CN106430116B - 一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法，其包括以下步骤：(1)、含硫废液预处理，(2)、含硫废液的焚烧，(3)、余热回收，(4)、湿式净化，(5)、干燥，(6)、干式接触催化氧化，(7)、吸收，(8)、尾气除害处理。由本发明所提供的方法生产的硫酸可以供给化产硫铵工段作为硫酸铵产品的原料。同现有工艺相比，该方法是一种不产生废液，可以彻底解决焦化脱硫废液的污染问题，且符合环保要求的“清洁生产”工艺，其具有较大的环境效益、社会效益和经济效益。

Description

一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法

技术领域

本发明涉及一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法，属于化工技术领域。

背景技术

焦炉煤气中的H₂S和HCN等具有很强的腐蚀性及毒性，在煤气作为合成气的后续加工过程中，其不仅会对生产设备和管道等产生很强的腐蚀性，而且还会使催化剂中毒失活，进而严重影响最终产品的收率和质量；煤气作为工业和民用燃料时，其燃烧过程产生的废气中含有的硫、氮化合物也会严重污染环境，危害人民健康。因此，不论是用于工业合成原料气，还是用作燃料，都应该对煤气施行脱硫脱氰净化工艺。

目前焦炉煤气脱硫脱氰工艺比较多，特别是以NH₃为碱源，以酞菁钴磺酸盐类复合催化剂为催化剂的煤气湿式氧化法脱硫脱氰工艺最为常用。该工艺不需外来碱源的补充，以自身煤气中的氨为碱源吸收煤气中的H₂S和HCN，降低了生产成本，吸收液与氧在催化剂的作用下解吸脱硫，生成的硫泡沫颗粒大，易于与溶液分离，脱硫脱氰效率都很高。

煤气湿式氧化法脱硫脱氰工艺的工艺合理、运行经济，因此成为研究者普遍重视和研究的课题，其反应方程式如下：

NH₄OH+H₂S→NH₄HS+H₂O；

NH₄OH+HCN→NH₄CN+H₂O；

(NH₄)₂S+0.5O₂→S↓+2NH₃+H₂O。

该工艺产生的硫泡沫浮于再生塔顶部的扩大部分，利用位差自流入硫泡沫槽内，通过硫泡沫泵连续送入熔硫釜生产硫磺，另外该工艺吸收液中会累积大量的硫氰酸铵、硫代硫酸铵、硫酸铵和多硫代铵等无机盐，吸收液中的这些无机盐的含量达到30wt％时，脱硫脱氰效率就会大大降低，必须排放掉一部分脱硫脱氰液，再补充新的脱硫脱氰液。排放出的脱硫脱氰废液中含有较高的硫氰酸铵(NH₄CNS)、硫代硫酸铵((NH₄)₂S₂O₃)和硫酸铵((NH₄)₂SO₄。事实上，脱硫脱氰废液由于使用的催化剂不同，废液中的组分波动很大，一般地，氨法脱硫脱氰排放的废液中主要含有NH₄CNS、(NH₄)₂S₂O₃、(NH₄)₂SO₄和少量的多硫代铵。如果脱硫脱氰废液直接回兑炼焦配煤，其中的盐对炼焦设备腐蚀严重，硫氮化合物在生产过程中还会造成有毒物质的恶性循环；如果直接排放，既浪费了NH₄CNS等相当有价值的化工原料，也会对环境造成严重的污染。因此，目前国内焦化行业的解决办法就是从脱硫脱氰废液中回收NH₄CNS等化工产品，不仅可以解决废液对环境的污染问题，而且还可以产生很好的经济效益和社会效益，意义重大。

但从整体上看，以上工艺仍不完善：

第一：脱硫后产生的硫磺纯度低、颜色深、质量差，销售价格低；

第二：因国内焦化行业大多采用脱硫废液提盐技术，由此提盐产生的副产品的市场不景气，硫氰酸铵销路不畅通，硫代硫酸铵(其夹带有少量的硫氰酸铵，不容易分离，导致其用途范围狭窄，无销售市场，给企业带来二次污染)销售不出去，这给企业带来较大的环保压力；

