CN104258713A - 一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统及处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统，包括顺次连接的酸性气焚烧单元、焚烧尾气氧化单元、急冷单元、制硫酸铵单元、冷却脱水单元以及尾气除雾单元。本发明还提供了一种基于氨法脱硫的酸性气处理方法。本发明的酸性气处理系统和处理方法具有以下优点：脱硫效率高，排放尾气中的SO₂浓度低于200 mg/m³，硫的回收率可达99.5％以上，脱硫过程中无氨的逃逸和废水的过量排放，且能有效利用反应放热，更加符合环保要求，处理系统的设备材质要求低，使用过程中不易发生损坏，使用寿命长，而且投资少、占地小、运行费用低、操作安全可靠。

Description

一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统及处理方法

技术领域

本发明涉及酸性气处理领域，具体涉及一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统及处理方法。

背景技术

在石油化工、煤化工等生产过程中，原料中的硫最终在加工过程中转化成含硫化氢的酸性气，硫化氢是一种对安全和环境非常有害的物质，在排放之前必须进行处理或回收。

对于某些有副产液氨或氨水的工厂，例如煤低温低压气化制天然气装置，由于考虑到液氨或氨水的销售和出路问题，可以采用氨法脱硫工艺将全部或部分酸性气中的硫转化成硫酸铵。通常，对于每年几千吨以下的小规模的硫回收系统，可将全部酸性气焚烧，硫化物转化成SO₂，然后与氨反应制成硫酸铵，而对于大规模的硫回收系统，例如酸性气中的硫含量几万吨时，副产的氨产量不足以与酸性气中的硫全部反应，此时，可采用克劳斯工艺将大部分酸性气中的硫化物转化成硫磺，剩余的5％左右的硫用于制硫酸铵。

目前，常规的氨法脱硫工艺主要应用于烟气脱硫，即用于将电厂或锅炉烟气中的SO₂转化成硫酸铵，近几年扩展到酸性气脱硫，也是首先将酸性气焚烧成SO₂，然后采用氨法烟气脱硫工艺将SO₂转化成硫酸铵。

常规氨法烟气脱硫工艺是用氨水吸收烟气中的SO₂，生成亚硫酸铵，并在富氧的条件下将亚硫酸铵氧化成硫酸铵。发生如下反应：

在吸收过程中所生成的酸式盐NH₄HSO₃对SO₂不具有吸收能力。随着吸收过程的进行，吸收液中的NH₄HSO₃数量增多，吸收液吸收能力逐步下降，此时需向吸收液中补充氨，使NH₄HSO₃转变为(NH₄)₂SO₃，以保持吸收液的能力。因此氨法吸收正常运行后是利用(NH₄)₂SO₃—NH₄HSO₃不断循环的过程来吸收废气中的SO₂的。补充的氨并不是直接用来吸收SO₂，只是保持吸收液中NH₄HSO₃—(NH₄)₂SO₃的一定浓度比例。通过控制吸收液的pH值，就可获得稳定的吸收组分，也就决定吸收液对SO₂的吸收效率。

将氨法脱硫工艺应用到酸性气处理时存在以下问题：

(1)常规氨法脱硫工艺对SO₂的吸收效率低，一般只有90～95％左右，由于电厂或锅炉烟气中SO₂浓度低，一般只有几百至几千毫克/立方米，因此脱硫后尾气中SO₂能够满足排放标准，而酸性气或克劳斯尾气中硫浓度高，通常焚烧后SO₂浓度达到2～3％，这样高的SO₂浓度靠常规氨法脱硫工艺不能满足排放标准。

(2)在常规氨法脱硫工艺中，需要在吸收塔底部的塔底池中鼓入空气将溶液中的亚硫酸铵氧化成硫酸铵，由于是常温常压下的强制氧化，亚硫酸铵氧化成硫酸铵的转化率低，通常只有大约90％，这导致硫酸铵产品不纯，且由于亚硫酸铵不稳定，导致在硫酸铵结晶和产品储运过程中部分分解，释放出SO₂气体。

