本发明涉及烟气脱硫技术领域，更具体地说，涉及一种火法炼铜的烟气脱硫方法和烟气脱硫系统。
背景技术：
目前，铜的冶炼以火法冶炼为主，其产量占世界铜总产量的85％。火法炼铜包括熔炼、吹炼和精炼等工艺步骤。每个步骤都将产生含硫烟气，特别是熔炼烟气和吹炼烟气。其中，熔炼烟气中含有体积浓度高达20％～30％的so2以及1000～5000ppm的so3，吹炼烟气中含有体积浓度高达10％～20％的so2以及1000～5000ppm的so3。经余热回收、除尘后的高硫烟气，通常采用烟气制酸工艺回收烟气中的硫，低浓度so2的烟气再利用湿法脱硫等脱硫工艺处理后排放。
但是，一些国家和地区，对硫酸等产品需求量较小，即对脱硫副产物需求量较小，再加上对外销售、运输和管理成本较高，导致销售效益较差，使得当地获得的脱硫副产物无法得到有效处理，只能作为废物处置，不仅带来巨大的处理费用，而且也存在严重的安全隐患和风险。
而常规的干式脱硫除尘工艺，以循环流化床干法脱硫塔为核心，可以脱除so2、so3、hcl、hf、粉尘、二噁英、汞等多种污染物，已经广泛应用于火电厂、烧结机等领域。但是，干式脱硫除尘工艺的经济脱硫效率较低，无法满足火法炼铜工艺中高硫烟气的排放要求。
综上所述，如何对火法炼铜工艺所产生的烟气进行脱硫，以避免脱硫副产物无法消纳，同时能够满足火法炼铜工艺的烟气排放要求，是目前本领域技术人员亟待解决的问题。
技术实现要素：
本发明的目的是提供一种火法炼铜的烟气脱硫方法，以避免产生无法消纳的脱硫副产物，同时能够满足火法炼铜工艺的烟气排放要求。本发明的另一目的是提供一种火法炼铜的烟气脱硫系统。
为了实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
一种火法炼铜的烟气脱硫方法，包括步骤：
采用高温流化床反应器和流化床脱硫塔依次对烟气进行脱硫，
采用第一换热器回收所述烟气的余热；
其中，所述高温流化床反应器和所述流化床脱硫塔的脱硫吸收剂均为钙基脱硫吸收剂，所述第一换热器串接在所述高温流化床反应器和所述流化床脱硫塔之间。
优选地，所述高温流化床反应器的脱硫吸收剂为石灰石，所述高温流化床反应器的钙硫比为1.1～1.2；
所述流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为消石灰和/或电石渣；当所述流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为消石灰时，所述流化床脱硫塔的钙硫比为1.2～1.4。
优选地，将所述高温流化床反应器和所述流化床脱硫塔的脱硫副产物输送至石灰石矿，进行矿区回填复垦。
优选地，所述流化床脱硫塔至少为两个且依次串接，采用第二换热器回收所述烟气的余热，所述第二换热器串接于相邻的两个所述流化床脱硫塔之间。
优选地，所述流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔；
当所述二级流化床脱硫塔的入口so2浓度不大于1000mg/nm3时，所述二级流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为所述高温流化床反应器和所述一级流化床脱硫塔的脱硫副产物。
优选地，所述高温流化床反应器的运行温度为800℃～850℃；
所述流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔，所述一级流化床脱硫塔的运行温度为250℃～300℃，所述二级流化床脱硫塔的运行温度为露点温度以上15℃～20℃。
优选地，所述高温流化床反应器的流化风速为5m/s～8m/s，所述流化床脱硫塔的反应段流化风速为5m/s～6m/s。
优选地，利用所述第一换热器的蒸汽副产物向厂区提供动力源和/或供暖源。
优选地，分离出所述高温流化床反应器排出的烟气所携带的固态物料并将该固态物料返送至所述高温流化床反应器；
分离出所述流化床脱硫塔排出的烟气所携带的固态物料并将该固态物料返送至所述流化床脱硫塔。
优选地，所述烟气包括：熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气；
采用所述高温流化床反应器对所述熔炼烟气和所述吹炼烟气进行脱硫，采用所述流化床脱硫塔对经过所述高温流化床反应器脱硫的烟气和所述精炼烟气进行脱硫。