第三：用于生产硫磺、硫氰酸铵及硫代硫酸铵等副产品的生产环境差，容易造成污染。以上三点制约了该脱硫工艺技术的应用及发展，亟待解决及完善。

发明内容

为了解决上述的缺点和不足，本发明的目的在于提供一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法。

为达到上述目的，本发明提供一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法，其包括以下步骤：

(1)、含硫废液预处理：对所述含硫废液进行离心沉降分离、浓缩后，得到高浓度的含硫废液；

(2)、含硫废液的焚烧：步骤(1)得到的高浓度的含硫废液经压缩空气雾化后，在900-1200℃的温度下对其进行焚烧处理；

(3)、余热回收：对步骤(2)所述焚烧处理后产生的SO₂高温过程气体进行热量回收处理，回收的热量产生中压蒸汽；热量回收处理结束后，再对过程气体进行降温，得到经余热回收并降温处理的过程气体；

(4)、湿式净化：对步骤(3)得到的经余热回收并降温处理的过程气体依次进行增湿降温、冷却后脱水及电除雾处理，以脱除过程气体中所含有的矿尘、水、硫酸雾及对转化工序所用催化剂有害的杂质；

(5)、干燥：对步骤(4)经增湿降温、冷却后脱水及电除雾处理得到的过程气体进行干燥处理；

(6)、干式接触催化氧化：步骤(5)得到的经干燥后的过程气体在钒催化剂的作用下进行干式接触催化氧化反应，以将过程气体中的SO₂催化氧化为SO₃；

(7)、吸收：采用98％的浓H₂SO₄吸收步骤(6)得到的过程气体中的SO₃以得到硫酸；

(8)、尾气除害处理：对步骤(7)产生的制酸尾气经动力波洗涤器、填料塔及电除雾器三级串联除害处理，以脱除制酸尾气中残留的SO₂、逃逸的NH₃及H₂SO₄酸雾，得到的洁净尾气经烟囱排入大气。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(1)中所述含硫废液的温度控制在30-75℃。

根据本发明所述的方法，优选地，以该高浓度的含硫废液的总重量为100％计，其包含5-15wt％的硫磺、15-45wt％的铵盐及50-65wt％的水。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(2)含硫废液的焚烧按照以下步骤进行：步骤(1)得到的高浓度的含硫废液经压缩空气雾化后，在900-1200℃的温度下对其进行两段焚烧处理，其中一段为缺氧燃烧，二段为补氧燃烧，以最大限度减少工艺过程气体中NOx的生成。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(3)余热回收按照以下步骤进行：

对步骤(2)所述焚烧处理后产生的SO₂高温过程气体进行热量回收处理，以将其温度降至400-600℃，回收的热量产生3.5-5.0MPa的中压蒸汽；热量回收处理结束后，再对过程气体进行降温以将其温度降至260-450℃，得到经余热回收并降温处理的过程气体。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(4)所述增湿降温为将过程气体的温度降至60-90℃。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(4)所述冷却后脱水为将经增湿降温处理后的过程气体冷却至40℃以内。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(5)所述干燥的温度为25-50℃。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(6)所述催化氧化反应的反应温度为350-650℃。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤(6)得到的含有SO₃过程气体的温度为150-200℃。

本发明提供了一种利用煤气湿式氧化法(焦化HPF法或PDS法)产生的含硫废液制取硫酸的方法，其包括以下步骤：含硫废液预处理、含硫废液的焚烧、余热回收、湿式净化、干燥、干式接触催化氧化、吸收、尾气除害，以HPF、PDS法脱硫脱氰产生的含硫废液为原料，含硫废液的主要成份为硫磺以及含有硫元素的铵盐类溶液，经预处理、焚烧、余热回收、湿式净化、干燥、干式接触催化氧化、吸收、尾气吸收八个过程制取硫酸：

1)预处理：由焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰来的低浓度的含硫废液经离心沉降分离、滤液浓缩、配制等工艺制成高浓度的含硫废液，以供焚烧用。

2)焚烧：将由硫磺及含有硫元素的铵盐类溶液混合而成的含硫废液，送入焚烧工序焚烧炉内，经压缩空气雾化后，在约900-1200℃的温度下进行焚烧和分解，发生反应如下：

NH₄SCN+3 O₂＝2 H₂O+N₂+SO₂+CO₂；

(NH₄)₂S₂O₃+2.5 O₂＝4 H₂O+N₂+2SO₂；

(NH₄)₂S+3 O₂＝4 H₂O+N₂+SO₂；

(NH₄)₂SO₄+O₂＝4 H₂O+N₂+SO₂；

(NH₄)₂CO₃+1.5 O₂＝4 H₂O+N₂+CO₂；

S+O₂＝SO₂；

NH₃+0.75 O₂＝0.5 N₂+1.5 H₂O；

3)余热回收：从焚烧炉出来的SO₂高温过程气体进入余热锅炉，对其热量进行回收，温度降至400-600℃，回收的热量产生3.5-5.0MPa的中压蒸汽；从余热锅炉出来的过程气体经空气预热器降温至260-450℃，进入湿式净化单元。

