排出的尾气经碱液深度脱硫处理后作氮气产品出售。
上述两种方案中，均是利用贫氧法生产硫酸，即采用o2与so2的物质的量比小于0.5：1的反应工况，使氧气达到高转化率，尾气中控制较低氧含量，来防止或减少亚硫酸盐类的氧化，尾气中过剩so2则通过离子液体进行吸收，或者通过碱吸收生成亚硫酸盐类产品，再结合废硫酸无害化制盐的特点，将亚硫酸盐与废硫酸反应回收so2，得到硫酸盐。同时，也可实现硫酸生产中尾气治理与废硫酸无害化制盐的目的，从而降低各自的处理成本。
其中，所提供的第二套方案种，回收硫酸参与了反应进程，因此还兼具了回收硫酸的综合利用，由于当前废硫酸量大，允许吸收的so2量就大，这就使硫酸生产过程不需要要求so2高的转化率，使硫酸生产可以采用低氧含量转化工艺(即贫氧法制硫酸工艺)，从而保证亚硫酸盐不被进一步氧化为硫酸盐的同时，贫氧法制硫酸可以采用流程较短的工艺如一转一吸生产工艺，可以减少设备投资，提高能源利用率，使硫酸生产成本大幅降低。
综上，本申请的有益效果具体体现在：
①缩短了硫酸生产工艺流程，并可优先选用一转一吸工艺，降低硫酸生产成本，提高能源、资源利用率。
②进转化工段的物料配比采用so2过量，提高氧气的转化率。一转(so2→so3)一吸(so3→h2so4)后的气体经离子液体处理或碱液吸收后完成后处理，具体来讲，在第一种方案中，气体先进行离子液体吸收处理后尾气实现达标排放，尾气也可用于制氮气，同时得到离子液体的亚硫酸盐。加热离子液体的亚硫酸盐得到so2并再生离子液体，其中的so2干燥后得到so2产品出售，或返回一段转化炉作原料转化为so3；而在第二种方案中，气体则先进行碱吸收处理后尾气实现达标排放(可实现超低排放)，也可用于制氮气，同时得到亚硫酸盐。将亚硫酸盐与废硫酸反应得到硫酸盐和so2，其中的so2干燥后得到so2产品出售，或返回一段转化炉作原料转化为so3；硫酸盐经适当精制后做产品出售；
③离子液体的亚硫酸盐被氧化为硫酸盐的量降低，装置结盐减少，离子液体中有机胺被氧化的量也大幅降低，从而离子液体的消耗量降低，并且可节约抗氧剂的使用；用碱吸收处理尾气，可以将尾气中so2降到很低，可以做到超低排放如50mg/nm3以下。
④在第二种方案中，其利用硫酸生产酸吸收后尾气的干燥作用，使稀硫酸盐溶液干燥能耗大幅降低，也使废硫酸综合利用成为可能。整个硫酸生产、尾气治理、硫酸盐生产及废硫酸综合利用过程有机地结合，实现清洁、高效、低能耗、低排放众多清洁化生产。
具体实施方式
实施例1：不同so2与o2摩尔比对处理效果的影响
在so2与o2反应转化为so3过程中，常规的做法是采用o2过量，而本申请则是以so2过量的方式进行硫酸的加工生成，以下以不同摩尔比进行试验，以确定不同so2与o2摩尔比对处理效果的影响。
以碱液吸收的方案为例，本实施例的制备过程如下：
(1)净化后的原料气送入转化器中，控制原料气中so2与o2的摩尔比分别控制在＞1:0.5(本实施例中选用1:1、1:0.8两个点进行试验)、1:0.5、＜1:0.5(本实施例选用1:0.49、1:0.47、1:0.45、1:0.43、1:0.4、1:0.3、1:0.2七个点进行试验)三个区间进行实验，原料气流经高温催化剂床层，控制转化温度为420℃，将so2转化为so3，充分转化后排出。
(2)从转化器排出的转化气进入so3吸收塔与吸收液直接接触，转化气中的so3与吸收液中的水接触反应生成硫酸，经充分吸收反应后，得到产品硫酸，剩余酸吸收后尾气分别排出。
