本发明属于烟气脱硫领域，具体涉及一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺。
背景技术：
SO2在大气中可被氧化成SO3，溶于水汽中形成二次污染物硫酸雾，对呼吸道附着和刺激作用更强，如果硫酸雾凝结成大颗粒，则遇冷下降形成酸雨。基于2010年气象条件，全国SO2、NOx、一次PM 2.5及NH3的环境容量估算值分别约为1360万吨、1260万吨、620万吨和630万吨；而2010年全国SO2实际排放量分别超过其环境容量估算值的66％，远超过大气环境容量。其中工业排放的烟气中释放的SO2占SO2总排放量比重较大，为了减少SO2排放量，越来越多的国家致力于研究烟气的脱硫工艺，以减少烟气中的SO2向大气中排放。
自20世纪50年代起，世界多国便开始研究脱硫技术，至今脱硫技术已达数百种。传统的烟气脱硫技术主要有石灰石/石膏法、钠碱法、氧化锌法、氨酸法等。如石灰石/石膏法，该方法主要步骤如下：烟气进入塔内后向上流过喷淋段，以逆流方式与喷淋下来的石灰石浆液接触，烟气中的SO2被石灰石浆液吸收并发生化学反应，在吸收塔下部反应池内被鼓入的空气强制氧化，最终生成石膏晶体，在吸收塔上部，脱硫后的烟气通过除雾器除去夹带的液滴后，从顶部离开吸收塔，最后进入烟囱。上述方法存在明显的缺点：系统多且复杂，其包含烟气系统、吸收塔系统、吸收剂制备系统、工艺水系统、石膏脱水系统、浆液排空及回收系统、压缩空气系统和电控系统；吸收剂输送系统、浆料制备系统复杂庞大，初期投资费用高；能耗和运行费用高，处理成本约为1500～2000元/吨SO2；占地面积大；磨损腐蚀现象较为严重；废水、废渣较难处理。如钠碱法也存在同样的问题，氢氧化钠法产生的废水含有Na2SO3、Na2SO4、NaOH等难以处理。再如有机胺吸收法，其是目前采用另一种烟气脱硫方式，该工艺以有机胺为吸收剂，采用低温吸收、高温解吸的方式，将烟气中的SO2富集后送入后续硫磺或硫酸制备工段，实现净化烟气的达标排放及硫资源的回收利用，在其解吸工段需消耗大量蒸汽(7～10t/t SO2)，成本高，此外，有机胺液价格昂贵，失效后处置较为困难(含有机氮、焚烧易导致二次污染问题)。上述方法在不同程度上存在着脱硫效率不高、运行费用昂贵、占地面积大、脱硫副产物回收利用难等问题，工业应用受到很大的限制。
为解决上述问题，中国专利文献CN200810140388.X公开的一种最终产品为硫酸的脱硫剂可再生的脱硫方法，包括待脱硫烟气的预处理、SO2的吸收、脱硫剂的解吸以及对SO2的回收与制取硫酸等步骤，其采用含氧量大于10％的热工艺气替代解吸塔的内生蒸汽、解吸能量主要由进入解吸塔的吸收液提供和由解吸塔排出的混合气中，SO2的体积百分比浓度控制在≥3％。上述方案中脱硫剂可再生，解决了脱硫副产物回收利用难的问题，降低成本。但是在上述方案中，是将含氧量10％的热工艺气替代热蒸汽解吸吸收了二氧化硫后的富液，虽然热工艺气中不含蒸汽，不会对解吸后的含二氧化硫的混合气中引入水分，但是由于热工艺气的输入温度高达100-400℃，当其对富液中的二氧化硫解吸时，还可以加热富液中水，使其蒸发与二氧化硫一同进入后续的制硫酸设备中，影响制硫酸，造成制备的硫酸质量不稳定，同时热工艺气的温度高达100-400℃，工艺气需要大量的热量使其温度保持在100-400℃范围内，能耗高，而且由于热工艺气的温度过高，对于设备的要求高，导致设备投资高，提高了成本。
技术实现要素：
因此，本发明要解决的技术问题在于克服现有技术中的烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺制备的硫酸产品质量不稳定、能耗高以及成本高的缺陷，从而提供一种硫酸产品质量稳定、能耗低和成本低的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺。
为此，本发明提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，包括如下步骤：
(1)将含SO2的烟气经贫硫吸收剂吸收净化，净化后的烟气排空，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，然后采用空气气提的方式对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸；
(2)回收步骤(1)中解吸SO2后的所述富硫吸收剂作为所述步骤(1)中的所述贫硫吸收剂用以吸收烟气中的SO2，解吸产生的富含SO2的解吸气经催化转化、冷却、冷凝后制备得到硫酸；
其中，所述吸收剂为聚乙二醇二甲醚。
