CN108786397A - 一种Claus装置尾气的处理方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本公开涉及一种Claus装置尾气的处理方法和系统，该方法包括：a、将Claus装置尾气(A)和含有氧气的气体(B)送入燃烧炉(1)中进行燃烧，得到含有二氧化硫的燃烧烟气；b、将步骤a中所得燃烧烟气送入脱硫塔(3)中与碱洗液接触并使二氧化硫与碱洗液进行碱洗处理，得到脱硫液和脱硫烟气(D)；c、将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置(6)中进行电渗析，得到电渗析碱液和含有亚硫酸的电渗析酸液；d、将步骤c中所得电渗析酸液送入解吸塔(7)进行解吸，得到含有二氧化硫的解吸气和解吸液。采用本公开系统的Claus装置尾气处理方法能够对Claus装置尾气进行处理以达到排放标准，并且运行费用低。

Description

一种Claus装置尾气的处理方法和系统
技术领域
本公开涉及一种Claus装置尾气的处理方法和系统。
背景技术
Claus(或称为克劳斯)工艺是石化工业中不可缺少的单元，主要用于处理石油加工过程中产生的H2S气体。1883年处理H2S气体的Claus工艺应运而生，它由Carl FriedrichClaus发明，核心是H2S和SO2通过氧化还原反应转化为硫磺，总反应如下式所示：
2H2S(g)+SO2(g)→3Sx(s)+2H2O。
Claus工艺依据原料气中H2S浓度不同，可采用直流Claus法(H2S浓度高于50％)、直接氧化Claus法(H2S浓度小于15％)和分流Claus法(H2S浓度介于二者之间)。Claus工艺经过近百年的发展，己经成为合成氨厂、甲醇原料生产厂、天然气及石油炼制厂等获取元素硫的重要组成部分。到目前为止，建有的600多套Claus装置，其中70％用于炼厂硫磺回收。2004年，全球通过Claus工艺生产硫磺量达4.6×107t，比2002年增加3.5×106t。硫磺不仅是生产硫酸的原料，而且在炼油厂、焦化厂、发电站和化肥厂等应用广泛，是十分重要的化工资源。
传统Claus硫磺回收工艺流程如图1所示(图1中虚线框内为Claus硫磺回收装置)。从上游装置来的酸性气首先经过酸气预热器，加热至145℃，其中2/3气体进入燃烧炉，与主风机来的经预热的空气，在烧嘴处充分混合后燃烧，通过对空气量的控制，保证只有1/2的H2S气体燃烧生成SO2。炉膛内温度大约在900-1300℃之间，在此温度下，SO2与未燃烧的H2S气体反应生成单质硫。燃烧气在燃烧室与另外1/3的酸性气体混合，仍有部分单质硫生成，硫以液态形式进入硫磺液封槽；混合后的过程气进入废热锅炉，副产0.5MPa(g)低压蒸汽，出废热锅炉的过程气被加热至245℃，进入一级转化器(克劳斯反应器)，在催化剂的作用下H2S气体与SO2气体继续反应，生成单质硫；过程气冷却分离后加热至约210℃，进入二级转化器进行反应，反应后的过程气入二级冷凝冷却器，冷凝并分离出液体硫磺，出二级冷凝冷却器的Claus装置尾气(或称为Claus装置出尾气)经尾气捕集器捕集少量硫磺后送焚烧炉燃烧处理，产生的SO2气体外排，同时副产中压蒸汽。
传统Claus硫磺回收装置存在的主要问题是Claus装置尾气含有SO2、H2S、COS、CS2和Sx等，经焚烧处理后产生的SO2气体浓度较大，若直接排放，势必会给环境造成严重的污染。目前人们对Claus工艺的改进主要集中于对Claus装置尾气的治理，如超级Claus工艺、SCOT工艺以及RAR工艺等，也有结合Claus硫磺回收和尾气治理工艺的改进，如超优Claus工艺、低温Claus工艺。
超级Claus工艺改变以往传统Claus工艺单纯提高H2S和SO2在转化器中反应进程的思路，对尾气进行处理，减少焚烧段和转化器内的元素硫损失，从而提高硫回收率，工艺流程见图2(图2中虚线框内为Claus硫磺回收装置)。具体是在传统Claus工艺尾部增加H2S的选择性氧化反应器，使未反应的H2S在催化剂作用下直接形成单质硫而回收。该工艺由美国UOP公司于上世纪70年代开发，称为selectox工艺，该技术的核心是开发合适的选择性催化氧化剂。H2S的选择性氧化不是可逆反应，在催化氧化剂作用下可全部转化为SO2，所以对入口处H2S和SO2的比例要求并不严格。
超级Claus工艺有时在转化器和选择性氧化反应器之间加入一个加氢转换器，使SO2还原为H2S，而COS和CS2等含硫化合物水解生成H2S，从而最大程度地回收硫。反应如下式所示：
SO2+H2→H2S+H2O (1)
COS+H2O→H2S+CO2 (2)
CS2+H2O→H2S+CO2。 (3)
超优Claus是改进的超级Claus工艺，超优Claus装置的硫回收率为99.4％或更高，其流程如图3所示(图3中虚线框内为Claus硫磺回收装置)。特点是在超优Claus工艺的二级转化器内加入加氢还原催化剂，使SO2还原为H2S或S，反应式如下式所示：
SO2+H2→S+H2O (1)
SO2+H2→H2S+H2O (2)
SO2+CO→S+CO2。 (3)
超优克劳斯工艺适用于酸性气浓度范围广，酸性气中H2S含量可以在23％～93％之间，既可用于新建装置，也适用于现有的克劳斯装置技术改造，还能和富氧氧化硫回收工艺结合使用。装置运行中过程气连续气相催化，中间不需要进行冷凝脱水，无“三废”处理问题。
低温克劳斯工艺又称亚露点硫回收工艺，是指在低于硫露点的温度下进行的克劳斯反应。硫磺露点受反应器内硫磺分压的影响，大多数一级Claus反应器内，露点为170℃，反应器最低温度须控制180～200℃，以防止液化的硫磺影响反应器内催化剂性能。亚露点硫磺回收工艺突破露点对温度限制，扩展了使用条件，使反应可在低于露点的温度下进行，生成的液体硫吸附在低温催化剂上。冷床吸附(CBA)工艺、MCRC工艺和Clinsulf工艺都是后来开发的亚露点硫磺回收工艺，该工艺可以将硫磺回收率提高至99.2％左右。
SCOT工艺是由壳牌国际石油集团研究开发。第一套SCOT工业装置于1973年投产。在各种尾气处理工艺中，该工艺投资及消耗指标最高，但对克劳斯硫回收装置的适应性强，净化度高，硫回收率可达99.8％。SCOT工艺流程分为三个部分。(1)加氢还原部分。用燃料气发生次化学当量反应产生H2和CO等还原气体，还原气体和过程气混合，在加氢催化剂上发生加氢反应，使过程气中的元素硫、SO2加氢成为H2S，过程气中的COS和CS2水解成H2S。(2)急冷部分。离开加氢反应器的过程气通过废热锅炉回收热量，并在急冷塔中与低温含硫氨水逆流接触，过程气中大量蒸汽冷凝，过程气温度下降至吸收温度。(3)吸收再生部分。与常规胺处理装置相同，再生塔顶的酸性气返回至克劳斯硫回收装置的酸性气管道中。其流程如图4所示(图4中虚线框内为Claus硫磺回收装置)。
RAR工艺由意大利国际动力技术公司(KTI)开发，其基本原理和SCOT工艺相同，硫回收率在99.8％以上。RAR工艺包括还原和吸收两步。还原阶段含硫化合物如SO2、COS和CS2等经过加氢和水解生成H2S，吸收阶段为异丙醇胺或者甲基二乙醇胺(MDEA)吸收H2S，吸收液经解吸后可再次投入使用，而H2S进入循环Claus转化器。
改进后的Claus尾气处理工艺在提高总硫回收率的同时，但也存在以下几个主要问题：
(1)设备易腐蚀：Claus尾气处理后，反应产物中有较大量的水生成，与酸性气中的H2S是等摩尔的，在高温时是以水蒸汽的形式存在，在温度稍低的情况下就会有凝结水产生，与H2S和SO2结合形成酸，造成设备及管道的腐蚀；
