一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法
【专利摘要】本发明提供了一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法，其中，该方法包括如下步骤：(a)将含硫烟气与吸收剂接触，得到脱硫后的烟气和吸收液；(b)将所述吸收液导入双极膜电渗析装置进行电渗析，得到能够继续吸收SO2的第一渗析液和富集了H2SO3的第二渗析液；(c)将所述第二渗析液进行解吸，得到解吸液和含有SO2的解吸气；(d)将所述解吸气中的SO2氧化为SO3，将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4；将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3。本发明能够将烟气中的SO2充分地转化为浓硫酸，并能基本实现零废水排放，有效地回收吸收液。
【专利说明】
一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法
技术领域
[0001]本发明涉及化学工程领域，具体地，涉及一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法。
【背景技术】
[0002]烟气泛指气体和烟尘的混合物。锅炉、工业炉窑、火电厂、炼焦炉、水泥厂、高炉、平炉、转炉、电炉和催化裂化(FCC)装置等化工设备的运行都会产生大量的烟气。烟气中所含的大量硫氧化物和氮氧化物等空气污染物带来一系列环境问题。减少含有硫氧化物和氮氧化物等空气污染物的排放是保护环境的当务之急。例如国家标准GB13271-91《锅炉大气污染物排放标准》、GB9078-1996《工业炉窑大气污染物排放标准》、GB13223-1996《火电厂大气污染物排放标准》、GB16171-1996《炼焦炉大气污染物排放标准》和GB4915-1996《水泥厂大气污染物排放标准》都规定了烟气中污染物的排放标准。因此，必须对烟气进行脱硫、脱硝和除尘处理之后，才能进行排放。
[0003]在工业应用的烟气脱硫技术中，湿法脱硫是目前最常用且较为成熟的方法之一。常用的FCC再生烟气吸收方法有EXXON公司的WGS湿法洗涤、UOP公司的TH10PAQ生物技术、Belco公司的EDV湿法洗涤技术等。其中Belco公司的EDV湿法烟气脱硫技术已成为工业上气体净化和302回收的主要方法之一。自1994年开始工业应用，EDV湿法烟气脱硫技术就显示出优异的操作性和可靠性。迄今，已超过90套催化裂化装置配套了 EDV设施，其中最大的产能为5Mt/a。但是，EDV湿法烟气脱硫技术存在的最大问题在于该技术会消耗大量水和NaOH作为吸收液，并且与烟气中的SO2反应后，经氧化转变为大量的硫酸钠盐溶液，从而产生了大量高盐废水的排放问题。
【发明内容】
[0004]本发明的目的是提供一种方法，该方法能够湿法脱硫除尘系统产生的吸收液转化为可循环利用的碱液，充分利用SO2来制取浓硫酸，基本实现零废水排放。
[0005]本发明的发明人发现，将吸收液通过双极膜电渗析装置进行电渗析，并充分利用了富集TH2SO3的渗析液经解吸后得到的解吸液中不能解吸分离的H2SO3和稀H2SO4，将不能解吸分离的H2SO3和稀H2SO4也转移至浓硫酸中，能够有效地回收吸收液并降低电能消耗且实现零废水排放，并实现了制硫酸工段的尾气零排放，由此得到了本发明。
[0006]为了实现上述目的，本发明提供了一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法，其中，该方法包括如下步骤:(a)将含硫烟气与吸收剂接触，得到脱硫后的烟气和吸收液；所述吸收剂为碱性水溶液；(b)将所述吸收液导入双极膜电渗析装置进行电渗析，得到能够继续吸收302的第一渗析液和富集了 H2SO3的第二渗析液；将所述第一渗析液回用作为吸收剂的部分或全部与烟气进行接触；(C)将所述第二渗析液进行解吸，得到解吸液和含有SO2的解吸气；(d)将所述解吸气中的SO2氧化为SO3，将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，使所述第一解吸液中的水与氧化得到的SO3反应生成H2SO4J^所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3。
[0007]通过上述技术方案，本发明能够将烟气中的SO2充分地转化为浓硫酸，特别是充分利用了富集了比503的渗析液经解吸后得到的解吸液中不能解吸分离的H2S03和稀H2S04，将不能解吸分离的稀H2SO4也转移至浓硫酸中，将不能解吸分离的H2SO3也合并进入氧化并转化到硫酸中，并能基本实现零废水排放，有效地回收吸收液。
[0008]本发明的其他特征和优点将在随后的【具体实施方式】部分予以详细说明。
【附图说明】
[0009]附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的【具体实施方式】一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中:
[0010]图1是本发明的一种优选实施方式中所用的利用含硫烟气生产浓硫酸的装置结构示意图。
[0011]图2是本发明的一种优选实施方式中所用的二隔室双极膜电渗析器的结构示意图。
[0012]图3是本发明的一种优选实施方式中所用的利用含硫烟气生产浓硫酸的装置结构示意图。
[0013]图4是本发明的一种优选实施方式中所用的二隔室双极膜电渗析器的结构示意图。
[0014]图5是本发明的一种优选实施方式中所用的三隔室双极膜电渗析器的结构示意图。
[0015]图6是本发明的一种优选实施方式中所用的利用含硫烟气生产浓硫酸的装置结构示意图。
[0016]附图标记说明
[0017]I脱硫塔
[0018]11烟气入口12烟气出口
[0019]2固液分离器
[0020]301 二隔室双极膜电渗析器302 二隔室双极膜电渗析器
[0021]303三隔室双极膜电渗析器
[0022]31第一碱室32第一盐室
[0023]33第二盐室34第一酸室
[0024]35第二碱室36第三盐室
[0025]37第二酸室
[0026]4 解吸塔
[0027]41分流阀42管道
[0028]43 管道
[0029]5 干燥器51第一换热器
[0030]52第二换热器53 SO2转化器
[0031]54第三换热器55第四换热器
[0032]56第一硫酸吸收塔57第二硫酸吸收塔
[0033]58硫酸稀释器
[0034]581管道582管道
[0035]583管道584管道
[0036]585管道586管道
[0037]6吸收液循环栗
[0038]7过滤器8 液滴分离器
[0039]101第一阴极102第一双极膜
[0040]103第一阳离子交换膜104第二双极膜
[0041]105第一阳极106第一盐室出口
[0042]107第一盐室入口108第一碱室入口
[0043]109第一碱室出口113阳离子交换膜
[0044]114双极膜130第一极膜
[0045]131第二极膜136第一酸室出口
[0046]137第一酸室入口138第二盐室入口
[0047]139第二盐室出口140第一阴离子交换膜
[0048]201第二阴极202第三双极膜
[0049]203第二阳离子交换膜204第二阴离子交换膜
[0050]205第四双极膜206第二阳极
[0051]207第二碱室出口208第二酸室出口
[0052]209第三盐室出口210第三盐室入口
[0053]211第二酸室入口212第二碱室入口
[0054]223阳离子交换膜224阴离子交换膜