优选的，所述烟气中SO2所占的体积分数为0.05-0.2％时，所述聚乙二醇二甲醚质量百分比为20-80％。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(2)中在制备硫酸之前还包括对解吸产生的富含SO2的解吸气进行稀释的步骤，即将所述解吸气经空气稀释至其中的SO2的质量浓度为3～20％，H2O的质量浓度为1～10％。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(2)中，所述解吸气在催化转化步骤中经含钒和/或铯的催化剂催化。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(2)中，所述解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，控制所述制酸催化反应器中的解吸气温度为300～600℃。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(2)中，经催化转化后的所述解吸气送入酸冷凝塔中进行冷凝，控制所述酸冷凝塔的温度为240～320℃，塔顶的温度为50～180℃。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(1)中，将含SO2的烟气送入所述吸收塔中，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂吸收净化，控制所述吸收塔塔釜的温度为20～80℃，塔顶净化烟气出口温度为20～80℃。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(1)中，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中进行解吸，控制所述解吸塔塔釜的温度为20～80℃，解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为20～80℃。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(1)中，所述含SO2的烟气在净化之前还包括将所述含SO2的烟气送入急冷塔中进行水洗、降温和除烟尘的步骤。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，所述含SO2烟气经急冷后温度为20～80℃，压力为0～100kPa。
所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(2)中，所述酸冷凝塔塔顶排出的气体送至所述急冷塔中。
本发明技术方案，具有如下优点：
(1)本发明所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，包括如下步骤：(1)将含SO2的烟气经贫硫吸收剂吸收净化，净化后的烟气排空，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，然后采用空气气提的方式对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸；(2)回收步骤(1)中解吸SO2后的所述富硫吸收剂作为所述步骤(1)中的所述贫硫吸收剂用以吸收烟气中的SO2，解吸产生的富含SO2的解吸气经催化转化、冷却、冷凝后制备得到硫酸；上述工艺通过采用聚乙二醇二甲醚作为吸收剂，所述聚乙二醇二甲醚不仅可再生，节约能源，克服脱硫副产物处理难以回收利用的问题，而且聚乙二醇二甲醚在解吸再生时无需使用高温蒸汽或高温工艺气来解吸，能耗低，同时也降低了对设备的要求，设备投资低，成本降低，而且通过上述工艺净化后的烟气中SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3，达到了排放标准，同时通过上述工艺可制得工业级硫酸，制备的硫酸质量分数为50～98％，硫酸质量稳定性高，与其它烟气脱硫工艺相比，适用范围更大，可将烟气中的SO2回收后制得更有价值的硫酸，不但变废为宝，净化后的烟气达标排放，而且不产生废水、废渣等二次污染、能耗较少、运行费用低，具有非常好的经济效益和社会效益。
(2)本发明所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，在所述步骤(2)中在制备硫酸之前还包括对解吸产生的富含SO2的解吸气进行稀释的步骤，即将所述解吸气经空气稀释至其中的SO2的质量浓度为3～20％，H2O的质量浓度为1～10％，使得制备的硫酸质量更稳定，更加适应于工业应用。
(3)本发明所述的从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，通过在所述步骤(2)中，所述解吸气在催化转化步骤中经含钒和/或铯的催化剂催化，使得解吸气中的可以带入水分也可以催化转化成SO3便于硫酸的制备。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是本发明实施例3-10中从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺流程图。
具体实施方式
实施例1
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，其中所使用的含SO2烟气，经测定该烟气的气量为10000kmol/h，温度为130℃，压力为30kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 69％，O2 6.5％，CO215％，SO2 0.05％，H2O 9.45％，所述工艺包括如下步骤：