(2)管道易堵塞：反应产物单质硫熔点为112℃，沸点为444.6℃，为了使硫能够在管道中流动，一般需要伴热将硫维持在液态，产生的硫蒸汽也会进入到尾气中，在温度稍低的情况下结晶，形成粉状硫附着在管壁上，造成管道堵塞，系统压差增大；
(3)外排SO2浓度难以满足新标准：改进后的Claus尾气处理工艺均可以满足《大气污染物综合排放标准》(GB16279-1996)规定，酸性气体处理装置烟气中的SO2最高允许排放浓度≤960mg/m3，但难以满足国家2015年颁布的《石油炼制工业污染物排放标准》(GB31570-2015)规定，酸性气体处理装置烟气中的SO2最高允许排放浓度≤400mg/m3；
(4)运行费用高：改进后的Claus尾气处理工艺，通过加氢还原尾气中SO2为H2S气体，H2S经MDEA吸收、解吸塔解吸后返回Claus转化器继续反应，吸收剂MDEA消耗量大且H2S气体解吸消耗大量蒸汽，造成系统运行费用偏高。
发明内容
本公开的目的是提供一种Claus装置尾气的处理方法和系统，采用本公开系统的Claus装置尾气处理方法能够对Claus装置尾气进行处理以达到排放标准，并且运行费用低。
为了实现上述目的，本公开提供一种Claus装置尾气的处理方法，该方法包括：a、将Claus装置尾气和含有氧气的气体送入燃烧炉中进行燃烧，得到含有二氧化硫的燃烧烟气；b、将步骤a中所得燃烧烟气送入脱硫塔中与碱洗液接触并使二氧化硫与碱洗液进行碱洗处理，得到脱硫液和脱硫烟气；c、将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置中进行处理，得到电渗析碱液和含有亚硫酸的电渗析酸液；d、将步骤c中所得电渗析酸液送入解吸塔进行解吸，得到含有二氧化硫的解吸气和解吸液。
可选的，所述方法还包括：在步骤b中，将所述燃烧烟气送入废热锅炉中进行换热后再送入所述脱硫塔中进行所述碱洗处理；和/或所述方法还包括：在步骤c中，将所得脱硫液依次送入精密过滤器进行过滤以及送入换热器中进行换热降温后再送入所述双极膜电渗析装置中进行处理；和/或所述方法还包括：将步骤c中所得电渗析碱液作为碱洗液返回至所述脱硫塔中进行所述碱洗处理；和/或所述方法还包括：将步骤d中所得含有二氧化硫的解吸气送入干燥塔中进行干燥，得到干燥后解吸气；将所得干燥后解吸气用于制备液态二氧化硫和/或硫酸。
可选的，步骤a中所述Claus装置尾气含有硫化氢、二氧化硫、硫氧化碳、二硫化碳和硫单质，所述含有氧气的气体中氧气含量为1～50体％。
可选的，所述Claus装置尾气和含有氧气的气体满足以下公式：[1/2M(H)+2M(C)+2M(S)]：M(O)＝1：(1-1.08)；其中，M(H)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中氢原子的物质的量，M(S)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中硫原子的物质的量，M(C)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中碳原子的物质的量，M(O)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中氧原子的物质的量。
可选的，在步骤a中，将助燃气送入所述燃烧炉中与所述Claus装置尾气和含有氧气的气体一起进行所述燃烧；其中，所述助燃气包括氢气和/或甲烷。
可选的，所述双极膜电渗析装置包括一个阴极和一个阳极、以及位于阴极和阳极之间由阳离子交换膜和双极膜交替排列组成的膜堆，其中，阳离子交换膜和双极膜的阴膜侧构成碱室，双极膜的阳膜和阳离子交换膜构成酸室；所述双极膜电渗析装置至少包括由一张阳离子交换膜和一张双极膜构成的一个膜对；将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置中的酸室进行处理，在碱室中得到碱液，在所述酸室中得到含有盐的酸液；或者
所述双极膜电渗析装置包括一个阴极和一个阳极、以及位于阴极和阳极之间由阴离子交换膜和双极膜交替排列组成的膜堆，其中，阴离子交换膜和双极膜的阴膜侧构成碱室，双极膜的阳膜侧和阴离子交换膜构成酸室；所述双极膜电渗析装置至少包括由一张阴离子交换膜和一张双极膜构成的一个膜对；将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置中的碱室进行处理，在碱室中得到含有盐的碱液，在所述酸室中得到酸液；或者
所述双极膜电渗析装置包括一个阴极和一个阳极、以及位于阴极和阳极之间由阳离子交换膜、阴离子交换膜和双极膜交替排列组成的膜堆，其中，双极膜的阴膜侧和阳离子交换膜构成碱室，阳离子交换膜和阴离子交换膜构成盐室、阴离子交换膜和双极膜的阳膜侧构成酸室；所述双极膜电渗析装置至少包括由一张阳离子交换膜、一张阴离子交换膜和一张双极膜构成的一个膜对；将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置中的盐室进行处理，在碱室中得到电渗析碱液，在所述酸室中得到电渗析酸液，在所述盐室中得到淡化液。
可选的，所述脱硫塔包括塔体、位于塔体下部的气体入口、位于所述塔体顶部的烟气出口和位于所述塔体底部的脱硫液出口，所述塔体内由上至下还设置有喷淋层和筛孔板，所述喷淋层中设置有至少一个用于送入碱洗液的雾化喷嘴；沿高度方向，所述喷淋层和筛孔板位于所述气体入口和烟气出口之间。
可选的，所述脱硫塔的碱洗液包括选自氢氧化钠溶液、碳酸钠溶液、亚硫酸钠溶液和碳酸氢钠溶液中的至少一种，所述碱洗液的重量分数为1～50重量％，所述脱硫塔中液气体积比为0.5-3.0升/米3。
可选的，所述电渗析的条件包括：温度为20-35℃，压力为0.001-0.4兆帕，膜对电压为0.5-4伏特。
本公开还提供一种Claus装置尾气的处理系统，该系统包括燃烧炉、脱硫塔、双极膜电渗析装置和解吸塔；所述燃烧炉设置有Claus装置尾气的入口、含有氧气的气体入口和烟气出口，所述脱硫塔设置有气体入口、碱洗液入口、脱硫液出口和烟气出口，所述双极膜电渗析装置设置有液体入口、电渗析碱液出口和电渗析酸液出口，所述解吸塔设置有液体入口、气体出口和液体出口；所述燃烧炉的烟气出口与所述脱硫塔的气体入口流体连通，所述脱硫塔的脱硫液出口与所述双极膜电渗析装置的液体入口流体连通，所述双极膜电渗析装置的电渗析酸液出口与所述解吸塔的液体入口流体连通。
可选的，所述燃烧炉的烟气出口通过废热锅炉与所述脱硫塔的气体入口流体连通；和/或所述脱硫塔的脱硫液出口依次通过精密过滤器和换热器与所述双极膜电渗析装置的液体入口流体连通；和/或所述双极膜电渗析装置的电渗析碱液出口与所述脱硫塔的液体入口流体连通。
可选的，所述系统还包括干燥塔，所述解吸塔的气体出口与所述干燥塔的入口流体连通。
可选的，所述燃烧炉还设置有助燃气入口。
可选的，所述双极膜电渗析装置包括一个阴极和一个阳极、以及位于阴极和阳极之间由阳离子交换膜和双极膜交替排列组成的膜堆，其中，阳离子交换膜和双极膜的阴膜侧构成碱室，双极膜的阳膜和阳离子交换膜构成酸室；所述双极膜电渗析装置至少包括由一张阳离子交换膜和一张双极膜构成的一个膜对；或者
所述双极膜电渗析装置包括一个阴极和一个阳极、以及位于阴极和阳极之间由阴离子交换膜和双极膜交替排列组成的膜堆，其中，阴离子交换膜和双极膜的阴膜侧构成碱室，双极膜的阳膜侧和阴离子交换膜构成酸室；所述双极膜电渗析装置至少包括由一张阴离子交换膜和一张双极膜构成的一个膜对；或者
所述双极膜电渗析装置包括一个阴极和一个阳极、以及位于阴极和阳极之间由阳离子交换膜、阴离子交换膜和双极膜交替排列组成的膜堆，其中，双极膜的阴膜侧和阳离子交换膜构成碱室，阳离子交换膜和阴离子交换膜构成盐室、阴离子交换膜和双极膜的阳膜侧构成酸室；所述双极膜电渗析装置至少包括由一张阳离子交换膜、一张阴离子交换膜和一张双极膜构成的一个膜对。