4)湿式净化：经余热锅炉、空气预热器回收余热后的工艺过程气体进入湿式净化单元的动力波洗涤器、填料冷却塔、电除雾器，对高温过程气依次进行增湿降温至60-90℃，再冷却至40℃以内进行脱水，再经电除雾，以脱除过程气中含有的矿尘、水、硫酸雾及砷、硒、氟、氯等对转化工序催化剂有害的杂质。

5)干燥：除去粉尘及雾滴后的工艺过程气体进入干燥单元的干燥塔进一步脱除过程气中夹带的水分，干燥运行温度为25-50℃。

6)干式接触催化氧化：脱水后的工艺过程气进入干式接触催化氧化单元的转化器，在350-650℃的条件下，将工艺过程气中的SO₂在钒触媒的作用下催化氧化为SO₃，反应如下所示：

SO₂+0.5O₂＝SO₃。

7)吸收：从转化单元来的约150～200℃的含有SO₃的过程气进入吸收单元的吸收塔，用98％的浓H₂SO₄对SO₃气体进行吸收，浓硫酸中的H₂O与SO₃反应生成H₂SO₄。SO₃吸收反应如下：

SO₃(g)+H₂O(l)→H₂SO₄(l)+134.2kJ/mol。

8)尾气吸收；从吸收塔出来的制酸尾气经动力波洗涤器、填料塔及电除雾器三级串联除害，可有效脱除制酸尾气中残留的SO₂、逃逸的NH₃及H₂SO₄酸雾，洁净尾气经烟囱排入大气。

根据本发明所述的用焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸的工艺，所述的预处理过程为：由焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰来的低浓度的含硫废液经预处理工艺配制成高浓度的含硫废液，在配制过程，特别注意含硫废液的温度控制在30-75℃，否则会聚集成块，出现堵塞现象。

根据本发明所述的用焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸的工艺，所述的焚烧过程为：由焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液为原料，通入焚烧废液喷枪，经压缩空气雾化后送入焚烧炉，炉内通入燃料气及助燃空气，含硫废液在约900-1200℃的温度下采用两段控制焚烧技术，一段为缺氧燃烧，二段为补氧燃烧，可最大限度减少工艺气中NOx的生成。

根据本发明所述的用焦化HPF法或PDS法法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸的工艺，所述的余热回收为：从焚烧炉出来的约900-1200℃含SO₂高温过程气体进入自然式循环余热锅炉，对其热量进行回收，产生蒸汽，经余热锅炉换热后的过程气出口温度降至400-600℃，产生3.5-5.0MPa的蒸汽，经过热器过热后生成过热蒸汽，再减压后并入蒸汽管网。

根据本发明所述的用焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸的工艺，所述的湿式净化过程为：经余热锅炉、空气预热器回收余热后的260-450℃的含SO₂工艺过程气进入湿式净化单元的动力波洗涤器、填料冷却塔、电除雾器，对高温过程气依次进行净化、增湿降温、冷却脱水、除雾，以脱除过程气中的矿尘、水、硫酸雾及砷、硒、氟、氯等杂质，采用湿法净化工艺脱除SO₂工艺气中的有害杂质，净化效率更高，有利于保证转化工序催化剂的催化活性，延长催化剂使用寿命。

根据本发明所述的用焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸的工艺，所述的干式接触催化氧化为：经干燥单元脱水后的工艺过程气进入干式接触催化氧化单元的转化器，在350-650℃的条件下，将过程气中的SO₂在钒触媒等催化剂的作用下催化氧化为SO₃。

SO₂+0.5O₂＝SO₃。

转化器采用结构先进、确保段间隔板不漏气、气体分布均匀的全不锈钢转化器，转化器内装填多层具有较高活性的干式接触转化催化剂，使SO₂转化率能够达到98％以上，上一段床层出来的温度较高的过程气经换热器换热后，进入下一段床层，转化器顶层出来的过程气经换热器冷却至150-200℃，进入吸收单元制取硫酸。