[0055]225双极膜230第三极膜
[0056]231第四极膜
【具体实施方式】
[0057]以下结合附图对本发明的【具体实施方式】进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的【具体实施方式】仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
[0058]参考图1、图2、图3、图4、图5和图6，本发明提供了一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法，该方法可以用于化工领域中各种含硫烟气的脱硫处理，所述含硫烟气包括但不限于由锅炉、工业炉窑、火电厂、炼焦炉、水泥厂、高炉、平炉、转炉、电炉和催化裂化(FCC)装置等化工设备产生的含硫烟气。所述含硫烟气中，以体积计，二氧化硫的含量可以为500_3000ppm。
[0059]根据本发明提供的利用含硫烟气生产浓硫酸的方法，其中，该方法包括如下步骤:
(a)将含硫烟气与吸收剂接触，得到脱硫后的烟气和吸收液；所述吸收剂为碱性水溶液；
(b)将所述吸收液导入双极膜电渗析装置进行电渗析，得到能够继续吸收SO2的第一渗析液和富集了 H2SO3的第二渗析液；将所述第一渗析液回用作为吸收剂的部分或全部与烟气进行接触；(C)将所述第二渗析液进行解吸，得到解吸液和含有302的解吸气；(d)将所述解吸气中的SO2氧化为SO3，将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，使所述第一解吸液中的水与氧化得到的SO3反应生成H2SO4;将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO30
[0060]其中，所述含硫烟气可以经过脱硫塔I的烟气入口 11进入脱硫塔I，在脱硫塔I内与吸收剂进行接触，以得到脱硫处理，而后经过烟气出口 12排出脱硫塔I。其中，所述脱硫处理可以单独在脱硫塔I中进行，也可以伴随脱硝和/或除尘的处理同时进行。
[0061]其中，所述脱硫塔I的类型没有特别的要求，只要能完成烟气与吸收剂的接触即可，包括但不限于板式塔、鼓泡吸收塔、搅拌鼓泡吸收塔、喷射器、文氏管、喷雾塔、填料吸收塔和降膜吸收塔中的至少一种。
[0062]其中，所述脱硫塔I上连接有包括所述双极膜电渗析装置的吸收液回收系统。
[0063]其中，所述吸收剂为pH值呈碱性的水溶液，其pH值可以为8以上。所述吸收剂可以通过水来溶解二氧化硫，所述吸收剂还可以通过碱性有效成分增加对二氧化硫的吸收量。所述碱性有效成分包括但不限于NaOH、Na2SO3、氨水和水溶性有机胺中的至少一种。
[0064]其中，所述吸收剂可以为含有NaOH的水溶液；或者，所述吸收剂还可以为含有他#03的水溶液；又或者，所述吸收剂可以为既含有NaOH又含有Na 2S03的水溶液。所述吸收剂在进入脱硫塔I后与烟气接触，烟气中的硫氧化物被吸收剂吸收，接触后的吸收剂转化为吸收液经过吸收液出口排出。排出的吸收液中含有NaHSO3、Na2SOjP Na 2S04，通过吸收液回收系统的回收处理，转化为吸收剂得以循环使用。其中，双极膜电渗析器可以用于将排出的吸收液中的NaHSOjP Na2SO3分离为他0!1和H2S03。双极膜电渗析器也可以用于将排出的吸收液中的NaHSO3分离为NaOH与Na2SOJ^混合物和H2S03。解吸塔4可以用于将双极膜电渗析器排出的H2SO3W SO2的形式解吸排出。
[0065]根据本发明提供的一种优选实施方式，其中，所述双极膜电渗析装置包括二隔室双极膜电渗析器301 ;所述二隔室双极膜电渗析器301具有设置于第一阴极101和第一阳极105之间的至少一组二隔室双极膜电渗析膜对，所述二隔室双极膜电渗析膜对包括第一双极膜102、第一阳离子交换膜103和第二双极膜104，第一双极膜102与第一阳离子交换膜103之间形成第一碱室31，第二双极膜104与第一阳离子交换膜103之间形成第一盐室32 ;其中，进行所述电渗析的步骤包括:将所述吸收液通入二隔室双极膜电渗析器301中的第一盐室32进行电渗析，在第一碱室31中得到能够继续吸收SO2的第一渗析液，在所述第一盐室32中得到富集了比503的第二渗析液。
[0066]其中，第一盐室32上可以具有至少一个第一盐室入口 107和至少一个第一盐室出口 106。第一盐室入口 107可以与脱硫塔I的吸收液出口连接。可以经第一盐室入口 107导入脱硫塔I排出的吸收液。第一碱室31上可以具有至少一个第一碱室入口 108和至少一个第一碱室出口 109。在装置开车启用时可以经第一碱室入口 108导入水。在第一阴极101和第一阳极105形成的电场的作用下，第一碱室31中OH离子富集，第一盐室32中H+离子富集，第一盐室32中的Na +离子穿过第一阳离子交换膜103进入第一碱室31并和OH离子形成NaOH水溶液，形成的NaOH水溶液经第一碱室出口 109导出。第一碱室出口109可以与脱硫塔I的吸收剂入口连接。第一碱室出口 109导出的NaOH水溶液可以作为吸收剂用于脱硫塔I中的脱硫处理。第一盐室32中的HSO3和SO32与H+离子形成H2SO3,可以与H2SO4—起，通过第一盐室出口 106排出。第一盐室出口 106可以与解吸塔4的入口相连。通过第一盐室出口 106排出的含有H2SOjP H #04的物料在解吸塔4得到解吸，释放含有SO2的解吸气。解吸塔4上具有气体出口和液体出口。解吸后释放的含有SO 2的解吸气经气体出口排出。将排出的解吸气中的SO2经氧化转化为S03。释放的302后剩余的物料作为解吸液经解吸塔4上的液体出口排出。解吸液中含有残量的H2SOjP H 2S04水溶液。将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4;将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3;并且向所述电渗析装置中补充水量不少于将SO3转化为浓硫酸所消耗的水。其中，优选地，将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一盐室32中。其中，向所述电渗析装置中补充加入的水可以导入所述第一盐室32中。
[0067]其中，所述二隔室双极膜电渗析器301可以具有设置于第一阴极101和第一阳极105之间的多组二隔室双极膜电渗析膜对；且相邻的两组二隔室双极膜电渗析膜对中，前一组二隔室双极膜电渗析膜对的第二双极膜作为后一组二隔室双极膜电渗析膜对的第一双极膜。例如，如图2所示的两个双极膜电渗析膜对，图2左侧的双极膜电渗析膜对包括第一双极膜102、第一阳离子交换膜103和第二双极膜104，第一双极膜102与第一阳离子交换膜103之间形成第一碱室31，第二双极膜104与第一阳离子交换膜103之间形成第一盐室32 ;图2右侧的双极膜电渗析膜对包括第二双极膜104、阳离子交换膜113和双极膜114，第二双极膜104与阳离子交换膜113之间形成另一个第一碱室31，双极膜114与阳离子交换膜113之间形成另一个第一盐室32。
[0068]其中，第一阴极101与第一极膜130之间可以形成极室，第一阳极105和第二极膜131之间也可以形成极室。极室中含有极液。例如极液可以为含有Na2SOj^水溶液(浓度可以为2-3重量％左右)。其中，第一极膜130与二隔室双极膜电渗析膜对之间(例如第一极膜130与第一双极膜102之间)可以形成另一个第一盐室32。其中，第二极膜131与二隔室双极膜电渗析膜对之间(例如第二极膜131与双极膜114之间)可以形成另外一个第一喊室31。