可选的，所述脱硫塔包括塔体、位于塔体下部的气体入口、位于所述塔体顶部的烟气出口和位于所述塔体底部的脱硫液出口，所述塔体内由上至下还设置有喷淋层和筛孔板，所述喷淋层中设置有至少一个用于送入碱洗液的雾化喷嘴；沿高度方向，所述喷淋层和筛孔板位于所述气体入口和烟气出口之间。
采用本公开系统的Claus装置尾气处理方法将Claus装置尾气依次进行燃烧、碱洗处理、电渗析和解吸处理，能够使Claus装置尾气达到排放标准，而且运行费用低，另外还可以对Claus装置尾气中的硫元素进行回收利用。
本公开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
附图是用来提供对本公开的进一步理解，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公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是现有传统Claus硫磺回收工艺一种具体实施方式的流程示意图；
图2是现有超级Claus工艺一种具体实施方式的流程示意图；
图3是现有超优Claus工艺一种具体实施方式的流程示意图；
图4是现有SCOT工艺一种具体实施方式的流程示意图；
图5包括本公开Claus装置尾气处理方法第一种具体实施方式的流程示意图，也包括本公开Claus装置尾气处理系统第一种具体实施方式的结构示意图；
图6是本公开双极膜电渗析装置第一种具体实施方式的结构示意图；
图7包括本公开Claus装置尾气处理方法第二种具体实施方式的流程示意图，也包括本公开Claus装置尾气处理系统第二种具体实施方式的结构示意图；
图8是本公开双极膜电渗析装置第二种具体实施方式的结构示意图；
图9包括本公开Claus装置尾气处理方法第三种具体实施方式的流程示意图，也包括本公开Claus装置尾气处理系统第三种具体实施方式的结构示意图；
图10是本公开双极膜电渗析装置第三种具体实施方式的结构示意图；
图11包括本公开Claus装置尾气处理方法第四种具体实施方式的流程示意图，也包括本公开Claus装置尾气处理系统第四种具体实施方式的结构示意图；
图12是本公开双极膜电渗析装置第四种具体实施方式的结构示意图；
图13是本公开脱硫塔一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1000燃烧炉 1001废热锅炉 1002一级转化器
1003二级转化器 1004冷却冷凝器 1005焚烧炉
1006选择性氧化反应器 1007深冷器 1008硫磺罐
1009加氢催化反应器 1010加氢反应器 1011废热锅炉
1012 H2S吸收塔 1013焚烧炉 1014富胺液解吸塔
A Claus装置尾气 B含有氧气的气体 C助燃气
D脱硫烟气 E干燥后解吸气 F外排解吸液
1燃烧炉 2废热锅炉
3脱硫塔 3A塔体 3B喷淋层
3C筛孔板 3D雾化喷嘴
4精密过滤器 5换热器 6双极膜电渗析装置
7解吸塔 8干燥塔 9换热器
10电极液区
101第一阴极 102第一双极膜 103第一阳离子交换膜
104第一阳极 20第一碱室 30第一酸室
201第二阴极 202第二双极膜 203第一阴离子交换膜
204第二阳极 21第二碱室 31第二酸室
301第三阴极 302第二阳离子交换膜 303第三双极膜
304第三阳极 22第三碱室 32第三酸室
401第四阴极 402第四双极膜 403第三阳离子交换膜
404第三阴离子交换膜 405第四阳极 23第四碱室
33第四酸室 43淡化室
具体实施方式
以下结合附图对本公开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公开，并不用于限制本公开。
基于现有Claus装置尾气处理存在处理成本高的问题，如图5、7、9或11所示，本公开提供一种Claus装置尾气的处理方法，该方法包括：a、将Claus装置尾气A和含有氧气的气体B送入燃烧炉1中进行燃烧，得到含有二氧化硫的燃烧烟气；b、将步骤a中所得燃烧烟气送入脱硫塔3中与碱洗液接触并使二氧化硫与碱洗液进行碱洗处理，得到脱硫液和脱硫烟气D；c、将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置6中进行电渗析，得到电渗析碱液和含有亚硫酸的电渗析酸液；d、将步骤c中所得电渗析酸液送入解吸塔7进行解吸，得到含有二氧化硫的解吸气和解吸液。本公开的Claus装置尾气处理方法将Claus装置尾气依次进行燃烧、碱洗处理、电渗析和解吸处理，能够使Claus装置尾气达到排放标准，而且运行费用低，另外还可以对Claus装置尾气中的硫元素进行回收利用。
根据本公开，燃烧烟气的温度高，可利用热量大，而且为了防止脱硫塔温升过大，影响脱硫塔运行，如图5、7、9或11所示，所述方法还可以包括：在步骤b中，将所述燃烧烟气送入废热锅炉2中进行换热后再送入所述脱硫塔3中进行所述碱洗处理，经过换热的燃烧烟气的温度一般在200℃以下，优选在100℃以下。废热锅炉是本领域技术人员所熟知的，可以通过废热回收以生产热水或蒸汽来供给其它设备使用。
根据本公开，脱硫液中可能含有颗粒状的杂质，为保护后续的电渗析装置，如图5、7、9或11所示，所述方法还可以包括：在步骤c中，将所得脱硫液依次送入精密过滤器4进行过滤以及送入换热器5中进行换热降温后再送入所述双极膜电渗析装置6中进行所述电渗析。经过过滤和换热降温后的脱硫液，其固体颗粒大幅度减少，减小了膜过滤器堵塞的风险，同时温度降低。另外，根据需要，精密过滤前的部分脱硫液可以返回脱硫塔3，精密过滤后的部分脱硫液也可以返回脱硫塔3。所述精密过滤器是本领域技术人员所熟知的，例如可以为选自无机膜过滤器、金属膜过滤器和有机膜过滤器中的至少一种，所述有机膜过滤器优选为耐高温过滤器。根据过滤精度不同，所述精密过滤器的膜孔径范围可以为1纳米-10000纳米。换热器也是本领域技术人员所熟知的，本公开不再赘述，换热后的脱硫液其温度优选为35℃以下，更优选为30℃以下。
根据本公开，为了减少碱洗液的使用量，如图5、7、9或11所示，所述方法还可以包括：将步骤c中所得电渗析碱液作为碱洗液返回至所述脱硫塔3中进行所述碱洗处理。电渗析碱液与碱洗液的组成相似且杂质较少，适宜进行返用碱洗。
根据本公开，含有二氧化硫的解吸气中还有较多水分，不适合直接压缩储存或制备硫酸，如图5、7、9或11所示，所述方法还可以包括：将步骤d中所得含有二氧化硫的解吸气送入干燥塔8中进行干燥，得到干燥后解吸气E；将所得干燥后解吸气E用于制备液态二氧化硫和/或硫酸。采用气态二氧化硫制备硫酸和液态二氧化硫的方法是本领域技术人员所熟知的，制备硫酸的过程可以为一转一吸、两转两吸、三转三吸或非稳态转化的方式进行，气态二氧化硫制备液态二氧化硫可以采用压缩冷却的方式进行。
根据本公开，步骤a中所述Claus装置尾气是本领域技术人员所熟知的，为如图1-4所示虚框部分的传统Claus硫磺回收工艺所排放的尾气。从组成上来说，所述Claus装置尾气一般含有硫化氢和二氧化硫，还可以含有硫氧化碳、二硫化碳和硫单质(例如液态硫或硫蒸气)，进一步可以含有氮气、水、氢气、一氧化碳和二硫化碳，根据Claus装置所处理的含硫气体不同，Claus装置尾气的各组分含量也会发生变化，但均可以采用本公开的装置进行处理。
