一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法与装置[发明专利]

(12)发明专利申请

(10)申请公布号 CN 106669361 A (43)申请公布日 2017.05.17

(21)申请号 2015107402.5(22)申请日 2015.11.05

(71)申请人中国石油化工股份有限公司大连石

油化工研究院

地址116045 辽宁省大连市旅顺口区铁山街

道创新路1号213号

申请人中国石油化工股份有限公司(72)发明人李欣 王明星 阮宗林 王岩

姜阳(51)Int.Cl.

B01D 53/14(2006.01)B01D 47/00(2006.01)B01D 50/00(2006.01)

权利要求书2页 说明书6页 附图2页

(54)发明名称

一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法与装置(57)摘要

本发明公开了一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法和装置，该方法包括如下内容：（1）烟气经换热后，进入除尘急冷塔，进行初步除尘降温过程；（2）进入脱硫塔由下至上依次经过深度除尘单元、脱硫单元、水洗单元；（3）得到的富吸收液溢流依次通过脱硫单元、深度除尘单元，然后进入除尘急冷塔，进行固液分离，剩余气相排入大气；（4）分离出固废的富吸收液进入吸收液再生塔，通过树脂中H+脱除富吸收液中的过渡金属阳离子后，以稀硫酸的形式进入硫酸储罐。本发明方法及装置可直接将烟气中的SO2氧化转化为硫酸，并通过浓缩制取较高浓度的硫酸溶液，净化烟气可满足国家或地方相关标准规定要求，适用于含各种浓度二氧化硫的烟气回收处理。

C N 1 0 6 6 6 9 3 6 1 A CN 106669361 A

权 利 要 求 书

1/2页

1.一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法，其特征在于包括如下内容：（1）烟气经烟气/硫酸换热器换热后，进入除尘急冷塔与吸收液接触，进行初步除尘降温过程；（2）步骤（1）得到的烟气进入脱硫塔由下至上依次经过深度除尘单元、脱硫单元、水洗单元；其中深度除尘单元将烟气中的剩余微细粉尘捕集至脱硫塔底部持液槽的吸收液中；脱硫单元通过吸收液与烟气的气液传质脱硫和氧化作用，进一步将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸；（3）在水洗单元中，通过新鲜水吸收烟气中的HCl和SOx，液相溢流依次通过脱硫单元、深度除尘单元，然后通过溢流经烟道进入除尘急冷塔得到富吸收液，富吸收液由除尘急冷塔进入固液分离器进行固液分离，剩余气相经除雾器单元除去雾滴后排入大气；（4）分离出固废的富吸收液进入吸收液再生塔，再生塔内装填有氢型强酸性阳离子交换树脂，通过树脂中H+脱除富吸收液中的过渡金属阳离子后，以稀硫酸的形式进入硫酸储罐。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的烟气为燃煤锅炉烟气、催化裂化催化剂再生烟气、工艺加热炉烟气或S-zorb吸附剂再生烟气，其中SO2浓度100~150000mg/Nm3。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的吸收液为可溶性过渡金属盐水溶液，过渡金属为铁、锰、钴或镍中的一种或几种，其中可溶性过渡金属盐水溶液的浓度为0.1wt%～20wt%。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的烟气/硫酸换热器分布有DN25～DN500烟气管道，烟气部分或全部流经换热器，硫酸储罐中的稀硫酸以喷淋方式喷洒到烟气管道上，含HCl的水蒸汽经冷凝冷却转变为液相后进入盐酸储罐，经浓缩后得到浓硫酸作为产品；其中换热器出口硫酸温度30～80℃。