[0069]其中，在上述优选实施方式中，吸收液中的Na+可以通过第一阳离子交换膜103由所述第一盐室32中进入所述第一碱室31中。可以控制电渗析的条件使得所述第一盐室32中的Na+的浓度维持在300ppm以下，也可以将第一盐室32中的物料循环多次进行电渗析，以降低Na+的浓度。
[0070]根据本发明另一种优选的实施方式，参考图3和图4，所述双极膜电渗析装置包括二隔室双极膜电渗析器302 ;所述二隔室双极膜电渗析器302具有设置于第一阴极101和第一阳极105之间的至少一组二隔室双极膜电渗析膜对，所述二隔室双极膜电渗析膜对包括第一双极膜102、第一阴离子交换膜140和第二双极膜104，第一双极膜102与第一阴离子交换膜140之间形成第二盐室33，第二双极膜104与第一阴离子交换膜140之间形成第一酸室34 ;其中，进行所述电渗析的步骤包括:将所述吸收液通入二隔室双极膜电渗析器302中的第二盐室33进行电渗析，在所述第二盐室33中得到能够继续吸收SO2的第一渗析液，在所述第一酸室34中得到富集了 4503的第二渗析液。其中，优选地，将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一酸室34中。其中，向所述电渗析装置中补充加入的水可以导入所述第一酸室34中。
[0071]其中，第二盐室入口 138可以与脱硫塔I的吸收液出口连接。可以经第二盐室入口 138导入脱硫塔I排出的吸收液。第二盐室33上设置有至少一个第二盐液出口，第二盐液出口可以为第二盐室出口 139。在电渗析启动时，可以经第一酸室入口 137导入水。在第一阴极101和第一阳极105形成的电场的作用下，第二盐室33中OH离子富集，第一酸室34中H+、HS03和SO 32离子富集，第二盐室33中的NaHSO 3和OH离子形成Na #03水溶液，形成的Na2SOyK溶液与NaOH溶液经第二盐室出口 139导出。第二盐室出口 139可以与脱硫塔I的吸收剂入口连接。第二盐室出口 139导出的含有Na2SOjP NaOH的水溶液可以回用于脱硫塔I中的脱硫处理。第一酸室34中的HSO3和SO 32与H+离子形成H 2S03，与H2SO4+起，通过第一酸室出口 136排出。第一酸室出口 136可以与解吸塔4的入口相连。通过第一酸室出口 136排出的含有H2SO3的物料在解吸塔4得到解吸，释放含有SO 2的解吸气。解吸塔4上具有气体出口和液体出口。解吸后释放的解吸气经气体出口排出。将排出的解吸气中的302的经氧化转化为SO3。释放的SO2后剩余的物料作为解吸液经解吸塔4上的液体出口排出。解吸液中含有残量的H2SOjP H #04水溶液。将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4J^所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3;并且向所述电渗析装置中补充将SO 3转化为浓硫酸所消耗的水。
[0072]其中，所述二隔室双极膜电渗析器302可以具有设置于第一阴极101和第一阳极105之间的多组二隔室双极膜电渗析膜对；且相邻的两组二隔室双极膜电渗析膜对中，前一组二隔室双极膜电渗析膜对的第二双极膜作为后一组二隔室双极膜电渗析膜对的第一双极膜。例如，如图4所示的两个双极膜电渗析膜对，图4左侧的双极膜电渗析膜对包括第一双极膜102、第一阴离子交换膜140和第二双极膜104，第一双极膜102与第一阴离子交换膜140之间形成第二盐室33，第二双极膜104与第一阴离子交换膜140之间形成第一酸室34 ;图4右侧的双极膜电渗析膜对包括第二双极膜104、阴离子交换膜141和双极膜114，第二双极膜104与阴离子交换膜141之间形成另一个第二盐室33，双极膜114与阴离子交换膜141之间形成另一个第一酸室34。
[0073]其中，第一阴极101与第一极膜130之间可以形成极室，第一阳极105和第二极膜131之间也可以形成极室。极室中含有极液。极区的作用就是给双极膜电渗析器提供直流电。例如极液可以为含有Na2SO4的水溶液。其中，第一极膜130与二隔室双极膜电渗析膜对之间(例如第一极膜130与第一双极膜102之间)可以形成另一个第一酸室34。其中，第二极膜131与二隔室双极膜电渗析膜对之间(例如第二极膜131与双极膜114之间)可以形成另外一个第二盐室33。
[0074]根据本发明另外一种优选地实施方式，参考图5和图6，所述双极膜电渗析装置包括三隔室双极膜电渗析器303 ;所述三隔室双极膜电渗析器303具有设置于第二阴极201和第二阳极206之间的至少一组三隔室双极膜电渗析膜对，所述三隔室双极膜电渗析膜对包括第三双极膜202、第二阳离子交换膜203、第二阴离子交换膜204和第四双极膜205，第三双极膜与第二阳离子交换膜203之间形成第二碱室35，第二阳离子交换膜203与阴离子交换膜204之间形成第三盐室36，第二阴离子交换膜204与第四双极膜205之间形成第二酸室37 ;将所述解吸液通入三隔室双极膜电渗析器5中的第三盐室36进行电渗析，在第二酸室37中得到富集了 H2SO3的第二渗析液，在第二碱室35中得到能够继续吸收SO2的第一渗析液。将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4;将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2S03。其中，可以向所述电渗析装置中补充水，补充的水的量不少于将SO3转化为浓硫酸所消耗的水。其中，优选地，将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第二酸室37中。
[0075]其中，第三盐室入口 210可以与脱硫塔I的吸收液出口连接。经第三盐室入口 210导入脱硫塔I排出的吸收液。装置开车时，可以经第二碱室入口 212和第二酸室入口 211导入水。在第二阴极201和第二阳极206形成的电场的作用下，第二碱室35中OH离子富集，第二酸室37中H+离子富集，第三盐室36中的Na +离子进入第二碱室35并和OH离子形成含有NaOH水溶液的能够继续吸收302的第一渗析液，形成的能够继续吸收SO 2的第一渗析液经第二碱室出口 207导出。第二碱室出口 207可以与脱硫塔I的吸收剂入口连接。第二碱室出口 207导出的能够继续吸收SO2的第一渗析液可以作为吸收剂用于脱硫塔I中的脱硫处理。第三盐室36中的HSO3、SO32和SO 42进入第二酸室37并和H +离子形成含有H2SOjP H2SO^富集了 H2SO3的第二渗析液，通过第二酸室出口 208排出。第三盐室36上具有第三盐室出口 209，可用于排出第三盐室36中的物料并循环进入第三盐室36中。
[0076]其中，所述三隔室双极膜电渗析器303可以具有设置于第二阴极201和第二阳极206之间的多组三隔室双极膜电渗析膜对；且相邻的两组三隔室双极膜电渗析膜对中，前一组三隔室双极膜电渗析膜对的第四双极膜作为后一组三隔室双极膜电渗析膜对的第三双极膜。例如，如图5所示的两个双极膜电渗析膜对，图5左侧的双极膜电渗析膜对包括第三双极膜202、第二阳离子交换膜203、第二阴离子交换膜204和第四双极膜205，第三双极膜与第二阳离子交换膜203之间形成第二碱室35，第二阳离子交换膜203与阴离子交换膜204之间形成第三盐室36，第二阴离子交换膜204与第四双极膜205之间形成第二酸室37 ;图5右侧的双极膜电渗析膜对包括第四双极膜205、阳离子交换膜223、阴离子交换膜224和双极膜225，第四双极膜205与阳离子交换膜223之间形成第二碱室35，阳离子交换膜223与阴离子交换膜224之间形成第三盐室36，阴离子交换膜224与双极膜225之间形成第二酸室37。