根据本发明所述的用焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸的工艺，所述的尾气吸收为：从吸收单元出来的制酸尾气经尾吸动力波洗涤器，用氨水吸收尾气中残余的SO₂，生成亚硫酸铵，亚硫酸铵在氧化槽内经空气氧化生成硫酸铵，送到化产车间硫铵工段用于生产硫铵；尾吸动力波出来的含氨尾气进入填料塔，用来自湿式净化单元来的稀硫酸除去尾气中残余的挥发氨，生成硫酸铵，通过位差进入尾吸动力波洗涤器；从填料塔出来的尾气经尾吸电除雾器脱除H₂SO₄雾后，洁净尾气经烟囱排入大气。

本发明还提供了一种用于实现上述利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸方法的系统，该系统的结构示意图如图1所示，从图1中可以看出：该系统包括预处理单元、焚烧单元、余热回收单元、湿式净化单元、干燥单元、干式接触催化氧化单元、吸收单元及尾气除害单元；

所述预处理单元包括离心机1、滤液槽2、浆液槽4、浓缩塔6及冷却装置9；所述离心机1的入口通过管路与含硫废液储罐相连；所述离心机1的液体出口、固体出口通过管路分别与所述滤液槽2和浆液槽4相连；

所述滤液槽2通过管路经由滤液泵3、加热器8与浓缩塔6的入口相连，所述浓缩塔6的出口通过管路经由循环泵7与所述浆液槽4的液体入口相连；所述浓缩塔6通过管路与所述冷却装置9相连；

所述焚烧单元包括焚烧炉11，该焚烧炉11包括焚烧废液喷枪和燃烧器；所述浆液槽4的液体出口通过管路经由离心泵5与该焚烧炉11的焚烧废液喷枪相连；该焚烧炉11的焚烧废液喷枪通过管路与压缩空气储罐相连；燃料气储罐通过管路经由煤气升压机10与所述焚烧炉11的燃烧器的入口相连；

所述余热回收单元包括余热锅炉12和空气预热器13，所述焚烧炉11的气体出口通过管路与该余热锅炉12的入口相连；所述余热锅炉12的出口通过管路与所述空气预热器13的过程气入口相连，该空气预热器13的空气入口通过管路与第燃烧风机14相连；

所述湿式净化单元包括第一动力波洗涤器15、第一填料冷却塔16及第一电除雾器17，所述空气预热器13的过程气出口通过管路与所述第一动力波洗涤器15的气体入口相连，该第一动力波洗涤器15的气体出口通过管路与所述第一填料冷却塔16的气体入口相连，所述第一填料冷却塔16的气体出口通过管路与所述第一电除雾器17的气体入口相连；

所述干燥单元包括干燥塔18，所述第一电除雾器17的气体出口通过管路与所述干燥塔18的入口相连；

所述干式接触催化氧化单元包括转化器19，该转化器19设置有气气换热器；所述干燥塔18的出口通过管路经由二氧化硫风机与该转化器19的入口相连；

所述吸收单元包括吸收塔20，所述转化器19的出口通过管路与该吸收塔20的入口相连；

所述尾气除害单元包括第二动力波洗涤器21、第二填料冷却塔22及第二电除雾器23，所述吸收塔20的气体出口通过管路与所述第二动力波洗涤器21的入口相连，该第二动力波洗涤器21的气体出口通过管路与所述第二填料冷却塔22的气体入口相连，该第二填料冷却塔22的气体出口通过管路与第二电除雾器23的入口相连。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，所用的冷却装置9为本领域常规的冷却装置，如冷却塔等等。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，具体地，所述焚烧炉11为由两个焚烧段组成的焚烧炉11。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，具体地，所述空气预热器13的空气出口通过管路经由三通接头分别与所述焚烧炉11的燃烧器的入口及焚烧炉11的二次风入口相连。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，具体地，所述空气预热器13包括热气预热器和冷空气预热器。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，焚烧炉所用的燃料气为焦炉煤气，两段焚烧过程所用的助燃空气来自于空气预热器，因此，空气预热器13的空气出口通过管路经由三通接头分别与所述焚烧炉11的燃烧器的入口及焚烧炉11的二次风入口相连以分别完成第一段燃烧以第二段燃烧。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，具体地，所述转化器19为装填有多层干式接触催化氧化催化剂的转化器19。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，所述吸收塔20设置有液体出口，该液体出口与废液储罐相连以回收吸收塔20的废液。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，所述第二填料冷却塔22设置有液体入口，该液体入口与稀硫酸(浓度为1％)储罐或水罐相连以向第二填料冷却塔22中补充稀硫酸或水，补给的稀硫酸或水用来吸收尾气中的挥发氨。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，具体地，所述第二填料冷却塔22的液体出口通过管路与所述第二动力波洗涤器21的液体入口相连，且第二填料冷却塔22液体出口的垂直高度高于第二动力波洗涤器21液体入口的垂直高度。