(1)将含SO2的烟气送入所述吸收塔中，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂吸收净化，所述吸收剂为质量百分比为5％的聚乙二醇二甲醚，控制所述吸收塔塔釜的温度为95℃，塔顶净化烟气出口温度为90℃，净化后的烟气经所述塔顶净化烟气出口排放到空气中，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，在解吸过程中控制所述解吸塔塔釜的温度为90℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为89℃；
(2)所述解吸塔中解吸SO2后的所述富硫吸收剂再生成所述贫硫吸收剂，回收再生的所述贫硫吸收剂送入所述吸收塔中吸收烟气中的SO2，而解吸产生的富含SO2的解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，催化剂为含钒的催化剂，控制所述制酸催化反应器中的工艺气在温度280℃下催化转化，经催化转化后的所述解吸气经冷却送入酸冷凝塔中进行冷凝制备得到质量百分比为50％的硫酸，控制所述酸冷凝塔的温度为210℃，塔顶的温度为190℃。
经过上述工艺净化后的烟气经测定：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为85％。
实施例2
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，其中所使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为1000kmol/h，温度为110℃，压力为15kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 73％，O2 7.3％，CO2 10％，SO2 0.2％，H2O 9.5％，所述工艺包括如下步骤：
(1)将含SO2的烟气送入所述吸收塔中，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂吸收净化，所述吸收剂为质量百分比为98％的聚乙二醇二甲醚，控制所述吸收塔塔釜的温度为18℃，塔顶净化烟气出口温度为16℃，净化后的烟气经所述塔顶净化烟气出口排放到空气中，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，在解吸过程中控制所述解吸塔塔釜的温度为18℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为17℃；
(2)所述解吸塔中解吸SO2后的所述富硫吸收剂再生成所述贫硫吸收剂，回收再生的所述贫硫吸收剂送入所述吸收塔中吸收烟气中的SO2，而解吸产生的富含SO2的解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，催化剂为含铯的催化剂，控制所述制酸催化反应器中的解吸气在温度630℃下催化转化，经催化转化后的所述解吸气经冷却后送入酸冷凝塔中进行冷凝制备得到质量百分比为60％硫酸，控制所述酸冷凝塔的温度为350℃，塔顶的温度为200℃。
经过上述工艺净化后的烟气经测定，净化烟气中：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为88％。
实施例3
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为120℃，压力为20kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 71％，O2 7.2％，CO2 13％，SO2 0.1％，H2O 8.7％，所述工艺包括如下步骤：
(1)将含SO2烟气送进所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，经水洗、降温至30℃，除烟尘后进入所述吸收塔，经贫硫吸收剂吸收烟气中SO2，所述吸收剂为质量百分比为50％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的温度为40℃，塔顶净化气出口温度为38℃，所述吸收塔为板式塔，净化气从所述吸收塔顶排出，将所得的富硫吸收剂送入所述解吸塔，采用空气气提的方式将富硫吸收剂中的SO2解吸出来，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，其中所述解吸塔塔釜的温度为42℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为36℃，所述解吸塔为填料塔；
(2)解吸后得到的所述贫硫吸收剂返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为36℃，将所得的SO2质量浓度为24％的解吸气经空气稀释至SO2质量浓度为16％，H2O质量浓度为9％，随后送入制酸装置中催化转化，进入制酸催化反应器的解吸气温度为350℃，催化剂为含钒的催化剂，催化转化得到的SO3反应气经冷却后进酸冷凝塔的温度为250℃，所述酸冷凝塔塔顶气的温度为60℃，制得质量百分比为95％(w)的硫酸；催化反应器为固定床反应器，酸冷凝塔为填料塔。
