一種貧氧法制硫酸的工藝的製作方法

2023-12-02 06:11:41 2

本發明涉及一種貧氧法制硫酸的工藝，屬於無機化學技術領域。

背景技術：

目前，常用的硫酸生產工藝是接觸製取法，通過轉化吸收製取硫酸，其核心技術是在富氧狀態下，以釩催化劑催化氧化so2生成so3及so3的吸收。因此，硫酸工業按基本生產工藝可分為一轉一吸工藝和兩轉兩吸工藝。一轉一吸生產工藝因轉化和吸收較低，故尾氣中so2濃度較高，一般都在4000-7000mg/m3之間，兩轉兩吸生產工藝的尾氣中so2濃度較低，一般在600-1400mg/m3之間。

由於採用空氣作為o2源，綜合so2利用率及廢氣處理成本等因素，—轉一吸硫酸生產工藝，so2的轉化率一般為97％左右。一轉一吸硫酸裝置設有一座乾燥塔和一座吸收塔，其開車和操作簡單容易。然而，對於一轉一吸排放的尾氣，運用現有的處理方法處理後難以滿足越來越嚴格的排放標準。為了保證so2高轉化率，使氧過剩較多(空氣中殘留氧含量＞2％，o2過量30％以上)，鹼消耗大，同時鹼洗滌系統產生亞硫酸氫鹽部分氧化為硫酸鹽，得到亞硫酸氫鹽、亞硫酸鹽及硫酸鹽溶液混合物無法利用而成固廢，增加生產費用。

現在典型的硫酸生產工藝為兩轉兩吸工藝，同樣採用富氧技術。用o2將so2轉化(氧化)為so3後，氣體進吸收塔內與硫酸接觸，除去三氧化硫後，再次升溫進行第二次轉化，同樣再次進吸收塔內與硫酸接觸，除去三氧化硫。這樣兩次so2的總轉化率可達到99.7％。但兩轉兩吸排放的尾氣仍無法滿足日益嚴格的排放標準，尾氣吸收同樣存在固廢問題。

另外兩轉兩吸工藝存在的缺陷也很明顯：①增設中間吸收塔，轉化其溫度由高→低→高，整個系統熱量損失大；②兩次轉化較一次轉化增加了一臺中間吸收塔及幾臺換熱器，阻力比一次轉化流程大；③兩轉兩吸裝置比一轉一吸裝置複雜，更難在環保達標的情況下開車等問題。

總之，目前應用較為廣泛的兩轉兩吸法以及一轉一吸加現有硫酸尾氣處理方法，存在的共同問題有一、尾氣不能滿足日益嚴格的二氧化硫排放標準；二、投資費用和能耗較高；三、不能很好的完成副產物資源化利用；四、工藝流程長等。

現有硫酸裝置在酸吸收後的尾氣溫度一般是60-80℃左右，含水分小於0.1g/m3，換算成相對溼度為0.03％，可以看作是不含水分的幹氣體，是理想的乾燥介質，但未得到充分利用而浪費能源。

us6342169，cn101274204，cn101829475，cn101264414等專利提出用離子液體吸收硫酸生產時未轉化留在尾氣中的so2，通過再生放出so2循環作制硫酸的原料，同時再生離子液體循環使用。但是尾氣中的so2與離子液體中的鹼反應生成亞硫酸鹽，而亞硫酸鹽與尾氣中的氧反應生成硫酸鹽，導致離子液體的消耗量增加而不經濟，限制了離子液體在煙氣脫硫方面的應用。

cn103432865a採用檸檬酸鹽與有機胺，吸收劑具有發泡性小，粘度小，原料來源豐富，易購買，價格便宜。脫硫時具有高傳質係數，氣液流動無擾動，傳質阻力小，脫硫率高，操作方便，操作彈性大，能在膜接觸器中穩定運行。同時脫硫溶液不結垢，不堵塞，無腐蝕等優點。但是，上述使用有機胺鹽水溶液作為吸收劑，廢氣處理時，不能有氧存在，也即對氧比較敏感，穩定性差，特別是高溫環境下，有機胺鹽水溶液極易氧化分解，氧化分解後的有機胺鹽水溶液，一方面使吸收劑的吸附效率大幅降低或失效。需要添加抗氧劑等助劑來減少亞硫酸鹽、有機胺的氧化，增加生產成本的同時，帶來結鹽、結垢等問題影響生產。