本发明提供的火法炼铜的烟气脱硫方法，采用高温流化床反应器直接对高温的烟气进行脱硫，采用第一换热器对经过高温流化床反应器的烟气进行降温，然后采用流化床脱硫塔对烟气进行再次脱硫，实现了两级脱硫，有效提高了脱硫效率，能够满足火法炼铜工艺的烟气排放要求；同时，由于高温流化床反应器和流化床脱硫塔的脱硫吸收剂均为钙基脱硫吸收剂，则脱硫副产物为以caso4、caso3为主的干态粉状物质，该脱硫副产物可重新利用，从而避免了产生无法消纳的脱硫副产物。
基于上述提供的火法炼铜的烟气脱硫方法，本发明还提供了一种火法炼铜的烟气脱硫系统，该火法炼铜的烟气脱硫系统包括：
烟气输送管道，
依次串接于所述烟气输送管道的高温流化床反应器、第一换热器和流化床脱硫塔，
用于向所述高温流化床反应器、所述流化床脱硫塔输送钙基脱硫吸收剂的吸收剂输送管组，
用于向所述高温流化床反应器输送空气的空气输送管道。
优选地，所述吸收剂输送管组包括：
用于向所述高温流化床反应器输送石灰石的石灰石输送管道，
用于向所述流化床脱硫塔输送消石灰的消石灰输送管道、和/或用于向所述流化床脱硫塔输送电石渣的电石渣输送管道。
优选地，所述高温流化床反应器的钙硫比为1.1～1.2；所述流化床脱硫塔的钙基脱硫吸收剂为消石灰时，所述流化床脱硫塔的钙硫比为1.2～1.4。
优选地，所述消石灰输送管道与所述石灰石输送管道连通，且所述消石灰输送管道上依次串接有石灰窑、生石灰气力输送装置、生石灰仓、消化器、消石灰气力输送装置、消石灰仓。
优选地，所述流化床脱硫塔为两个，且分别为依次串接的一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔；
所述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于将所述石灰窑的煅烧尾气输送至所述二级流化床脱硫塔的煅烧尾气输送管道。
优选地，所述火法炼铜的烟气脱硫系统，还包括位于所述流化床脱硫塔下游的脱硫灰库，所述脱硫灰库用于储存脱硫副产物且向石灰石矿提供回填复垦物料。
优选地，所述流化床脱硫塔至少为两个，且依次串接在所述烟气输送管道上；相邻的两个所述流化床脱硫塔之间串接有第二换热器，所述第二换热器串接于所述烟气输送管道。
优选地，所述流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔；
所述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于将所述高温流化床反应器和所述一级流化床脱硫塔的脱硫副产物输送至所述二级流化床脱硫塔的脱硫副产物输送管道。
优选地，所述第一换热器包括依次串接的高温换热器和中温换热器，所述第二换热器为低温换热器；
所述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于将所述低温换热器排出的不饱和水输送至所述中温换热器的第一热水输送管道，用于将所述中温换热器排出的饱和水输送至所述高温流化床反应器的第二热水输送管道，用于将所述高温流化床反应器排出的饱和蒸汽输送至所述高温换热器的蒸汽输送管道。
优选地，所述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：
串接于所述烟气输送管道且位于所述高温流化床反应器和所述第一换热器之间的第一气固分离器；
串接于所述烟气输送管道的第二气固分离器，所述第二气固分离器位于所述流化床脱硫塔和位于其下游且与其相邻的所述第二换热器之间；
依次串接于所述烟气输送管道的除尘器和烟囱，所述除尘器位于所述流化床脱硫塔的下游，所述烟囱位于所述除尘器的下游；
用于将所述第一气固分离器所分离出的固态物料输送至所述高温流化床反应器的第一固态物料输送管道；
用于将所述第二气固分离器所分离出的固态物料输送至与其相邻且位于其上游的所述流化床脱硫塔的第二固态物料输送管道；
用于将所述除尘器所分离出的固态物料输送至位于其上游且与其相邻的所述流化床脱硫塔的第三固态物料输送管道。
优选地，所述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：
用于向所述高温流化床反应器输送熔炼烟气和吹炼烟气的进烟管道，
用于向所述烟气输送管道输送精炼烟气的精炼烟气输送管道；
其中，所述精炼烟气输送管道于所述烟气输送管道上的输送位置位于所述第一换热器和所述流化床脱硫塔之间。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例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，下面描述中的附图仅仅是本发明的实施例，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，还可以根据提供的附图获得其他的附图。
