TWI751430B - 酸性氣處理 - Google Patents

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Abstract

煉化酸性氣處理通常採用克勞斯硫回收加低溫加氫還原吸收再生製程。但是該製程投資大、運行成本高、污染物排放濃度高甚至難以達標排放，在開停車階段尤其如此。本發明的目的是提出一種酸性氣處理的方法和裝置，利用氨法脫硫多級吸收迴圈，處理酸性氣預處理後的酸性尾氣，達到高效低成本處理酸性尾氣的目的。本發明藉由調節系統調節酸性尾氣的參數，使酸性尾氣焓值在60-850kJ/kg乾氣，較佳在80-680kJ/kg乾氣，更佳在100-450kJ/kg乾氣的範圍內，以滿足氨法脫硫需要，實現酸性氣預處理與氨法脫硫的協同，硫化氫轉化為硫磺/硫酸+硫酸銨且比例可調，具有投資低、運行成本低、產品結構靈活調節、產品品質好等優點。

Description

酸性氣處理
本發明涉及一種利用氨法脫硫製程高效去除石油化工、天然氣化工、煤化工等行業生產過程中酸性氣硫化物（硫化氫、二氧化硫、COS、CS2 等）的方法。具體涉及一種酸性氣處理方法，其中採用氨法脫硫製程處理酸性尾氣，藉由多級迴圈吸收實現淨尾氣達標排放的目的，特別是其中首先採用調節系統調節酸性尾氣的焓值，然後再將其送入後續的氨法脫硫程序。此外，本發明還涉及一種相應的酸性氣處理的裝置，應用於石油化工、天然氣化工、煤化工等技術領域。
酸性氣指含硫化氫、硫氧化物、有機硫等含硫物質的製程氣體，來源於石油化工、天然氣化工、煤化工、頁岩油化工、頁岩氣化工等，酸性氣中有害成份主要是硫化氫、二氧化硫、COS、CS2 等，且H2 S濃度高（石油化工一般為70-95%，天然氣化工為30-80%，煤化工為20-50%），需進行處理才能達標排放。
針對含硫化物的酸性氣處理技術有多種方法，如常規克勞斯+加氫還原吸收再生（低溫SCOT）技術、乾法硫酸技術、焚燒+尾氣脫硫技術、濕法硫酸技術、常規克勞斯+超級（超優）克勞斯技術、常規克勞斯+尾氣焚燒+尾氣脫硫技術、常規克勞斯+催化氧化、常規克勞斯+生物脫硫等，其中最常用的技術為常規克勞斯+加氫還原吸收再生技術。
在克勞斯硫回收階段，85-99%的硫化氫轉化為硫磺，剩下不到15%硫化物藉由加氫還原，吸收再生得到H2 S返回至克勞斯硫回收裝置。
但是，酸性氣在經過上述處理後，仍難以滿足環保標準，不能直接排放，還需進一步處理。進一步的處理技術有尾氣鹼法脫硫、尾氣生物脫硫、Cansolv等。隨著環境對硫排放標準的不斷提高，日趨嚴格，需持續抬升硫回收要求，即達到99.9%以上的硫回收率，尾氣中硫氧化物濃度控制在100mg/Nm3 ，甚至50mg/Nm3 以下。
然而，總體而言，現有製程投資大、運行成本高、污染物排放濃度高甚至難以達標排放，在開停車階段尤其如此。
申請號CN200910188118的中國發明專利揭露了一種高濃度煙氣脫硫方法，採用鈉法脫硫，同時回收副產品亞硫酸鈉，其中煙氣脫硫之前進行去氧處理。處理煙氣的二氧化硫濃度範圍為10000-100000mg/m3 ，氧含量範圍2000-10000mg/m3 ，處理後煙氣中二氧化硫濃度小於200mg/m3 。跟普通亞硫酸鈉法相比，此法去氧步驟需將部分二氧化硫轉化為低價值的低濃度硫酸外排，煙氣中二氧化硫的回收率有所降低。且去氧難以徹底、產品亞硫酸鈉純度低，此法投資大、運行成本較高。
申請號 CN200580011908.X的中國發明專利揭露了一種生物脫硫技術，將克勞斯尾氣進行生物脫硫，得到脫硫尾氣和硫產品。主要程序是：尾氣通入吸收器，與貧溶劑接觸，得到脫硫尾氣和富溶劑，將富溶劑通入生物反應器裝置，將溶解的硫化氫生物氧化，得到硫產品和貧溶劑。尾氣中硫化氫可小於10ppm。此法投資大，操作難度大，有廢液排放，生物活性的持續穩定是難點。
申請號 US5019361的中國發明專利闡述了Cansolv製程流程，二氧化硫濃度7×10-4 -5×10-3 ，有機胺液品質濃度不低於20%，吸收液溫度為10℃-50℃，每1000g吸收液吸收二氧化硫大於100g，解吸溫度70℃-90℃，每解吸1g二氧化硫需消耗4g-10g的蒸汽。此法投資大，有廢酸排放，能耗高。
申請號 CN201210288895的中國發明專利揭露了一種處理克勞斯製程尾氣的方法，將含有二氧化硫、氧氣、水的克勞斯製程尾氣連續加入裝填有多孔炭脫硫劑的反應器內，在30℃-150℃的反應溫度下，尾氣中的二氧化硫和水在多孔炭表面發生催化氧化反應產生硫酸，同時將再生洗滌劑連續通入反應器。此法脫硫率最高為93%，最終尾氣排放無法滿足較高的環保要求，且副產低濃度硫酸，難以利用。多級克勞斯製程尾氣仍不能滿足排放的要求。
世界各國都不同程度排放二氧化硫，中國二氧化硫排放量巨大，對環境和社會造成了巨大影響，2014年二氧化硫排放總量1974萬噸，2015年二氧化硫排放總量1859.1萬噸，居世界第一，造成了巨大經濟損失，嚴重影響中國生態環境和人民健康。
針對以上技術的缺點，以及我國二氧化硫排放量的現實，各種尾氣脫硫技術不斷湧現，目前比較成熟的脫硫技術達上百種，其中濕法脫硫製程應用最廣，占世界脫硫總裝機容量的85%左右。常見的濕法煙氣脫硫技術有石灰石―石膏法、雙鹼法、碳酸鈉法、氨法、氧化鎂法等。氨法脫硫是採用氨作為吸收劑的一種濕法脫硫製程，該法可利用SO2 生產硫酸銨化肥，是一種低能耗、高附加值、實現資源迴圈利用的綠色煙氣治理方案。而化工行業在生產過程中有大量可利用的氨水產生，因此化工行業尾氣採用氨法脫硫有其獨特的優勢。
氨法脫硫程序主要分吸收、氧化、濃縮（結晶）三個程序，首先用亞硫酸銨吸收二氧化硫得到亞硫酸銨與亞硫酸氫銨混合溶液，加氨中和後又得到亞硫酸銨： (NH4 )2 SO3 +H2 O+SO2 =2NH4 HSO3 (NH4 )X H(2-x)SO3 +(2-x)NH3 =(NH4 )2 SO3
對溶液通入氧化空氣將亞硫酸（氫）銨氧化，得到硫酸（氫）銨： (NH4 )2 SO3 +1/2O2 =(NH4 )2 SO4
含硫酸銨的迴圈吸收液經濃縮、結晶、固液分離、乾燥即得最終產品硫酸銨。