根据本公开，步骤a中所述含有氧气的气体用于使Claus装置尾气中的硫化氢和单质硫等燃烧成为二氧化硫，其氧气的含量可以为1～50体％，优选为5～40体％，更优选为10～30体％，可以是空气、空气与氮气的混合物、空气与烟气的混合物以及空气和烟气的混合物等。另外，由于部分亚硫酸盐会被氧化称为硫酸盐，不能在解吸塔中解吸出二氧化硫，影响后续利用，一般需要控制硫酸盐占硫酸盐和亚硫酸盐总含量的8％以下，因此，需要严格控制Claus装置尾气和含有氧气的气体中氧气的总含量，例如，所述Claus装置尾气和含有氧气的气体的组成满足以下公式：[1/2M(H)+2M(C)+2M(S)]：M(O)＝1：(1-1.08)；其中，M(H)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中氢原子的物质的量，M(S)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中硫原子的物质的量，M(C)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中碳原子的物质的量，M(O)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中氧原子的物质的量。优选地，[1/2M(H)+2M(C)+2M(S)]：M(O)＝1：(1-1.05)，进一步优选地，[1/2M(H)+2M(C)+2M(S)]：M(O)＝1：(1-1.03)。
根据本公开，燃烧是一种链锁反应，由于Claus装置尾气中可燃物含量较低，为了防止燃烧过程中止，在步骤a中，可以将助燃气C送入所述燃烧炉1中与所述Claus装置尾气和含有氧气的气体一起进行所述燃烧；其中，所述助燃气可以包括氢气和/或甲烷，以及其它可燃性气体，优选为氢气。助燃气的使用量本公开没有特殊限制，只要能够维持燃烧即可，助燃气的燃烧产物一般为水、二氧化碳和一氧化碳，优选为水，以减少碱洗液的消耗。
根据本公开，双极膜电渗析装置是本领域技术人员所熟知的，一般包括阴极、阳极和位于阴极、阳极之间的膜对，阴极、阳极和膜对之间由电极液区隔开，可以用于将脱硫液中的阴阳离子以酸和碱、以及和/或盐的形式分开，具体结构可以为两隔室和/或三隔室双极膜电渗析装置，所述电渗析装置的膜对组合方式可以为双极膜-阳膜-双极膜重复单元形式或双极膜-阴膜-双极膜重复单元形式或阳膜-双极膜-阳膜重复单元形式，双极膜电渗析膜堆的组织方式可以为一级一段或多级多段。所述电渗析的条件是本领域技术人员所熟知的，例如可以包括：温度为20-35℃，压力为0.001-0.4兆帕，膜对电压为0.5-4伏特，所述电渗析碱液中碱(例如氢氧化钠)的浓度可以为0.05～10重量％，所述电渗析酸液中亚硫酸的浓度可以为0.05～8重量％。具体双极膜电渗析装置的结构和电渗析的流程参见如下四种具体实施方式。
第一种具体实施方式，如图6所示，所述双极膜电渗析装置6为两隔室双极膜电渗析装置，包括第一阴极101和第一阳极104、以及位于第一阴极101和第一阳极104之间的至少一组第一膜对，所述第一膜对包括至少两个第一双极膜102和位于相邻第一双极膜102之间的第一阳离子交换膜103，所述第一阳离子交换膜103与其紧邻的位于所述第一阴极101一侧的第一双极膜102之间形成第一碱室20，所述第一阳离子交换膜103与其紧邻的位于所述第一阳极104一侧的第一双极膜102之间形成第一酸室30；如图5所示，将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置6中的第一酸室30进行第一电渗析，在第一碱室20中得到第一电渗析碱液，在所述第一酸室30中得到含有盐的第一电渗析酸液。由于将脱硫液送入第一酸室30进行电渗析，因此部分阳离子会第一电渗析酸液以盐的形式存在。以碱洗液为氢氧化钠溶液为例，第一碱室20得到NaOH溶液回用于脱硫塔3吸收尾气，第一酸室30得到H2SO3溶液和少量Na2SO4溶液进入解吸塔7，解吸出SO2去干燥塔8，解吸塔7出解吸液经换热器9降温至20-35℃返回碱室20时的Na2SO4浓度为1.0重量％或以下，所述解吸塔7出外排解吸液F去污水处理时的Na2SO4浓度为1.0重量％以上。
第二种具体实施方式，如图8所示，所述双极膜电渗析装置6为两隔室双极膜电渗析装置，包括第二阴极201和第二阳极204、以及位于第二阴极201和第二阳极204之间的至少一组第二膜对，所述第二膜对包括至少两个第二双极膜202和位于相邻第二双极膜202之间的第一阴离子交换膜203，所述第一阴离子交换膜203与其紧邻的位于所述第二阴极201一侧的第二双极膜202之间形成第二碱室21，所述第一阴离子交换膜203与其紧邻的位于所述第二阳极204一侧的第二双极膜202之间形成第二酸室31；如图7所示，将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置6中的第二碱室21进行第二电渗析，在第二碱室21中得到含有盐的第二电渗析碱液，在所述第二酸室31中得到第二电渗析酸液。以碱洗液为氢氧化钠溶液为例，第二碱室21得到NaOH溶液回用于脱硫塔3吸收尾气，第二酸室31得到H2SO3溶液和少量H2SO4溶液进入解吸塔7，解吸出SO2去干燥塔8，解吸塔7出解吸液经换热器9降温至20-35℃返回第二酸室31时的H2SO4浓度为1.0重量％或以下，所述解吸塔7出外排解吸液F去污水处理时的H2SO4浓度为1.0重量％以上。
第三种具体实施方式，如图10所示，所述双极膜电渗析装置6为两隔室双极膜电渗析装置，包括第三阴极301和第三阳极304、以及位于第三阴极301和第三阳极304之间的至少一组第三膜对，所述第三膜对包括至少两个第二阳离子交换膜302和位于相邻第二阳离子交换膜302之间的第三双极膜303，所述第三双极膜303与其紧邻的位于所述第三阴极301一侧的第二阳离子交换膜302之间形成第三酸室32，所述第三双极膜303与其紧邻的位于所述第三阳极304一侧的第二阳离子交换膜302之间形成第三碱室22；如图9所示，将步骤b中所得脱硫液同时送入双极膜电渗析装置6中的第三碱室22和第三酸室32进行第三电渗析，以保证第三碱室22和第三酸室32的压力平衡，在第三碱室22中得到含有盐的第三电渗析碱液，在所述第三酸室32中得到第三电渗析酸液。以碱洗液为氢氧化钠溶液为例，第三碱室22得到NaOH和Na2SO3混合溶液以及少量Na2SO4溶液回用于脱硫塔3吸收尾气，第三酸室32得到H2SO3溶液和少量H2SO4溶液进入解吸塔7，解吸出SO2去干燥塔8，解吸塔7出解吸液返回脱硫塔3时的H2SO4浓度为1.0重量％或以下，所述解吸塔7出外排解吸液F去污水处理时的H2SO4浓度为1.0重量％以上。
第四种具体实施方式，如图12所示，所述双极膜电渗析装置6为三隔室双极膜电渗析装置，包括第四阴极401和第四阳极405、以及位于第四阴极401和第四阳极405之间的至少一组第四膜对，所述第四膜对包括至少两个第四双极膜402、以及位于相邻第四双极膜402之间的第三阳离子交换膜403和第三阴离子交换膜404；所述位于相邻第四双极膜402之间的第三阳离子交换膜403靠近所述第四阴极401一侧，所述位于相邻第四双极膜402之间的第三阴离子交换膜404靠近所述第四阳极405一侧；所述第四双极膜402与其紧邻的位于所述第四阴极401一侧的第三阴离子交换膜404之间形成第四酸室33，所述第三阳离子交换膜403和第三阴离子交换膜404之间形成淡化室43，所述第四双极膜402与其紧邻的位于所述第四阳极405一侧的第三阳离子交换膜403之间形成第四碱室23；如图11所示，将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置6中的淡化室43进行第四电渗析，在第四碱室23中得到第四电渗析碱液，在所述第四酸室33中得到第四电渗析酸液，在所述淡化室43中得到淡化液。以碱洗液为氢氧化钠溶液为例，所述脱硫液通入三隔室双极膜电渗析装置的第四盐室43进行电渗析，第四碱室23得到NaOH溶液回用于脱硫塔3吸收尾气，第四盐室43得到淡化液返回第四碱室23，第四酸室33得到H2SO3溶液和少量H2SO4溶液进入解吸塔7，解吸出SO2去干燥塔8，解吸塔7出解吸液返回第四酸室33时的H2SO4浓度为1.0重量％或以下，所述解吸塔7出外排解吸液F去污水处理时的H2SO4浓度为1.0重量％以上。