基於此，做出本申請。

技術實現要素：

針對現有硫酸生產方法中所存在的上述缺陷，以及硫酸廠排放的尾氣不能滿足日益嚴格的環境標準要求、廢硫酸處置困難等問題，本申請提供一種工藝簡單、成本低、資源綜合利用、治理汙染、環境效益和社會效益倶佳的貧氧法制硫酸工藝，它是一種將縮短硫酸生產工藝、硫酸尾氣的離子液體處理過程融為一體的貧氧法制硫酸工藝方法。

為實現上述目的，本申請採取的技術方案如下：

一種貧氧法制硫酸的工藝，控制原料氣中的so2與o2的摩爾比≤1:0.5，將so2進行催化轉化，轉化溫度為350-600℃，轉化氣與吸收液接觸形成硫酸，酸吸收後尾氣中未轉化的so2用離子液體吸收後尾氣排出。

進一步的，作為優選：

上述過程還可以具體描述為：淨化後的原料氣送入轉化器中，控制原料氣中so2與o2的摩爾比≤1：0.5，原料氣流經催化劑床層，在350-600℃、催化劑作用下so2轉化為so3；轉化器排出的轉化氣進入so3吸收塔與吸收液直接接觸，so3生成硫酸，酸吸收後剩餘尾氣排出至so2離子液體吸收塔，該尾氣中的so2轉化為亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽溶液，該亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽溶液經加熱生成so2氣體和離子液體；形成的so2氣體經乾燥後作為成品使用，或返回原料氣去轉化器繼續轉化；離子液體則循環作尾氣的吸收液；而離子液體吸收後尾氣達標排放,或者經鹼液深度脫硫處理後做氮氣產品出售。

所述的原料氣中so2與o2的物質的量總比例為1：(0.4～0.5)。

所述的離子液體為在室溫或室溫附近溫度下呈液態的由離子構成的物質，如室溫離子液體、室溫熔融鹽、有機離子液體；優選為有機陽離子和無機或有機陰離子構成，有機胺鹽離子、季銨鹽離子、季鏻鹽離子、咪唑鹽離子和吡咯鹽離子等，可以是它們的一種或多種的混合物，如：三乙胺、二甲雙胍、五甲基二乙烯基三胺、甲基乙醇胺、叔丁胺基乙氧基乙醇中的一種或多種的混合物，離子液體也可選用有機銨鹽與酸的混合物，如丁二酸與三乙胺，二甲雙胍與乳酸，五甲基二乙烯基三胺、甲基乙醇胺與硫酸，叔丁胺基乙氧基乙醇與哌嗪陽離子、so4-2、鹼式碳酸銅。

所述的離子液體中可添加抗氧劑，抗氧劑的添加量滿足：0.1％≥抗氧劑添加量≥0。更優選的，所述的抗氧劑為酚、胺等。常規的製備工藝中，由於氧含量偏高，因此必須添加抗氧劑來防止亞硫酸氧化的，但本工藝為貧氧工藝，尾氣中氧含量很低，因此加工過程中，無需使用抗氧劑或抗氧劑用量很少。

上述方案為離子液體進行吸收的貧氧法制硫酸的工藝，即採用o2與so2的物質的量比小於0.5：1的反應工況，使氧氣達到高轉化率，尾氣中控制較低氧含量，來防止或減少亞硫酸鹽類的氧化，尾氣中過剩so2則通過離子液體吸收生成亞硫酸鹽類產物，再經加熱回收so2，並得到再生的離子液體。同時實現縮短硫酸生產流程，並使尾氣得到治理的目的。

同時，本申請還提供了一種採用鹼吸收的貧氧法制硫酸工藝，控制原料氣中的so2與o2的摩爾比≤1:0.5(優選為1:0.4-0.5)，將so2進行催化轉化，轉化溫度350-600℃，轉化氣與吸收液接觸形成硫酸，酸吸收後尾氣中未轉化的so2用鹼溶液吸收轉化為鹽溶液後，鹼吸收後尾氣排出。

其中，作為優選：

所述的鹽溶液為亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽。

所述的亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽濃縮後做產品，或加入硫酸，使之轉化為硫酸鹽和so2。

所述的亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽為鹼金屬鹽溶液時，排除尾氣達標排放或經鹼液深度脫硫後作氮氣產品；所述的鹽溶液為氨鹽溶液時，排除尾氣達標排放或尾氣經硫酸吸收逃逸氨氣後排放。