经过上述工艺净化后的烟气经测定，净化烟气：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为99％。
实施例4
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为110℃，压力为15kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 73％，O2 7.4％，CO2 10％，SO2 0.1％，H2O 9.5％，所述工艺包括如下步骤：
(1)将含SO2烟气送进所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，经水洗、降温至45℃，除烟尘后进入所述吸收塔，经贫硫吸收剂吸收烟气中SO2，所述吸收剂为质量百分比为60％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的温度为45℃，塔顶净化气出口温度为42℃，所述吸收塔为填料塔，净化气从所述吸收塔顶排出，将所得的富硫吸收剂送入所述解吸塔，采用空气气提的方式将富硫吸收剂中的SO2解吸出来，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，其中所述解吸塔塔釜的温度为44℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为40℃，所述解吸塔为填料塔；
(2)解吸后得到的所述贫硫吸收剂返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为40℃，将所得的SO2质量浓度为18％的解吸气经空气稀释至SO2质量浓度为12％，H2O质量浓度为8％，随后送入制酸催化反应器中经催化转化，进入制酸催化反应器的解吸气温度为400℃，催化剂为含铯的催化剂，催化转化得到的SO3反应气经冷却后进酸冷凝塔的温度为270℃，酸冷凝塔塔顶气的温度为75℃，制得质量百分比为86％(w)的硫酸；催化反应器为固定床反应器，酸冷凝塔为填料塔。
经过上述工艺净化后的烟气经测定：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为98％。
实施例5
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为130℃，压力为30kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 69％，O2 6.4％，CO2 15％，SO2 0.1％，H2O 9.5％，所述工艺包括如下步骤：
(1)将含SO2烟气送进所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，经水洗、降温至55℃，除烟尘后进入所述吸收塔，经贫硫吸收剂吸收烟气中SO2，所述吸收剂为质量百分比为70％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的温度为55℃，塔顶净化气出口温度为53℃，所述吸收塔为填料塔，净化气从所述吸收塔顶排出，将所得的富硫吸收剂送入所述解吸塔，采用空气气提的方式将富硫吸收剂中的SO2解吸出来，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，其中所述解吸塔塔釜的温度为56℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为52℃，所述解吸塔为填料塔；
(2)解吸后得到的所述贫硫吸收剂返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为52℃，将所得的SO2质量浓度为12％的解吸气经空气稀释至SO2质量浓度为8％，H2O质量浓度为6％，随后送入制酸催化反应器中经催化转化，进入制酸催化反应器的解吸气温度为460℃，催化剂为含铯和钒的催化剂，催化转化得到的SO3反应气经冷却后进酸冷凝塔的温度为300℃，酸冷凝塔塔顶气的温度为90℃，制得质量百分比为70％的硫酸；催化反应器为固定床反应器，酸冷凝塔为填料塔。
经测定，净化后烟气中：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为97％。
实施例6
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为140℃，压力为35kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 72.7％，O2 6.6％，CO2 11％，SO2 0.1％，H2O 9.6％，所述工艺包括如下步骤：