申請號CN201310130225.4的中國發明專利揭露了一種酸性尾氣氨法煙氣治理方法及裝置，具體包括以下步驟1)控制入吸收塔尾氣二氧化硫濃度：≤30000mg/Nm3 ；2)吸收塔入口煙道或吸收塔內設置製程水或與硫酸銨溶液噴淋降溫；3)吸收塔內設有氧化段，氧化段設置氧化分佈器實現脫硫吸收液的氧化；4)吸收塔內設有吸收段，吸收段內利用吸收液分佈器藉由含氨的吸收液實現脫硫噴淋吸收；含氨的吸收液由氨貯槽補入；5)吸收塔內吸收段上部設置水洗滌層，水洗滌層洗滌尾氣中的吸收液，降低吸收液逃逸；6)吸收塔內水洗滌層上部設置除霧器控制淨化尾氣中霧滴含量；用於煤化工上採用克勞斯硫回收+氨法脫硫一體化脫硫技術，可減少後處理的投資費用，流程更簡捷，該製程主要應用於煤化工酸性氣處理，需控制入吸收塔尾氣二氧化硫濃度：≤30000mg/Nm3 ，未明確對尾氣其它參數如焓值、雜質含量的要求。
申請號CN201410006886.0的中國發明專利揭露了一種利用氨法脫硫技術高效去除酸性氣硫化物的方法，包括如下步驟：1)預處理：將酸性氣中的硫化物藉由硫回收、製酸或/與焚燒預處理方法，將酸性氣中剩餘的硫轉化為硫氧化物，得到含有硫氧化物的酸性尾氣；該酸性氣來源於石油化工、天然氣化工、煤化工等；2)硫氧化物氨法吸收：將該含硫氧化物的酸性尾氣通入氨法吸收裝置，用迴圈吸收液吸收硫氧化物；3)硫酸銨後處理：充分吸收硫氧化物的飽和或近似飽和的吸收液經濃縮、結晶、固液分離、乾燥得到固體硫酸銨產品。脫除酸性尾氣中硫氧化物(二氧化硫、三氧化硫及其水合物)並副產硫酸、硫磺、硫酸銨，潔淨氣達標排放。根據酸性尾氣中硫氧化物濃度和硫氧化物吸收量的不同，調整吸收液的成份、密度、迴圈量等參數。當酸性氣中硫氧化物濃度低於30000mg/Nm3 ，直接去氨法吸收裝置，不設置預處理。該製程未明確預處理後酸性尾氣的焓值、雜質含量等，以及雜質進入氨法脫硫系統後的處理措施。
申請號CN201611185413.7、CN201611185413.7和CN201810062243.6的中國專利申請也分別嘗試改進了用氨法脫硫對酸性尾氣進行處理的方法，但是這些改進措施仍然不是非常理想。並且這些文獻中也沒有注意到對酸性尾氣的焓值進行控制。
因此，有必要確定更合適的酸性尾氣參數和進一步改進脫硫方法，以降低氨法脫硫裝置的投資和運行成本，實現長週期穩定運行，實現酸性氣預處理及尾氣氨法脫硫的協同控制，提高氨回收率，控制氣溶膠的產生，提高產品品質。
定義
“氨回收”意指加入到氣體清潔製程中的一定份額或百分比的氨隨後被捕捉並從製程中提取出。
“塵”意指顆粒材料，其足夠細小從而能在操作、處理或接觸時隨著氣體流飄蕩。塵包括但不限於氣溶膠，包括固體氣溶膠顆粒和液體氣溶膠顆粒、煙灰、炭、未燃燒的炭、細礦粉、砂、礫、鹽和其任意組合。
“氧化率”意指按摩爾百分比計算的給定物質的百分比率。例如，在包含攜氨物質和硫氧化物的混合物中，如果Xmol%的混合物是硫酸銨，Ymol%是亞硫酸銨和Z mol%是一些氧化潛力大於硫酸銨的其他的含氨、硫和/或氧的物質，則由於硫酸銨是確認的最終氧化的物質，所以混合物的氧化率是Xmol%。
“硫氧化物或SOx ”意指包含硫和氧的化學物質。其包括諸如一氧化硫（SO）、二氧化硫（SO2 ）、三氧化硫（SO3 ）、更高級的硫氧化物（SO3 和SO4 和它們的聚合縮合物）、一氧化二硫（S2 O）、二氧化二硫（S2 O2 ）和低級的硫氧化物（S7 O2 、S6 O2 和Sn Ox ，其中n和x是任何可能的化學計量比數值）的化合物。
如果上述定義和本申請中別處的描述與通常使用的（明確或隱含的）、字典中所述或結合入本申請中的文獻來源中所述的含義不一致，則申請和特別是申請專利範圍的術語應當根據本申請中的定義或描述來理解，而不按照通常的定義、字典定義或引用文獻的定義來理解。如果申請專利範圍術語只能被按照字典解釋來理解，則應當適用Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology，2005年第5版（John Wiley & Sons, Inc.）中給出的定義，如果其中提供了的話。
本發明針對先前技術在使用氨法脫硫處理酸性尾氣時不能實現裝置的長週期穩定運行，產品品質差，難以源頭控制氨逃逸、氣溶膠的產生等問題，提出一種酸性氣處理的方法和裝置。
酸性氣處理的裝置和方法，可以包括採用氨法脫硫製程處理酸性尾氣，藉由多級迴圈吸收，實現淨尾氣達標排放，達到高效低成本處理酸性尾氣的目的。在此，氨法脫硫多級迴圈吸收包括降溫迴圈、SO2 吸收迴圈、水洗迴圈。
在根據本發明的方法中，非常有利的是首先採用調節系統調節如上所述的那些得到的酸性尾氣的焓值，然後再將其送入後續的氨法脫硫程序。
申請人在酸性尾氣氨法脫硫的實踐過程中，發現酸性尾氣的焓值對脫硫裝置的穩定達標運行影響很大：焓值高，吸收溫度高，氨逃逸嚴重，吸收效率得不到保證；而焓值低，吸收溫度低，迴圈吸收液氧化率低，後處理系統不能穩定運行，且因為硫回收尾氣在焚燒系統焚燒不完全，硫化氫在較低溫度下焚燒容易轉化為硫磺，而硫化氫、單質硫以及有機物都會影響亞硫酸銨的氧化和硫酸銨的結晶，產品品質差。而如需藉由焚燒系統將酸性氣或硫回收尾氣中硫化氫、有機物、單質硫全部焚燒，則需要提高焚燒溫度到1300℃以上、空氣過剩係數提高到1.8，停留時間提高到7s，而這會增大焚燒系統的投資和運行成本，消耗大量燃料氣，且焚燒煙氣中會含有高濃度的氮氧化物，脫硝投資大、運行成本高且最終排放氣的氮氧化物含量難以達標。
應當合適地在進入氨法脫硫程序之前控制酸性尾氣的焓值在60-850kJ/kg乾氣，較佳在80-680kJ/kg乾氣，更佳在100-450kJ/kg乾氣的範圍內。
該調節系統可以包括溫度調節單元和/或濕度調節單元，較佳包括溫度調節單元和濕度調節單元兩者。藉由測量將要進入氨法脫硫程序的酸性尾氣的溫度和濕度並採用調節系統對尾氣進行溫度和濕度的調節，就能控制酸性尾氣的焓值。
尾氣焓值的計算公式為H=（1.01+1.88b）*t+2490b，其中t為溫度，單位℃，b為乾氣中水蒸汽含量，單位為kg/kg乾氣。
本領域技術人員能夠理解，根據進入調節系統的所要處理的酸性尾氣本身的溫度和濕度的不同，所述的溫度調節單元可以相應地包括升溫或降溫裝置，例如加熱器或冷卻器或其他溫控裝置，而所述的濕度調節單元可以相應地包括增濕或降濕的裝置，如可以進行氮氣或二氧化碳配氣或加入水蒸氣的裝置。合適的溫度調節裝置和濕度調節裝置本身是本領域技術人員熟知的。