根据本公开，脱硫塔是本领域技术人员所熟知的，用于将燃烧烟气中的二氧化硫通过碱洗液脱除，从而将脱硫烟气达到国家标准进行排放。例如，如图13所示，所述脱硫塔3可以包括塔体3A、位于塔体3A下部的气体入口、位于所述塔体3A顶部的烟气出口和位于所述塔体3A底部的脱硫液出口，所述塔体3A内由上至下还设置有喷淋层3B和筛孔板3C，所述喷淋层3B中设置有至少一个用于送入碱洗液的雾化喷嘴3D，所述雾化喷嘴3D优选为无机多孔烧结材料；沿高度方向，所述喷淋层3B和筛孔板3C位于所述气体入口和烟气出口之间，所得的脱硫液可以通过水泵泵出脱硫塔进行电渗析或返回到脱硫塔的雾化喷嘴中进行返用。通过雾化喷嘴3D喷出碱洗液与燃烧烟气进行逆流接触，同时筛孔板3C可以均匀分布碱洗液和燃烧烟气，增大气液传质面积，从而提高了碱洗效率。
根据本公开，碱洗处理是本领域技术人员所熟知的，其利用碱洗液与二氧化硫进行反应的原理以将燃烧烟气中的二氧化硫脱除，例如，所述碱洗液可以包括选自氢氧化钠溶液、碳酸钠溶液、亚硫酸钠溶液和碳酸氢钠溶液中的至少一种，也可以为其它本领域技术人员所熟知的碱溶液。所述碱洗液的重量分数可以为1～50重量％，优选为5～40重量％，更优选为10～30重量％，根据燃烧烟气中二氧化硫含量的不同，碱洗处理的条件可以不同，例如所述脱硫塔3中液气体积比可以为0.5-3.0升/米3，碱洗处理的温度和压力本公开并没有特殊限制，例如碱洗液可以为常温，压力为泵送压力。
如图5、7、9或11所示，本公开还提供一种Claus装置尾气的处理系统，该系统包括燃烧炉1、脱硫塔3、双极膜电渗析装置6和解吸塔7；所述燃烧炉1设置有Claus装置尾气的入口、含有氧气的气体入口和烟气出口，所述脱硫塔3设置有气体入口、碱洗液入口、脱硫液出口和烟气出口，所述双极膜电渗析装置6设置有液体入口、电渗析碱液出口和电渗析酸液出口，所述解吸塔7设置有液体入口、气体出口和液体出口；所述燃烧炉1的烟气出口与所述脱硫塔3的气体入口流体连通，所述脱硫塔3的脱硫液出口与所述双极膜电渗析装置6的液体入口流体连通，所述双极膜电渗析装置6的电渗析酸液出口与所述解吸塔7的液体入口流体连通。采用本公开的系统，能够将Claus装置尾气依次进行燃烧、碱洗处理、电渗析和解吸处理，能够使Claus装置尾气达到排放标准，而且运行费用低，另外还可以对Claus装置尾气中的硫元素进行回收利用。
根据本公开，燃烧烟气的温度高，可利用热量大，而且为了防止脱硫塔温升过大，影响脱硫塔运行，如图5、7、9或11所示，所述燃烧炉1的烟气出口可以通过废热锅炉2与所述脱硫塔3的气体入口流体连通。废热锅炉是本领域技术人员所熟知的，可以通过废热回收以生产热水或蒸汽来供给其它设备使用。
根据本公开，脱硫液中可能含有颗粒状的杂质，为保护后续的电渗析装置，如图5、7、9或11所示，所述脱硫塔3的脱硫液出口可以依次通过精密过滤器4和换热器5与所述双极膜电渗析装置6的液体入口流体连通。经过过滤和换热降温后的脱硫液，其固体颗粒大幅度减少，减小了膜过滤器堵塞的风险，同时温度降低。所述精密过滤器是本领域技术人员所熟知的，例如可以为选自无机膜过滤器、金属膜过滤器和有机膜过滤器中的至少一种，所述有机膜过滤器优选为耐高温过滤器，根据过滤精度不同。所述精密过滤器的膜孔径范围可以为1纳米-10000纳米。换热器也是本领域技术人员所熟知的，本公开不再赘述，换热后的脱硫液其温度优选为35℃以下，更优选为30℃以下。
根据本公开，为了减少碱洗液的使用量，如图5、7、9或11所示，所述双极膜电渗析装置6的电渗析碱液出口可以与所述脱硫塔3的液体入口流体连通。电渗析碱液与碱洗液的组成相似且杂质较少，适宜进行返用碱洗。
根据本公开，含有二氧化硫的解吸气中还有较多水分，不适合直接压缩储存或制备硫酸，如图5、7、9或11所示，所述系统还包括干燥塔8，所述解吸塔7的气体出口与所述干燥塔8的入口流体连通。
根据本公开，燃烧是一种链锁反应，由于Claus装置尾气中可燃物含量较低，为了防止燃烧过程中止，所述燃烧炉1还设置有助燃气入口，其中，所述助燃气可以包括氢气和/或甲烷，以及其它可燃性气体，优选为氢气。助燃气的使用量本公开没有特殊限制，只要能够维持燃烧即可，助燃气的燃烧产物一般为水、二氧化碳和一氧化碳，优选为水，以减少碱洗液的消耗。
根据本公开，双极膜电渗析装置是本领域技术人员所熟知的，一般包括阴极、阳极和位于阴极、阳极之间的膜对，阴极、阳极和膜对之间由电极液区隔开，可以用于将脱硫液中的阴阳离子以酸和碱以及和/或盐的形式分开，具体结构可以为两隔室和/或三隔室双极膜电渗析装置，所述电渗析装置的膜对组合方式可以为双极膜-阳膜-双极膜重复单元形式或双极膜-阴膜-双极膜重复单元形式或阳膜-双极膜-阳膜重复单元形式，双极膜电渗析膜堆的组织方式可以为一级一段或多级多段。所述电渗析酸液中亚硫酸的浓度可以为0.05～8重量％。具体双极膜电渗析装置的结构参见如下四种具体实施方式。
第一种具体实施方式，如图5-6所示，所述双极膜电渗析装置6为两隔室双极膜电渗析装置，包括第一阴极101和第一阳极104、以及位于第一阴极101和第一阳极104之间的至少一组第一膜对，所述第一膜对包括至少两个第一双极膜102和位于相邻第一双极膜102之间的第一阳离子交换膜103，所述第一阳离子交换膜103与其紧邻的位于所述第一阴极101一侧的第一双极膜102之间形成第一碱室20，所述第一阳离子交换膜103与其紧邻的位于所述第一阳极104一侧的第一双极膜102之间形成第一酸室30；所述第一酸室30设置有所述双极膜电渗析装置6的液体入口，所述第一碱室20设置有所述双极膜电渗析装置6的电渗析碱液出口，所述第一酸室30设置有所述电渗析酸液出口。
第二种具体实施方式，如图7-8所示，所述双极膜电渗析装置6为两隔室双极膜电渗析装置，包括第二阴极201和第二阳极204、以及位于第二阴极201和第二阳极204之间的至少一组第二膜对，所述第二膜对包括至少两个第二双极膜202和位于相邻第二双极膜202之间的第一阴离子交换膜203，所述第一阴离子交换膜203与其紧邻的位于所述第二阴极201一侧的第二双极膜202之间形成第二碱室21，所述第一阴离子交换膜203与其紧邻的位于所述第二阳极204一侧的第二双极膜202之间形成第二酸室31；所述第二碱室21设置有所述双极膜电渗析装置6的液体入口和电渗析碱液出口，所述第二酸室31设置有所述电渗析酸液出口。
第三种具体实施方式，如图9-10所示，所述双极膜电渗析装置6为两隔室双极膜电渗析装置，包括第三阴极301和第三阳极304、以及位于第三阴极301和第三阳极304之间的至少一组第三膜对，所述第三膜对包括至少两个第二阳离子交换膜302和位于相邻第二阳离子交换膜302之间的第三双极膜303，所述第三双极膜303与其紧邻的位于所述第三阴极301一侧的第二阳离子交换膜302之间形成第三酸室32，所述第三双极膜303与其紧邻的位于所述第三阳极304一侧的第二阳离子交换膜302之间形成第三碱室22；所述第三碱室22和第三酸室32均设置有所述双极膜电渗析装置6的液体入口，所述第三碱室22设置有所述双极膜电渗析装置6的电渗析碱液出口，所述第三酸室32设置有所述电渗析酸液出口。