(1)将含SO2烟气送进所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，经水洗、降温至70℃，除烟尘后进入所述吸收塔，经贫硫吸收剂吸收烟气中SO2，所述吸收剂为质量百分比为40％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的温度为65℃，塔顶净化气出口温度为64℃，所述吸收塔为填料塔，净化气从所述吸收塔顶排出，将所得的富硫吸收剂送入所述解吸塔，采用空气气提的方式将富硫吸收剂中的SO2解吸出来，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，其中所述解吸塔塔釜的温度为66℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为62℃，所述解吸塔为填料塔；
(2)解吸后得到的所述贫硫吸收剂返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为62℃，将所得的SO2质量浓度为18％的解吸气经空气稀释至SO2质量浓度为6％，H2O质量浓度为5％，随后送入制酸催化反应器中经催化转化，进入制酸催化反应器的解吸气温度为550℃，催化剂为含铯和钒的催化剂，催化转化得到的SO3反应气经冷却后进酸冷凝塔的温度为320℃，酸冷凝塔塔顶气的温度为110℃，制得质量百分比为55％的硫酸；催化反应器为固定床反应器，酸冷凝塔为填料塔。
经测定，净化后的烟气：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为96％。
实施例7
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为140℃，压力为35kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 72.7％，O2 6.6％，CO2 11％，SO2 0.1％，H2O 9.6％，包括如下步骤：
(1)将含SO2的烟气送入所述吸收塔中，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂吸收净化，所述吸收剂为质量百分比为20％的聚乙二醇二甲醚，控制所述吸收塔塔釜的温度为20℃，塔顶净化烟气出口温度为20℃，净化后的烟气经所述塔顶净化烟气出口排放到空气中，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，在解吸过程中控制所述解吸塔塔釜的温度为20℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为20℃；
(2)所述解吸塔中解吸SO2后的所述富硫吸收剂再生成所述贫硫吸收剂，回收再生的所述贫硫吸收剂送入所述吸收塔中吸收烟气中的SO2，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为20℃，而解吸产生的富含SO2的解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，催化剂为含钒和铯的催化剂，控制所述制酸催化反应器中的工艺气在温度300℃下催化转化，经催化转化后的所述解吸气送入酸冷凝塔中进行冷却、冷凝制备得到质量百分比为55％硫酸，控制所述酸冷凝塔的温度为240℃，塔顶的温度为180℃。
经测定，净化烟气中其它组分含量为：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为92％。
实施例8
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为120℃，压力为20kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 71％，O2 7.2％，CO2 13％，SO2 0.1％，H2O 8.7％，包括如下步骤：
(1)将所述含SO2的烟气送入急冷塔中进行水洗、降温和除烟尘，所述急冷塔采用填料塔或板式塔，所述含SO2烟气经急冷后温度为20℃，压力为0kPa，将上述含SO2的烟气送入所述吸收塔中，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂聚乙二醇二甲醚吸收净化，控制所述吸收塔塔釜的温度为80℃，塔顶净化烟气出口温度为80℃，净化后的烟气经所述塔顶净化烟气出口排放到空气中，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，在解吸过程中控制所述解吸塔塔釜的温度为80℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为80℃；
(2)所述解吸塔中解吸SO2后的所述富硫吸收剂再生成所述贫硫吸收剂，回收再生的所述贫硫吸收剂送入所述吸收塔中吸收烟气中的SO2，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为80℃，而解吸产生的富含SO2的解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，催化剂为含铯的催化剂，控制所述制酸催化反应器中的工艺气在温度600℃下催化转化，经催化转化后的所述解吸气经冷却送入酸冷凝塔中进行冷凝制备得到质量百分比为80％的硫酸，控制所述酸冷凝塔的温度为320℃，塔顶的温度为50℃。