(3)SO₂的吸收和与氨的反应是一种可逆的平衡反应，既导致SO₂的吸收效率低，也可能导致氨的逃逸。

也有人尝试将酸性气中的硫化物焚烧成SO₂并转化成SO₃，SO₃与水反应制成稀硫酸，然后将氨水通入稀硫酸中制成硫酸铵。但是，由于酸性气中硫含量高，因此，在焚烧酸性气或者克劳斯尾气时，为了防止SO₂和SO₃的露点腐蚀，经余热回收后的尾气温度大约300℃左右，在高温下，稀硫酸具有强烈的腐蚀性，因此，稀硫酸制备和冷却所用的塔和换热器等设备和材料的材质要求极高。

此外，当用氨法脱硫工艺处理克劳斯尾气时，由于克劳斯尾气中含水率高，不能向系统中补充过多的水，否则将影响作为产品外排的硫酸铵溶液的浓度，增加硫酸铵结晶系统的能耗和投资。

发明内容

为克服现有氨法脱硫工艺、处理系统中存在的缺陷，本发明的一个目的是提供一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统。

本发明的另一目的是提供一种基于氨法脱硫的酸性气处理方法。

本发明提供的基于氨法脱硫的酸性气处理系统包括顺次连接的以下处理单元：

酸性气焚烧单元，用于焚烧待处理的酸性气使其中所含的硫转化为SO₂；

焚烧尾气氧化单元，用于将酸性气焚烧单元尾气中的SO₂氧化为SO₃；

急冷单元，用于冷却焚烧尾气氧化单元的尾气；

制硫酸铵单元，用于将急冷单元尾气中的SO₃与氨反应形成硫酸铵排出；

冷却脱水单元，用于冷却制硫酸铵单元尾气；以及

尾气除雾单元，用于将冷却脱水单元的尾气除雾后排放。

上述脱硫系统中，所述酸性气焚烧单元包括焚烧炉、与所述焚烧炉连接的一级换热器、以及与所述一级换热器连接的二级换热器。

上述脱硫系统中，所述酸性气焚烧单元还连接有酸性气供气单元和助燃气供气单元，分别用于向所述酸性气焚烧单元提供待处理的酸性气和助燃气；其中，所述酸性气供气单元还与所述一级换热器连接用于预热酸性气，所述助燃气供气单元还与所述二级换热器连接用于预热助燃气。

上述脱硫系统中，所述焚烧尾气氧化单元包括催化氧化反应器，所述催化氧化反应器内设有一组或多组的反应-冷却单元，每组反应-冷却单元包括催化剂层和层间换热器。

上述脱硫系统中，所述制硫酸铵单元包括洗涤塔以及循环泵，所述洗涤塔内设有一组或多组用以喷淋氨水的氨水分布器以及一组或多组用以喷淋循环溶液的循环溶液分布器，所述循环泵分别与所述循环溶液分布器以及所述洗涤塔相连用以抽取所述洗涤塔底部的循环溶液并送至所述循环溶液分布器之中。

上述脱硫系统中，所述循环泵还连接有用于收集硫酸铵的储罐。

上述脱硫系统中，所述循环泵还与所述急冷单元连接用以将部分循环溶液输入所述急冷单元作为急冷用水。

上述脱硫系统中，所述冷却脱水单元包括喷淋塔以及依次连接的喷淋液缓冲罐、循环泵和冷却器，其中，所述喷淋塔内设有喷淋液分布器，所述喷淋液缓冲罐与所述喷淋塔连接，所述冷却器与所述喷淋液分布器连接。