其中，第二填料冷却塔22液体出口的垂直高度高于第二动力波洗涤器21液体入口的垂直高度的目的是使第二填料冷却塔22液体出口与第二动力波洗涤器21液体入口之间存在一定的位差，进一步使得第二填料冷却塔中生成的硫酸铵溶液通过位差进入第二动力波洗涤器。所述第二填料冷却塔22液体出口的“垂直高度”与第二动力波洗涤器21液体入口的“垂直高度”是以同一水平面为基准进行定义的。

本发明对第二填料冷却塔22液体出口与第二动力波洗涤器21液体入口的垂直高度差不做具体要求，本领域技术人员可以根据现场作业需要设置合适的高度差，只要能够实现本发明将第二填料冷却塔中生成的硫酸铵溶液通过位差进入第二动力波洗涤器的目的即可。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，具体地，该系统还包括烟囱24，所述第二电除雾器23的出口通过管路与烟囱24相连。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，所用的滤液泵3、离心泵5及循环泵7均为本领域使用的常规泵，但是上述泵必须为耐腐蚀、防堵的泵。

根据本发明所述的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，该系统所用的设备均为本领域使用的常规设备，本领域技术人员可以根据现场作业需要选择合适的设备，只要能够实现本发明的目的即可。

与现有的煤气湿式氧化法脱硫脱氰工艺(如HPF法或PDS法)生产硫磺及脱硫废液提盐的工艺相比，由本发明所提供的方法生产的硫酸可以供给化产硫铵工段作为硫酸铵产品的原料，且该方法不产生废液、可彻底解决焦化脱硫废液的污染问题，是一种符合环保要求的“清洁生产”工艺，具有较大的环境效益、社会效益和经济效益。

此外，本发明所提供的系统及方法具有运行成本低廉、环保效果好等显著优点；其对完善焦化行业的煤气液相催化氧化脱硫工艺、保护环境及资源循环利用具有重要意义，是一种可以消减二氧化硫、解决废液污染问题的高效、节能、环保的系统及方法。

1、运行成本低

与现有的煤气湿式氧化法(如HPF法或PDS法)脱硫脱氰工艺生产硫磺及脱硫废液提盐的工艺相比，该工艺可以生产浓硫酸及副产品蒸汽、硫酸铵溶液，其运行成本由原来亏损实现盈利，给企业带来很好的经济效益。

2、环保效果好

与现有的煤气湿式氧化法(如HPF法或PDS法)脱硫脱氰工艺生产硫磺及脱硫废液提盐的工艺相比，本发明从根本上完善并解决了现行的煤气湿式氧化法(如HPF法和PDS法)脱硫脱氰工艺的废液及硫磺的后续处理问题，变废为宝，且无脱硫废液外排，具有良好的环境效益和社会效益。

与现有的NNF法脱硫脱氰产生的含硫废液制取硫酸的工艺相比，本发明所提供的系统及方法运行成本更低，在国内推广更具有意义。具体来看，煤气湿式氧化法(HPF或PDS法)脱硫脱氰工艺脱硫溶液循环泵运行费用相比NNF法运行费用低27％；其次是原料消耗成本低，只为NNF法脱硫工艺的50％，所以利用煤气湿式氧化法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液制取硫酸更具有经济效益。

附图说明

图1为本发明提供的利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统的示意图。

主要附图标号说明：

1-离心机、2-滤液槽、3-滤液泵、4-浆液槽、5-离心泵、6-浓缩塔、7-循环泵、8-加热器、9-冷却装置、10-煤气升压机、11-焚烧炉、12-余热锅炉、13-空气预热器、14-燃烧风机、15-第一动力波洗涤器、16-第一填料冷却塔、17-第一电除雾器、18-干燥塔、19-转化器、20-吸收塔、21-第二动力波洗涤器、22-第二填料冷却塔、23-第二电除雾器、24-烟囱。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现结合以下具体实施例及说明书附图对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

实施例1

本实施例提供了一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的系统，该系统的示意图如图1所示，从图1中可以看出，其包括预处理单元、焚烧单元、余热回收单元、湿式净化单元、干燥单元、干式接触催化氧化单元、吸收单元及尾气除害单元；