5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于：在烟气/硫酸换热器与盐酸储罐之间设置有冷凝冷却器，冷凝冷却器出口液相温度20～40℃。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的除尘急冷塔选用文丘里除尘器、湍冲、填料塔或喷淋塔中的一种或几种，吸收液来自除尘急冷塔底部的持液槽，除尘急冷塔底部的持液槽中的吸收液通过脱硫塔底部持液槽溢流进行补充；吸收液与烟气的比例为1：1～30：1，L：m3。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的深度除尘单元装填有填料，理论塔板数为2～10块，利用烟气中粉尘对填料的撞击作用和填料床层对粉尘的过滤截留作用将烟气中的剩余微细粉尘全部捕集至脱硫塔底部持液槽的吸收液中；深度除尘单元液气比3：1～30：1，L：m3。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的脱硫塔中脱硫单元由下至上依次为一级、二级和三级脱硫，吸收液来自于脱硫塔底部持液槽，每一级循环脱硫均设置有的持液槽，各级烟气脱硫液气比均为1：1～30：1，L：m3。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的脱硫塔中脱硫单元中，每一级脱硫均由液膜传质和喷淋传质构成：经过深度除尘的烟气依次与一级循环喷淋液溢流产生的液膜、一级循环喷淋液、二级循环喷淋液溢流产生的液膜、二级循环喷淋液、三级循环喷淋液溢流产生的液膜和三级循环喷淋液接触传质，完成气液传质脱硫和氧化作用，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（3）所述的水洗单元吸收剂为新鲜

2

CN 106669361 A

权 利 要 求 书

2/2页

水，液气比为0.5：1～5：1，L：m3。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（3）所述的固液分离器为沉淀池、陶瓷微孔过滤器、板框压滤机、真空过滤机或其组合，优选陶瓷微孔过滤器。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（4）所述的吸收液再生塔内离子交换树脂吸附饱和后，将盐酸储罐中的稀盐酸输送至吸收液再生塔，使离子交换树脂恢复活性，含金属阳离子的再生液返回脱硫塔；吸收液再生塔一备一用，二者切换操作。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：步骤（4）所述的除雾单元为纤维除雾器、填料式除雾器或丝网除雾器。

14.一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的装置，其特征在于包括：除尘急冷塔（2）、脱硫塔（4）、吸收液再生塔（17A/B）、固液分离器（10）、烟气/硫酸换热器（23）、硫酸储罐（22）、冷凝冷却器（26）和盐酸储罐（19）；烟气/硫酸换热器（23）经管线连接除尘急冷塔（2）顶部，除尘急冷塔（2）和脱硫塔（4）之间以烟道（28）连接，脱硫塔（4）气相出口连接大气；急冷水泵（3）入口经管线连接除尘急冷塔（2）底持液槽，出口经管线分别连接到除尘急冷塔（2）循环吸收液入口和固液分离器（10）；富吸收液泵（12）入口经管线与固液分离器（10）液相出口相连，出口经管线与吸收液再生塔（17A/B）液相入口连接；吸收液再生塔（17A/B）液相出口经管线分别与硫酸储罐（22）和脱硫塔（4）脱硫单元（4-2~4-4）循环吸收液入口连接；外输硫酸泵（20）经管线连接硫酸储罐（22），出口经管线与烟气/硫酸换热器（23）连接；烟气/硫酸换热器（23）气相出口水蒸汽（25）通过冷凝冷却器（26）与盐酸储罐（19）连接，并通过盐酸泵（21）连接到吸收液再生塔（17A/B）入口；脱硫塔（4）一级循环泵（5）经管线连接脱硫塔（4）深度除尘单元（4-1）持液槽（脱硫塔底），出口经管线与脱硫塔（4）深度除尘单元（4-1）循环吸收液入口连接；脱硫塔（4）二级循环泵（6）经管线连接脱硫单元持液槽，出口经管线分别与脱硫塔（4）脱硫单元一级循环脱硫（4-2）、二级循环脱硫（4-3）和三级循环脱硫（4-4）吸收液入口连接。

3

CN 106669361 A

说 明 书

一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法与装置

1/6页

技术领域

本发明属于环保技术领域，具体地涉及一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法与装置，属于环保技术领域。

[0001]