[0077]其中，所述第二碱室35上可以设置有至少一个第二碱室出口 207 ;所述第二酸室37上可以设置有至少一个第二酸室出口 208 ;所述第二碱室出口 207与脱硫塔I的吸收剂入口连接，所述第二酸室出口 208与解吸塔4入口连接。
[0078]其中，第二阴极201与第三极膜230之间可以形成极室，第二阳极206和第四极膜231之间也可以形成极室。极室中可以含有极液。例如极液可以含有Na2SO4的水溶液。其中，第三极膜230与三隔室双极膜电渗析膜对之间(例如第三极膜230与第三双极膜202之间)可以形成另一个第二酸室37。其中，第四极膜231与三隔室双极膜电渗析膜对之间(例如第四极膜231与双极膜225之间)可以形成另外一个第二碱室35。
[0079]优选地，所述脱硫塔I的吸收液出口与所述吸收液回收系统的入口之间还连接有吸收液循环栗6。吸收液循环栗6可以将脱硫塔I排出的吸收液吸收液栗至脱硫塔I和/或吸收液回收系统。
[0080]优选地，所述吸收液循环栗6与所述吸收液回收系统的入口之间还连接有固液分离器2，所述脱硫塔I的吸收液出口与吸收液循环栗6的入口相连，所述吸收液循环栗6的出口与所述脱硫塔I的循环吸收液入口和所述固液分离器2的入口相连；所述固液分离器2的清液出口与所述脱硫塔I的吸收液入口和所述吸收液回收系统的入口相连。可以使用所述固液分离器2来分离吸收液中的固体成分。其中，所述固液分离器2可以为沉淀器和/或过滤器。
[0081]优选地，所述脱硫塔I的烟气出口上还设置有过滤器7和/或液滴分离器8。可以使用所述过滤器7来除去脱硫塔I排出的烟气中的粉尘。可以使用所述液滴分离器8来除去脱硫塔I排出的烟气中夹带的液滴。
[0082]其中，优选情况下，所述吸收剂含有NaOH和/或Na2SO3;通过控制烟气的流量和吸收剂的流量，使得吸收液中他肥03与Na2SO3的摩尔比为(0.1-100): 1，更优选为(1_30):1。其中，理论上，I摩尔的NaOH可以吸收I摩尔的SO2得到I摩尔的NaHSO 3；2摩尔的NaOH可以吸收I摩尔的SO2得到I摩尔的Na 2S03；1摩尔的Na #03可以吸收I摩尔的SO 2得到2摩尔的NaHS03。例如，对于FCC烟气中以体积计二氧化硫的含量为700-900ppm的烟气，在使用8-12mol/L的NaOH的水溶液作为吸收剂的情况下，控制烟气的流量为(40-100)万m3/h，吸收剂的流量为l_20m3/h，得到的吸收液中他肥03与Na 2S03的摩尔比为(7_9):1。
[0083]其中，优选情况下，所述吸收剂含有NaOH和/或Na2SO3;所述吸收剂中钠离子的含量为0.2-20mol/L，优选为5-15mol/L。其中，所述吸收剂中钠离子的来源可以为NaOH和/或Na2S03。在本发明中，所述吸收剂中的钠离子的含量可以保持相对恒定。
[0084]其中，优选情况下，通过控制双极膜电渗析装置的运行条件(包括电压和/或电渗析时间)，使得能够继续吸收302的第一渗析液的pH值高于8，优选10以上。其中，可以在保持双极膜电渗析装置中的电压基本上恒定的情况下，通过调节电渗析时间，使得能够继续吸收302的第一渗析液的pH值为8以上，优选10以上。例如，对于FCC烟气中以体积计二氧化硫的含量为700-900ppm的烟气，在使用8-12mol/L的NaOH的水溶液作为吸收剂的情况下，控制烟气的流量为(40-60)万m3/h，吸收剂的流量为3-10m3/h，得到的吸收液中NaHSOr^ Na2SO3的摩尔比为(7_9):1 ;每一组双极膜电渗析膜对上施加的电压为2-3V时，电渗析时间为5-60min，能够继续吸收302的第一渗析液的pH值为10.0-13.5。
[0085]其中，优选情况下，解吸的条件使得解吸液中的H2SO^含量为0.01-0.4mol/L，解吸气中的SO2含量为7-99.9体积％。其中，解吸塔可以为真空塔。例如，富集了 112503的第二渗析液中比503的含量为0.5-1.25mol/L,解吸的塔顶温度可以为0_100°C，塔底温度可以为0-100°C，进料温度可以为20-35°C，真空解吸塔的塔顶压力为0.01_lPa，该解吸条件下得到的解吸液中的比503的含量为0.01-0.04mol/L，解吸气中的SO 2含量为7_97体积％。
[0086]本发明中，所述吸收剂为水溶液，且含有Na0H、Na2S03、氨水和水溶性有机胺中的至少一种。优选地，所述吸收剂为水溶液，且含有NaOH和/或Na2S03。作为本发明的另一种实施方式，所述吸收剂为水溶液，且含有氨水；其中，氨水的浓度可以为1-10重量％。作为本发明的另一种实施方式，所述吸收剂为水溶液，且含有水溶性有机胺；其中，水溶性有机胺的浓度可以为1-50重量％。其中，水溶性有机胺可以包括但不限于三甲胺、三乙胺、乙二胺和二甲基甲酰胺中的至少一种。
[0087]其中，优选地，含硫烟气与吸收剂的接触在脱硫塔I中进行。为了进一步提高脱硫塔I的SO2K收效率，其中，更优选地，所述的脱硫塔I的下部具有烟气入口，所述的脱硫塔I的顶部具有烟气出口，所述的脱硫塔I内自上而下依次设置有至少一个喷淋层和至少一个筛孔板，且所述喷淋层和所述筛孔板设置在所述烟气入口和所述烟气出口之间，其中，所述的喷淋层中设置有与吸收剂管路连通的喷淋元件，所述喷淋元件包括由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴；所述吸收剂自所述雾化喷嘴中喷出并与所述脱硫塔I中自下而上地流动的所述含硫烟气接触。
[0088]其中，所述烟气入口能够将含硫烟气导入所述脱硫塔I中，所述烟气出口能够将脱硫处理后的烟气从所述脱硫塔I中导出，所述烟气能够在所述脱硫塔I中自下而上地流动，所述喷淋层2能够喷出吸收烟气中的硫氧化物的吸收剂，所述筛孔板3能够减缓所述吸收剂和所述烟气的流速以使得所述吸收剂能够充分接触所述烟气。在施加在所述吸收剂上的压力的驱动下，所述吸收剂中的部分或全部能够经过由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴上的微孔喷出而雾化。
[0089]其中，所述无机多孔烧结材料可以为能够商购得到的用于过滤的各种无机多孔烧结材料；优选地，所述无机多孔烧结材料的平均孔径为1ηπι-50μπι，孔隙率为10-70%。
[0090]其中，更进一步优选地，所述无机多孔烧结材料的平均孔径为50nm-2 μπι。在该优选情况下，本发明的烟气脱硫塔能够在较低的压力下取得更加良好的雾化效果。
[0091]其中，所述无机多孔烧结材料的材质没有特别的要求，例如所述无机多孔烧结材料包括多孔金属烧结材料、多孔陶瓷材料和多孔碳化硅中的至少一种。多孔陶瓷材料可以包括氧化硅陶瓷膜、氧化铝陶瓷膜、氧化锆陶瓷膜和氧化钛陶瓷膜中的至少一种，为了减小吸收剂对陶瓷膜的腐蚀，优选地，所述多孔陶瓷材料包括氧化铝陶瓷膜、氧化锆陶瓷膜和氧化钛陶瓷膜中的至少一种。
[0092]其中，所述无机多孔烧结材料可以是单层，也可以是多层，例如所述无机多孔烧结材料可以包括多孔基体和控制层，所述控制层的平均孔径大于所述多孔基体的平均孔径。
[0093]其中，所述多孔基体的规格没有特别的要求，只要能够支撑所述陶瓷膜即可，例如，所述多孔基体的平均孔径可以为10nm-1O μm，厚度可以为0.5_10mm，孔隙率可以为40-60%。
[0094]其中，所述多孔基体的材质可以为常规的选择，优选地，所述管状多孔基体为陶瓷多孔基体和/或不锈钢多孔基体。所述控制层的材质也可以为常规的选择，例如所述控制层可以为陶瓷膜。