所述预处理单元包括离心机1、滤液槽2、浆液槽4、浓缩塔6及冷却装置9；所述离心机1的入口通过管路与含硫废液储罐相连；所述离心机1的液体出口、固体出口通过管路分别与所述滤液槽2和浆液槽4相连；所述浓缩塔6通过管路与所述冷却装置9相连；

所述滤液槽2通过管路经由滤液泵3、加热器8与浓缩塔6的入口相连，所述浓缩塔6的出口通过管路经由循环泵7与所述浆液槽4的液体入口相连；

所述焚烧单元包括焚烧炉11，该焚烧炉11包括焚烧废液喷枪和燃烧器；所述浆液槽4的液体出口通过管路经由离心泵5与该焚烧炉11的焚烧废液喷枪相连；该焚烧炉11的焚烧废液喷枪通过管路与压缩空气储罐相连；燃料气储罐通过管路经由煤气升压机10与所述焚烧炉11的燃烧器的入口相连；

所述焚烧炉11为由两个焚烧段组成的焚烧炉11；

所述余热回收单元包括余热锅炉12和空气预热器13，所述焚烧炉11的气体出口通过管路与该余热锅炉12的入口相连；所述余热锅炉12的出口通过管路与所述空气预热器13的过程气入口相连，该空气预热器13的空气入口通过管路与燃烧风机14相连；

所述空气预热器13的空气出口通过管路经由三通接头分别与所述焚烧炉11的燃烧器的入口及焚烧炉11的二次风入口相连；

所述湿式净化单元包括第一动力波洗涤器15、第一填料冷却塔16及第一电除雾器17，所述空气预热器13的过程气出口通过管路与所述第一动力波洗涤器15的气体入口相连，该第一动力波洗涤器15的气体出口通过管路与所述第一填料冷却塔16的气体入口相连，所述第一填料冷却塔16的气体出口通过管路与所述第一电除雾器17的气体入口相连；

所述干燥单元包括干燥塔18，所述第一电除雾器17的气体出口通过管路与所述干燥塔18的入口相连；

所述干式接触催化氧化单元包括转化器19，该转化器19设置有气气换热器(图中未画出)；所述干燥塔18的出口通过管路经由二氧化硫风机(图中未画出)与该转化器19的入口相连；

所述吸收单元包括吸收塔20，所述转化器19的出口通过管路与该吸收塔20的入口相连；

所述尾气除害单元包括第二动力波洗涤器21、第二填料冷却塔22及第二电除雾器23，所述吸收塔20的气体出口通过管路与所述第二动力波洗涤器21的入口相连，该第二动力波洗涤器21的气体出口通过管路与所述第二填料冷却塔22的气体入口相连，该第二填料冷却塔22的气体出口通过管路与第二电除雾器23的入口相连；

所述转化器19为装填有多层干式接触催化氧化催化剂的转化器19；

所述第二填料冷却塔22的液体出口通过管路与所述第二动力波洗涤器21的液体入口相连，且第二填料冷却塔22液体出口的垂直高度高于第二动力波洗涤器21液体入口的垂直高度；

该系统还包括烟囱24，所述第二电除雾器23的出口通过管路与烟囱24相连。

实施例2

本实施例提供了一种利用煤气湿式氧化法(如HPF法或PDS法)产生的含硫废液制取硫酸的方法，其是采用实施例1提供的系统实现的，该方法包括以下具体步骤：

含硫废液预处理、含硫废液的焚烧、余热回收、湿式净化、干燥、干式接触催化氧化、吸收、尾气除害，以HPF、PDS法脱硫脱氰产生的含硫废液为原料，含硫废液的主要成份为硫磺以及含有硫元素的铵盐类溶液，经预处理、焚烧、余热回收、湿式净化、干燥、干式接触催化氧化、吸收、尾气除害八个过程制取硫酸：

1)预处理：由焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰来的含硫1-3wt％的含硫废液经离心沉降分离、滤液浓缩、配制等工艺制成含硫5-20wt％的含硫废液，含硫废液水含量约为45-65wt％，以供焚烧用。

2)含硫废液的焚烧：将含硫5-20wt％，水45-65wt％的铵盐类溶液混合而成的含硫废液，送入焚烧工序焚烧炉内，经压缩空气雾化后，在约1000-1100℃的温度下进行焚烧和分解，发生反应如下：