背景技术

自2003年以来，我国SO2排放总量一直居高不下，2014年我国SO2排放总量1974.4万吨，自2003年以来首次低于2000万吨。尽管我国“十一五”期间削减二氧化硫10%的目标已经实现，但我国目前的酸雨污染面积（占国土面积的30%）仍在不断扩大，而且正由“硫酸型”向“硫酸复合型”转化。每年因酸雨和SO2污染造成农作物、森林和人体健康等方面的经济损失超过1000亿元，二氧化硫排放控制仍然不容忽视。烟气脱硫方法可分为干法和湿法两种，与干法脱硫相比，湿法脱硫设备小，操作简单，且脱硫效率高，目前，应用的湿法脱硫技术包括钠法、镁法、氨法和钙法等，其中以钠法和钙法最多。湿法脱硫还可根据生成物是否有用，分为抛弃法和回收法，回收法因其经济因素而备受人们的关注。目前广泛使用的回收法是石灰石-石膏法，但副产物-石膏的附加值较低，供过于求，同时石灰石-石膏法易造成设备或管道结垢和堵塞，脱硫装置操作较繁琐，现场卫生状况也较差。钠法脱硫为抛弃法，脱硫废水中的亚硫酸盐表现为化学需氧量（COD），一般>8000mg/L，因此，为保证脱硫废水能够达标排放，在建设烟气脱硫装置时，必须同时建设脱硫废水氧化处理装置。由于亚硫酸钠氧化速率较慢，通常需要5～8h，投资、占地和操作费用均较高，如专利US4627965A和US5928615A。另外，抛弃法将大量硫资源白白浪费。氨法脱硫虽能回收烟气中的硫资源，但产品硫酸铵可使土壤板结，现已很少使用，而且烟气中的重金属离子也全部进入硫酸铵产品中，对土壤造成二次污染，并进而危害人类身体健康。[0003] CN1265934A以金属加工废弃物铁屑或铝屑为脱硫剂，利用水吸收烟气中的二氧化硫产生的酸与脱硫剂反应生成硫酸亚铁或硫酸铝，之后在氧化塔中经空气氧化制得聚合氯化铁或聚合硫酸铝。该技术以絮凝剂的形式回收烟气中的硫资源，但烟气中的粉尘同样被带入絮凝剂，影响絮凝剂的使用效果。

[0004] CN1391975A利用电解食盐水产生的氢氧化钠吸收烟气中的二氧化硫，利用电解过程中产生的氯气和氢气反应生成盐酸，与脱硫废水中的亚硫酸钠/亚硫酸氢钠反应生产高浓度的二氧化硫，从而实现了二氧化硫的浓缩和回收利用。该技术氯气为有毒气体，和氢气反应并生产盐酸的过程需要采取非常有效地防腐和防泄漏措施，对操作和设备/管道材质提出较高的技术要求。

[0005] CN200810012741.6以臭氧氧化烟气中的SO2和NOx，经荷电凝并后收集成混合酸液，最后经化学分离法提浓硫酸和。该技术臭氧消耗量和电耗量大，操作费用较高，而且硫酸与均属于强酸，较难分离。

[0002]

发明内容

[0006]

针对现有技术的不足，本发明提出了一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法与

4

CN 106669361 A

说 明 书

2/6页

装置。本发明方法及装置可直接将烟气中的SO2氧化转化为硫酸，并通过浓缩制取较高浓度的硫酸溶液，净化烟气可满足国家或地方相关标准规定要求，适用于含各种浓度二氧化硫的烟气回收处理。

[0007] 本发明的烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法，包括如下内容：

（1）烟气经烟气/硫酸换热器换热后，进入除尘急冷塔与吸收液接触，进行初步除尘降温过程；

（2）步骤（1）得到的烟气进入脱硫塔由下至上依次经过深度除尘单元、脱硫单元、水洗单元；其中深度除尘单元将烟气中的剩余微细粉尘捕集至脱硫塔底部持液槽的吸收液中；脱硫单元通过吸收液与烟气的气液传质脱硫和氧化作用，进一步将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸；

（3）在水洗单元中，通过新鲜水吸收烟气中的HCl和SOx，液相溢流依次通过脱硫单元、深度除尘单元，然后通过溢流经烟道进入除尘急冷塔得到富吸收液，富吸收液由除尘急冷塔进入固液分离器进行固液分离，剩余气相经除雾器单元除去雾滴后排入大气；