上述脱硫系统中，所述冷却脱水单元的冷却器还与所述急冷单元连接用以将部分喷淋液输入所述急冷单元作为急冷用水。

本发明提供的基于氨法脱硫的酸性气处理方法包括以下步骤：

S1：将待处理的酸性气焚烧使其中所含的硫转化为SO₂；

S2：将经步骤S1处理后的酸性气氧化使其中的SO₂转化为SO₃；

S3：将经步骤S2处理后的酸性气冷却至140℃以下，优选冷却至70℃以下；

S4：将经步骤S3处理后的酸性气与氨水反应得到硫酸铵并排出；

S5：将经步骤S4处理后的酸性气经冷却、除雾后排放。

本发明的酸性气处理系统和处理方法以SO₃与硫酸铵反应进行脱硫，具有以下优点：

(1)SO₃与硫酸铵反应为不可逆反应，反应转化率高，由此本发明的处理过程可以实现更高的脱硫效率，排放尾气中SO₂浓度可低于200mg/m³，硫的回收率可达99.5％以上，而通过SO₂制硫酸铵脱硫时，脱硫率通常难以超过95％。此外，本发明回收的硫酸铵纯度高，干燥后纯度可达99.5％。

(2)本发明在脱硫过程中无氨的逃逸和废水的过量排放，且可有效利用反应放热，无需过多的额外燃料，更加符合环保要求。

(3)本发明的酸性气处理系统无过高温度和酸性环境的腐蚀，设备材质要求低，使用过程中不易发生损坏，使用寿命长，而且投资少、占地小、运行费用低、操作安全可靠。

附图说明

图1为本发明所述酸性气处理系统的结构示意图；

其中，附图标记说明如下：1、焚烧炉；2、一级换热器；3、二级换热器；4、酸性气预热器；5、助燃气预热器；6、催化氧化反应器；601、603、催化剂层；602、604、层间换热器；7、急冷器；8、洗涤塔；801、氨水分布器；802、循环溶液分布器；9、循环泵；10、喷淋塔；1001、喷淋液分布器；11、喷淋液缓冲罐；12、循环泵；13、冷却器；14、除雾器；15、气体排放装置；A-F：流量调节装置。

具体实施方式

本发明的一个方面提供了一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统，包括顺次连接的以下处理单元：

酸性气焚烧单元，用于焚烧待处理的酸性气使其中所含的硫转化为SO₂；

焚烧尾气氧化单元，用于将酸性气焚烧单元尾气中的SO₂氧化为SO₃；

急冷单元，用于冷却焚烧尾气氧化单元的尾气；

制硫酸铵单元，用于将急冷单元尾气中的SO₃与氨反应形成硫酸铵排出；

冷却脱水单元，用于冷却制硫酸铵单元尾气；以及

尾气除雾单元，用于将冷却脱水单元的尾气除雾后排放。

本发明的酸性气处理系统工作时，首先在酸性气焚烧单元通过焚烧将待处理的酸性气中的H₂S、COS、S等含硫物质转化为SO₂，其中的烃类物质也同时转化为可排放的CO₂，然后，焚烧后的尾气进入焚烧尾气氧化单元，在催化剂的作用下将其中所含的SO₂氧化为SO₃，焚烧尾气氧化单元的尾气再通过急冷单元进行冷却直至适宜温度，冷却后的尾气进入制硫酸铵单元，在其中与氨水反应，SO₃转化为硫酸铵以达到从酸性气中脱除的目的，脱硫后的酸性气再依次进行冷却脱水、除雾处理后即可达到排放要求，由此完成了酸性气的脱硫处理过程。

在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，如图1所示，酸性气焚烧单元包括焚烧炉1、与所述焚烧炉1连接的一级换热器2、以及与所述一级换热器2连接的二级换热器3。

待处理的酸性气和焚烧所用助燃气分别通入焚烧炉1中进行焚烧，通过控制助燃气的流量，确保酸性气中所有的硫化物和其它可燃物能充分燃烧。助燃气可以是纯氧，也可以是由空气鼓风机提供的空气，或者是空气与纯氧按一定比例混合后的富氧混合气。焚烧炉1内发生的反应如下：