此外，該調節系統可以進一步包括除硫單元、除塵單元和除雜單元中的至少一種。因此，按本發明方法的一種進一步方案，藉由調節系統可以調節酸性尾氣總塵含量，調節後酸性尾氣總塵含量≤200mg/Nm3 ，較佳≤50mg/Nm3 。
藉由調節系統可以調節酸性尾氣雜質含量，調節後酸性尾氣有機物含量≤30ppm、較佳≤10ppm和/或單質硫及硫化氫含量≤30ppm，較佳≤10ppm。
可以對氨法脫硫的迴圈吸收液進行淨化處理，使迴圈吸收液懸浮物含量≤200mg/L和/或油含量≤100mg/L。
對於適用於該裝置和方法的酸性尾氣的來源，以及對酸性氣的處理方式並沒有特別的限定，只要是石油化工、天然氣化工、煤化工等行業常用的那些。在此，有利的，酸性尾氣包括採用硫回收+焚燒、製酸、焚燒等製程處理石油化工、天然氣化工、煤化工酸性氣後得到的尾氣；或者酸性尾氣為催化裂化再生煙氣。
所述的硫回收可以包括1-3級克勞斯硫回收製程、超級克勞斯硫回收製程、超優克勞斯硫回收製程、液相催化氧化硫回收製程、生物法硫回收製程等硫回收製程；製酸製程採用濕法製酸製程、乾法製酸製程。
經硫回收的尾氣中的H2 S/SO2 摩爾比值可以控制在1.2-3，較佳1.5-2.5。
在所述的硫回收+焚燒和焚燒製程中，焚燒溫度為600-1300℃，較佳650-950℃，停留時間1-6s，較佳1.5-4s，酸性尾氣氧含量2-5%，較佳3-4%，酸性尾氣中硫氧化物含量2000-150000mg/Nm3 ，較佳5000-55000mg/Nm3 。
該方法可以包括以下製程步驟： 1）藉由硫回收+焚燒或製酸或焚燒，或直接藉由催化裂化催化劑再生處理酸性氣，得到酸性尾氣； 2）將酸性尾氣送入調節系統調節尾氣的焓值在60-850kJ/kg乾氣，較佳在80-680kJ/kg乾氣，更佳在100-450kJ/kg乾氣的範圍內； 3）將焓值滿足要求的酸性尾氣送氨法脫硫處理，藉由多級迴圈吸收，實現淨尾氣達標排放的目的。
可以將步驟2）得到的酸性尾氣在調節系統進一步處理，使總塵含量≤200mg/Nm3 和/或有機物含量≤30ppm和/或單質硫含量≤30ppm再送氨法脫硫。
該裝置可以包括一種酸性氣處理的裝置，包括酸性氣預處理系統和氨法脫硫系統。
酸性氣預處理系統包括硫回收系統+焚燒系統、製硫酸系統、焚燒系統、催化裂化催化劑再生系統。而該氨法脫硫系統可以是常規的氨法脫硫裝置，其本身的結構是本領域內已知的，例如可以參考本申請人已申請的CN201710379460.3、CN201810057884.2。
硫回收系統可以包括1-3級克勞斯硫回收系統、超級克勞斯硫回收系統、超優克勞斯硫回收系統、液相催化氧化硫回收系統、生物法硫回收系統。
本發明的裝置還可以包括調節系統，調節系統包括溫度調節裝置和/或濕度調節裝置，較佳包括溫度調節裝置和濕度調節裝置兩者。更佳的，該調節系統還包括除硫裝置、除塵裝置、除雜裝置中的至少一種。
酸性氣預處理系統、調節系統、氨法脫硫系統可以依次連接。酸性氣預處理系統較佳硫回收系統+焚燒系統，調節系統較佳包括彼此之間可以任意順序依次連接的溫度調節裝置、濕度調節裝置和除雜裝置或彼此之間可以任意順序依次連接的除雜裝置、溫度調節裝置、濕度調節裝置和除雜裝置。
該裝置可以包括吸收液處理系統，吸收液處理系統包括濃縮裝置、固液分離裝置、乾燥裝置。
吸收液處理系統可以包括溶液淨化裝置、蒸發結晶裝置中的至少一種。溶液淨化裝置包括除油裝置、懸浮物去除裝置的至少一種。該懸浮物去除裝置構造成用於形成懸浮物含量為≤200mg/L、20-100mg/L、較佳30-50mg/L的迴圈吸收液。
該除油裝置可以構造成用於形成油含量≤100mg/L、較佳10-80mg/L、更佳20-30mg/L的迴圈吸收液。該除油裝置可以包括氣浮裝置、吸附裝置或精密過濾裝置，或者它們的組合。
該除油裝置可以與焚燒系統連接。
酸性氣來源於石油化工，酸性氣可以經硫回收+焚燒（預處理）得到酸性尾氣，隨後採用調節系統調節酸性尾氣的焓值再送氨法脫硫。在此，氨法脫硫多級迴圈吸收可以包括1級降溫迴圈、2級SO2 吸收迴圈和1級水洗迴圈。
調節系統可以包括依次連接的溫度調節單元、濕度調節單元和除硫單元。可以首先藉由降溫裝置調節酸性尾氣的焓值為560-720kJ/kg乾氣，再藉由降濕裝置補充低溫低焓值的氮氣，進一步調節酸性尾氣的焓值為440-530kJ/kg乾氣，再藉由吸附除硫裝置控制調節尾氣單質硫及硫化氫含量4-7.5ppm。
酸性氣硫化氫含量可以是例如約90%，其餘為氮氣、二氧化碳，而用以處理該酸性氣的硫回收系統採用空氣法3級克勞斯硫回收製程。硫回收尾氣中的H2 S/SO2 摩爾比值可以控制在1.7-2.8，焚燒系統的焚燒溫度為850-950℃，停留時間2-4s，酸性尾氣氧含量約3%，焚燒尾氣中硫氧化物含量可以約12000-15000mg/Nm3 。
對於例示性的46000Nm3 /h酸性氣流量的裝置，硫回收率可以是96%，年操作時間可以是8400h，可以處理得到47.7萬噸/年硫磺以及8.05萬噸/年硫酸銨。
如果未採用調節系統控制酸性尾氣有機物含量，則可以對氨法脫硫的迴圈吸收液進行除油處理，使迴圈吸收液或油含量≤50mg/L。
在一個示例性的有利的酸性氣處理裝置中，其可以包括酸性氣預處理系統（硫回收系統+焚燒系統）、調節系統和氨法脫硫系統。
硫回收系統可以包括熱反應+3級克勞斯催化反應裝置，克勞斯催化回收器不裝填水解催化劑。
調節系統可以包括依次連接的溫度調節裝置、濕度調節裝置和除硫裝置。
可以將酸性氣硫回收系統、焚燒系統、調節系統、氨法脫硫系統依次連接。溫度調節裝置可以為兩級餘熱回收裝置，一級餘熱回收副產飽和蒸汽，二級餘熱回收預熱鍋爐給水；濕度調節裝置可以為氮氣配氣裝置。
該裝置包括吸收液處理系統，吸收液處理系統可以包括濃縮裝置、固液分離裝置、乾燥裝置。
吸收液處理系統還包括溶液淨化裝置。溶液淨化裝置可以包括除油裝置，該除油裝置可以構造成用於形成油含量≤50mg/L的迴圈吸收液。該除油裝置可以包括氣浮裝置+精密過濾裝置。
最後，除油裝置可以與焚燒系統連接，廢油在焚燒系統完全焚燒成水、二氧化碳、二氧化硫。