(3)酸吸收后尾气送入so2的碱液吸收塔，将尾气中的so2转化为亚硫酸盐或亚硫酸氢盐溶液，该亚硫酸盐或亚硫酸氢盐可进一步干燥后做产品；或在该溶液中加入回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)，生成硫酸盐溶液和so2气体；so2气体经浓硫酸干燥后作为so2成品使用或将so2返回至步骤(1)，与净化处理后的原料气混合后去转化炉转化。
其中，亚硫酸盐或亚硫酸氢盐为碱金属盐溶液时，转化为亚硫酸盐或亚硫酸氢盐，碱吸收后的尾气达标排放或进一步处理后作氮气产品；当亚硫酸盐或亚硫酸氢盐为铵盐时，氨吸收后的尾气达标排放，或再进入由硫酸/废硫酸调制的稀酸性吸收塔吸收逃逸的氨气后排放，或进一步处理后作氮气产品。
(4)酸吸收后的尾气温度为60-80℃，含水分小于0.1g/m3，该尾气可用于亚硫酸盐/硫酸盐等溶液的蒸发脱水，以降低硫酸或废硫酸制盐的能耗。
在转化炉中，so2与o2转化为so3是一个平衡反应，so2和o2的比例决定尾气中so2和氧的含量。本实施例对上述不同摩尔比状态下的反应进行测试，结果表明：当o2与so2的物质的量比大于0.5：1时，so2转化为so3的转化率高，这是现有硫酸生产过程中所追求的，其目的是实现尾气中低so2含量，但即使采用两转两吸工艺，尾气中残留的so2含量依然高达600-1400mg/m3，因此，这种状态下，虽然可以达到很高的转化率，但尾气中残留的so2含量较高，不能达到环保要求，需要碱吸收等后续环保治理后才能达标排放。采用贫氧技术，即当so2与o2的摩尔比为1:0.4-1:0.5，其o2转化率可达很高，尾气中的o2含量低，so2与碱作用生产的亚硫酸盐类不会被进一步氧化，so2与碱作用产物可干燥后得到亚硫酸盐产品或返回转化器中再次转化，碱吸收so2效率高，碱吸收尾气可直接达标排放；合成过程中形成的亚硫酸盐或亚硫酸氢盐可以作产品，也可以通过回收硫酸(包括稀硫酸、废硫酸等)进行转化，形成回收品硫酸盐产品，还可以将该硫酸盐经过精制后，与氢氧化钙水溶液反应生成氢氧化钠溶液循环去做so2吸收液，生成的石膏产品可以直接出售。当继续降低摩尔比，当so2与o2的摩尔比＜1:0.4时，虽然可以达到更低的o2含量，但整体上亚硫酸盐被氧化的量已很小、变化不明显，并且so2由于转化率进一步降低，so2循环量大增而不适合工业生产的成本要求。
因此，so2和o2的摩尔比适合控制在1:0.4-1:0.5，此时，转化率、尾气中so2的含量、回收品硫酸盐的使用各方面均达到最佳配置，处理过程中硫元素几乎没有流失；并且，最终排放的尾气中so2的含量低于50mg/nm3，可以直接排放；在合成过程中，可以常规一转一吸生产线作为基本生产线，然后将本申请的低so2/o2摩尔比反应条件应用于该设备上，即可进行硫酸的加工和制备，具有流程短、氧气转化率高的优点。酸吸收后尾气温度控制在60-80℃，其相对湿度在0.03％左右，可作为干燥介质使用，在本申请制备过程中，将其用于干燥(汽化)盐溶液，可有效降低回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)制盐生产中能源消耗，因此可将回收的回收硫酸(稀硫酸、废硫酸等)综合利用成为可能。整个硫酸生产、尾气治理、硫酸盐生产、废硫酸综合利用过程有机的结合，实现清洁、高效、低能耗、低排放众多清洁生产。
上述规律也适用于离子液体吸收的贫氧法制硫酸。
实施例2：离子液体吸收
本实施例一种贫氧法制硫酸的工艺，以硫铁矿制酸作为原料，即原料气为硫铁矿焙烧气。原料气经净化处理后送入转化器(经各步原料气中so2与o2总的物质的量的比为1：0.5)。在钒系催化剂的催化作用下，使原料气中的so2经多段转化，并且最后一段的出口温度为420℃下转化为so3(so2转化率为95.3％，氧气转化率为95.3％)。从转化器排出的转化气进入硫酸吸收塔，使转化气中的so3与水接触反应生成产品硫酸，剩余尾气分别排出。