H₂S+3/2O₂→SO₂+H₂O

COS+3/2O₂→CO₂+SO₂

S+O₂→SO₂

CO+1/2O₂→CO₂

所有的烃类均氧化成CO₂。

焚烧炉1内的温度大约控制为800～1000℃，可通过调节助燃气的通入量实现，此外，焚烧炉1还可连接有燃料气供应单元，当酸性气燃烧的放热量不足以将焚烧炉的温度维持在800℃以上时，可适当补充部分燃料气。同时，需对焚烧炉1出口尾气中的氧气浓度进行测量和控制，以保证氧气浓度不低于2％，达到过氧燃烧的标准。

焚烧后产生的尾气中含有SO₂、CO₂和H₂O，然后与一级换热器2换热降温。经过换热器2降温后的尾气温度约为500～1000℃，然后进一步与二级换热器3换热降温，经换热器3降温后流出的尾气1的温度可降低到350～400℃，进入下游的焚烧尾气氧化单元。换热器2的换热介质被加热到约240～550℃，同样，换热器3的换热介质被加热到大约240～350℃。换热器2和3的热量可以在处理系统中重新加以利用如酸性气和助燃气的预热等，通过热量的回收利用，可减少或无需额外的燃料气，脱硫成本可有所降低。

本发明对上述焚烧炉和换热器并没有特殊的限定，可采用本领域公知的任意同类设备。换热器可以安装在焚烧炉的内部以降低投资成本，也可以和焚烧炉分开建造，本发明对此亦无特别限定。

本发明对酸性气来源并没有特殊的限定，可以为工业上直接产生的酸性气，也可以是经过本领域公知的任意处理工艺如克劳斯工艺处理后的酸性气。

酸性气和助燃气可直接通入焚烧单元，也可经过处理后进入焚烧单元进行焚烧。在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，酸性气焚烧单元还连接有酸性气供气单元和助燃气供气单元，分别用于向酸性气焚烧单元提供待处理的酸性气和助燃气。在一个优选的实施方式中，酸性气供气单元与所述一级换热器2连接用于预热酸性气，助燃气供气单元与所述二级换热器3连接用于预热助燃气。在一个更优选的实施方式中，如图1所示，酸性气供气单元包括酸性气预热器4，与一级换热器2连接，助燃气供气单元包括助燃气预热器5，与二级换热器3连接。

待焚烧的酸性气可经酸性气预热器4预热后再进入焚烧炉1焚烧，预热温度取决于酸性气中可燃性组分的含量及其焚烧发热量，预热后的酸性气温度一般不超过500℃，并需使焚烧炉1内的温度维持在大约800～1000℃。酸性气预热器4的加热介质可来源于后续的一级换热器2，在酸性气预热器4的加热介质进口和出口之间设置连接管线及流量调节装置B，通过流量调节装置B来调节进入酸性气预热器4的换热介质的流量，从而控制预热后酸性气的温度。同样，助燃气可经助燃气预热器5加热到大约220℃，助燃气预热器5的加热介质可来源于后续的二级换热器3，在助燃气预热器5的加热介质进口和出口之间设置连接管线及流量调节装置A，通过流量调节装置A来调节进入助燃气预热器5的换热介质的流量，从而控制助燃气加热后的温度。流量调节装置A和B可以是调节阀。

在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，如图1所示，焚烧尾气氧化单元包括催化氧化反应器6，催化氧化反应器6内设有一组或多组的反应-冷却单元，每组反应-冷却单元包括催化剂层如601、603和层间换热器如602、604。在催化氧化反应器6内，尾气1中的SO₂在催化剂层的催化作用下，被含氧气体氧化为SO₃并释放反应热，为维持适宜的反应温度，层间换热器对气体进行冷却，将反应热移除。