（4）分离出固废的富吸收液进入吸收液再生塔，再生塔内装填有氢型强酸性阳离子交换树脂，通过树脂中H+脱除富吸收液中的过渡金属阳离子后，以稀硫酸的形式进入硫酸储罐。

[0008] 本发明方法中，所述的烟气为燃煤锅炉烟气、催化裂化催化剂再生烟气、工艺加热炉烟气、S-zorb吸附剂再生烟气等，其中SO2浓度100~150000mg/Nm3。[0009] 本发明方法中，所述的吸收液为可溶性过渡金属盐水溶液，过渡金属一般为铁、锰、钴或镍中的一种或几种，可溶性过渡金属盐可以为过渡金属的氯化物，优选氯化铁，其中可溶性过渡金属盐水溶液的浓度为0.1wt%～20wt%；吸收液中优选加入H2O2，吸收液中H2O2浓度为0.1wt%～10wt%。[0010] 步骤（1）所述的烟气/硫酸换热器分布有DN25～DN500烟气管道，烟气可以部分或全部流经换热器，硫酸储罐中的稀硫酸以喷淋方式喷洒到烟气管道上，含HCl的水蒸汽经冷凝冷却转变为液相后进入盐酸储罐，经浓缩后得到浓硫酸作为产品；其中换热器出口硫酸温度30～80℃。在烟气/硫酸换热器与盐酸储罐之间设置有冷凝冷却器，冷凝冷却器出口液相温度20～40℃。[0011] 步骤（1）所述的除尘急冷塔可以选用文丘里除尘器、湍冲、填料塔或喷淋塔中的一种或几种，吸收液来自除尘急冷塔底部的持液槽，除尘急冷塔底部的持液槽中的吸收液通过脱硫塔底部持液槽溢流进行补充。吸收液与烟气的比例为1：1～30：1，L：m3；步骤（1）所述的除尘降温过程，除去烟气中的大部分粉尘和部分SO2。[0012] 步骤（2）所述的深度除尘单元装填有填料，理论塔板数为2～10块，利用烟气中粉尘对填料的撞击作用和填料床层对粉尘的过滤截留作用将烟气中的剩余微细粉尘全部捕集至脱硫塔底部持液槽的吸收液中。深度除尘单元液气比3：1～30：1，L：m3。[0013] 步骤（2）所述的脱硫塔中脱硫单元由下至上依次为一级、二级和三级脱硫，吸收液来自于脱硫塔底部持液槽，每一级循环脱硫均设置有的持液槽，如附图2所示，各级持液槽均由溢流管、溢流堰、防淋帽和吸收液喷嘴等构成，各级循环脱硫持液槽之间有溢流管连通，各级烟气脱硫液气比均为1：1～30：1，L：m3。[0014] 步骤（2）所述的脱硫塔中脱硫单元中，每一级脱硫均由液膜传质和喷淋传质构成：