所述的回收硫酸是使用硫酸過程後回收、廢棄的硫酸。

上述過程還可以具體描述為：淨化後的原料氣送入轉化器中，控制原料氣中so2與o2的摩爾比≤1：0.5，原料氣流經催化劑床層，在350-600℃、催化劑作用下so2轉化為so3；轉化器排出的轉化氣進入so3吸收塔與吸收液直接接觸，so3生成硫酸，酸吸收後剩餘尾氣排出至so2鹼液吸收塔，該尾氣中的so2轉化為亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽溶液，該亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽溶液可以進一步濃縮、乾燥後作亞硫酸鹽產品，或加入硫酸，形成硫酸鹽溶液和so2氣體；形成的so2氣體經乾燥後作為成品使用，或返回原料氣去轉化器繼續轉化。

其中，所述的硫酸鹽溶液為鹼金屬硫酸鹽溶液或硫酸銨溶液，當該硫酸鹽為鹼金屬硫酸鹽時，鹼吸收後尾氣達標排放,或者經鹼液深度脫硫處理後做氮氣產品出售；當該硫酸鹽溶液為硫酸銨溶液時，氨吸收後尾氣達標排放，或進入酸性吸收塔吸收逃逸的氨氣後達標排放，也可進一步處理後作氮氣。

鹼液吸收的第二種方案在實現貧氧法制硫酸的同時，還實現了尾氣治理、廢硫酸綜合利用，主要包括以下工藝步驟：

(1)將經淨化處理後的原料氣送入轉化器過程中，控制原料氣中so2與o2的物質的量總比例為1：(0.4～0.5)，原料氣流經高溫催化劑床層，將so2在催化作用下轉化為so3，轉化反應溫度為350-600℃，充分轉化後排出。

(2)從轉化器排出的轉化氣進入so3吸收塔與吸收液直接接觸，轉化氣中的三氧化硫與吸收液中的水接觸反應生成硫酸，經充分吸收反應後，得到產品硫酸，酸吸收後尾氣分別排出。

(3)將酸吸收後尾氣送入吸收so2的鹼吸收塔，將該尾氣中的so2用鹼液吸收轉化為亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽，該鹽溶液在吸收過程中同時得到濃縮，得到的溶液流出到下一道工序(4)，鹼吸收後尾氣進入(6)。

(4)進一步濃縮、乾燥後得到亞硫酸鹽產品，或往亞硫酸鹽溶液加入回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)，生成硫酸鹽溶液和so2氣體。

(5)so2氣體經濃硫酸乾燥後得so2氣體產品，或將so2氣體返回到(1)，與淨化處理後的原料氣混合後去轉化爐進一步轉化。

(6)當回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)生產的鹽為鹼金屬硫酸鹽時，經(3)處理的尾氣達標排放或進入(7)；當利用回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)生產硫酸銨時，經(3)處理的尾氣達標排放，或再進入由回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)調製的稀酸性吸收塔吸收逃逸的氨氣後排放或進入(7)。

(7)由(6)排出的尾氣經鹼液深度脫硫處理後作氮氣產品出售。

上述兩種方案中，均是利用貧氧法生產硫酸，即採用o2與so2的物質的量比小於0.5：1的反應工況，使氧氣達到高轉化率，尾氣中控制較低氧含量，來防止或減少亞硫酸鹽類的氧化，尾氣中過剩so2則通過離子液體進行吸收，或者通過鹼吸收生成亞硫酸鹽類產品，再結合廢硫酸無害化製鹽的特點，將亞硫酸鹽與廢硫酸反應回收so2，得到硫酸鹽。同時，也可實現硫酸生產中尾氣治理與廢硫酸無害化製鹽的目的，從而降低各自的處理成本。

其中，所提供的第二套方案種，回收硫酸參與了反應進程，因此還兼具了回收硫酸的綜合利用，由於當前廢硫酸量大，允許吸收的so2量就大，這就使硫酸生產過程不需要要求so2高的轉化率，使硫酸生產可以採用低氧含量轉化工藝(即貧氧法制硫酸工藝)，從而保證亞硫酸鹽不被進一步氧化為硫酸鹽的同時，貧氧法制硫酸可以採用流程較短的工藝如一轉一吸生產工藝，可以減少設備投資，提高能源利用率，使硫酸生產成本大幅降低。