催化氧化反应器6内氧化反应的反应式如下：

SO₂+1/2O₂→SO₃

根据尾气1中二氧化硫的含量，催化氧化反应器6内可以设置一组或多组的反应-冷却单元，以保证足够高的SO₃转化率。其中，所使用的催化剂并无特别限定，例如可以选择本领域常用的Pt或V₂O₅等，优选蜂窝Pt涂层催化剂，其优势在于其可以在250℃至500℃的温度范围内运行，提供更高的转化率，蜂窝结构有利于提供更大的接触表面以及较小的压力损失。如果使用V₂O₅作为催化剂，则应该将催化氧化反应器6内的温度控制在450～550℃。本发明对上述层间换热器也无特殊限定，可以采用本领域公知的任何换热器。

尾气1经过催化氧化反应器6后，SO₂向SO₃的转化率可以在99％以上。从催化氧化反应器6流出的尾气2的温度控制在大约280℃左右，随后进入急冷单元。

在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，如图1所示，急冷单元包括急冷器7，急冷器7的气体进口设置在顶部，从催化氧化反应器6流出的尾气2由顶部进入急冷器7内，高温的尾气2与雾状的喷淋水相接触，部分水汽化，由急冷器冷却后的尾气3温度降低到140℃以下，优选为降低到70℃以下，冷却后的尾气3同急冷水一起流入制硫酸铵单元。急冷用水可以使用新鲜水，也可以采用后续处理单元中产生的废水，既可节约成本，也可保障急冷单元顺利运行、设备不受损坏。本发明的酸性气处理系统运行稳定时，后续处理单元的废水即可满足冷却需要，无需补充额外的急冷水。

在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，如图1所示，制硫酸铵单元包括洗涤塔8以及循环泵9，洗涤塔8内设有一组或多组用以喷淋氨水的氨水分布器801以及一组或多组用以喷淋循环溶液的循环溶液分布器802，循环泵9分别与循环溶液分布器802以及洗涤塔8相连用以抽取洗涤塔8底部的循环溶液并送至循环溶液分布器802之中，使溶液循环使用。

尾气3由急冷单元处理后由下部进气口进入洗涤塔8中，氨水通过氨水分布器801喷淋在洗涤塔8内均匀分布，循环溶液分布器802使循环溶液在洗涤塔8内均匀分布。尾气3上升过程中与从塔顶的氨水分布器801喷淋下来的氨水和循环溶液分布器802喷淋下来的循环溶液逆流接触，尾气3中的SO₃与氨发生化学反应并生成硫酸铵，与未反应的氨水及循环溶液一起在重力作用下流入洗涤塔8的底部。脱除了SO₃的酸性气从塔顶流出进入后续的冷却脱水单元。循环泵9从洗涤塔8底部抽出循环溶液返回到洗涤塔塔顶的循环溶液分布器802中继续参与反应，循环泵9与循环溶液分布器802之间设置流量调节装置C，通过流量调节装置C可以调节进入循环溶液分布器802的循环溶液流量。根据尾气3中SO₃的浓度，氨水分布器和循环溶液分布器可以设置成一组，也可以设置成多组。

洗涤塔8内溶液pH值约为5～6，与氨法脱SO₂相比，避免了高温和稀硫酸环境，洗涤塔可以采用更便宜的材质，从而节省了投资，由于SO₃与氨的反应是不可逆的反应，脱硫效率更高。

在一个优选的实施方式中，循环泵9还连接有用于收集硫酸铵的储罐。随着洗涤塔8内SO₃不断被吸收，当循环溶液中硫酸铵达到20～40％的重量比后，需从洗涤塔8中排出，通过循环泵9排入外部的硫酸铵溶液储罐进行收集回收。在循环泵9的出口与外部储罐之间还设置有连接管线及流量调节装置D，通过流量调节装置D来调节排出洗涤塔8的硫酸铵溶液的流量。管线上还可设置密度计，根据密度推算循环溶液中硫酸铵的浓度以便及时排出硫酸铵溶液。