图1为本发明实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫装置的示意图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫方法，包括步骤：
采用高温流化床反应器和流化床脱硫塔依次对烟气进行脱硫，
采用第一换热器回收烟气的余热；
其中，高温流化床反应器和流化床脱硫塔的脱硫吸收剂均为钙基脱硫吸收剂，第一换热器串接在高温流化床反应器和流化床脱硫塔之间。
本发明实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫方法，采用高温流化床反应器直接对高温的烟气进行脱硫，采用第一换热器对经过高温流化床反应器的烟气进行降温，然后采用流化床脱硫塔对烟气进行再次脱硫，实现了两级脱硫，有效提高了脱硫效率，能够满足火法炼铜工艺的烟气排放要求；同时，由于高温流化床反应器和流化床脱硫塔的脱硫吸收剂均为钙基脱硫吸收剂，则脱硫副产物为以caso4、caso3为主的干态粉状物质，该脱硫副产物可重新利用，从而避免了产生无法消纳的脱硫副产物。
优选地，上述高温流化床反应器和流化床脱硫塔均为快速流化床。这样，有效提高了脱硫效率。当然，也可选择二者为其他类型的流化床结构，并不局限于此。
为了降低成本和保证脱硫效率，上述高温流化床反应器的脱硫吸收剂为石灰石，流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为消石灰和/或电石渣。
为了降低脱硫成本，优先选择上述消石灰以石灰石为原料生产获得。
进一步地，上述高温流化床反应器的钙硫比为1.1～1.2；当流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为消石灰时，流化床脱硫塔的钙硫比为1.2～1.4。当然，亦可根据实际情况，调整钙硫比，并不局限于上述数值范围。
为了减小脱硫副产物的处理难度，将高温流化床反应器和流化床脱硫塔的脱硫副产物输送至石灰石矿，进行矿区回填复垦。
高温流化床反应器和流化床脱硫塔的脱硫副产物为包括caso3和caso4的干态粉状物料。可以理解的是，此处脱硫副产物为整个火法炼铜的烟气脱硫方法中最终的脱硫副产物。
上述流化床脱硫床可为一个，也可为两个以上。在不计成本的情况下，流化床脱硫塔的数量越多，脱硫效率越高。优选地，上述流化床脱硫塔至少为两个且依次串接，采用第二换热器回收烟气的余热，第二换热器串接于相邻的两个流化床脱硫塔之间。
上述火法炼铜的烟气脱硫方法，可实现至少三级脱硫，进一步提高了脱硫效率。
上述火法炼铜的烟气脱硫方法中，当流化床脱硫塔至少为两个时，最后一个流化床脱硫塔内设置雾化水喷嘴，向烟气喷水降温，同时喷出的雾化水在脱硫吸收剂表面形成液膜，保证脱硫反应有较高的效率，提高脱硫效率。而最后一个流化床脱硫塔之前的流化床脱硫塔内无喷水降温，脱硫效率只能达到80-85％。
为了降低脱硫成本，上述流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔。进一步地，当二级流化床脱硫塔的入口so2浓度不大于1000mg/nm3时，二级流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为高温流化床反应器和一级流化床脱硫塔的脱硫副产物。需要说明的是，高温流化床反应器和一级流化床脱硫塔的脱硫副产物包括cao和ca(oh)2。
为了保证脱硫效率，需要设定高温流化床反应器和流化床脱硫塔的运行温度。优选地，高温流化床反应器的运行温度为800～850℃。
若流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔，一级流化床脱硫塔的运行温度为250～300℃，二级流化床脱硫塔的运行温度为露点温度以上15～20℃。可以理解的是，二级流化床脱硫塔的运行温度为70-95℃。
当然，也可根据实际情况，选择高温流化床反应器、一级流化床脱硫塔和二级流化床脱硫塔的运行温度为其他值，并不局限于此。
同理，为了保证脱硫效率，亦需要设定流化风速。优选地，高温流化床反应器的流化风速为5m/s～8m/s，流化床脱硫塔的反应段流化风速为5m/s～6m/s。