[0095]其中，所述多孔基体可以为均匀的一层，优选地，所述多孔基体包括支撑层和设置在所述支撑层和所述控制层之间的过渡层，所述支撑层的孔直径大于所述过渡层的孔直径。所述过渡层能够降低所述控制层的孔堵塞程度，延长所述无极多孔烧结材料的使用寿命。其中，作为一种实施方式，所述支撑层的外壁上附着有过渡层，所述过渡层的外壁上附着有控制层，所述吸收剂先经过所述支撑层，再经过所述过渡层，然后经过所述控制层喷出雾化。其中，作为另外一种实施方式，所述支撑层的内壁上附着有过渡层，所述过渡层的内壁上附着有控制层，所述吸收剂先经过所述控制层，再经过所述过渡层，然后经过所述支撑层喷出雾化。
[0096]其中，优选地，所述支撑层的孔直径为200nm-10ym，厚度为0.5-10mm，孔隙率为40-60% ;所述过渡层的孔直径为100nm-5 μπι，厚度为20-50 μ m，孔隙率为40-60%。
[0097]其中，所述喷淋层和所述筛孔板的数量没有特别的要求，可以分别为一个或多个，优选地，所述喷淋层为至少二个，所述筛孔板为至少二个，且所述喷淋层和所述筛孔板交替设置于所述脱硫塔I内。
[0098]其中，优选地，所述烟气出口与所述喷淋层之间还自上而下地设置有除尘器和除雾器；所述烟气入口下方的塔底还设置有吸收液池，所述吸收液池与所述喷淋层之间由具有吸收液循环栗的管路连接。
[0099]其中，所述除尘器能够除去所述烟气中的固体粉尘，所述除雾器能够除去烟气中夹带的雾沫。所述除尘器可以为布袋除尘装置和/或膜管过滤装置。所述除雾器可以为丝网除雾器。所述吸收液池能够在所述脱硫塔I中收集与吸收剂与含硫烟气接触后得到的吸收液。所述吸收液循环栗能够将吸收液循环再栗入所述喷淋层的管路中，并经所述述的喷淋层中的喷淋元件喷出雾化。
[0100]其中，所述喷淋元件可以全部为由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴，也可以部分为由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴，其余部分为常规的喷嘴。
[0101]其中，为了减轻由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴的堵塞情况，优选地，所述喷淋元件与所述吸收剂管路之间设置有防止粉尘进入所述喷淋元件的第一粉尘过滤器。
[0102]其中，为了减轻由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴的堵塞情况，更优选地，所述循环栗和所述吸收液池之间具有防止粉尘进入所述循环栗的第二粉尘过滤器。
[0103]其中，将所述解吸气中的SO2氧化为SO 3并用所述第一解吸液中的水与氧化得到的SO3反应以生成H2SOd^过程可以以一转一吸、两转两吸、三转三吸或非稳态转化的方式进行。其中，所述一转一吸、所述两转两吸、所述三转三吸和所述非稳态转化是硫酸制备领域中常规使用的工艺方法。例如，文献(王世娟等，硫酸转化工艺进展综述，南通职业大学学报，2001年12月)已经公开了所述一转一吸、所述两转两吸和所述三转三吸的工艺方法。也有文献(纪罗军等，低浓度烟气非稳态转化制酸工艺的应用，硫酸工业，2006 (6)，5-10)已经公开了所述非稳态转化的工艺方法。具体地，所述一转一吸的工艺方法包括将302导入SO2转化塔中进行一次转化，对转化生成的含有SO 2和SO 3的转化产物进行一次吸收，然后将一次吸收后剩余的气体作为制硫酸的尾气；所述二转二吸的工艺方法包括将SO2导入SO2转化塔中进行第一次转化，对转化生成的含有SOjP SO 3的第一转化产物进行第一次吸收，然后将第一次吸收后剩余的气体再导入SO2转化塔中进行第二次转化，以将第一次吸收后剩余的气体中的SO2转化为S03，对转化生成的含有SO# SO3的第二转化产物进行第二次吸收，然后将第二次吸收后剩余的气体作为制硫酸的尾气。所述三转三吸的工艺方法包括将SO2导入SO 2转化塔中进行第一次转化，对转化生成的含有SO 2和SO 3的第一转化产物进行第一次吸收，然后将第一次吸收后剩余的气体再导入SO2转化塔中进行第二次转化，以将第一次吸收后剩余的气体中的SO2转化为SO3，对转化生成的含有SOjP SO3的第二转化产物进行第二次吸收，然后将第二次吸收后剩余的气体再导入SO2转化塔中进行第三次转化，以将第三次吸收后剩余的气体中的SO2转化为SO3，对转化生成的含有SOjP 503的第三转化产物进行第三次吸收，然后将第三次吸收后剩余的气体作为制硫酸的尾气。其中，将SO2转化为SO3的装置和条件可以为常规的选择，本发明在此不再赘述。其中，将转化生成的含有SOjP SO3的转化产物进行吸收的装置和条件可以为常规的选择，本发明在此不再赘述。其中，上述制硫酸的尾气可以作为含硫烟气的一部分返回步骤(a)进行与吸收剂的接触。
[0104]其中，在将所述解吸气氧化为SO3之前，可以将所述解吸气进行干燥处理以除去所述解吸气中夹带的水。
[0105]其中，优选地，本发明的方法还包括:用浓度为97-99重量％的浓硫酸吸收氧化得到的SO3，得到第一硫酸；用浓度为97-99重量％的浓硫酸对所述解吸气进行干燥，以吸收所述解吸气中的水，得到第二硫酸；将所述第一硫酸、所述第二硫酸和所述第一解吸液混合，混合的条件使得混合得到的物料中硫酸的浓度为97-99重量％。
[0106]其中，所述第一硫酸可以为发烟硫酸，即可以为SO3的质量分数为1-66重量％的硫酸，所述第二硫酸的浓度可以低于97重量％，优选地，所述第一解吸液中的水的量和所述解吸气中的水的量的总和能够使得所述第三硫酸的浓度为97-99重量％。
[0107]其中，优选地，本发明的方法还包括:向所述电渗析装置中加入水，加入水的量不少于所述第一解吸液中的水的量和所述解吸气中的水的量的总和。
[0108]其中，优选地，用所述第一解吸液中的水和所述解吸气中的水吸收转化得到的SO3反应以生成H2SO4的过程中产生的废气作为含硫烟气的一部分返回步骤(a)进行与吸收剂的接触。在该优选实施方式中，制备硫酸阶段的废气可以返回用于脱硫，从而进一步降低了硫氧化物的排放量。
[0109]其中，优选地，将经解吸塔4的气体出口排出的解吸气导入干燥器5中，以干燥去除解吸气中夹带的水分，干燥器5中所用的干燥剂可以为97-99重量％的浓硫酸，97-99重量％的浓硫酸可以经管道583导入所述干燥器5中，在吸收了所述解吸气中夹带的水分后，得到第二硫酸，经管道585导出。
[0110]其中，可以将干燥的解吸气先后通过第二换热器52和第一换热器51加热至400-440°C,以达到将SO2转化为SO3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO3的一次转化气，将所述一次转化气经第二换热器52导入至第一硫酸吸收塔56中用浓硫酸(浓度97-99重量％，优选98重量％ )吸收，生成第一硫酸和第一吸收剩余气体。其中，第二换热器52和第一换热器51分别用于将SO2转化为303时产生的热量用于加热干燥后的解吸气。
[0111]其中，可以将第一吸收剩余气体先后经过第四换热器55和第三换热器54加热至400-440°C,以达到将SO2转化为SO3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO3的二次转化气，将所述二次转化气经第四换热器55导入至第二硫酸吸收塔57中用浓硫酸(浓度97-99重量％，优选98重量％ )吸收，生成第三硫酸和第二吸收剩余气体。
[0112]其中，可以将上述第一硫酸经管道586导入硫酸稀释器58中，将上述第三硫酸经管道587导入硫酸稀释器58中，将所述第二硫酸经管道585导入硫酸稀释器58中，将所述第一解吸液经管道42导入硫酸稀释器58中。可以通过控制导入的第一解吸液的量，来控制硫酸稀释器58中的硫酸浓度为97-99重量％，优选为98重量％。硫酸稀释器58中的97-99重量％的硫酸可以经过管道581导出为成品硫酸，也可以经管道582导出用于干燥和303的吸收。其中，用于干燥的97-99重量％的硫酸可以经过管道583导入至干燥器5中，用于吸收303的97-99重量％的硫酸可以经过管道584分别导入至第一硫酸吸收塔56和第二硫酸吸收塔57中。