在另一个优选的实施方式中，循环泵9还与急冷单元连接用以将部分循环溶液输入急冷单元作为急冷用水。循环泵9还可输送部分循环溶液返回到急冷器7的下部，与急冷器7内的尾气顺流接触换热，在循环泵9与急冷器7之间还设置有连接管线及流量调节装置E，通过流量调节装置E来调节返回急冷器7的溶液流量，维持洗涤塔8循环溶液在稳定的水平。

上述流量调节装置C、D和E可以是调节阀。

上述洗涤塔、循环泵、分布器等并没有特别限定，可以采用本领域公知的同类设备。洗涤塔可以采用填料塔，也可以采用空喷塔，对此并无特别限定。

在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，如图1所示，冷却脱水单元包括喷淋塔10以及依次连接的喷淋液缓冲罐11、循环泵12和冷却器13，其中，喷淋塔10内设有喷淋液分布器1001，喷淋液缓冲罐11与喷淋塔10连接，冷却器13与喷淋液分布器1001连接。

脱除了SO₃的尾气进入喷淋塔10内，通过喷淋液分布器1001用水喷淋，将脱除了SO₃的尾气降温到大约30～50℃，优选降温到大约35～45℃，还使尾气中的大部分气态水冷凝下来，并将其中夹带的少量氨和硫酸铵洗涤下来，喷淋液在重力作用下收集于喷淋塔10的底部，并流入喷淋液缓冲罐11，喷淋液循环泵12从喷淋液缓冲罐11内将水溶液抽出，并经过冷却器13冷却后再次输送到喷淋塔10顶部的喷淋液分布器1001中以循环使用喷淋液。喷淋塔10内仅需在系统开始启动时通入新鲜水作为喷淋水来源，启动后无需额外增加外来水源。

在一个优选的实施方式中，冷却脱水单元的冷却器13还与急冷单元的急冷器7连接，用以将部分喷淋液输入急冷器7的上部喷嘴作为急冷用水，与尾气2逆流接触换热。在冷却器13与急冷器7之间设置连接管线及流量调节装置F，通过流量调节装置F来调节进入急冷器7的溶液流量，并使喷淋液缓冲罐11内维持适当的液位。由于将喷淋塔内的尾气进行冷却，使气体中所含的大部分水冷凝下来用于急冷单元用水，既节省了急冷水的补充，也避免了过量的水排入大气后造成凝液在附近降落。

本发明中，洗涤塔8与喷淋塔10可以制造成一体，也可以分开建造，对此并无特别限定。

在根据本发明的酸性气处理系统的一个实施方式中，如图1所示，尾气除雾单元包括除雾器14以及气体排放装置15。冷却脱水后的尾气进入尾气除雾单元的除雾器14，将气体中可能存在的水滴、酸雾等去除，排放的洁净气中的SO₃浓度小于5mg/m³，除雾后的洁净气通过排气装置15排放。

本发明对上述除雾器并无特别限定，可以采用本领域公知的除雾器，优选高压静电除雾器，高压静电除雾器具有更稳定的处理效果，可以确保即使前端的冷却脱水单元喷淋液不能正常循环喷淋时，也可将SO³酸雾浓度降低到5mg/m³以下。