当然，也可根据实际情况，选择高温流化床反应器、流化床脱硫塔的流化风速为其他值，并不局限于此。
为了实现节能，上述火法炼铜的烟气脱硫方法中，利用第一换热器的蒸汽副产物向厂区提供动力源和/或供暖源。具体地，该蒸汽副产物是压力为4.0mpa或5.3mpa的中高压蒸汽。
为了提高脱硫吸收剂的使用成本，上述火法炼铜的烟气脱硫方法中，分离出高温流化床反应器排出的烟气所携带的固态物料并将该固态物料返送至高温流化床反应器；分离出流化床脱硫塔排出的烟气所携带的固态物料并将该固态物料返送至流化床脱硫塔。
上述火法炼铜的烟气脱硫方法中，高温流化床反应器排出的烟气所携带的固态物料、以及流化床脱硫塔排出的烟气所携带的固态物料可作为脱硫吸收剂，实现再次利用，降低了脱硫吸收剂的使用成本，也提高了脱硫吸收剂的利用率。
火法炼铜工艺中，烟气包括熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气。为了提高脱硫效率，采用高温流化床反应器对熔炼烟气和吹炼烟气进行脱硫，采用流化床脱硫塔对经过高温流化床反应器脱硫的烟气和精炼烟气进行脱硫。
当然，也可采用其他方式来对熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气进行脱硫，例如，采用高温流化床反应器对熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气进行脱硫，采用流化床脱硫塔对经过高温流化床反应器脱硫的烟气进行脱硫，并不局限于上述实施例。
基于上述实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫方法，本发明实施例还提供了一种火法炼铜的烟气脱硫系统，如图1所示，该火法炼铜的烟气脱硫系统包括：烟气输送管道，高温流化床反应器1、第一换热器、流化床脱硫塔、吸收剂输送管组、和空气输送管道。
上述高温流化床反应器1、第一换热器和流化床脱硫塔依次串接于烟气输送管道，吸收剂输送管组用于向高温流化床反应器、流化床脱硫塔输送钙基脱硫吸收剂，空气输送管道用于向高温流化床反应器1输送空气。
本发明实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫系统，采用高温流化床反应器1直接对高温的烟气进行脱硫，采用第一换热器对经过高温流化床反应器1的烟气进行降温，然后采用流化床脱硫塔对烟气进行再次脱硫，实现了两级脱硫，有效提高了脱硫效率，能够满足火法炼铜工艺的烟气排放要求；同时，由于高温流化床反应器1和流化床脱硫塔的脱硫吸收剂均为钙基脱硫吸收剂，则脱硫副产物为以caso4、caso3为主的干态粉状物质，该脱硫副产物可重新利用，从而避免了产生无法消纳的脱硫副产物。
优选地，上述高温流化床反应器1和流化床脱硫塔均为快速流化床。这样，有效提高了脱硫效率。当然，也可选择二者为其他类型的流化床结构，并不局限于此。
优选地，吸收剂输送管组包括：石灰石输送管道，消石灰输送管道和/或电石渣输送管道。
上述石灰石输送管道用于向高温流化床反应器1输送石灰石，消石灰输送管道用于向流化床脱硫塔输送消石灰，电石渣输送管道用于向流化床脱硫塔输送电石渣。可以理解的是，石灰石、消石灰和电石渣均为钙基脱硫吸收剂。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统，通过采用石灰石、消石灰和电石渣作为钙基脱硫吸收剂，有效降低了脱硫成本。
当然，也可选择上述脱硫吸收剂仅为消石灰或电石渣，并不局限于上述实施例。
优选地，高温流化床反应器1的钙硫比为1.1～1.2；流化床脱硫塔的脱硫吸收剂为消石灰时，流化床脱硫塔的钙硫比为1.2～1.4。当然，亦可根据实际情况，调整钙硫比，并不局限于上述数值范围。
为了进一步降低脱硫成本，上述消石灰以石灰石为原料生产获得。具体地，消石灰输送管道与石灰石输送管道连通。
上述消石灰输送管道上依次串接有石灰窑11、生石灰气力输送装置s3、生石灰仓b2、消化器12、消石灰气力输送装置s4、消石灰仓。
上述石灰石输送管道上依次串接有的石灰石一级气力输送装置s1、石灰石仓b1和石灰石二级气力输送装置s2，消石灰输送管道与石灰石输送管道的连通位置位于石灰石一级气力输送装置s1和石灰石仓b1之间。
上述电石渣输送管道上串接有电石渣气力输送装置s5，且电石渣输送管道通过消石灰仓向流化床脱硫塔输送电石渣。
当然，也可选择上述吸收剂输送管组为其他结构，并不局限于此。