關於本發明的氨法脫硫系統的方法及裝置可參考已獲授權的氨法脫硫系列專利，如CN200510040801.1、CN03158258.3、CN201010275966.8、CN200510040800.7、CN03158257.5等，以及正在審查的CN201710379460.3、CN201710379458.6、CN201710154157.3、CN201710800599.0、CN201710865004.X、CN201810329999.2。
本發明藉由明確酸性尾氣控制參數，採用預處理+調節+氨法脫硫製程處理酸性氣，特別是藉由控制酸性尾氣的焓值，相比現有酸性氣處理製程，可降低氨法脫硫系統的投資和運行成本，實現長週期穩定運行，實現酸性氣預處理及酸性尾氣氨法脫硫的協同控制，提高氨回收率，控制氣溶膠的產生，提高產品品質。
提供了酸性氣處理的裝置和方法。該裝置可以包括和該方法可以包含酸性氣預處理系統；和與酸性氣預處理系統流體連通的氨法脫硫系統。
該預處理系統可以包括硫回收系統+焚燒系統，製硫酸系統；和催化裂化催化劑再生系統。硫回收系統可以包括克勞斯硫回收系統。克勞斯硫回收系統可以是1級克勞斯硫回收系統。克勞斯硫回收系統可以是2級克勞斯硫回收系統。克勞斯硫回收系統可以是3級克勞斯硫回收系統。
硫回收系統可以包括液相催化氧化硫回收系統。硫回收系統可以包括生物法硫回收系統。
硫回收系統可以包括與克勞斯硫回收系統流體連通的超級克勞斯硫回收系統。
硫回收系統可以包括與克勞斯硫回收系統流體連通的超優克勞斯硫回收系統。
硫回收系統可以包括與克勞斯硫回收系統流體連通的生物法硫回收系統。
硫回收系統可以包括與克勞斯硫回收系統流體連通的液相催化氧化硫回收系統。
該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通且位於其上游的調節系統。調節系統可以包括溫度調節單元，其被構造用以調節調節系統中的氣體溫度。調節系統可以包括濕度調節單元，其被構造用以調節調節系統中的氣體濕度。
該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通的脫硫裝置。該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通的除塵裝置。
該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通的除雜裝置。
該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通的除硫裝置；和與氨法脫硫系統流體連通的除塵裝置。
該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通的除硫裝置；和與氨法脫硫系統流體連通的除雜裝置。
該裝置可以包括與氨法脫硫系統流體連通的除塵裝置；和與氨法脫硫系統流體連通的除雜裝置。
該酸性氣預處理系統；調節系統；和氨法脫硫系統可以依次連接。
酸性氣預處理系統可以包括硫回收系統+焚燒系統。
在調節系統中，溫度調節單元、濕度調節單元和脫硫裝置沿著下游方向依次連接。
氨法脫硫系統可以被構造用以迴圈含氨的吸收液；和可以包括吸收液處理系統，該吸收液處理系統可以包括以下的一個或多個：濃縮裝置，其被構造用以容納吸收液；固液分離裝置，其被構造用以分離並收集懸浮在液體中的固體；和乾燥裝置，其被構造用以乾燥所收集的固體。
吸收液處理系統可以包括與固液分離裝置流體連通並且設置在其上游方向上的溶液淨化裝置。該吸收液處理系統可以包括蒸發結晶裝置，該蒸發結晶裝置可以與以下的一個或兩個流體連通：濃縮裝置和固液分離裝置；並且可以設置在濃縮裝置的下游和固液分離裝置的上游。
溶液淨化裝置可以包括與固液分離裝置流體連通的除油裝置。
溶液淨化裝置可以包括與固液分離裝置流體連通的懸浮物去除裝置。
懸浮物去除裝置可以被構造用以提供具有不超過200mg/L的懸浮物含量的迴圈吸收液。該懸浮物含量可以為20-100mg/L。懸浮物含量可以為30-50 mg/L。
除油裝置可以包括與固液分離裝置流體連通的氣浮裝置。
除油裝置可以包括與固液分離裝置流體連通的吸附裝置。
除油裝置可以包括與固液分離裝置流體連通的精密過濾裝置。
除油裝置可以被構造用以生產具有不超過100 mg/L的油含量的迴圈吸收液。油含量可以為10-80 mg/L。油含量可以為20-30 mg/L。除油裝置可以與焚燒系統流體連通並設置在其的下游。
該方法可以包括接收酸性氣；由該酸性氣獲得以下的一種或兩種：硫酸銨和滿足排放標準的淨尾氣。
該排放標準可以是以下檔中定義的標準：“石油煉製工業污染物排放標準”，中華人民共和國國家標準GB31570-2015。在此，將其全文引入作為參考。
該排放標準也可以是以下檔中定義的標準：“石油化學工業污染物排放標準”，中華人民共和國國家標準GB31571-2015。在此，將其全文引入作為參考。
該獲取可以包括以下的一種或兩種：從酸性氣回收硫以生產硫回收的尾氣；和隨後將該硫回的尾氣焚燒。
該獲取可以包括由酸性氣生產硫酸。
該獲取可以包括焚燒。
該方法可以包括從石油化工裝置中匯出酸性氣。該方法可以包括從天然氣化工裝置中匯出酸性氣。該方法可以包括從煤化工裝置中匯出酸性氣。
該獲取可以包括產生再生催化劑以產生催化裂化再生煙氣。酸性尾氣可以包括催化裂化再生煙氣。
該獲取可以包括調節酸性尾氣的焓值。
該獲取可以包括使經調節的尾氣通過以下的一個或多個：降溫階段、吸收階段和水洗階段，所有都在氨法脫硫裝置中進行。
該調節可以包括改變酸性尾氣的溫度。
該調節可以包括改變酸性尾氣的濕度。
該調節可以包括從酸性尾氣脫硫。
該調節可以包括從酸性尾氣除塵。
該調節可以包括從酸性尾氣除雜。
該調節可以調節焓值在60-850kJ/kg乾氣。該調節可以調節焓值在80-680kJ/kg乾氣。該調節可以調節焓值在100-450kJ/kg乾氣。
該回收可以包括使酸性氣流過1級的克勞斯硫回收系統。該回收可以包括使酸性氣流過2級的克勞斯硫回收系統。該回收可以包括使酸性氣流過3級的克勞斯硫回收系統。