綜上，本申請的有益效果具體體現在：

①縮短了硫酸生產工藝流程，並可優先選用一轉一吸工藝，降低硫酸生產成本，提高能源、資源利用率。

②進轉化工段的物料配比採用so2過量，提高氧氣的轉化率。一轉(so2→so3)一吸(so3→h2so4)後的氣體經離子液體處理或鹼液吸收後完成後處理，具體來講，在第一種方案中，氣體先進行離子液體吸收處理後尾氣實現達標排放，尾氣也可用於制氮氣，同時得到離子液體的亞硫酸鹽。加熱離子液體的亞硫酸鹽得到so2並再生離子液體，其中的so2乾燥後得到so2產品出售，或返回一段轉化爐作原料轉化為so3；而在第二種方案中，氣體則先進行鹼吸收處理後尾氣實現達標排放(可實現超低排放)，也可用於制氮氣，同時得到亞硫酸鹽。將亞硫酸鹽與廢硫酸反應得到硫酸鹽和so2，其中的so2乾燥後得到so2產品出售，或返回一段轉化爐作原料轉化為so3；硫酸鹽經適當精製後做產品出售；

③離子液體的亞硫酸鹽被氧化為硫酸鹽的量降低，裝置結鹽減少，離子液體中有機胺被氧化的量也大幅降低，從而離子液體的消耗量降低，並且可節約抗氧劑的使用；用鹼吸收處理尾氣，可以將尾氣中so2降到很低，可以做到超低排放如50mg/nm3以下。

④在第二種方案中，其利用硫酸生產酸吸收後尾氣的乾燥作用，使稀硫酸鹽溶液乾燥能耗大幅降低，也使廢硫酸綜合利用成為可能。整個硫酸生產、尾氣治理、硫酸鹽生產及廢硫酸綜合利用過程有機地結合，實現清潔、高效、低能耗、低排放眾多清潔化生產。

具體實施方式

實施例1：不同so2與o2摩爾比對處理效果的影響

在so2與o2反應轉化為so3過程中，常規的做法是採用o2過量，而本申請則是以so2過量的方式進行硫酸的加工生成，以下以不同摩爾比進行試驗，以確定不同so2與o2摩爾比對處理效果的影響。

以鹼液吸收的方案為例，本實施例的製備過程如下：

(1)淨化後的原料氣送入轉化器中，控制原料氣中so2與o2的摩爾比分別控制在＞1:0.5(本實施例中選用1:1、1:0.8兩個點進行試驗)、1:0.5、＜1:0.5(本實施例選用1:0.49、1:0.47、1:0.45、1:0.43、1:0.4、1:0.3、1:0.2七個點進行試驗)三個區間進行實驗，原料氣流經高溫催化劑床層，控制轉化溫度為420℃，將so2轉化為so3，充分轉化後排出。

(2)從轉化器排出的轉化氣進入so3吸收塔與吸收液直接接觸，轉化氣中的so3與吸收液中的水接觸反應生成硫酸，經充分吸收反應後，得到產品硫酸，剩餘酸吸收後尾氣分別排出。

(3)酸吸收後尾氣送入so2的鹼液吸收塔，將尾氣中的so2轉化為亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽溶液，該亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽可進一步乾燥後做產品；或在該溶液中加入回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)，生成硫酸鹽溶液和so2氣體；so2氣體經濃硫酸乾燥後作為so2成品使用或將so2返回至步驟(1)，與淨化處理後的原料氣混合後去轉化爐轉化。

其中，亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽為鹼金屬鹽溶液時，轉化為亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽，鹼吸收後的尾氣達標排放或進一步處理後作氮氣產品；當亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽為銨鹽時，氨吸收後的尾氣達標排放，或再進入由硫酸/廢硫酸調製的稀酸性吸收塔吸收逃逸的氨氣後排放，或進一步處理後作氮氣產品。