上述石灰窑11会产生煅烧尾气，为了减少除尘器10，上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于将石灰窑11的煅烧尾气输送至最后一个流化床脱硫塔的煅烧尾气输送管道。可以理解的是，最后一个流化床脱硫塔，是指沿烟气流向，最下游的一个流化床脱硫塔。
具体地，以流化床脱硫塔为两个为例，两个流化床脱硫塔分别为依次串接的一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9；煅烧尾气输送管道用于将石灰窑11的煅烧尾气输送至二级流化床脱硫塔9。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统，可利用最后一个流化床脱硫塔下游的除尘器10对煅烧尾气进行除尘，减少了除尘器10的数目，降低了成本，减小了整个系统占用的空间。
为了减小脱硫副产物的处理难度，上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括位于流化床脱硫塔下游的脱硫灰库b6，该脱硫灰库b6用于储存脱硫副产物且向石灰石矿提供回填复垦物料。
可以理解的是，脱硫灰库b6用于存储高温流化床反应器1和流化床脱硫塔的脱硫副产物。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统，将最终的脱硫副产物输送至石灰石矿，进行矿区回填复垦，有效减小了脱硫副产物的处理难度。
上述流化床脱硫床可为一个，也可为两个以上。在不计成本的情况下，流化床脱硫塔的数量越多，脱硫效率越高。优选地，流化床脱硫塔至少为两个，且依次串接在烟气输送管道上；相邻的两个流化床脱硫塔之间串接有第二换热器，第二换热器串接于烟气输送管道。
上述火法炼铜的烟气脱硫方法，可实现至少三级脱硫，进一步提高了脱硫效率。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统中，当流化床脱硫塔至少为两个时，最后一个流化床脱硫塔内设置雾化水喷嘴，向烟气喷水降温，同时喷出的雾化水在脱硫吸收剂表面形成液膜，保证脱硫反应有较高的效率，提高脱硫效率。而最后一个流化床脱硫塔之前的流化床脱硫塔内无喷水降温，脱硫效率只能达到80-85％。
若流化床脱硫塔为两个，两个流化床脱硫塔分别为一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9；上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于将高温流化床反应器1和一级流化床脱硫塔6的脱硫副产物输送至二级流化床脱硫塔9的脱硫副产物输送管道。
在实际应用过程中，当二级流化床脱硫塔9的入口so2浓度不大于1000mg/nm3时，二级流化床脱硫塔9的脱硫吸收剂为高温流化床反应器1和一级流化床脱硫塔6的脱硫副产物，有效减少了脱硫吸收剂的成本。需要说明的是，该脱硫副产物包括cao和ca(oh)2。
为了保证脱硫效率，需要设定高温流化床反应器1和流化床脱硫塔的运行温度。优选地，高温流化床反应器1的运行温度为800～850℃。
若流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9，一级流化床脱硫塔6的运行温度为250～300℃，二级流化床脱硫塔9的运行温度为露点温度以上15～20℃。可以理解的是，二级流化床脱硫塔9的运行温度为70-95℃。
当然，也可根据实际情况，选择高温流化床反应器1、一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9的运行温度为其他值，并不局限于此。
同理，为了保证脱硫效率，亦需要设定流化风速。优选地，高温流化床反应器1的流化风速为5m/s～8m/s，流化床脱硫塔的反应段流化风速为5m/s～6m/s。
当然，也可根据实际情况，选择高温流化床反应器1、流化床脱硫塔的流化风速为其他值，并不局限于此。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统中，对于第一换热器和第二换热器的结构和换热能力，根据实际需要进行设计。优选地，上述第一换热器包括依次串接的高温换热器4和中温换热器5，这样，便于将烟气冷却至反应较佳的温度。相应的，第二换热器为低温换热器8。
为了利用余热，实现节能，上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于将低温换热器8排出的不饱和水输送至中温换热器5的第一热水输送管道，用于将中温换热器5排出的饱和水输送至高温流化床反应器1的第二热水输送管道，用于将高温流化床反应器1排出的饱和蒸汽输送至高温换热器4的蒸汽输送管道。