該回收可以包括使酸性氣流過液相催化氧化硫回收系統。該回收可以包括使酸性氣流過生物法硫回收系統。該回收可以包括使酸性氣流過超級克勞斯硫回收系統。該回收可以包括使酸性氣流過超優克勞斯硫回收系統。該回收進一步包括使酸性氣流過生物法硫回收系統。該回收可以包括使酸性氣流過液相催化氧化硫回收系統。
硫酸製備可以包括濕法製硫酸、乾法製硫酸。
該回收可以包括製備H2 S/SO2 摩爾比值在1.2-3的硫回收尾氣。H2 S/SO2 摩爾比可以在1.5-2.5的範圍。
該硫回收尾氣焚燒可以在600℃-1300℃的溫度下進行。該焚燒可以產生酸性尾氣。
在焚燒裝置中，硫回收尾氣的停留時間為1到6s。
酸性尾氣可以具有2%-5%的氧含量。
酸性尾氣可以具有2000 mg/Nm3 到150000 mg/Nm3 的硫氧化物含量。該焚燒可以在650℃-950℃的溫度下進行。
在焚燒裝置中，硫回收尾氣停留時間為1.5到4s。
酸性尾氣可以具有3%-4%的氧含量。
酸性尾氣可以具有5000 mg/Nm3 到55000 mg/Nm3 的硫氧化物含量。
該方法可以包括生產硫氧化物含量在2000 mg/Nm3 到150000 mg/Nm3 的酸性尾氣。
該方法可以包括焚燒硫回收的尾氣，其焚燒停留時間為1到6s。
該方法可以包括生產氧含量在2%-5%的酸性尾氣。
該獲取可以包括減少氨法脫硫迴圈吸收液的懸浮物含量至不超過200 mg/L。
該獲取可以包括減少氨法脫硫迴圈吸收液的油含量至不超過100 mg/L。
該調節可以生產有機物含量不超過30 ppm的經調節的尾氣。
該調節可以生產單質硫和硫化氫含量不超過30 ppm的經調節的尾氣。
該調節可以生產氧化物含量不超過10 ppm的經調節的尾氣。
該調節可以生產單質硫和硫化氫含量不超過10 ppm的經調節的尾氣。
可以藉由硫回收+焚燒或製硫酸或焚燒，或者直接藉由催化裂化催化劑再生製程處理酸性氣而得到酸性尾氣。
可以將酸性尾氣送入調節系統以調節尾氣的焓值到60-850 kJ/kg乾氣，例如在80-680kJ/kg乾氣，或在100-450kJ/kg乾氣的範圍內。
滿足所選焓值標準的酸性尾氣可以被送入氨法脫硫製程中進行處理，以實現淨尾氣通過多級迴圈吸收而滿足排放標準的目的。
本申請的一些具體實施方式可以省略該和所示的與示例裝置相關的部分特徵。一些具體實施方式可以包括既沒有顯示也沒有描述的與示例裝置相關的部分特徵。示例的裝置和方法的特徵可以組合。例如，一個示例性的具體實施方式可以包括所示的與另一個示例性的具體實施方式有關的特徵。
所示例的方法的步驟可以按照不同於文中所示和/或所述的順序來實施。一些具體實施方式可以省略部分所示和/或所述的與示例方法相關的步驟。一些具體實施方式可以包括既沒有顯示也沒有描述的與示例方法相關的部分特徵。示例的方法步驟可以組合。例如，一個示例性的方法可以包括所示的與另一個示例方法有關的步驟。
具體實施方式可以包括示例裝置的部分或全部特徵和/或示例方法的部分或全部步驟。
文中所述的裝置和方法是示例性的。下文結合實施例和附圖（它們也是本申請一部分）描述根據本發明的裝置和方法。附圖顯示了根據本發明原理的裝置和方法步驟的示例性特徵。應當理解，也可以使用其他具體實施方式並且可以在不偏離本發明範圍和精神的條件下做出結構、功能和製程上的改進。
實施例 實施例1
採用來源於石油化工的酸性氣1。酸性氣1經硫回收系統2得到硫回收尾氣6，然後再經焚燒系統5得到酸性尾氣6（預處理系統）。採用調節系統7調節酸性尾氣的焓值之後再將調節尾氣8送入其中導入氨9的氨法脫硫系統10。氨法脫硫系統10多級迴圈吸收包括1級降溫迴圈、2級SO2 吸收迴圈和2級水洗迴圈。
這裡的調節系統7如第3圖所示，包括依次連接的除雜裝置17、降溫裝置14、降濕裝置15和除硫裝置16。藉由除雜裝置17將酸性尾氣有機物含量降至4.5ppm以下，再藉由降溫裝置14調節酸性尾氣6的焓值為600-810kJ/kg乾氣，再藉由降濕裝置15補充低溫低水蒸氣含量的二氧化碳氣進一步調節酸性尾氣6的焓值為410-505kJ/kg乾氣，再藉由吸附除硫裝置16吸附尾氣中的硫磺及硫化氫，控制調節尾氣8單質硫及硫化氫含量3ppm以下。
在該實施例中，酸性氣1的硫化氫含量75%，其餘為氮氣、二氧化碳、氫氣、一氧化碳；硫回收系統2採用空氣法2級克勞斯硫回收製程。硫回收尾氣4中的H2 S/SO2 摩爾比值控制在1.4-2.2，焚燒系統5焚燒溫度為750-810℃，停留時間2-2.8s，酸性尾氣氧含量2.8%，硫氧化物含量22400mg/Nm3 。
酸性氣1的流量8100Nm3 /h，硫回收率93.6%，年操作時間8400h，得到6.82萬噸/年硫磺3以及1.9萬噸/年硫酸銨11，氨回收率99.1%。
相應的，該實施例中用於實施上述處理方法的裝置包括依次連接的酸性氣預處理系統（硫回收系統+焚燒系統）、調節系統、氨法脫硫系統。
硫回收系統包括鼓風裝置、熱反應裝置以及2級克勞斯催化反應裝置。
此外，調節系統包括依次連接的除雜裝置、降溫裝置、降濕裝置和除硫裝置。除雜裝置為催化氧化裝置，除硫裝置為活性炭吸附裝置，降溫裝置為一級餘熱回收，副產0.3-0.5MPa飽和蒸汽，降濕裝置與二氧化碳氣源連接。
該裝置還包括吸收液處理系統，吸收液處理系統包括濃縮迴圈槽、固液分離裝置、乾燥裝置。氨法脫硫系統採用塔內飽和結晶製程。
調節尾氣量為68450Nm3 /h(標態、濕基、實際氧)，SO2 濃度16100mg/Nm3 ，吸收塔直徑為3.2m，高度42m，淨尾氣二氧化硫含量32.4mg/Nm3 ，游離氨1.3mg/Nm3 ，總塵9.5mg/Nm3 。
本實施例中的氨法脫硫方法及裝置可參考CN201710379460.3、CN201710865004.X和CN201810329999.2。 實施例2
採用來源於天然氣化工的酸性氣1。酸性氣1經製硫酸系統13得到硫酸3和酸性尾氣6，隨後採用調節系統7調節酸性尾氣的焓值，然後再將調節尾氣送入其中加入氨9的氨法脫硫系統10。氨法脫硫系統10多級迴圈吸收包括1級降溫迴圈、1級SO2 吸收迴圈和1級水洗迴圈。
在此，調節系統7為水蒸汽加入裝置，藉由加入水蒸汽調節酸性尾氣6的焓值為320-410kJ/kg乾氣。
採用的酸性氣1的硫化氫含量45%、CO2 含量為30%，其餘為氮氣、氫氣、一氧化碳、甲烷。製硫酸系統13採用濕法製酸製程。酸性尾氣硫氧化物含量5350mg/Nm3 。