尾气中的so2含量为12000mg/nm3，气量为60000nm3/h，氧含量为6000mg/nm3，温度为65℃左右。将该尾气送入离子液体吸收塔，所用吸收液以蒸馏水为溶剂，其中丁二酸与三乙胺的摩尔量之比为1:2，吸收后排放尾气中so2的质量体积浓度约239mg/nm3，温度60℃，该尾气已达到超低排放标准。离子液体吸收出塔富液中硫酸根含量为0.1％，将离子液体吸收出塔富液加热到150℃，解析出so2返回作原料，再生得到的离子液体循环作so2吸收剂。
对比例1
参照cn101264414形成对比实施例1，以硫铁矿制酸，即原料气为硫铁矿焙烧气。原料气经净化处理后送入转化器(经各步原料气中so2与o2总的物质的量的比为1：0.6)。在钒系催化剂的催化作用下，使原料气中的so2经多段转化，并且最后一段的出口温度为420℃下转化为so3(so2转化率为96.9％，氧气转化率为93.3％)。从转化器排出的转化气进入硫酸吸收塔，使转化气中的so3与水接触反应生成产品硫酸，剩余尾气分别排出。
尾气中的so2含量为9900mg/nm3，气量为60000nm3/h，氧含量为35000mg/nm3，温度为65℃左右。将该尾气送入离子液体吸收塔，所用吸收液以蒸馏水为溶剂，其中丁二酸与三乙胺的摩尔量之比为1:2，吸收后排放尾气中so2的质量体积浓度约203mg/nm3，温度60℃，该尾气已达到超低排放标准。离子液体吸收出塔富液中硫酸根含量为3.4％，将离子液体吸收出塔富液加热到150℃，解析出so2返回作原料，再生得到的离子液体循环作so2吸收剂。
实施例3-5：离子液体吸收
实施例3-5与实施例1的设置和工作原理相同，调整离子液体的构成，形成实施例3-5；对比尾气浓度和硫酸盐含量，并以不同的参考专利为基础，分别形成对比例2-4，实验结果见表1。
表1不同离子液体构成下的效果对照表
以上表中，％为质量百分比。
通过实施例2-5可以看出，采用本申请制备工艺，不仅可缩短了硫酸生产工艺流程，其工艺可优先选用一转一吸工艺，降低硫酸生产成本，提高能、资源利用率；同时，进转化工段的物料配比采用so2过量，提高氧气的转化率，降低了尾气中的氧含量。一转(so2→so3)一吸(so3→h2so4)后的气体先进行离子液体吸收处理后尾气实现达标排放，尾气也可用于制氮气，同时得到离子液体的亚硫酸盐。加热离子液体的亚硫酸盐得到so2并再生离子液体，其中的so2干燥后得到so2产品出售，或返回一段转化炉作原料转化为so3。
对比例1-4是在相关专利的基础上，采用本申请的离子液体，通过其与相应实施例的对比可以看出，采用本申请的离子液体构成，虽然其为为其浓度可以大幅降低，且远远低于其原始方案(即所参考的专利)，但硫酸盐含量偏低，而这正是基于本申请工艺流程的贡献，即采用本申请的工艺流程，离子液体的亚硫酸盐被氧化为硫酸盐的量降低，装置结盐减少，离子液体中有机胺被氧化的量也大幅降低，从而离子液体的消耗量降低，并且可节约抗氧剂的使用，而对比例以及参考专利均需要添加抗氧剂。
实施例6-9分别以硫磺制酸、硫铁矿制酸、冶炼烟气制酸过程中产生的原料气进行碱液吸收贫氧法制硫酸工艺的具体阐述。
实施例6：碱液吸收