由上述高温换热器4排出的蒸汽可用于向厂区提供动力源和/或取暖源。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：第一气固分离器、第二气固分离器、除尘器10和烟囱。
上述第一气固分离器串接于烟气输送管道且位于高温流化床反应器1和第一换热器之间；第二气固分离器串接于烟气输送管道，该第二气固分离器位于流化床脱硫塔、和位于该流化床脱硫塔下游且与该流化床脱硫塔相邻的第二换热器之间；除尘器10和烟囱依次串接于烟气输送管道，除尘器10位于流化床脱硫塔的下游，烟囱位于除尘器10的下游。
为了降低成本，上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：第一固态物料输送管道、第二固态物料输送管道和第三固态物料输送管道；第一固态物料输送管道用于将第一气固分离器所分离出的固态物料输送至高温流化床反应器1；第二固态物料输送管道用于将第二气固分离器所分离出的固态物料输送至与该第二气固分离器相邻且位于该第二气固分离器上游的流化床脱硫塔；第三固态物料输送管道用于将除尘器10所分离出的固态物料输送至位于该除尘器10上游且与该除尘器10相邻的流化床脱硫塔。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统中，高温流化床反应器1排出的烟气所携带的固态物料、以及流化床脱硫塔排出的烟气所携带的固态物料可作为脱硫吸收剂，实现再次利用，降低了脱硫吸收剂的使用成本，也提高了脱硫吸收剂的利用率。
当上述火法炼铜的烟气脱硫系统具有脱硫副产物输送管道时，该脱硫副产物输送管道具体为用于将第一气固分离器和第二气固分离器所分离出的固态物料输送至最后一个流化床脱硫塔。
可以理解的是，最后一个流化床脱硫塔是指，沿烟气流向最下游的流化床脱硫塔。
为了实现储存和控制，该脱硫副产物输送管道上串接有脱硫副产物中储仓b5。脱硫副产物中储仓b5将高温流化床反应器1和一级流化床脱硫塔6的脱硫副产物存储，之后通过给料系统送到二级流化床脱硫塔9内。
当上述火法炼铜的烟气脱硫系统具有脱硫灰库b6时，上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括第四固态物料输送管道和脱硫灰输送管道，第四固态物料输送管道用于将第一气固分离器和第二气固分离器所分离出的固态物料输送至脱硫灰库b6，脱硫灰输送管道用于将除尘器10所分离出的固态物料输送至脱硫灰库b6的脱硫灰输送管道。
上述第一气固分离器、第二气固分离器和除尘器10的出尘端均设有脱硫副产物气力输送装置，以保证输送。
为了提高气固分离效果，上述第一气固分离器包括依次串联的一级气固分离器和二级气固分离器。
对于第一气固分离器和第二气固分离器的类型，根据实际需要进行选择。优选地，上述第一气固分离器和第二气固分离器均为旋风分离器。
为了便于输送，上述空气输送管道上串接有送风机f1；上述烟气输送管道串接有引风机f2，该引风机f2位于除尘器10和烟囱之间。
火法炼铜工艺中，烟气包括熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气。优选地，上述火法炼铜的烟气脱硫系统还包括：用于向高温流化床反应器1输送熔炼烟气和吹炼烟气的进烟管道，用于向烟气输送管道输送精炼烟气的精炼烟气输送管道；其中，精炼烟气输送管道于烟气输送管道上的输送位置位于第一换热器和流化床脱硫塔之间。
上述火法炼铜的烟气脱硫系统，采用高温流化床反应器1对熔炼烟气和吹炼烟气进行脱硫，采用流化床脱硫塔对经过高温流化床反应器1脱硫的烟气和精炼烟气进行脱硫，提高了脱硫效率。
当然，也可采用其他方式来对熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气进行脱硫，例如，采用高温流化床反应器1对熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气进行脱硫，采用流化床脱硫塔对经过高温流化床反应器1脱硫的烟气进行脱硫，并不局限于上述实施例。
下面根据一个具体地实施例对本发明进行说明。