酸性氣1的流量7200Nm3 /h，硫酸回收率98%，年操作時間8400h，得到11.9萬噸/年98%硫酸3以及0.32萬噸/年硫酸銨11，氨回收率99.4%。
相應的，實施上述方法的裝置包括依次連接的濕法製硫酸系統、調節系統和氨法脫硫系統。
濕法製硫酸系統包括焚燒裝置、轉化裝置和冷凝裝置。
調節系統包括水蒸汽添加裝置。
此外，裝置還包括吸收液處理系統，吸收液處理系統包括固液分離裝置、乾燥裝置，氨法脫硫系統採用塔內飽和結晶製程。
調節尾氣量為38450Nm3 /h(標態、濕基、實際氧)，SO2 濃度4830mg/Nm3 ，吸收塔直徑為2.6m，高度33m，淨尾氣二氧化硫含量16.8mg/Nm3 ，游離氨含量0.6mg/Nm3 ，總塵4.5mg/Nm3 。
本實施例氨法脫硫方法及裝置可參考CN201710379460.3、CN201710865004.X、CN201810329999.2。 實施例3
採用來源於石油化工催化裂化催化劑再生的酸性尾氣。酸性尾氣採用調節系統調節酸性尾氣的焓值之後再送氨法脫硫系統。氨法脫硫系統多級迴圈吸收包括2級洗滌迴圈、1級SO2 吸收迴圈和1級水洗迴圈。
調節系統為降溫裝置、除塵和除雜裝置，藉由除雜裝置將有機物含量降至6.2ppm以下，再藉由降溫裝置調節酸性尾氣的焓值為370-408kJ/kg乾氣，再藉由除塵裝置將總塵含量降至20-30mg/Nm3 。
酸性尾氣流量210000Nm3 /h，硫氧化物含量2350mg/Nm3 ，總塵含量100-230mg/Nm3 。年操作時間8400h，經氨法脫硫系統處理得到0.41萬噸/年硫酸銨，氨回收率99.3%。
相應的，實施上述方法的裝置包括催化裂化催化劑再生系統、依次連接的調節系統和氨法脫硫系統。
調節系統包括降溫裝置、除塵裝置和除雜裝置。
此外，裝置還包括吸收液處理系統，吸收液處理系統包括蒸發結晶裝置、固液分離裝置、乾燥裝置。
吸收液處理系統還包括溶液淨化裝置，溶液淨化裝置包括除油裝置、懸浮物去除裝置，該除油裝置、懸浮物去除裝置構造成用於形成油含量≤80mg/L、懸浮物含量≤120mg/L的迴圈吸收液。該除油裝置為氣浮裝置+精密過濾裝置，該懸浮物去除裝置為壓濾過濾裝置如板框壓濾機。
除油裝置與焚燒系統連接，廢油在焚燒系統完全焚燒成水、二氧化碳、二氧化硫。
吸收塔直徑為6m，高度32m，淨尾氣二氧化硫含量23.3mg/Nm3 ，游離氨含量0.75mg/Nm3 ，總塵14.5mg/Nm3 。
本實施例氨法脫硫方法及裝置可參考本申請人已申請的CN201710379460.3、CN201810057884.2。 對比例1
重複實施例1，其不同在於不藉由調節系統7來調節酸性尾氣，而是將一級餘熱回收後的酸性尾氣直接送入氨法脫硫系統，進入氨法脫硫系統的尾氣參數及運行效果對比如下：
Figure 108125105-A0304-0001
可見，對比實施例1的淨尾氣二氧化硫濃度、游離氨含量、總塵含量均高於實施例1，而且氨回收率只有94.3%，比實施例1低4.7%，造成大量的二次污染。 對比例2
重複實施例2，其不同在於不藉由調節系統7來調節酸性尾氣，酸性尾氣直接送入氨法脫硫系統，進入氨法脫硫系統的尾氣參數及運行效果對比如下：
Figure 108125105-A0304-0002
可見，對比實施例2的淨尾氣二氧化硫濃度、游離氨含量、總塵含量均高於實施例2，而且氨回收率只有97.2%，比實施例2低2.2%，造成大量的二次污染。 對比例3
重複實施例3，其不同在於不藉由調節系統來調節酸性尾氣，餘熱回收、脫硝後的催化裂化系統催化劑再生的酸性尾氣直接送入氨法脫硫系統，進入氨法脫硫系統的尾氣參數及運行效果對比如下：
Figure 108125105-A0304-0003
可見，對比實施例3的淨尾氣二氧化硫濃度、游離氨含量、總塵含量均高於實施例3，而且氨回收率只有91.3%，比實施例3低8%，造成大量的二次污染。 以下提出一些示例性的實施方案：
(1)一種酸性氣處理方法，其特徵在於：採用氨法脫硫製程處理酸性尾氣，藉由多級迴圈吸收，實現淨尾氣達標排放的目的。
(2)如(1)所述的方法，其特徵在於，酸性尾氣包括採用硫回收+焚燒、製酸、焚燒等製程處理石油化工、天然氣化工、煤化工酸性氣後得到的尾氣。
(3)如(1)所述的方法，其特徵在於，酸性尾氣包括催化裂化再生煙氣。
(4)如(2)-(3)任一項所述的方法，其特徵在於，首先採用調節系統調節酸性尾氣的焓值，然後再將其送入後續的氨法脫硫程序。
(5)如(1)所述的方法，其特徵在於，多級迴圈吸收包括降溫迴圈、吸收迴圈、水洗迴圈。
(6)如(4)所述的方法，其特徵在於，該調節系統包括溫度調節單元和/或濕度調節單元，較佳包括溫度調節單元和濕度調節單元兩者。
(7)如(6)所述的方法，其特徵在於，該調節系統進一步包括除硫單元、除塵單元、除雜單元中的至少一種。
(8)如(4)所述的方法，其特徵在於，調節後尾氣焓值在60-850kJ/kg乾氣，較佳在80-680kJ/kg乾氣，更佳在100-450kJ/kg乾氣的範圍內。
(9)如(2)所述的方法，其特徵在於，硫回收採用1-3級克勞斯硫回收製程、超級克勞斯硫回收製程、超優克勞斯硫回收製程、液相催化硫回收製程、生物法硫回收製程等硫回收製程；製酸製程採用濕法製酸製程、乾法製酸製程。
(10)如(9)所述的方法，其特徵在於，硫回收尾氣中的H2 S/SO2 摩爾比值控制在1.2-3，較佳1.5-2.5。
(11)如(2)所述的方法，其特徵在於，在所述的硫回收+焚燒和焚燒製程中，焚燒溫度為600-1300℃，較佳650-950℃，停留時間1-6s，較佳1.5-4s，酸性尾氣氧含量2-5%，較佳3-4%，酸性尾氣中硫氧化物含量2000-150000mg/Nm3 ，較佳5000-55000mg/Nm3 。
(12)如(1)所述的方法，其特徵在於，對氨法脫硫的迴圈吸收液進行淨化處理，使迴圈吸收液懸浮物含量≤200mg/L和/或油含量≤100mg/L。
(13)如(7)所述的方法，其特徵在於，調節後尾氣有機物含量≤30ppm、較佳≤10ppm和/或單質硫及硫化氫含量≤30ppm、較佳≤10ppm。