5

CN 106669361 A

说 明 书

3/6页

经过深度除尘的烟气依次与一级循环喷淋液溢流产生的液膜、一级循环喷淋液、二级循环喷淋液溢流产生的液膜、二级循环喷淋液、三级循环喷淋液溢流产生的液膜和三级循环喷淋液接触传质，完成气液传质脱硫和氧化作用，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸。[0015] 步骤（3）所述的水洗单元吸收剂为新鲜水，液气比为0.5：1～5：1，L：m3，可以装填填料或直接以喷淋形式进行气液传质，优选喷淋。[0016] 步骤（4）所述的吸收液再生塔内离子交换树脂吸附饱和后，将盐酸储罐中的稀盐酸输送至吸收液再生塔，使离子交换树脂恢复活性，含金属阳离子的再生液返回脱硫塔。吸收液再生塔一备一用，二者切换操作。[0017] 步骤（3）所述的固液分离器为沉淀池、陶瓷微孔过滤器、板框压滤机、真空过滤机或其组合，优选陶瓷微孔过滤器。[0018] 步骤（4）所述的除雾单元可以为纤维除雾器、填料式除雾器或丝网除雾器。[0019] 本发明同时提供一种烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的装置，包括：除尘急冷塔（2）、脱硫塔（4）、吸收液再生塔（17A/B）、固液分离器（10）、烟气/硫酸换热器（23）、硫酸储罐（22）、冷凝冷却器（26）和盐酸储罐（19）；烟气/硫酸换热器（23）经管线连接除尘急冷塔（2）顶部，除尘急冷塔（2）和脱硫塔（4）之间以烟道（28）连接，脱硫塔（4）气相出口连接大气。急冷水泵（3）入口经管线连接除尘急冷塔（2）底持液槽，出口经管线分别连接到除尘急冷塔（2）循环吸收液入口和固液分离器（10）；富吸收液泵（12）入口经管线与固液分离器（10）液相出口相连，出口经管线与吸收液再生塔（17A/B）液相入口连接；吸收液再生塔（17A/B）液相出口经管线分别与硫酸储罐（22）和脱硫塔（4）脱硫单元（4-2~4-4）循环吸收液入口连接；外输硫酸泵（20）经管线连接硫酸储罐（22），出口经管线与烟气/硫酸换热器（23）连接；烟气/硫酸换热器（23）气相出口水蒸汽（25）通过冷凝冷却器（26）与盐酸储罐（19）连接，并通过盐酸泵（21）连接到吸收液再生塔（17A/B）入口；脱硫塔（4）一级循环泵（5）经管线连接脱硫塔（4）深度除尘单元（4-1）持液槽（脱硫塔底），出口经管线与脱硫塔（4）深度除尘单元（4-1）循环吸收液入口连接；脱硫塔（4）二级循环泵（6）经管线连接脱硫单元持液槽，出口经管线分别与脱硫塔（4）脱硫单元一级循环脱硫（4-2）、二级循环脱硫（4-3）和三级循环脱硫（4-4）吸收液入口连接。[0020] 与现有技术相比，本发明具有如下优点：

（1）新鲜水全部由脱硫塔顶水洗单元补充，使水对SOx和HCl的强吸收作用得到充分发挥，将烟气中残余SOx和HCl等酸性气全部转移至液相，净化烟气中SOx可降低至50mg/Nm3以下，基本不含HCl。急冷除尘和脱硫单元吸收液全部采用氯化铁溶液，溶解性的SO2/H2SO3氧化时间长，氧化效率高，烟气中的氧/液相溶解氧利用率高。[0021] （2）以雾化喷淋形式将硫酸与烟气管道进行直接接触，可使混入稀硫酸中的易挥发性HCl在烟气/硫酸换热器中同水蒸汽一起挥发出来，经冷凝冷却后生成稀盐酸，用于对吸附Fe3+饱和的离子交换树脂再生恢复活性，氯化铁溶液则回用于脱硫和急冷除尘单元。[0022] （3）离子交换树脂在脱除吸收液中Fe3+的同时，对液相中Ca2+具有富集作用，如用硫酸对离子交换树脂进行再生，易与离子交换树脂中吸附的Ca2+结合生成硫酸钙，从而造成树脂孔道局部堵塞，而使用盐酸可避免此现象发生。

[0023] （4）除尘急冷塔与深度除尘单元设置有各自的持液槽，烟气中绝大部分粉尘被截

留在除尘急冷塔持液槽，少量微细粉尘被深度除尘单元填料过滤截留至深度除尘单元持液

6

CN 106669361 A

说 明 书

4/6页

槽，避免了因大量粉尘进入填料床层而造成深度除尘单元填料床层的堵塞。[0024] （5）烟气中的SO2被就地转化为硫酸，而不需先制成硫磺，再制取硫酸，节省了从SO2生产硫磺再到生产硫酸的装置投资费用和储存运输费用。[0025] （6）本发明中过渡金属以Fe为例进行说明：Fe3+/Fe2+仅起到催化剂的作用，Fe2+/Fe3+以及H2SO3/H2SO4之间的氧化转化可利用烟气溶于吸收液中的溶解氧，吸收液循环使用。[0026] （7）脱硫塔各级吸收持液槽之间通过溢流联通，液相在溢流过程中产生液膜，而气相向上流动，可实现一级喷淋、两级吸收，进而增加气液传质效果。附图说明