[0113]其中，可以将所述解吸液通过分流阀41分流为经管道42导出的第一解吸液和经管道43导出的第二解吸液时，第一解吸液和第二解吸液之间的比例可以因硫酸稀释器58中的需水量而定。
[0114]本发明中，二隔室双极膜电渗析膜对和三隔室双极膜电渗析膜对中的双极膜、阳离子交换膜和阴离子交换膜均可以通过购买已经商品化的膜产品得到。例如可以从浙江千秋环保水处理有限公司购买得到。
[0115]以下通过实施例进一步详细说明本发明。以下实施例中，使用氮气和二氧化硫的混合气作为模拟的烟气进行测试，该混合气中，以体积计，FCC烟气中二氧化硫的含量为800ppmo
[0116]实施例1
[0117]参考图1和图2，烟气经过脱硫塔I的烟气入口 11进入脱硫塔I，在脱硫塔I内与吸收剂进行接触，以得到脱硫处理，而后经过烟气出口 12排出脱硫塔I。在烟气处理的起始阶段，吸收剂为lmol/L的氢氧化钠。其中，控制烟气的流量为50万m3/h，吸收剂的流量为4m3/h，得到的吸收液中他肥03与Na 2S03的摩尔比为8:1。
[0118]使用二隔室双极膜电渗析器301作为双极膜电渗析装置，经第一盐室入口 107导入脱硫塔I排出的吸收液。在烟气处理的起始阶段，经第一碱室入口 108导入水。在第一阴极101和第一阳极105形成的电场的作用下，第一碱室31中OH离子富集，第一盐室32中H+离子富集，第一盐室32中的Na+离子穿过第一阳离子交换膜103进入第一碱室31并和OH离子形成NaOH水溶液，形成的含有NaOH水溶液的能够继续吸收SO 2的第一渗析液经第一碱室出口 109导出。第一碱室出口 109与脱硫塔I的吸收剂入口连接。第一碱室出口109导出的能够继续吸收502的第一渗析液作为吸收剂用于脱硫塔I中的脱硫处理。第一盐室32中的HSO3和SO 32与H +离子形成H 2S03，得到含有H2SO^富集了 H 2S03的第二渗析液，富集了 H2SO3的第二渗析液通过第一盐室出口 106排出。二隔室双极膜电渗析器301中的每一组二隔室双极膜电渗析膜对上施加的电压为2.5V时，电渗析时间为30min，能够继续吸收302的第一渗析液的pH值为12，第一盐室32中的Na +的浓度维持在300ppm以下。
[0119]第一盐室出口 106与解吸塔4的入口相连。通过第一盐室出口 106排出的富集了比503的第二渗析液在解吸塔4得到解吸，释放解吸气。解吸塔4上具有气体出口和液体出口。解吸后释放的解吸气经气体出口排出。排出的解吸气经氧化转化为S03。释放的302后剩余的物料作为解吸液经解吸塔4上的液体出口排出。解吸的塔顶温度为4°C，塔底温度为950C，进料温度为30°C，真空解吸塔的塔顶压力为0.5Pa，得到的解吸液中的H2SOj^含量为0.03mol/L,解吸气中的SO2含量为95体积%。
[0120]将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4;将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3;并且向所述电渗析装置中补充将SO3转化为浓硫酸所消耗的水。将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一盐室32中。其中，向所述电渗析装置中补充的水导入所述第一盐室32中。
[0121 ] 其中，将经解吸塔4的气体出口排出的解吸气导入干燥器5中，以干燥去除解吸气中夹带的水分，干燥器5中所用的干燥剂为98重量％的浓硫酸，98重量％的浓硫酸经管道583导入所述干燥器5中，在吸收了所述解吸气中夹带的水分后，得到第二硫酸，经管道585
B山寸出O
[0122]将干燥的解吸气先后通过第二换热器52和第一换热器51加热至420°C，以达到将SO2转化为SO 3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO 3的一次转化气，将所述一次转化气经第二换热器52导入至第一硫酸吸收塔56中用浓硫酸(浓度98重量％ )吸收，生成第一硫酸和第一吸收剩余气体。其中，第二换热器52和第一换热器51分别用于将SO2转化为SO 3时产生的热量用于加热干燥后的解吸气。
[0123]将第一吸收剩余气体先后经过第四换热器55和第三换热器54加热至420°C，以达到将SO2转化为SO 3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO 3的二次转化气，将所述二次转化气经第四换热器55导入至第二硫酸吸收塔57中用浓硫酸(浓度98重量％ )吸收，生成第三硫酸和第二吸收剩余气体。
[0124]其中，将上述第一硫酸经管道586导入硫酸稀释器58中，将上述第三硫酸经管道587导入硫酸稀释器58中，将所述第二硫酸经管道585导入硫酸稀释器58中，将所述第一解吸液经管道42导入硫酸稀释器58中。通过控制导入的第一解吸液的量，来控制硫酸稀释器58中的硫酸浓度为98重量％。硫酸稀释器58中的98重量％的硫酸中的一部分经过管道581导出为成品硫酸，另一部分经管道582导出用于干燥和503的吸收。其中，用于干燥的98重量％的硫酸经过管道583导入至干燥器5中，用于吸收303的98重量％的硫酸经过管道584分别导入至第一硫酸吸收塔56和第二硫酸吸收塔57中。
[0125]其中，将所述解吸液通过分流阀41分流为经管道42导出的第一解吸液和经管道43导出的第二解吸液时，第一解吸液和第二解吸液之间的比例因硫酸稀释器58中的需水量而定。
[0126]其中，将第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一盐室32中；并且，向第一盐室32中补充水，补充水的量为将SO3转化为浓硫酸所消耗的量，即所述第一解吸液中的含水量。
[0127]实施例2
[0128]参考图3和图4，烟气经过脱硫塔I的烟气入口 11进入脱硫塔1，在脱硫塔I内与吸收剂进行接触，以得到脱硫处理，而后经过烟气出口 12排出脱硫塔I。在烟气处理的起始阶段，吸收剂为lmol/L的氢氧化钠。其中，控制烟气的流量为50万m3/h，吸收剂的流量为4m3/h，得到的吸收液中他肥03与Na 2S03的摩尔比为8:1。
[0129]使用二隔室双极膜电渗析器302作为双极膜电渗析装置，经第二盐室入口 138导入脱硫塔I排出的吸收液。在电渗析启动时，经第一酸室入口 137导入水。在第一阴极101和第一阳极105形成的电场的作用下，第二盐室33中OH离子富集，第一酸室34中H+、HSO3和SO 32离子富集，形成富集了 H #03的第二渗析液，第二盐室33中的NaHSO 3和OH离子形成Na2SOyK溶液，形成含有Na #03水溶液与NaOH溶液的能够继续吸收SO 2的第一渗析液经第二盐室出口 139导出。第二盐室出口 139与脱硫塔I的吸收剂入口连接。第二盐室出口 139导出的第二盐液回用于脱硫塔I中的脱硫处理。第一酸室34形成的富集了 H2SO3的第二渗析液，通过第一酸室出口 136排出。二隔室双极膜电渗析器3中每一组二隔室双极膜电渗析膜对上施加的电压为2.5V时，电渗析时间为30min，能够继续吸收502的第一渗析液的pH值为12.5。