第四种具体实施方式，如图11-12所示，所述双极膜电渗析装置6为三隔室双极膜电渗析装置，包括第四阴极401和第四阳极405、以及位于第四阴极401和第四阳极405之间的至少一组第四膜对，所述第四膜对包括至少两个第四双极膜402、以及位于相邻第四双极膜402之间的第三阳离子交换膜403和第三阴离子交换膜404；所述位于相邻第四双极膜402之间的第三阳离子交换膜403靠近所述第四阴极401一侧，所述位于相邻第四双极膜402之间的第三阴离子交换膜404靠近所述第四阳极405一侧；所述第四双极膜402与其紧邻的位于所述第四阴极401一侧的第三阴离子交换膜404之间形成第四酸室33，所述第三阳离子交换膜403和第三阴离子交换膜404之间形成淡化室43，所述第四双极膜402与其紧邻的位于所述第四阳极405一侧的第三阳离子交换膜403之间形成第四碱室23；所述淡化室43设置有所述双极膜电渗析装置6的液体入口和淡化液出口，所述第四碱室23设置有所述双极膜电渗析装置6的电渗析碱液出口，所述第四酸室33设置有所述电渗析酸液出口。
根据本公开，脱硫塔是本领域技术人员所熟知的，用于将燃烧烟气中的二氧化硫通过碱洗液脱除，从而将脱硫烟气达到国家标准进行排放。例如，如图13所示，所述脱硫塔3包括塔体3A、位于塔体3A下部的气体入口、位于所述塔体3A顶部的烟气出口和位于所述塔体3A底部的脱硫液出口，所述塔体3A内由上至下还设置有喷淋层3B和筛孔板3C，所述喷淋层3B中设置有至少一个用于送入碱洗液的雾化喷嘴3D，所述雾化喷嘴3D优选为无机多孔烧结材料；沿高度方向，所述喷淋层3B和筛孔板3C位于所述气体入口和烟气出口之间。所得的脱硫液可以通过水泵泵出脱硫塔进行电渗析或返回到脱硫塔的雾化喷嘴中进行返用。通过雾化喷嘴3D喷出碱洗液与燃烧烟气进行逆流接触，同时筛孔板3C可以均匀分布碱洗液和燃烧烟气，增大气液传质面积，从而提高了碱洗效率。
下面通过具体实施方式来进一步说明本公开，但是本公开并不因此而受到任何限制。
采用本公开方法处理Claus装置尾气。如图5、7、9或11所示，Claus装置尾气经燃烧炉1燃烧，将尾气中的含硫物质全部转化为SO2气体，燃烧烟气经脱硫塔3中的氢氧化钠溶液将SO2气体吸收后，脱硫烟气达标排放，脱硫液(含Na2SO3/NaHSO3)经精密过滤器4过滤和换热器5换热通过双极膜电渗析装置6将亚硫酸盐转化为NaOH和H2SO3溶液，NaOH溶液返回脱硫塔循环利用，H2SO3溶液去解吸塔7解吸，解吸出的SO2气体经干燥塔8干燥后去制液态SO2产品或制H2SO4。
下面将通过实施例来进一步说明本公开，但是本公开并不因此而受到任何限制。
实施例
如图7所示，本实施例的步骤如下：
(1)尾气在燃烧炉燃烧
将表1所示指标的Claus装置尾气A进入燃烧炉1，经助燃气C(氢气)助燃在燃烧炉1与含有氧气的气体B(空气)进行燃烧，反应温度约为1000℃以上，尾气A中的含硫物质转化为SO2气体，反应过程产生的热量经废热锅炉2换热，用于制取低压或中压蒸汽。
(2)SO2吸收
经过换热后的燃烧烟气(主要成分为N2和SO2)进入脱硫塔3，燃烧烟气经碱洗液(NaOH溶液)吸收后达标排放，脱硫液主要成分为亚硫酸盐(Na2SO3/NaHSO3)，脱硫塔主要工艺指标如表2所示。
(3)电渗析
脱硫塔3出脱硫液经过金属膜精密过滤器4过滤和换热器5换热后进入双极膜电渗析装置，经双极膜电渗析装置处理，主要工艺指标见表3。电渗析碱液(NaOH溶液)再生返回至脱硫塔3循环利用，制得的H2SO3溶液去解吸塔7进行解吸。
(4)SO2解吸及制液态SO2
双极膜电渗析装置6制得亚硫酸溶液(简称富液)经泵进入贫/富液换热器(未示出，解吸塔出来的亚硫酸溶液简称贫液)。温度升高到80～90℃后从上部进入解吸塔7。在解吸塔7内，富液向下流动，被塔底上升的水蒸气不断汽提解吸出SO2，具体工艺指标见表4。解吸塔7塔底设有再沸口，利用蒸汽对亚硫酸进行加热。解吸出的SO2连同水蒸气在冷却器(未示出)中冷却到40℃，然后经气液分离器(未示出)除去水沫，然后进入干燥塔8。用98％的H2SO4除去其中水分，得到99.9％以上的SO2干气，经压缩机压到0.5～0.6Mpa，温度达到140℃然后经过冷凝器(未示出)与水换热到40℃，气体SO2变成了液体SO2，压到SO2的贮槽外销。解吸塔7底部的贫液泵送到贫/富液换热器(未示出)，贫液进入脱硫塔3循环使用。由于考虑液态SO2的市场行情或者压缩机的故障处理，为了不影响处理系统的使用，本实施例系统还同时建设一套制备浓H2SO4装置。
(5)SO2解吸及制浓硫酸产品
双极膜电渗析装置6内产生的2.5％的亚硫酸溶液用泵输送至解吸塔7内，在解吸塔7内用空气与之混合，把亚硫酸中的二氧化硫解吸出来。解吸出来的二氧化硫气体含量为6.5％(V/V)左右，经干燥塔8中93％的硫酸吸收其中的水分。二氧化硫气体进入转化工段，转化器采用常规的3+1流程，换热器采用ⅢⅠ、ⅣⅡ流程，主要工艺指标见表5。二氧化硫转化成三氧化硫是非常缓慢的，同时又是一个可逆反应，因此借助五氧化二钒做催化剂来提高反应速度，采用两次吸收降低生成物的含量来提高转化率通过两转两吸后的尾气进入脱硫塔3脱硫吸收后达标排放。生成的硫酸作为产品外销。
具体物料平衡表、工程消耗和运行费用如表6-10所示。
对比例
Claus硫磺回收装置尾气经SCOT工艺处理，SCOT工艺处理Claus尾气的运行参数如表11所示，SCOT工艺处理Claus尾气的运行费用如表12所示。
从表11数据分析可知，SCOT工艺处理Claus尾气后，外排废气中SO2平均含量约为700mg/m3，目前虽暂时能满足国家《大气污染物综合排放标准》(GB16279-1996)规定，但随着国家环保政策的加强，尤其是国家环保部2015年对石油炼制企业颁布的《石油炼制工业污染物排放标准》(GB31570-2015)要求外排气中SO2含量低于400mg/m3，并且现有企业2017年7月1日起必须执行新标准，很明显现有SCOT工艺已经很难满足国家新环保要求。
从表12数据分析可知，SCOT工艺处理Claus尾气后，年运行费用近3700万元，其中消耗蒸汽产生的费用为2345.3万元，占据总运行费用的63％，SCOT装置运行费用明显偏高。
从上述实施例和对比例可以看出，若采用Claus装置尾气制备液态二氧化硫，采用本公开系统的尾气处理方法费用约为963万；若采用Claus装置尾气制备浓硫酸，采用本公开系统的尾气处理方法费用约为1398万，均远低于采用SCOT工艺的3700万元。
以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
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，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。
表1 Claus装置尾气A指标
表2脱硫塔主要工艺指标
表3双极膜电渗析装置主要工艺指标(所采用的电渗析装置为如图7和8所示的双极膜电渗析装置，由双极膜和阴膜交替排列组成)
序号 项目 操作指标
1 双极膜进脱硫液盐浓度，Wt％ 8
2 双极膜出混合液NaOH浓度，Wt％ 2
3 双极膜出H2SO3浓度，Wt％ 2.5
表4解吸塔及液态SO2制备装置主要工艺指标
序号 项目 操作指标
1 解吸塔内温度 100～105℃
2 干燥塔出口水分 0.1g/Nm3
3 冷凝器出口温度 ≤40℃
4 SO2贮槽压力 ≤0.6Mpa
5 液体SO2浓度 ≥99.9％
6 SO2解吸率 ≥90％
表5解吸塔及浓硫酸制备装置主要工艺指标
序号 项目 操作指标
1 解吸塔内温度 50～60℃
2 干燥塔酸浓度 92.5％～93.5％
3 转化率 ≥99.7％