图1是本发明烟气脱硫生产硫酸及硫酸提纯的方法与装置流程图。[0028] 图2是脱硫塔脱硫单元一级/二级/三级循环脱硫持液槽示意图。[0029] 其中：1、烟气；2、除尘急冷塔；3、急冷水泵；4、脱硫塔；5、一级循环泵；6、二级循环泵；7、除尘后的富吸收液；8、新鲜水；9、富吸收液；10、固液分离器；11、固废；12、富吸收液泵；13A/B、14A/B、15A/B、16A/B、切换阀门；17A/B、吸收液再生塔；18、稀硫酸（含盐酸）；19、盐酸储罐；20、外输硫酸泵；21、盐酸泵；22、硫酸储罐；23、烟气/硫酸换热器；24、硫酸产品；25、水蒸汽；26、冷凝冷却器；27、净化烟气；28、连接烟道。[0030] 除尘脱硫塔由下至上依次为：4-1、深度除尘单元；4-2、一级循环脱硫；4-3、二级循环脱硫；4-4、三级循环脱硫；4-5、水洗单元；4-6、除雾器。

[0031] 一级/二级/三级循环脱硫以及水洗单元持液槽包括：a、溢流管（或气/液相通道）；b、液相溢流堰；c、吸收液；d、喷嘴；e、防淋帽。

[0027]

具体实施方式

[0032] 下面通过具体实施例对本发明方法及装置进行更详细的描述，但并不因此本发明。

[0033] 本发明烟气脱硫并生产硫酸的方法是按照如下方式进行：烟气1经与稀硫酸换热后，首先进入除尘急冷塔2，与由急冷水泵3来的循环浆液接触降温，并除去烟气中的绝大部分粉尘。在脱硫塔4深度除尘单元4-1，利用烟气中粉尘对填料的撞击作用和填料床层对粉尘的过滤截留作用将烟气中的剩余微细粉尘全部捕集至液相。脱除粉尘后的废气向上依次经过一级（4-2）/二级（4-3）和三级（4-4）脱硫，并与一级喷淋吸收液、二级喷淋吸收液溢流产生的液膜、二级喷淋吸收液、三级喷淋吸收液溢流产生的液膜和三级喷淋吸收液接触传质，完成气液传质脱硫和氧化作用，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸。脱硫净化后的烟气在水洗单元4-5，进一步利用补充新鲜水8脱除烟气中的HCl和SOx，后经除雾器4-6除去雾滴后排入大气。水洗单元的液相（吸收了HCl和Sox的新鲜水）溢流依次通过脱硫单元和深度除尘单元，进入除尘急冷塔2得到富吸收液9，最后由除尘急冷塔底急冷水泵3排入固液分离器10分离出固废11后得到除尘后的富吸收液7，由富吸收液泵12排入吸收液再生塔17A/B，除去过渡金属阳离子后，排入硫酸储罐22。当吸收液再生塔17A/B内离子交换树脂吸附饱和后，由盐酸泵21将盐酸储罐19中的稀盐酸18输送至吸收液再生塔17A/B，使失去效用的离子交换树脂恢复活性，含过渡金属阳离子的再生液返回脱硫塔脱硫单元。烟气1在进入除尘急冷塔前设置有烟气/硫酸换热器23，其中分布有DN25～DN500烟气管

7

CN 106669361 A

说 明 书

5/6页

道。烟气部分或全部流经换热器。硫酸储罐22中的稀硫酸由外输硫酸泵20输送至烟气/硫酸换热器23以喷淋方式喷洒到烟气管道上，含HCl的水蒸汽25经冷凝冷却器26冷却转变为液相后进入盐酸储罐19，浓缩后的硫酸24作为产品外运。