本实施例为硫磺制酸，即原料气为硫磺焙烧气。原料气经净化处理后送入转化器(控制原料气中so2与o2物质的量的总比例为1：0.45)。在钒系催化剂的催化作用下，使原料气中的so2经多段转化，并且最后一段的出口温度为410℃下转化为so3(so2转化率为94.5％，氧气转化率为98.2％)。从转化器排出的转化气进入硫酸吸收塔，使转化气中的so3与水接触反应生成产品硫酸，剩余尾气分别排出。尾气中的so2含量为16000mg/nm3，气量为30000nm3/h，氧含量为1100mg/nm3，温度为85℃左右。将该尾气送入碱吸收塔，所用吸收液(硫酸钠15％、亚硫酸钠4％，碳酸钠1％，温度40℃)，吸收后排放尾气中so2的质量体积浓度约18mg/nm3，温度40℃，相对湿度为85％，该尾气已达到超低排放标准，也可以用作制备氮气。碱吸收塔出塔富液(硫酸钠15％、亚硫酸钠7％(含亚硫酸氢钠)，温度40℃)。出塔富液部分与碱混合后作循环吸收液吸收so2，部分进so2再生反应釜，与染料生产产生的废硫酸反应，得到硫酸钠溶液，进一步浓缩、精制后得到元明粉产品。
实施例7：碱液吸收
本实施例为硫铁矿制酸，即原料气为硫铁矿焙烧气。原料气经净化处理后送入转化器(经各步原料气中so2与o2总的物质的量的比为1：0.5)。在钒系催化剂的催化作用下，使原料气中的so2经多段转化，并且最后一段的出口温度为420℃下转化为so3(so2转化率为95.3％，氧气转化率为95.3％)。从转化器排出的转化气进入硫酸吸收塔，使转化气中的so3与水接触反应生成产品硫酸，剩余尾气分别排出。尾气中的so2含量为12000mg/nm3，气量为60000nm3/h，氧含量为6000mg/nm3，温度为65℃左右。将该尾气送入碱吸收塔，所用吸收液(硫酸铵10％、亚硫酸铵8％，氨水2％，温度40℃)，吸收后排放尾气中so2的质量体积浓度约48mg/nm3，温度40℃，相对湿度为80％，该尾气已达到超低排放标准，也可以用作制备氮气。碱吸收塔出塔富液(硫酸铵10.3％、亚硫酸铵9.2％，温度40℃)。出塔富液部分与碱混合后作循环吸收液吸收so2，部分进so2再生反应釜，与苯硝化产生的废硫酸反应，得到硫酸铵溶液，进一步浓缩、精制后得到硫酸铵产品。
实施例8：碱液吸收
本实施例为冶炼烟气制酸，即原料气为冶炼烟气。原料气经净化处理后送入转化器(控制原料气中so2与o2总的物质的量的比为1：0.495)。从一次转化器排出的转化气进入硫酸吸收塔，使转化气中的so3与水接触反应生成产品硫酸，剩余尾气分别排出。尾气中的so2含量为13000mg/nm3，气量为30000nm3/h，氧含量为900mg/nm3，温度为65℃左右。将该尾气送入碱吸收塔，所用吸收液(硫酸钠15％、亚硫酸钠4％，碳酸钠1％，温度40℃)，吸收后排放尾气中so2的质量体积浓度约15mg/nm3，温度40℃，相对湿度为85％，该尾气已达到超低排放标准，也可以用作制备氮气。碱吸收塔出塔富液(硫酸钠15.8％、亚硫酸钠7％(含亚硫酸氢钠)，温度40℃)。出塔富液部分与碱混合后作循环吸收液吸收so2，部分进so2再生反应釜，与烷基化产生的废硫酸反应，得到硫酸钠溶液经适当精制后，与氢氧化钙水溶液反应，生成氢氧化钠溶液循环作so2的吸收液，生成的石膏产品出售。
实施例9：碱液吸收
本实施例为硫磺制酸，即原料气为硫磺焙烧气。原料气经净化处理后送入转化器(控制原料气中so2与o2总的物质的量的比为1：0.495)。经两转两吸后剩余尾气分别排出。尾气中的so2含量为1000mg/nm3，气量为30000nm3/h，氧含量为150mg/nm3，温度为85℃左右。将该尾气送入碱吸收塔，所用吸收液(亚硫酸钠10％，氢氧化钠1％，温度40℃)，吸收后排放尾气中so2的质量体积浓度约＜2mg/nm3，温度40℃，相对湿度为85％，该尾气已达到超低排放标准，也可以用作制备氮气。碱吸收塔出塔富液(亚硫酸钠12％，温度40℃)。出塔富液部分与碱液混合后作循环吸收液吸收so2，部分进一步脱水后作亚硫酸钠产品出售。