NH₄SCN+3 O₂＝2 H₂O+N₂+SO₂+CO₂；

(NH₄)₂S₂O₃+2.5 O₂＝4 H₂O+N₂+2 SO₂；

(NH₄)₂S+3 O₂＝4 H₂O+N₂+SO₂；

(NH₄)₂SO₄+O₂＝4 H₂O+N₂+SO₂；

(NH₄)₂CO₃+1.5 O₂＝4 H₂O+N₂+CO₂；

S+O₂＝SO₂；

NH₃+0.75 O₂＝0.5 N₂+1.5 H₂O；

3)余热回收：从焚烧炉出来的SO₂高温过程气体进入余热锅炉，对其热量进行回收，温度降至450-500℃，回收的热量产生4.0-4.3MPa的中压蒸汽。从余热锅炉出来的过程气经空气预热器降温至350-380℃，进入湿式净化单元。

4)湿式净化：经余热锅炉、空气预热器回收余热后的工艺过程气进入湿式净化单元的动力波洗涤器、填料冷却塔、电除雾器，对高温过程气依次进行增湿降温至75℃左右，再冷却至38℃左右进行脱水，再经电除雾，以脱除过程气中含有的矿尘、水、硫酸雾及砷、硒、氟、氯等对转化工序催化剂有害的杂质，使工艺过程气体中酸雾<0.005g/Nm³。

5)干燥：除去粉尘及雾滴后的工艺过程气体进入干燥单元的干燥塔采用脱水剂进一步脱除过程气中夹带的水分至0.1g/Nm³以下，干燥运行温度为25-50℃。

6)干式接触催化氧化过程：脱水后的工艺过程气进入干式接触催化氧化单元的转化器，在420-580℃的条件下，将工艺过程气中的SO₂在钒触媒的作用下催化氧化为SO₃：

SO₂+0.5O₂＝SO₃。

7)吸收过程：从转化单元来的约160-190℃的含有SO₃的过程气进入吸收单元的吸收塔，用98％的浓H₂SO₄对SO₃气体进行吸收，浓硫酸中的H₂O与SO₃反应生成H₂SO₄。SO₃吸收反应如下：

SO₃(g)+H₂O(l)→H₂SO₄(l)+134.2kJ/mol。

8)尾气除害过程；从吸收塔出来的制酸尾气经动力波洗涤器、填料塔及电除雾器三级串联除害，可有效脱除制酸尾气中残留的SO₂、逃逸NH₃及H₂SO₄酸雾，洁净尾气经烟囱排入大气，最终洁净尾气SO₂≤200mg/m³。

所述的预处理过程为：由焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰来的低浓度的含硫废液经预处理工艺配制成高浓度的含硫废液，在配制过程，特别注意含硫废液的温度控制在50-70℃，否则会聚集成块，出现堵塞现象。

所述的焚烧过程为：由焦化HPF法或PDS法脱硫脱氰工艺产生的含硫废液为原料，通入焚烧废液喷枪，经压缩空气雾化后送入焚烧炉，炉内通入燃料气及助燃空气，含硫废液在约1000-1100℃的温度下采用两段控制焚烧技术，一段为缺氧燃烧，二段为补氧燃烧，可最大限度减少工艺气中NOx的生成。

所述的余热回收为：从焚烧炉出来的约1000-1100℃含SO₂高温过程气体进入自然式循环余热锅炉，对其热量进行回收，产生蒸汽，经余热锅炉换热后的过程气出口温度降至450-500℃，产生4.0-4.3MPa的中压蒸汽，经过热器过热后生成过热蒸汽，再减压后并入1.0Mpa蒸汽管网。

所述的湿式净化过程为：经余热锅炉、空气预热器回收余热后的350-380℃的含SO₂工艺过程气进入湿式净化单元的动力波洗涤器、填料冷却塔、电除雾器，对高温过程气依次进行增湿降温、冷却脱水、除雾，以脱除过程气中的矿尘、水、硫酸雾及砷、硒、氟、氯等杂质，采用湿法净化工艺脱除SO₂工艺气中的有害杂质，净化效率更高，有利于保证转化工序催化剂的催化活性，延长催化剂使用寿命。

所述的干式接触催化氧化过程为：经干燥单元脱水后的工艺过程气进入干式接触催化氧化单元的转化器，在420-580℃的条件下，将过程气中的SO₂在钒触媒等催化剂的作用下催化氧化为SO₃。