本实施例中，第一气固分离器为两个，分别为一级旋风分离器2和二级旋风分离器3；第二气固分离器为三级旋风分离器7；流化床脱硫塔为两个，分别为一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9；第一换热器为两个，分别为高温换热器4、中温换热器5；第二换热器为低温换热器8。
熔炼烟气、吹炼烟气和空气连接至高温流化床反应器1的进气口，高温流化床反应器1的出气口连接至一级旋风分离器2的进气口，一级旋风分离器2的出气口连接至二级旋风分离器3的进气口。二级旋风分离器3的出气口连接至高温换热器4的进气口，高温换热器4的出气口连接至中温换热器5的进气口。中温换热器5的出口烟气与精炼烟气混合，连接至一级流化床脱硫塔6的进气口，一级流化床脱硫塔6的出气口连接至三级旋风分离器7的进气口，三级旋风分离器7的出气口连接至低温换热器8的进气口。低温换热器8的出口烟气与煅烧尾气混合，连接至二级流化床脱硫塔9的进气口，二级流化床脱硫塔9的出气口连接至除尘器10的进气口。除尘器10的出气口连接至引风机f2的进气口，引风机f2的出气口连接至烟囱。
高温流化床反应器1采用石灰石为脱硫剂，一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9可采用消石灰或电石渣作为吸收剂。石灰石由气力输送送入高级流化床反应器1中，主要设备包括石灰石一级气力输送装置s1、石灰石仓b1、石灰石二级气力输送装置s2和一些调节和给料装置。消石灰由石灰石煅烧后消化制备而成，主要设备包括石灰石一级气力输送装置s1、石灰窑11、生石灰气力输送装置s3、生石灰仓b2、消化器12、消石灰气力输送装置s4、一级消石灰仓b3、二级消石灰仓b4及一些调节和给料装置。石灰窑11煅烧产生的煅烧尾气与低温换热器8出口烟气混合后，送入二级流化床脱硫塔9。电石渣由电石渣气力输送装置s5分别送入一级消石灰仓b3和二级消石灰仓b4。一级旋风分离器2、二级旋风分离器3和三级旋风分离器7分离下来的脱硫副产物大部分送回高温流化床反应器1和一级流化床脱硫塔6内，其余可通过高温脱硫副产物气力输送装置s6和一级脱硫副产物气力输送装置s7，送入脱硫副产物中储仓b5或外排至脱硫灰库b6。除尘器10的脱硫副产物大部分送回二级流化床脱硫塔9内，其余通过二级脱硫副产物气力输送装置s8外排至脱硫灰库b6。
冷却水连接至低温换热器8的进水口，低温换热器8的出水口连接着中温换热器5的进水口，中温换热器5的出水口连接着高温流化床反应器1的进水口。高温流化床反应器1的出汽口连接着高温换热器4的进汽口，高温换热器4的出汽口排出中高压过热蒸汽。
上述实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫系统的工作原理如下：
熔炼烟气、吹炼烟气和空气混合后通过风室、布风板风帽送入高温流化床反应器1。投运前，高温流化床反应器1被外部热源加热至800-850℃，随后投入石灰石颗粒，石灰石颗粒在烟气和空气的共同作用下发生快速流化，颗粒与气体间传热传质效率极高。在800-850℃下，石灰石颗粒迅速发生煅烧分解生成cao，cao再与o2、烟气中so2和so3发生脱硫反应，具体反应如下：
caco3→cao+co2(g)-178.98kj/mol(1)
cao+so2+0.5o2→caso4+501.83kj/mol(2)
cao+so3→caso4+401.9kj/mol(3)
在快速流化态下，由于烟气中so2和so3浓度极高，cao脱硫反应速率高，在钙硫比为1.1～1.2的前提下脱除95～98％的so2和100％so3。控制高温流化床反应器1的出口烟气过剩空气系数为1.1～1.2，以保证足够的空气量。三个反应总体为放热反应，反应开始后，即停止外部热源的加热。高温流化床反应器1设置水冷壁，多余的热量通过水冷壁中工质吸收，保持反应器运行温度不超过900℃。
高温流化床反应器1出口的高温烟气首先流经一级旋风分离器2和二级旋风分离器3。高温烟气中携带的物料颗粒绝大部分被分离下来，经返料装置送回至高温流化床反应器1内循环利用，提高cao的利用效率。随后，高温烟气进入高温换热器4和中温换热器5进行余热回收，换热后烟气温度降至250～300℃。
精炼烟气的so2浓度为10000～20000ppm，烟气温度为350℃左右。将精炼烟气与换热后烟气混合，随后送入一级流化床脱硫塔6。在一级流化床脱硫塔6内，烟气中80％～85％左右的so2与脱硫吸收剂(消石灰或电石渣)反应。反应后的烟气在三级旋风分离器7内进行物料分离，绝大部分物料颗粒被分离下来送回一级流化床脱硫塔6内继续反应，提高了脱硫吸收剂的利用率。