[0130]第一酸室出口 136与解吸塔4的入口相连。通过第一酸室出口 136排出的富集了比503的第二渗析液在解吸塔4得到解吸，释放解吸气。解吸塔4上具有气体出口和液体出口。解吸后释放的解吸气经气体出口排出。排出的解吸气经氧化转化为S03。释放的302后剩余的物料为解吸液，经解吸塔4上的液体出口排出。解吸的塔顶温度为3°C，塔底温度为970C，进料温度为30°C，真空解吸塔的塔顶压力为0.8Pa，得到的解吸液中的H2SOj^含量为
0.03mol/L,解吸气中的SO2含量为95体积%。
[0131]将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4;将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3;并且向所述电渗析装置中补充将SO3转化为浓硫酸所消耗的水。将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一酸室34中。其中，向所述电渗析装置中补充的水导入所述第一酸室34中。
[0132]其中，将经解吸塔4的气体出口排出的解吸气导入干燥器5中，以干燥去除解吸气中夹带的水分，干燥器5中所用的干燥剂为98重量％的浓硫酸，98重量％的浓硫酸经管道583导入所述干燥器5中，在吸收了所述解吸气中夹带的水分后，得到第二硫酸，经管道585
B山寸出O
[0133]将干燥的解吸气先后通过第二换热器52和第一换热器51加热至420°C，以达到将SO2转化为SO 3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO 3的一次转化气，将所述一次转化气经第二换热器52导入至第一硫酸吸收塔56中用浓硫酸(浓度98重量％ )吸收，生成第一硫酸和第一吸收剩余气体。其中，第二换热器52和第一换热器51分别用于将SO2转化为SO 3时产生的热量用于加热干燥后的解吸气。
[0134]将第一吸收剩余气体先后经过第四换热器55和第三换热器54加热至420°C，以达到将SO2转化为SO 3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO 3的二次转化气，将所述二次转化气经第四换热器55导入至第二硫酸吸收塔57中用浓硫酸(浓度98重量％ )吸收，生成第三硫酸和第二吸收剩余气体。
[0135]其中，将上述第一硫酸经管道586导入硫酸稀释器58中，将上述第三硫酸经管道587导入硫酸稀释器58中，将所述第二硫酸经管道585导入硫酸稀释器58中，将所述第一解吸液经管道42导入硫酸稀释器58中。通过控制导入的第一解吸液的量，来控制硫酸稀释器58中的硫酸浓度为98重量％。硫酸稀释器58中的98重量％的硫酸中的一部分经过管道581导出为成品硫酸，另一部分经管道582导出用于干燥和503的吸收。其中，用于干燥的98重量％的硫酸经过管道583导入至干燥器5中，用于吸收303的98重量％的硫酸经过管道584分别导入至第一硫酸吸收塔56和第二硫酸吸收塔57中。
[0136]其中，将所述解吸液通过分流阀41分流为经管道42导出的第一解吸液和经管道43导出的第二解吸液时，第一解吸液和第二解吸液之间的比例因硫酸稀释器58中的需水量而定。
[0137]其中，将第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一酸室34中；并且，向第一酸室34中补充水，补充水的量为将SO3转化为浓硫酸所消耗的量，即所述第一解吸液中的含水量。
[0138]实施例3
[0139]参考图5和图6，烟气经过脱硫塔I的烟气入口 11进入脱硫塔I，在脱硫塔I内与吸收剂进行接触，以得到脱硫处理，而后经过烟气出口 12排出脱硫塔I。在烟气处理的起始阶段，吸收剂为lmol/L的氢氧化钠。其中，控制烟气的流量为50万m3/h，吸收剂的流量为4m3/h，得到的吸收液中他肥03与Na 2S03的摩尔比为8:1。
[0140]使用三隔室双极膜电渗析器303作为双极膜电渗析装置，第三盐室入口 210与脱硫塔I的吸收液出口连接。经第三盐室入口 210导入脱硫塔I排出的吸收液。装置开车时，经第二碱室入口 212和第二酸室入口 211导入水。在第二阴极201和第二阳极206形成的电场的作用下，第二碱室35中OH离子富集，第二酸室37中H+离子富集，第三盐室36中的Na+离子进入第二碱室35并和OH离子形成含有NaOH水溶液的能够继续吸收SO 2的第一渗析液，形成的能够继续吸收302的第一渗析液经第二碱室出口 207导出。第二碱室出口 207与脱硫塔I的吸收剂入口连接。第二碱室出口 207导出的能够继续吸收SO2的第一渗析液作为吸收剂用于脱硫塔I中的脱硫处理。第三盐室36中的HSO3 ,SO32和SO42进入第二酸室37并和H+离子形成含有H2SOjP H2SO^富集了 H2S03的第二渗析液，通过第二酸室出口208排出。第三盐室36上具有第二盐室出口 209，可用于排出第三盐室36中的物料并循环进入第三盐室36中。
[0141]第二酸室出口 208与解吸塔4的入口相连。通过第二酸室出口 208排出的富集了比503的第二渗析液在解吸塔4得到解吸，释放解吸气。解吸塔4上具有气体出口和液体出口。解吸后释放的解吸气经气体出口排出。排出的解吸气经氧化转化为S03。释放的302后剩余的物料为解吸液，经解吸塔4上的液体出口排出。解吸的塔顶温度为3°C，塔底温度为970C，进料温度为30°C，真空解吸塔的塔顶压力为0.8Pa，得到的解吸液中的H2SOj^含量为
0.03mol/L,解吸气中的SO2含量为95体积%。
[0142]将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，用所述第一解吸液吸收转化得到的SO3以生成H2SO4;将所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3;并且向所述电渗析装置中补充将SO3转化为浓硫酸所消耗的水。将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第二酸室37中。其中，向所述电渗析装置中补充的水导入所述第二酸室37中。
[0143]其中，将经解吸塔4的气体出口排出的解吸气导入干燥器5中，以干燥去除解吸气中夹带的水分，干燥器5中所用的干燥剂为98重量％的浓硫酸，98重量％的浓硫酸经管道583导入所述干燥器5中，在吸收了所述解吸气中夹带的水分后，得到第二硫酸，经管道585
B山寸出O
[0144]将干燥的解吸气先后通过第二换热器52和第一换热器51加热至420°C，以达到将SO2转化为SO 3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO 3的一次转化气，将所述一次转化气经第二换热器52导入至第一硫酸吸收塔56中用浓硫酸(浓度98重量％ )吸收，生成第一硫酸和第一吸收剩余气体。其中，第二换热器52和第一换热器51分别用于将SO2转化为SO 3时产生的热量用于加热干燥后的解吸气。
[0145]将第一吸收剩余气体先后经过第四换热器55和第三换热器54加热至420°C，以达到将SO2转化为SO 3的反应温度，然后导入至SO 2转化器53中氧化为含有SO 3的二次转化气，将所述二次转化气经第四换热器55导入至第二硫酸吸收塔57中用浓硫酸(浓度98重量％ )吸收，生成第三硫酸和第二吸收剩余气体。
[0146]其中，将上述第一硫酸经管道586导入硫酸稀释器58中，将上述第三硫酸经管道587导入硫酸稀释器58中，将所述第二硫酸经管道585导入硫酸稀释器58中，将所述第一解吸液经管道42导入硫酸稀释器58中。通过控制导入的第一解吸液的量，来控制硫酸稀释器58中的硫酸浓度为98重量％。硫酸稀释器58中的98重量％的硫酸中的一部分经过管道581导出为成品硫酸，另一部分经管道582导出用于干燥和503的吸收。其中，用于干燥的98重量％的硫酸经过管道583导入至干燥器5中，用于吸收303的98重量％的硫酸经过管道584分别导入至第一硫酸吸收塔56和第二硫酸吸收塔57中。