[0034] 当吸收液再生塔17A内氢型强酸性阳离子交换树脂吸附饱和后，关闭阀门14A、16A、13B、15B，打开阀门14B、16B、13A、15A，再生后的吸收液返回除尘脱硫塔4脱硫单元。补充新鲜水8连接到水洗单元4-5，靠溢流依次进入4-4、4-3、4-2、4-1和除尘急冷塔底持液槽。

[0035] 本发明中，为保证液相中H2SO3或溶解性的SO2全部氧化转化为H2SO4，也可向吸收液中加入Cl2、KMnO4或O3等氧化剂。实施例中所述的氢型强酸性阳离子交换树脂的性质如下：粒径0.3～1.2mm，质量交换容量≥4.80mmol/g，含水量50～70%，湿真密度1.10～1.30g/ml。

[0036] 实施例1：

某催化裂化催化剂再生烟气组成见表1。[0037] 表1 某催化裂化催化剂再生烟气组成。

本发明操作条件：（1）除尘急冷塔采用湍冲液气比7.0L/m3；（2）脱硫塔深度除尘

单元4-1内装填料，脱硫单元均采用喷淋吸收，其中深度除尘单元操作液气比为3.0L/m3，脱硫单元一级、二级和三级循环脱硫液气比均为4.0L/m3；（3）吸收液为氯化铁溶液，其中Fe3+质量浓度3.0%；（4）除尘急冷塔持液槽吸收液pH1.0～2.0；（5）吸收液再生塔为两个，切换操作，内装市售D001氢型强酸性阳离子交换树脂；（6）换热器出口硫酸温度50℃；（7）冷凝冷却器出口酸性水温度30℃。[0039] 经本发明处理后：净化气中SOx浓度25mg/Nm3，粉尘浓度3mg/Nm3，所得硫酸浓度60%。

[0040] 实施例2：

某S zorb装置吸附剂再生烟气组成见表2。[0041] 表2某S-zorb装置吸附剂再生烟气组成。

[0038]

8

CN 106669361 A

说 明 书

6/6页

本发明操作条件：（1）除尘急冷塔采用文丘里作文气液传质单元，液气比3.0L/m3；（2）脱硫塔深度除尘单元4-1内装填料，脱硫单元均采用喷淋吸收，其中深度除尘单元操作液气比为3.0L/m3，脱硫单元一级、二级和三级循环脱硫液气比均为2.0L/m3；（3）吸收液为氯化铁和H2O2的混合溶液，其中Fe3+质量浓度3.0%，H2O2质量浓度1.0%；（4）除尘急冷塔持液槽吸收液pH为0.6～1.0；（5）吸收液再生塔为两个，切换操作，内装市售D003型氢型强酸性阳离子交换树脂；（6）换热器出口硫酸温度60℃；（7）冷凝冷却器出口酸性水温度45℃。

[0043] 经本发明处理后：净化气中SOx浓度35mg/Nm3，粉尘未检出，所得硫酸浓度85%。[0044] 实施例3：

某燃煤锅炉烟气组成见表3。[0045] 表3某燃煤锅炉烟气组成。

[0042]

本发明操作条件：（1）除尘急冷塔采用湍冲，液气比8.0L/m3；（2）脱硫塔深度除尘

单元4-1内装填料，脱硫单元均采用喷淋吸收，其中深度除尘单元操作液气比为3.0L/m3，脱硫单元一级、二级和三级循环脱硫液气比均为4.0L/m3；（3）吸收液为氯化铁和H2O2的混合溶液，其中Fe3+质量浓度3.0%，H2O2质量浓度0.3%；（4）除尘急冷塔持液槽吸收液pH为1.0～2.0；（5）吸收液再生塔为两个，切换操作，内装市售732#氢型强酸性苯乙烯系阳离子交换树脂；（6）换热器出口硫酸温度45℃；（7）冷凝冷却器出口酸性水温度42℃。[0047] 经本发明处理后：净化气中SOx浓度32mg/Nm3，粉尘10mg/Nm3，所得硫酸浓度72%。

[0046]

9

CN 106669361 A

说 明 书 附 图

1/2页

图1

10

CN 106669361 A

说 明 书 附 图

2/2页

图2

11