本发明的另一个方面提供了一种基于氨法脱硫的酸性气处理方法，包括以下步骤：

S1：将待处理的酸性气焚烧使其中所含的硫转化为SO₂；

S2：将经步骤S1处理后的酸性气氧化使其中的SO₂转化为SO₃；

S3：将经步骤S2处理后的酸性气冷却至140℃以下，优选冷却至70℃以下；

S4：将经步骤S3处理后的酸性气与氨水反应得到硫酸铵并排出；

S5：将经步骤S4处理后的酸性气经冷却、除雾后排放。

下面，通过实施例进一步详细说明本发明的实施方式。

实施例酸性气的脱硫处理

采用如图1所述的脱硫处理系统，脱硫步骤如下：

(1)、未处理的原料酸性气有两股不同浓度的酸性气，酸性气a为克劳斯装置的尾气，其组分和性质为：H₂S含量0.46％(V)，SO₂含量0.23％(V)，COS含量0.01％(V)，CO₂含量59.17％(V)，N₂含量0.22％(V)，CO₂含量9.74％(V)，H₂O含量28.2％(V)，H₂含量1.97％(V)，温度160℃，压力23Kpa，流量356Nm³/h；酸性气b的组分和性质为：H₂S含量20.1％(V)，COS含量0.7％(V)，CO₂含量66.0％(V)，C₃H₈含量12.2％(V)，CH₃OH含量0.1％(V)，H₂O含量0.9％(V)，温度25℃，压力49KPa，流量57.4Nm³/h。

(2)、酸性气b直接进入焚烧炉1烧嘴，酸性气a经换热器加热到450℃进入焚烧炉1，与预热到220℃的助燃气空气燃烧，焚烧炉温度控制在800～1000℃。燃烧空气来自于空气风机。对焚烧炉出口的过程气中的氧气浓度进行测量和控制，以保证氧气浓度不低于2％，如果氧气浓度过低，则提高燃烧空气的鼓入量。当温度过高时，将调低酸性气a的预热后温度。在正常运行时，不需补充燃烧气便能将焚烧炉的温度维持在800℃以上。

(3)、焚烧炉1内高温尾气的热量通过翅片换热器取出，换热介质采用热熔盐，加热后的熔盐用于酸性气1和助燃气空气的预热。从焚烧炉流出的尾气温度经换热器换热后降低到350～400℃，进入催化氧化反应器6。该反应器内采用两层催化剂层，并在每层催化剂后设置一个换热器，以取出反应热，保持转化器内的反应温度。催化剂采用蜂窝Pt涂层催化剂，换热器采用翅片换热器，换热介质采用热熔盐，催化氧化反应器6内SO₂向SO₃的转化率为99％以上。

(4)、尾气从催化氧化反应器6流出，温度控制在大约280℃左右，随后进入急冷器7；采用后续冷却脱水单元喷淋塔10的循环喷淋液和后续洗涤塔8的循环溶液进行喷淋，将尾气温度降低到70℃，进入洗涤塔8。

(5)、在洗涤塔8内，氨水和循环喷淋溶液从塔上部的分布器喷淋下来，与尾气中的SO₃发生化学反应并生成硫酸铵。洗涤塔采用空喷塔，材质采用碳钢衬玻璃鳞片，在塔上部设置一层氨水分布器，在氨水分布器上部设置3层循环喷淋液分布器，每层分布器管线上均设置流量调节阀以调节每层喷淋液的流量。循环泵9从洗涤塔底部抽出循环溶液返回到洗涤塔上部的分布器，并将一部分循环溶液输送到前端的急冷器7。洗涤塔内溶液的pH值控制为约5.5。

(6)、在循环泵9出口回路上设置密度计，根据循环溶液的密度调节排出洗涤塔的硫酸铵溶液的流量。

(7)、脱除了SO₃的尾气从洗涤塔顶流出，进入冷却脱水单元的喷淋塔10。在喷淋塔10内，用水喷淋将尾气降温到大约40℃，喷淋塔底部的喷淋液自流进入喷淋液缓冲罐11，喷淋液循环泵12从喷淋液缓冲罐11内将水溶液抽出，并经冷却器13冷却后将大部分喷淋液输送到喷淋塔顶部的喷淋液分布器1001中，同时将一部分喷淋液返回到前端急冷器7作为急冷水，并使喷淋液缓冲罐11内维持适当的液位。