经测定，净化烟气中其它组分含量为：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为95％。
实施例9
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为140℃，压力为35kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 72.7％，O2 6.6％，CO2 11％，SO2 0.1％，H2O 9.6％，包括如下步骤：
(1)将所述含SO2的烟气送入急冷塔中进行水洗、降温和除烟尘，所述急冷塔采用填料塔或板式塔，所述含SO2烟气经急冷后温度为80℃，压力为100kPa，将上述含SO2的烟气送入所述吸收塔中，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂聚乙二醇二甲醚吸收净化，控制所述吸收塔塔釜的温度为50℃，塔顶净化烟气出口温度为49℃，净化后的烟气经所述塔顶净化烟气出口排放到空气中，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，在解吸过程中控制所述解吸塔塔釜的温度为50℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为48℃；
(2)所述解吸塔中解吸SO2后的所述富硫吸收剂再生成所述贫硫吸收剂，回收再生的所述贫硫吸收剂送入所述吸收塔中吸收烟气中的SO2，返回所述吸收塔的贫硫吸收剂温度为48℃，而解吸产生的富含SO2的解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，催化剂为含钒和铯的催化剂，控制所述制酸催化反应器中的工艺气在温度450℃下催化转化，经催化转化后的所述解吸气经冷却送入酸冷凝塔中进行冷凝制备得到质量百分比为85％硫酸，控制所述酸冷凝塔的温度为280℃，塔顶的温度为115℃。
经过上述工艺净化后的烟气经测定：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为97％。
实施例10
本实施例提供了一种从烟气中回收二氧化硫制硫酸的工艺，流程如图1所示，本实施例中使用的含SO2烟气数据，经测定该烟气的气量为5000kmol/h，温度为140℃，压力为35kPa(G)，其中各组分体积百分比分别为：N2 72.7％，O2 6.6％，CO2 11％，SO2 0.1％，H2O 9.6％，包括如下步骤：
(1)将所述含SO2的烟气送入急冷塔中进行水洗、降温和除烟尘，所述急冷塔采用填料塔或板式塔，所述含SO2烟气经急冷后温度为50℃，压力为50kPa，将上述含SO2的烟气送入所述吸收塔中，所述吸收塔采用填料塔或板式塔，经所述吸收塔中的所述贫硫吸收剂吸收净化，控制所述吸收塔塔釜的温度为50℃，塔顶净化烟气出口温度为50℃，净化后的烟气经所述塔顶净化烟气出口排放到空气中，吸收SO2的所述贫硫吸收剂变成富硫吸收剂，将所述富硫吸收剂送入所述解吸塔中，所述解吸塔为填料塔或板式塔，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空气，空气经过所述富硫吸收剂，对所述富硫吸收剂中的SO2进行解吸，在解吸过程中控制所述解吸塔塔釜的温度为50℃，控制解吸SO2后的所述富硫吸收剂温度为50℃；
(2)所述解吸塔中解吸SO2后的所述富硫吸收剂再生成所述贫硫吸收剂，回收再生的所述贫硫吸收剂送入所述吸收塔中吸收烟气中的SO2，向解吸产生的富含SO2的解吸气中通入空气进行稀释，稀释至所述解吸气中的SO2的质量浓度为3～20％，H2O的质量浓度为1～10％，然后将稀释后的所述解吸气送入制酸催化反应器中进行催化转化，所述制酸催化反应器为固定床反应器，催化剂为含钒和铯的催化剂，控制所述制酸催化反应器中的工艺气在温度450℃下催化转化，经催化转化后的所述解吸气送入酸冷凝塔中进行冷却、冷凝制备得到质量百分比为99％硫酸，所述酸冷凝塔为填料塔，控制所述酸冷凝塔的温度为280℃，塔顶的温度为115℃。
经过上述工艺净化后的烟气经测定：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为99％。
对比例1
本实施例与实施例10相似，区别仅在于其所使用的贫硫吸收剂不同，其贫硫吸收剂由乙醇胺质量百分比为30％，聚乙二醇二甲醚质量百分比为45％和水质量百分比为35％组成。经过上述工艺制备得到质量百分数为40％的硫酸，净化后的烟气经测定：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为70％。
对比例2
本实施例与实施例10相似，区别仅在于其所使用的贫硫吸收剂不同，其贫硫吸收剂为CN105848757A中公开吸收剂说明书中的测试5中的溶液D，即由酰胺-Hep质量百分比为13％，聚乙二醇二甲醚质量百分比为20％和热稳定性盐(Dohep)HSS的1当量/摩尔,其余为水组成。经过上述工艺制备得到质量百分数为50％的硫酸，净化后的烟气经测定：SO2≤35mg/Nm3，酸雾≤20mg/Nm3；SO2的回收率为75％。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。