SO₂+0.5O₂＝SO₃。

转化器采用结构先进、确保段间隔板不漏气、气体分布均匀的全不锈钢转化器，转化器内装填多层具有较高活性的干式接触转化催化剂，使SO₂转化率能够达到98％以上，上一段床层出来的温度较高的过程气经换热器换热后，进入下一段床层，转化器顶层出来的过程气经换热器冷却至160-190℃，进入吸收单元制取硫酸。

所述的尾气除害过程为：从吸收单元出来的制酸尾气经尾吸动力波洗涤器，用氨水吸收尾气中残余的SO₂，生成亚硫酸铵，亚硫酸铵在氧化槽内经空气氧化生成硫酸铵，送到化产车间硫铵工段用于生产硫铵；尾吸动力波出来的含氨尾气进入填料塔，用来自湿式净化单元来的稀硫酸除去尾气中残余的挥发氨，生成硫酸铵，通过位差进入尾吸动力波；从填料塔出来的尾气经尾吸电除雾器脱除H₂SO₄雾后，最终以SO₂≤200mg/m³的洁净尾气经烟囱排入大气。

此外，本实施例还提供了利用煤气湿式氧化法(如HPF法或PDS法)产生的含硫废液制取硫酸的方法与NNF法脱硫脱氰制酸工艺，二者运行成本的对比，对比结果如下表1所示。

表1

本实施例还提供了利用煤气湿式氧化法(如HPF法或PDS法)产生的含硫废液制取硫酸的方法与PDS或HPF法脱硫脱氰提盐工艺，二者运行成本的对比，对比结果如下表2所示。

表2

Claims (6)

1.一种利用煤气湿式氧化法产生的含硫废液制取硫酸的方法，其包括以下步骤：

(1)、含硫废液预处理：对所述含硫废液进行离心沉降分离、浓缩后，得到高浓度的含硫废液；

步骤(1)中所述含硫废液的温度控制在30-75℃；

以该高浓度的含硫废液的总重量为100％计，其包含5-15wt％的硫磺、15-45wt％的铵盐及50-65wt％的水；

(2)、含硫废液的焚烧：步骤(1)得到的高浓度的含硫废液经压缩空气雾化后，在900-1200℃的温度下对其进行焚烧处理；

(3)、余热回收：对步骤(2)所述焚烧处理后产生的SO₂高温过程气体进行热量回收处理，回收的热量产生中压蒸汽；热量回收处理结束后，再对过程气体进行降温，得到经余热回收并降温处理的过程气体；

步骤(3)余热回收按照以下步骤进行：

对步骤(2)所述焚烧处理后产生的SO₂高温过程气体进行热量回收处理，以将其温度降至400-600℃，回收的热量产生3.5-5.0MPa的中压蒸汽；热量回收处理结束后，再对过程气体进行降温以将其温度降至260-350℃，得到经余热回收并降温处理的过程气体；

(4)、湿式净化：对步骤(3)得到的经余热回收并降温处理的过程气体依次进行增湿降温、冷却后脱水及电除雾处理，以脱除过程气体中所含有的矿尘、水、硫酸雾及对转化工序所用催化剂有害的杂质；

步骤(4)所述冷却后脱水为将经增湿降温处理后的过程气体冷却至40℃以内；

(5)、干燥：对步骤(4)经增湿降温、冷却后脱水及电除雾处理得到的过程气体进行干燥处理；

(6)、干式接触催化氧化：步骤(5)得到的经干燥后的过程气体在钒催化剂的作用下进行干式接触催化氧化反应，以将过程气体中的SO₂催化氧化为SO₃；

(7)、吸收：采用98％的浓H₂SO₄吸收步骤(6)得到的过程气体中的SO₃以得到硫酸；

(8)、尾气除害处理：对步骤(7)产生的制酸尾气经动力波洗涤器、填料塔及电除雾器三级串联除害处理，以脱除制酸尾气中残留的SO₂、逃逸的NH₃及H₂SO₄酸雾，得到的洁净尾气经烟囱排入大气。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)含硫废液的焚烧按照以下步骤进行：步骤(1)得到的高浓度的含硫废液经压缩空气雾化后，在900-1200℃的温度下对其进行两段焚烧处理，其中一段为缺氧燃烧，二段为补氧燃烧，以最大限度减少工艺过程气体中NOx的生成。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(4)所述增湿降温为将过程气体的温度降至60-90℃。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(5)所述干燥的温度为25-50℃。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(6)所述催化氧化反应的反应温度为350-650℃。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(6)得到的含有SO₃过程气体的温度为150-200℃。