随后，烟气在低温换热器8内进一步换热降温，烟气温度降低至120-140℃，再与石灰窑11的煅烧尾气混合，送入二级流化床脱硫塔9内。二级流化床脱硫塔9为常规的循环流化床干法脱硫塔。雾化水通过喷枪喷入二级流化床脱硫塔9内，在床层物料颗粒表面覆盖形成均匀的水膜，同时将二级流化床脱硫塔9出口烟气温度降低至露点温度以上15～20℃。烟气中剩余的大部分so2在吸收剂表面水膜上发生快速离子反应，进而被高效脱除，脱除效率可达95～98％，烟气中的砷、硒等重金属颗粒被脱硫塔内致密床层颗粒吸附。
用作一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9的脱硫吸收剂的消石灰采用石灰石在石灰窑11煅烧后消化制备而成。石灰窑11优选采用并流蓄热式双膛窑，煅烧尾气温度为100-120℃，直接送入二级流化床脱硫塔9进行净化处理，避免额外增设烟气净化装置。煅烧后生成的生石灰送入消化器12内进行消化制备消石灰。消化器12优先采用三级干式消化器。
脱硫后的烟气在除尘器10中被高效分离脱除，并送回二级流化床脱硫塔9内循环反应。净化后的烟气在引风机f2作用下排出烟囱。由于烟气中so3被100％脱除，烟囱排放透明，无“白烟”和“蓝烟”现象。
高温流化床反应器1和一级流化床脱硫塔6的脱硫副产物中还含有一定量的cao和ca(oh)2，可输送至脱硫副产物中储仓b5。当二级流化床脱硫塔9入口烟气中so2不高于1000mg/nm3时，可直接用脱硫副产物作为脱硫吸收剂，既减少脱硫副产物的外排量，又可减少消石灰或电石渣的耗量，降低运行成本。
高温流化床反应器1、一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9的脱硫副产物最终外排至脱硫灰库b6，再综合利用。优选地，可将脱硫副产物送回原石灰石矿，进行矿山回填复垦，既修复生态，又避免额外堆积副产物，最大程度减少副产物处理难度和费用。
通过低温换热器8、中温换热器5、水冷壁、高温换热器4实现对高温烟气的梯级余热利用。冷却水经低温换热器8、中温换热器5、高温流化床反应器1的水冷壁、和高温换热器4换热后，生成压力为4.0mpa或5.3mpa的中高压蒸汽，该中高压蒸汽可用于厂区内动力和供暖，提高系统的热集成度，降低运行能耗。
经过三级高效脱硫，铜冶炼产生的高硫烟气中高浓度so2和so3被高效脱除，排放烟囱的净烟气中so2＜400mg/nm3，so3几乎为0，烟尘＜50mg/nm3。因此，上述火法炼铜的烟气脱硫系统，可以实现对高达20～30％浓度的so2和1000～5000ppmso3的高效脱除，满足so2＜400mg/nm3和粉尘＜50mg/nm3的排放要求。通过对烟气余热的梯级回收，最大程度的降低了运行能耗。整个过程产生的脱硫副产物为以caso4和caso3为主的干态粉状物质，通过送回原石灰石矿进行矿区回填复垦，实现了脱硫副产物的零产出，有效解决了传统制酸工艺制取的硫酸在一些地区因滞销带来的严重积压、储存和处理难题。
上述实施例中，石灰石采用气力输送给料。石灰石粒径为0.1～1mm。
上述实施例中，一级旋风分离器2和二级旋风分离器3为高温绝热旋风分离器，一级旋风分离器2和二级旋风分离器3的分离效率为99％，三级旋风分离器7的分离效率为99％。
上述实施例中，高温换热器4、中温换热器5和低温换热器8为翅片管式、板式、热管式换热器中的一种或多种组合。中温换热器5的出口烟气温度为250-300℃，低温换热器8的出口烟气温度为120-140℃。
上述实施例中，除尘器10为电除尘器、电袋复合除尘器、布袋除尘器中的一种或多种组合。除尘器10的出口烟气烟尘浓度不高于50mg/nm3。
冶炼厂采用火法炼铜工艺，熔炼烟气、吹炼烟气和精炼烟气成分如表一所示：
表一
采用上述实施例提供的火法炼铜的烟气脱硫系统后，高温流化床反应器1、一级流化床脱硫塔6和二级流化床脱硫塔9的主要物料信息如表二所示：
表二
在该实施例中，共需脱硫吸收剂40.99t/h(以石灰石计算)，产生脱硫副产物51.346t/h，可直接将脱硫副产物送回原石灰石矿进行回填复垦。通过对热量的梯级回收，可副产蒸汽30t/h。高温流化床反应器1、一级流化床脱硫塔6、二级流化床脱硫塔9的脱硫效率分别为98％、80％和95％，三级反应器出口so2浓度分别为0.4vol％、800ppm、55ppm，最终排放烟气的so2浓度可以满足当地的so2排放要求。
对所公开的实施例的上述说明，使本领域技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。