(14)如(1)至(13)中任一項所述的方法，其特徵在於，具體製程步驟包括： 1）藉由硫回收+焚燒或製酸或焚燒，或直接藉由催化裂化催化劑再生處理酸性氣，得到酸性尾氣； 2）將酸性尾氣送入調節系統調節尾氣的焓值在60-850kJ/kg乾氣，較佳在80-680kJ/kg乾氣，更佳在100-450kJ/kg乾氣的範圍內； 3）將焓值滿足要求的酸性尾氣送氨法脫硫處理，藉由多級迴圈吸收，實現淨尾氣達標排放的目的。
(15)一種酸性氣處理的裝置，其特徵在於，包括酸性氣預處理系統和氨法脫硫系統。
(16)如(15)所述的裝置，其特徵在於，預處理系統包括硫回收系統+焚燒系統、製硫酸系統、焚燒系統、催化裂化催化劑再生系統。
(17)如(16)所述的裝置，其特徵在於，硫回收系統包括1-3級克勞斯硫回收系統、超級克勞斯硫回收系統、超優克勞斯硫回收系統、液相催化氧化硫回收系統、生物法硫回收系統。
(18)如(15)所述的裝置，其特徵在於，還包括調節系統，調節系統包括溫度調節裝置和/或濕度調節裝置，較佳包括溫度調節裝置和濕度調節裝置兩者。
(19)如(17)所述的裝置，其特徵在於，該調節系統還包括除硫裝置、除塵裝置、除雜裝置中的至少一種。
(20)如(19)所述的裝置，其特徵在於，酸性氣預處理系統、調節系統、氨法脫硫系統依次連接，酸性氣預處理系統較佳硫回收系統+焚燒系統；調節系統較佳包括依次連接的溫度調節裝置、濕度調節裝置和除雜裝置。
(21)如(15)所述的裝置，其特徵在於，還包括吸收液處理系統，吸收液處理系統包括濃縮裝置、固液分離裝置、乾燥裝置。
(22)如(21)所述的裝置，其特徵在於，吸收液處理系統還包括溶液淨化裝置、蒸發結晶裝置中的至少一種。
(23)如(22)所述的裝置，其特徵在於，溶液淨化裝置包括除油裝置、懸浮物去除裝置的至少一種。
(24)根據(23)所述的裝置，其特徵在於，該懸浮物去除裝置構造成用於形成懸浮物含量為≤200mg/L、較佳20-100mg/L、更佳30-50mg/L的迴圈吸收液。
(25)根據(23)所述的裝置，其特徵在於，該除油裝置為氣浮裝置、吸附裝置或精密過濾裝置，或者它們的組合。
(26)根據(25)所述的裝置，其特徵在於，該除油裝置構造成用於形成油含量為≤100mg/L，較佳10-80mg/L，更佳20-30mg/L的迴圈吸收液。
(27)如(22)-(26)任一項所述的裝置，其特徵在於，除油裝置與焚燒系統連接。
1:酸性氣 2:硫回收系統 3:硫磺/硫酸 4:硫回收尾氣 5:焚燒系統 6:酸性尾氣 7:調節系統 8:調節尾氣 9:氨 10:氨法脫硫系統 11:硫酸銨 12:淨尾氣 13:製硫酸系統 14:降溫裝置 15:降濕裝置 16:除硫裝置 17:除塵/除雜裝置
本發明的目的和優點藉由以下詳細描述的內容並結合以下附圖而一目了然，在附圖中相同的附圖標記始終表示相同的部件。 第1圖為本發明實施例1的方法及裝置示意圖。 第2圖為本發明實施例2的方法及裝置示意圖。 第3圖為調節系統的典型構成示意圖。
1:酸性氣
3:硫磺/硫酸
6:酸性尾氣
7:調節系統
8:調節尾氣
9:氨
10:氨法脫硫系統
11:硫酸銨
12:淨尾氣
13:製硫酸系統

Claims (53)

  1. 一種處理酸性氣的裝置，包括：一酸性氣預處理系統；和與酸性氣預處理系統流體連通的一氨法脫硫系統，其中該氨法脫硫系統被構造用於迴圈含氨的吸收液，和包括一吸收液處理系統；並且該吸收液處理系統包括：被構造用以容納吸收液的濃縮裝置；被構造用以分離懸浮在液體中固體的固液分離裝置；以及一蒸發結晶裝置，其與濃縮裝置和固液分離裝置流體連通，並且設置在濃縮裝置下游方向和固液分離裝置上游方向上。
  2. 如申請專利範圍第1項所述的裝置，其中該預處理系統包括一硫回收系統+焚燒系統，一製硫酸系統，和/或一催化裂化催化劑再生系統。
  3. 如申請專利範圍第1項至第2項中任一項所述的裝置，其中該硫回收系統包括1、2或3級的克勞斯硫回收系統，液相催化氧化硫回收系統，或生物法硫回收系統。
  4. 如申請專利範圍第1項所述的裝置，其中該硫回收系統進一步包括與克勞斯硫回收系統流體連通的超級克勞斯硫回收系統，超優克勞斯硫回收系統，生物法硫回收系統或液相催化氧化硫回收系統。
  5. 如申請專利範圍第1項所述的裝置，其進一步包括一調節系統，該調節系統與氨法脫硫系統流體連通並且位於氨法脫硫系統上游。
  6. 如申請專利範圍第5項所述的裝置，其中該調節系統包括一溫度調節單元，其被構造用以調節在調節系統中的氣體溫度，和/或一濕度調節單元，其被構造用以調節在調節系統中的氣體濕度。
  7. 如申請專利範圍第1項所述的裝置，其進一步包括與氨法脫硫系統流體連通的脫硫裝置、除塵設備和/或除雜設備。
  8. 如申請專利範圍第5項所述的裝置，其中：酸性氣預處理系統；調節系統；和氨法脫硫系統依次連接。
  9. 如申請專利範圍第5項所述的裝置，其中在調節系統中，溫度調節單元、濕度調節單元和脫硫裝置依次連接。
  10. 如申請專利範圍第1項所述的裝置，其中該吸收液處理系統更包括被構造用以乾燥收集的固體的乾燥裝置。
  11. 如申請專利範圍第10項所述的裝置，其中該吸收液處理系統進一步包括與固液分離裝置流體連通的且設置在其上游方向的一溶液淨化裝置。
  12. 如申請專利範圍第11項所述的裝置，其中該溶液淨化裝置包括與固液分離裝置流體連通的一除油裝置，和/或一懸浮物去除裝置。
  13. 如申請專利範圍第12項所述的裝置，其中該懸浮物去除裝置被構造用於提供一迴圈吸收液，該吸收液具有不超過200mg/L的懸浮物含量。
  14. 如申請專利範圍第13項所述的裝置，其中該吸收液具有20-100mg/L範圍內的懸浮物含量。
  15. 如申請專利範圍第13項所述的裝置，其中該吸收液具有30-50mg/L範圍內的懸浮物含量。
  16. 如申請專利範圍第12項所述的裝置，其中該除油裝置包括與固液分離裝置流體連通的氣浮裝置，吸附裝置和/或精密過濾裝置。
  17. 如申請專利範圍第12項所述的裝置，其中該除油裝置被構造用以生產油含量不超過100mg/L的迴圈吸附液。
  18. 如申請專利範圍第17項所述的裝置，其中該除油裝置被構造用以生產油含量在10-80mg/L範圍內的迴圈吸附液。