(8)、冷却脱水后的尾气进入高压静电除雾器，将尾气中的水滴、酸雾等去除，排放的洁净气中的SO₃浓度小于5mg/m³，SO₂浓度小于200mg/m³。

由实施例可知，由于采取了高效催化氧化、氨水洗涤前急冷，尾气冷却脱水和尾气高压静电除雾，酸性气处理系统的硫回收率达到99.5％，排放到大气的尾气中SO₂浓度<200mg/m³。干燥后的硫酸铵纯度可达到99.5％，没有氨的逃逸和水的过量排放，并且没有强腐蚀性，设备材质要求更低。

虽然已参照典型实施例描述了本发明，但应当理解，所用的术语是说明和示例性、而非限制性的术语。由于本发明能够以多种形式具体实施而不脱离本发明的精神或实质，所以应当理解，上述实施例不限于任何前述的细节，而应在所附权利要求所限定的精神和范围内广泛地解释，因此落入权利要求或其等效范围内的全部变化和改型都应为所附权利要求所涵盖。

Claims (10)

1.一种基于氨法脱硫的酸性气处理系统，其特征在于，包括顺次连接的以下处理单元：

酸性气焚烧单元，用于焚烧待处理的酸性气使其中所含的硫转化为SO₂；

焚烧尾气氧化单元，用于将酸性气焚烧单元尾气中的SO₂氧化为SO₃；

急冷单元，用于冷却焚烧尾气氧化单元的尾气；

制硫酸铵单元，用于将急冷单元尾气中的SO₃与氨反应形成硫酸铵排出；

冷却脱水单元，用于冷却制硫酸铵单元尾气；以及

尾气除雾单元，用于将冷却脱水单元的尾气除雾后排放。

2.根据权利要求1所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述酸性气焚烧单元包括焚烧炉、与所述焚烧炉连接的一级换热器、以及与所述一级换热器连接的二级换热器。

3.根据权利要求2所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述酸性气焚烧单元还连接有酸性气供气单元和助燃气供气单元，分别用于向所述酸性气焚烧单元提供待处理的酸性气和助燃气；其中，所述酸性气供气单元还与所述一级换热器连接用于预热酸性气，所述助燃气供气单元还与所述二级换热器连接用于预热助燃气。

4.根据权利要求1所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述焚烧尾气氧化单元包括催化氧化反应器，所述催化氧化反应器内设有一组或多组的反应-冷却单元，每组反应-冷却单元包括催化剂层和层间换热器。

5.根据权利要求1所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述制硫酸铵单元包括洗涤塔以及循环泵，所述洗涤塔内设有一组或多组用以喷淋氨水的氨水分布器以及一组或多组用以喷淋循环溶液的循环溶液分布器，所述循环泵分别与所述循环溶液分布器以及所述洗涤塔相连用以抽取所述洗涤塔底部的循环溶液并送至所述循环溶液分布器之中。

6.根据权利要求5所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述循环泵还连接有用于收集硫酸铵的储罐。

7.根据权利要求5或6所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述循环泵还与所述急冷单元连接用以将部分循环溶液输入所述急冷单元作为急冷用水。

8.根据权利要求1所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述冷却脱水单元包括喷淋塔以及依次连接的喷淋液缓冲罐、循环泵和冷却器，其中，所述喷淋塔内设有喷淋液分布器，所述喷淋液缓冲罐与所述喷淋塔连接，所述冷却器与所述喷淋液分布器连接。

9.根据权利要求8所述的酸性气处理系统，其特征在于，所述冷却脱水单元的冷却器还与所述急冷单元连接用以将部分喷淋液输入所述急冷单元作为急冷用水。

10.一种基于氨法脱硫的酸性气处理方法，其特征在于，包括以下步骤：

S1：将待处理的酸性气焚烧使其中所含的硫转化为SO₂；

S2：将经步骤S1处理后的酸性气氧化使其中的SO₂转化为SO₃；

S3：将经步骤S2处理后的酸性气冷却至140℃以下，优选冷却至70℃以下；

S4：将经步骤S3处理后的酸性气与氨水反应得到硫酸铵并排出；

S5：将经步骤S4处理后的酸性气经冷却、除雾后排放。