[0147]其中，将所述解吸液通过分流阀41分流为经管道42导出的第一解吸液和经管道43导出的第二解吸液时，第一解吸液和第二解吸液之间的比例因硫酸稀释器58中的需水量而定。
[0148]其中，将第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第二酸室37中；并且，向第二酸室37中补充水，补充水的量为将SO3转化为浓硫酸所消耗的量，即所述第一解吸液中的含水量。
[0149]实施例1-3举例说明了本发明的优选的【具体实施方式】，可见本发明能够将烟气中的302充分地转化为浓硫酸，并能基本实现零废水排放，有效地回收吸收液。
[0150]以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0151]另外需要说明的是，在上述【具体实施方式】中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
[0152]此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
【主权项】
1.一种利用含硫烟气生产浓硫酸的方法，其特征在于:该方法包括如下步骤: (a)将含硫烟气与吸收剂接触，得到脱硫后的烟气和吸收液；所述吸收剂为碱性水溶液； (b)将所述吸收液导入双极膜电渗析装置进行电渗析，得到能够继续吸收302的第一渗析液和富集了 H2SO3的第二渗析液；将所述第一渗析液回用作为吸收剂的部分或全部与烟气进行接触； (c)将所述第二渗析液进行解吸，得到解吸液和含有302的解吸气； (d)将所述解吸气中的SO2氧化为SO3，将所述解吸液分流为第一解吸液和第二解吸液，使所述第一解吸液中的水与氧化得到的SO3反应生成H2SO4J^所述第二解吸液回用至所述电渗析装置中富集H2SO3。2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述双极膜电渗析装置包括二隔室双极膜电渗析器(301);所述二隔室双极膜电渗析器(301)具有设置于第一阴极(101)和第一阳极(105)之间的至少一组二隔室双极膜电渗析膜对，所述二隔室双极膜电渗析膜对包括第一双极膜(102)、第一阳离子交换膜(103)和第二双极膜(104)，第一双极膜(102)与第一阳离子交换膜(103)之间形成第一碱室(31)，第二双极膜(104)与第一阳离子交换膜(103)之间形成第一盐室(32); 其中，进行所述电渗析的步骤包括:将所述吸收液通入二隔室双极膜电渗析器(301)中的第一盐室(32)进行电渗析，在第一碱室(31)中得到能够继续吸收302的第一渗析液，在所述第一盐室(32)中得到富集了 H2SO3的第二渗析液；将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一盐室(32)中。3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述双极膜电渗析装置包括二隔室双极膜电渗析器(302);所述二隔室双极膜电渗析器(302)具有设置于第一阴极(101)和第一阳极(105)之间的至少一组二隔室双极膜电渗析膜对，所述二隔室双极膜电渗析膜对包括第一双极膜(102)、第一阴离子交换膜(140)和第二双极膜(104)，第一双极膜(102)与第一阴离子交换膜(140)之间形成第二盐室(33)，第二双极膜(104)与第一阴离子交换膜(140)之间形成第一酸室(34); 其中，进行所述电渗析的步骤包括:将所述吸收液通入二隔室双极膜电渗析器(302)中的第二盐室(33)进行电渗析，在所述第二盐室(33)中得到能够继续吸收302的第一渗析液，在所述第一酸室(34)中得到富集了 H2SO3的第二渗析液；将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第一酸室(34)中。4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述双极膜电渗析装置包括三隔室双极膜电渗析器(303);所述三隔室双极膜电渗析器(303)具有设置于第二阴极(201)和第二阳极(206)之间的至少一组三隔室双极膜电渗析膜对，所述三隔室双极膜电渗析膜对包括第三双极膜(202)、第二阳离子交换膜(203)、第二阴离子交换膜(204)和第四双极膜(205)，第三双极膜与第二阳离子交换膜(203)之间形成第二碱室(35)，第二阳离子交换膜(203)与阴离子交换膜(204)之间形成第三盐室(36)，第二阴离子交换膜(204)与第四双极膜(205)之间形成第二酸室(37); 其中，进行所述电渗析的步骤包括:将所述吸收液通入三隔室双极膜电渗析器(303)中的第三盐室(36)进行电渗析，在第二酸室(37)中得到富集了 H2SO3的第二渗析液，在第二碱室(35)中得到能够继续吸收SO2的第一渗析液；将所述第二解吸液回用导入至所述电渗析装置的所述第二酸室(37)中。5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述吸收剂含有NaOH和/或Na2SO3O6.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，含硫烟气与吸收剂的接触在脱硫塔(I)中进行，所述的脱硫塔(I)的下部具有烟气入口，所述的脱硫塔(I)的顶部具有烟气出口，所述的脱硫塔(I)内自上而下依次设置有至少一个喷淋层和至少一个筛孔板，且所述喷淋层和所述筛孔板设置在所述烟气入口和所述烟气出口之间，其中，所述的喷淋层中设置有与吸收剂管路连通的喷淋元件，所述喷淋元件包括由无机多孔烧结材料形成的雾化喷嘴； 所述吸收剂自所述雾化喷嘴中喷出并与所述脱硫塔(I)中自下而上地流动的所述含硫烟气接触。7.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，将所述解吸气中的SO2氧化为SO3并用所述第一解吸液中的水与氧化得到的SO3反应以生成H2SO4的过程以一转一吸、两转两吸、三转三吸或非稳态转化的方式进行。8.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括:用浓度为97-99重量％的浓硫酸吸收氧化得到的S03，得到第一硫酸；用浓度为97-99重量％的浓硫酸对所述解吸气进行干燥，以吸收所述解吸气中的水，得到第二硫酸；将所述第一硫酸、所述第二硫酸和所述第一解吸液混合，混合的条件使得混合得到的物料中硫酸的浓度为97-99重量％。9.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括:向所述电渗析装置中加入水，加入水的量不少于所述第一解吸液中的水的量和所述解吸气中的水的量的总和。10.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，将所述解吸气中的SO2氧化为SO3并用所述第一解吸液中的水与氧化得到的SO3反应以生成H2SO4的过程中产生的废气作为含硫烟气的一部分返回步骤(a)进行与所述吸收剂的接触。
【文档编号】C01B17/74GK105833698SQ201510020879
【公开日】2016年8月10日
【申请日】2015年1月15日
【发明人】谢志成, 刘凯中, 冯晓霞, 王培功
【申请人】北京中天元环境工程有限责任公司