4 脱硫塔吸收率 ＞99.98％
5 解吸塔出口气体SO2浓度 6.0％～6.5％
6 SO2解吸率 ≥85％
表6物料平衡表
注：缓冲罐(附图中未示出)连通换热器5和双极膜电渗析装置6。
表7 Claus尾气制液态SO2总公用工程消耗
表8 Claus尾气制浓硫酸总公用工程消耗
表9 Claus尾气制液态SO2运行费用
序号 项目 单位 耗量 价格/元 年运行费用/元
1 消耗0.5MPa蒸汽 t/h 4 154 5174400
2 消耗工业水 t/h 53 3 1335600
3 消耗循环水 t/h 200 0.25 420000
4 消耗30％NaOH t/h 0.118 800 792960
5 消耗98％硫酸 t/h 0.29 80 194880
6 消耗仪表空气 Nm3/h 50 0.1 42000
7 瓦斯 t/h 0.11 1759 1625316
8 电耗 kwh 1326.75 0.65 7244055
9 产液态二氧化硫 t/h -0.571 1500 -7194600
合计 / / / 9634611
表10 Claus尾气制浓硫酸运行费用
序号 项目 单位 耗量 价格/元 年运行费用/元
1 消耗0.5MPa蒸汽 t/h 1 154 1293600
2 消耗工业水 t/h 53 3 1335600
3 消耗循环水 t/h 100 0.25 210000
4 消耗30％NaOH t/h 0.118 800 792960
5 消耗仪表空气 Nm3/h 50 0.1 42000
6 瓦斯 t/h 0.11 1759 1625316
7 电耗 kwh 1726.75 0.65 9428055
8 产浓硫酸 t/h -0.892 100 -749280
合计 / / / 13978251
说明：以上运行费用未计算固定资产折旧与维修费及人工工资。
表11 SCOT工艺处理Claus尾气的运行参数
序号 项目名称 单位 数值
1 Claus尾气温度 ℃ 140
2 焚烧炉温度 ℃ 1000
3 Claus尾气气量 t/h 30
4 空气进量 t/h 30.41
5 外排气量 t/h 39.28
6 外排气SO2含量 mg/m3 700
表12 SCOT工艺处理Claus尾气的运行费用

Claims (15)

1.一种Claus装置尾气的处理方法，该方法包括：
a、将Claus装置尾气(A)和含有氧气的气体(B)送入燃烧炉(1)中进行燃烧，得到含有二氧化硫的燃烧烟气；
b、将步骤a中所得燃烧烟气送入脱硫塔(3)中与碱洗液接触并使二氧化硫与碱洗液进行碱洗处理，得到脱硫液和脱硫烟气(D)；
c、将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置(6)中进行电渗析，得到电渗析碱液和含有亚硫酸的电渗析酸液；
d、将步骤c中所得电渗析酸液送入解吸塔(7)进行解吸，得到含有二氧化硫的解吸气和解吸液。
2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：在步骤b中，将所述燃烧烟气送入废热锅炉(2)中进行换热后再送入所述脱硫塔(3)中进行所述碱洗处理；和/或
所述方法还包括：在步骤c中，将所得脱硫液依次送入精密过滤器(4)进行过滤以及送入换热器(5)中进行换热降温后再送入所述双极膜电渗析装置(6)中进行所述电渗析；和/或
所述方法还包括：将步骤c中所得电渗析碱液作为碱洗液返回至所述脱硫塔(3)中进行所述碱洗处理；和/或
所述方法还包括：将步骤d中所得含有二氧化硫的解吸气送入干燥塔(8)中进行干燥，得到干燥后解吸气(E)；将所得干燥后解吸气(E)用于制备液态二氧化硫和/或硫酸。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤a中所述Claus装置尾气含有硫化氢、二氧化硫、硫氧化碳、二硫化碳和硫单质，所述含有氧气的气体中氧气含量为1～50体％。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述Claus装置尾气和含有氧气的气体满足以下公式：
[1/2M(H)+2M(C)+2M(S)]：M(O)＝1：(1-1.08)；
其中，M(H)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中氢原子的物质的量，M(S)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中硫原子的物质的量，M(C)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中碳原子的物质的量，M(O)为所述Claus装置尾气和含有氧气的气体中氧原子的物质的量。
5.根据权利要求1所述的方法，在步骤a中，将助燃气(C)送入所述燃烧炉(1)中与所述Claus装置尾气和含有氧气的气体一起进行所述燃烧；其中，所述助燃气包括氢气和/或甲烷。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述双极膜电渗析装置(6)包括第一阴极(101)和第一阳极(104)、以及位于第一阴极(101)和第一阳极(104)之间的至少一组第一膜对，所述第一膜对包括至少两个第一双极膜(102)和位于相邻第一双极膜(102)之间的第一阳离子交换膜(103)，所述第一阳离子交换膜(103)与其紧邻的位于所述第一阴极(101)一侧的第一双极膜(102)之间形成第一碱室(20)，所述第一阳离子交换膜(103)与其紧邻的位于所述第一阳极(104)一侧的第一双极膜(102)之间形成第一酸室(30)；将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置(6)中的第一酸室(30)进行第一电渗析，在第一碱室(20)中得到第一电渗析碱液，在所述第一酸室(30)中得到含有盐的第一电渗析酸液；或者
所述双极膜电渗析装置(6)包括第二阴极(201)和第二阳极(204)、以及位于第二阴极(201)和第二阳极(204)之间的至少一组第二膜对，所述第二膜对包括至少两个第二双极膜(202)和位于相邻第二双极膜(202)之间的第一阴离子交换膜(203)，所述第一阴离子交换膜(203)与其紧邻的位于所述第二阴极(201)一侧的第二双极膜(202)之间形成第二碱室(21)，所述第一阴离子交换膜(203)与其紧邻的位于所述第二阳极(204)一侧的第二双极膜(202)之间形成第二酸室(31)；将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置(6)中的第二碱室(21)进行第二电渗析，在第二碱室(21)中得到含有盐的第二电渗析碱液，在所述第二酸室(31)中得到第二电渗析酸液；或者
所述双极膜电渗析装置(6)包括第三阴极(301)和第三阳极(304)、以及位于第三阴极(301)和第三阳极(304)之间的至少一组第三膜对，所述第三膜对包括至少两个第二阳离子交换膜(302)和位于相邻第二阳离子交换膜(302)之间的第三双极膜(303)，所述第三双极膜(303)与其紧邻的位于所述第三阴极(301)一侧的第二阳离子交换膜(302)之间形成第三酸室(32)，所述第三双极膜(303)与其紧邻的位于所述第三阳极(304)一侧的第二阳离子交换膜(302)之间形成第三碱室(22)；将步骤b中所得脱硫液同时送入双极膜电渗析装置(6)中的第三碱室(22)和第三酸室(32)进行第三电渗析，在第三碱室(22)中得到含有盐的第三电渗析碱液，在所述第三酸室(32)中得到第三电渗析酸液；或者