  19. 如申請專利範圍第17項所述的裝置，其中該除油裝置被構造用以生產油含量在20-30mg/L範圍內的迴圈吸附液。
  20. 如申請專利範圍第12項所述的裝置，其中該除油裝置與焚燒系統連接。
  21. 如申請專利範圍第20項所述的裝置，其中除油裝置與焚燒系統流體連通並且設置在其上游方向上。
  22. 一種處理酸性氣的方法，該方法包括：接收酸性氣；和由酸性氣獲取硫酸銨以及滿足排放標準的淨尾氣，其中該獲取包括調節酸性尾氣的焓值到60-850kJ/kg乾氣的範圍內。
  23. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該獲取包括：由酸性氣回收硫並生產硫回收尾氣；和隨後焚燒該硫回收尾氣。
  24. 如申請專利範圍第22項或第23項所述的方法，其中該獲取包括由酸性氣生產硫酸，和/或焚燒。
  25. 如申請專利範圍第22項所述的方法，進一步包括從石油化工裝置、天然氣化工裝置和/或煤化工裝置中匯出酸性氣。
  26. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該獲取包括再生催化劑產生催化裂化再生煙氣；和一酸性尾氣包括催化裂化再生煙氣。
  27. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該獲取包括將經調節的尾氣通過：降溫階段，吸收階段，和水洗階段，所有都在氨法脫硫裝置中進行。
  28. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該調節包括改變酸性尾氣的溫度和/或酸性尾氣的濕度，和/或進一步包括從酸性尾氣去除硫、塵和/或雜質。
  29. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該調節將焓值調節到80-680kJ/kg乾氣的範圍內。
  30. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該調節將焓值調節到100-450kJ/kg乾氣的範圍內。
  31. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該調節產生經調節的尾氣，該尾氣具有不超過30ppm的有機物含量。
  32. 如申請專利範圍第31項所述的方法，其中該尾氣具有不超過10ppm的有機物含量。
  33. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該調節產生經調節的尾氣，該尾氣具有不超過30ppm的單質硫和硫化氫含量。
  34. 如申請專利範圍第33項所述的方法，其中該尾氣具有不超過10ppm的單質硫和硫化氫含量。
  35. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該回收包括使酸性氣通過1、2或3級克勞斯脫硫系統，通過液相催化氧化硫回收系統，通過生物法硫回收系統，通過超級克勞斯硫回收系統和/或通過超優克勞斯硫回收系統。
  36. 如申請專利範圍第24項所述的方法，其中硫酸製備包括濕法製硫酸和/或乾法製硫酸。
  37. 如申請專利範圍第23項所述的方法，其中該回收包括生產H2S/SO2摩爾比值在1.2-3範圍內的硫回收尾氣。
  38. 如申請專利範圍第37項所述的方法，其中該回收包括生產H2S/SO2摩爾比值在1.5-2.5範圍內的硫回收尾氣。
  39. 如申請專利範圍第23項所述的方法，其中該焚燒在600℃-1300℃的溫度範圍內進行；並產生酸性尾氣。
  40. 如申請專利範圍第39項所述的方法，其中該焚燒在650℃-950℃的溫度範圍內進行。
  41. 如申請專利範圍第23項所述的方法，其中在焚燒裝置中，硫回收尾氣停留時間為1到6s。
  42. 如申請專利範圍第41項所述的方法，其中硫回收尾氣停留時間為1.5到4s。
  43. 如申請專利範圍第26項所述的方法，其中該酸性尾氣的氧含量為2%-5%。
  44. 如申請專利範圍第43項所述的方法，其中該酸性尾氣的氧含量為3%-4%。
  45. 如申請專利範圍第26項所述的方法，其中該酸性尾氣的硫氧化物含量在2000mg/Nm3到150000mg/Nm3的範圍內。
  46. 如申請專利範圍第45項所述的方法，其中該酸性尾氣的硫氧化物含量在5000mg/Nm3到55000mg/Nm3的範圍內。
  47. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該獲取包括減少氨法脫硫迴圈吸收液的懸浮物含量至不超過200mg/L。
  48. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中該獲取進一步包括減少氨法脫硫迴圈吸收液的油含量至不超過100mg/L。
  49. 如申請專利範圍第26項所述的方法，其中該酸性尾氣包括採用硫回收+焚燒、製酸、焚燒等製程處理石油化工、天然氣化工、煤化工酸性氣後得到的尾氣；或者酸性尾氣包括催化裂化再生煙氣。
  50. 如申請專利範圍第26項所述的方法，其中首先採用調節系統調節酸性尾氣的焓值，然後再將其送入後續的氨法脫硫系統。
  51. 如申請專利範圍第22項所述的方法，其中具體製程步驟包括：1)藉由硫回收+焚燒或製酸或焚燒，或直接藉由催化裂化催化劑再生處理酸性氣，得到酸性尾氣；2)將酸性尾氣送入調節系統調節尾氣的焓值在60-850kJ/kg乾氣的範圍內；3)將焓值滿足要求的酸性尾氣送氨法脫硫系統，藉由多級迴圈吸收，實現淨尾氣達標排放的目的。
  52. 如申請專利範圍第51項所述的方法，其中將酸性尾氣送入調節系統調節尾氣的焓值在80-680kJ/kg乾氣的範圍內。
  53. 如申請專利範圍第52項所述的方法，其中將酸性尾氣送入調節系統調節尾氣的焓值在100-450kJ/kg乾氣的範圍內。
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