所述双极膜电渗析装置(6)包括第四阴极(401)和第四阳极(405)、以及位于第四阴极(401)和第四阳极(405)之间的至少一组第四膜对，所述第四膜对包括至少两个第四双极膜(402)、以及位于相邻第四双极膜(402)之间的第三阳离子交换膜(403)和第三阴离子交换膜(404)；所述位于相邻第四双极膜(402)之间的第三阳离子交换膜(403)靠近所述第四阴极(401)一侧，所述位于相邻第四双极膜(402)之间的第三阴离子交换膜(404)靠近所述第四阳极(405)一侧；所述第四双极膜(402)与其紧邻的位于所述第四阴极(401)一侧的第三阴离子交换膜(404)之间形成第四酸室(33)，所述第三阳离子交换膜(403)和第三阴离子交换膜(404)之间形成淡化室(43)，所述第四双极膜(402)与其紧邻的位于所述第四阳极(405)一侧的第三阳离子交换膜(403)之间形成第四碱室(23)；将步骤b中所得脱硫液送入双极膜电渗析装置(6)中的淡化室(43)进行第四电渗析，在第四碱室(23)中得到第四电渗析碱液，在所述第四酸室(33)中得到第四电渗析酸液，在所述淡化室(43)中得到淡化液。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱硫塔(3)包括塔体(3A)、位于塔体(3A)下部的气体入口、位于所述塔体(3A)顶部的烟气出口和位于所述塔体(3A)底部的脱硫液出口，所述塔体(3A)内由上至下还设置有喷淋层(3B)和筛孔板(3C)，所述喷淋层(3B)中设置有至少一个用于送入碱洗液的雾化喷嘴(3D)；沿高度方向，所述喷淋层(3B)和筛孔板(3C)位于所述气体入口和烟气出口之间。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述脱硫塔(3)的碱洗液包括选自氢氧化钠溶液、碳酸钠溶液、亚硫酸钠溶液和碳酸氢钠溶液中的至少一种，所述碱洗液的重量分数为1～50重量％，所述脱硫塔(3)中液气体积比为0.5-3.0升/米3。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述电渗析的条件包括：温度为20-35℃，压力为0.001-0.4兆帕，膜对电压为0.5-4伏特。
10.一种Claus装置尾气的处理系统，该系统包括燃烧炉(1)、脱硫塔(3)、双极膜电渗析装置(6)和解吸塔(7)；
所述燃烧炉(1)设置有Claus装置尾气的入口、含有氧气的气体入口和烟气出口，所述脱硫塔(3)设置有气体入口、碱洗液入口、脱硫液出口和烟气出口，所述双极膜电渗析装置(6)设置有液体入口、电渗析碱液出口和电渗析酸液出口，所述解吸塔(7)设置有液体入口、气体出口和液体出口；
所述燃烧炉(1)的烟气出口与所述脱硫塔(3)的气体入口流体连通，所述脱硫塔(3)的脱硫液出口与所述双极膜电渗析装置(6)的液体入口流体连通，所述双极膜电渗析装置(6)的电渗析酸液出口与所述解吸塔(7)的液体入口流体连通。
11.根据权利要求10所述的系统，其中，所述燃烧炉(1)的烟气出口通过废热锅炉(2)与所述脱硫塔(3)的气体入口流体连通；和/或
所述脱硫塔(3)的脱硫液出口依次通过精密过滤器(4)和换热器(5)与所述双极膜电渗析装置(6)的液体入口流体连通；和/或
所述双极膜电渗析装置(6)的电渗析碱液出口与所述脱硫塔(3)的液体入口流体连通。
12.根据权利要求10所述的系统，其中，所述系统还包括干燥塔(8)，所述解吸塔(7)的气体出口与所述干燥塔(8)的入口流体连通。
13.根据权利要求10所述的系统，其中，所述燃烧炉(1)还设置有助燃气入口。
14.根据权利要求10所述的系统，其中，所述双极膜电渗析装置(6)包括第一阴极(101)和第一阳极(104)、以及位于第一阴极(101)和第一阳极(104)之间的至少一组第一膜对，所述第一膜对包括至少两个第一双极膜(102)和位于相邻第一双极膜(102)之间的第一阳离子交换膜(103)，所述第一阳离子交换膜(103)与其紧邻的位于所述第一阴极(101)一侧的第一双极膜(102)之间形成第一碱室(20)，所述第一阳离子交换膜(103)与其紧邻的位于所述第一阳极(104)一侧的第一双极膜(102)之间形成第一酸室(30)；所述第一酸室(30)设置有所述双极膜电渗析装置(6)的液体入口，所述第一碱室(20)设置有所述双极膜电渗析装置(6)的电渗析碱液出口，所述第一酸室(30)设置有所述电渗析酸液出口；或者
所述双极膜电渗析装置(6)包括第二阴极(201)和第二阳极(204)、以及位于第二阴极(201)和第二阳极(204)之间的至少一组第二膜对，所述第二膜对包括至少两个第二双极膜(202)和位于相邻第二双极膜(202)之间的第一阴离子交换膜(203)，所述第一阴离子交换膜(203)与其紧邻的位于所述第二阴极(201)一侧的第二双极膜(202)之间形成第二碱室(21)，所述第一阴离子交换膜(203)与其紧邻的位于所述第二阳极(204)一侧的第二双极膜(202)之间形成第二酸室(31)；所述第二碱室(21)设置有所述双极膜电渗析装置(6)的液体入口和电渗析碱液出口，所述第二酸室(31)设置有所述电渗析酸液出口；或者
所述双极膜电渗析装置(6)包括第三阴极(301)和第三阳极(304)、以及位于第三阴极(301)和第三阳极(304)之间的至少一组第三膜对，所述第三膜对包括至少两个第二阳离子交换膜(302)和位于相邻第二阳离子交换膜(302)之间的第三双极膜(303)，所述第三双极膜(303)与其紧邻的位于所述第三阴极(301)一侧的第二阳离子交换膜(302)之间形成第三酸室(32)，所述第三双极膜(303)与其紧邻的位于所述第三阳极(304)一侧的第二阳离子交换膜(302)之间形成第三碱室(22)；所述第三碱室(22)和第三酸室(32)均设置有所述双极膜电渗析装置(6)的液体入口，所述第三碱室(22)设置有所述双极膜电渗析装置(6)的电渗析碱液出口，所述第三酸室(32)设置有所述电渗析酸液出口；或者
所述双极膜电渗析装置(6)包括第四阴极(401)和第四阳极(405)、以及位于第四阴极(401)和第四阳极(405)之间的至少一组第四膜对，所述第四膜对包括至少两个第四双极膜(402)、以及位于相邻第四双极膜(402)之间的第三阳离子交换膜(403)和第三阴离子交换膜(404)；所述位于相邻第四双极膜(402)之间的第三阳离子交换膜(403)靠近所述第四阴极(401)一侧，所述位于相邻第四双极膜(402)之间的第三阴离子交换膜(404)靠近所述第四阳极(405)一侧；所述第四双极膜(402)与其紧邻的位于所述第四阴极(401)一侧的第三阴离子交换膜(404)之间形成第四酸室(33)，所述第三阳离子交换膜(403)和第三阴离子交换膜(404)之间形成淡化室(43)，所述第四双极膜(402)与其紧邻的位于所述第四阳极(405)一侧的第三阳离子交换膜(403)之间形成第四碱室(23)；所述淡化室(43)设置有所述双极膜电渗析装置(6)的液体入口和淡化液出口，所述第四碱室(23)设置有所述双极膜电渗析装置(6)的电渗析碱液出口，所述第四酸室(33)设置有所述电渗析酸液出口。
15.根据权利要求10所述的系统，其中，所述脱硫塔(3)包括塔体(3A)、位于塔体(3A)下部的气体入口、位于所述塔体(3A)顶部的烟气出口和位于所述塔体(3A)底部的脱硫液出口，所述塔体(3A)内由上至下还设置有喷淋层(3B)和筛孔板(3C)，所述喷淋层(3B)中设置有至少一个用于送入碱洗液的雾化喷嘴(3D)；沿高度方向，所述喷淋层(3B)和筛孔板(3C)位于所述气体入口和烟气出口之间。
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