(4)酸吸收後的尾氣溫度為60-80℃，含水分小於0.1g/m3，該尾氣可用於亞硫酸鹽/硫酸鹽等溶液的蒸發脫水，以降低硫酸或廢硫酸製鹽的能耗。

在轉化爐中，so2與o2轉化為so3是一個平衡反應，so2和o2的比例決定尾氣中so2和氧的含量。本實施例對上述不同摩爾比狀態下的反應進行測試，結果表明：當o2與so2的物質的量比大於0.5：1時，so2轉化為so3的轉化率高，這是現有硫酸生產過程中所追求的，其目的是實現尾氣中低so2含量，但即使採用兩轉兩吸工藝，尾氣中殘留的so2含量依然高達600-1400mg/m3，因此，這種狀態下，雖然可以達到很高的轉化率，但尾氣中殘留的so2含量較高，不能達到環保要求，需要鹼吸收等後續環保治理後才能達標排放。採用貧氧技術，即當so2與o2的摩爾比為1:0.4-1:0.5，其o2轉化率可達很高，尾氣中的o2含量低，so2與鹼作用生產的亞硫酸鹽類不會被進一步氧化，so2與鹼作用產物可乾燥後得到亞硫酸鹽產品或返迴轉化器中再次轉化，鹼吸收so2效率高，鹼吸收尾氣可直接達標排放；合成過程中形成的亞硫酸鹽或亞硫酸氫鹽可以作產品，也可以通過回收硫酸(包括稀硫酸、廢硫酸等)進行轉化，形成回收品硫酸鹽產品，還可以將該硫酸鹽經過精製後，與氫氧化鈣水溶液反應生成氫氧化鈉溶液循環去做so2吸收液，生成的石膏產品可以直接出售。當繼續降低摩爾比，當so2與o2的摩爾比＜1:0.4時，雖然可以達到更低的o2含量，但整體上亞硫酸鹽被氧化的量已很小、變化不明顯，並且so2由於轉化率進一步降低，so2循環量大增而不適合工業生產的成本要求。

因此，so2和o2的摩爾比適合控制在1:0.4-1:0.5，此時，轉化率、尾氣中so2的含量、回收品硫酸鹽的使用各方面均達到最佳配置，處理過程中硫元素幾乎沒有流失；並且，最終排放的尾氣中so2的含量低於50mg/nm3，可以直接排放；在合成過程中，可以常規一轉一吸生產線作為基本生產線，然後將本申請的低so2/o2摩爾比反應條件應用於該設備上，即可進行硫酸的加工和製備，具有流程短、氧氣轉化率高的優點。酸吸收後尾氣溫度控制在60-80℃，其相對溼度在0.03％左右，可作為乾燥介質使用，在本申請製備過程中，將其用於乾燥(汽化)鹽溶液，可有效降低回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)製鹽生產中能源消耗，因此可將回收的回收硫酸(稀硫酸、廢硫酸等)綜合利用成為可能。整個硫酸生產、尾氣治理、硫酸鹽生產、廢硫酸綜合利用過程有機的結合，實現清潔、高效、低能耗、低排放眾多清潔生產。

上述規律也適用於離子液體吸收的貧氧法制硫酸。

實施例2：離子液體吸收

本實施例一種貧氧法制硫酸的工藝，以硫鐵礦制酸作為原料，即原料氣為硫鐵礦焙燒氣。原料氣經淨化處理後送入轉化器(經各步原料氣中so2與o2總的物質的量的比為1：0.5)。在釩系催化劑的催化作用下，使原料氣中的so2經多段轉化，並且最後一段的出口溫度為420℃下轉化為so3(so2轉化率為95.3％，氧氣轉化率為95.3％)。從轉化器排出的轉化氣進入硫酸吸收塔，使轉化氣中的so3與水接觸反應生成產品硫酸，剩餘尾氣分別排出。

尾氣中的so2含量為12000mg/nm3，氣量為60000nm3/h，氧含量為6000mg/nm3，溫度為65℃左右。將該尾氣送入離子液體吸收塔，所用吸收液以蒸餾水為溶劑，其中丁二酸與三乙胺的摩爾量之比為1:2，吸收後排放尾氣中so2的質量體積濃度約239mg/nm3，溫度60℃，該尾氣已達到超低排放標準。離子液體吸收出塔富液中硫酸根含量為0.1％，將離子液體吸收出塔富液加熱到150℃，解析出so2返回作原料，再生得到的離子液體循環作so2吸收劑。

對比例1

參照cn101264414形成對比實施例1，以硫鐵礦制酸，即原料氣為硫鐵礦焙燒氣。原料氣經淨化處理後送入轉化器(經各步原料氣中so2與o2總的物質的量的比為1：0.6)。在釩系催化劑的催化作用下，使原料氣中的so2經多段轉化，並且最後一段的出口溫度為420℃下轉化為so3(so2轉化率為96.9％，氧氣轉化率為93.3％)。從轉化器排出的轉化氣進入硫酸吸收塔，使轉化氣中的so3與水接觸反應生成產品硫酸，剩餘尾氣分別排出。

尾氣中的so2含量為9900mg/nm3，氣量為60000nm3/h，氧含量為35000mg/nm3，溫度為65℃左右。將該尾氣送入離子液體吸收塔，所用吸收液以蒸餾水為溶劑，其中丁二酸與三乙胺的摩爾量之比為1:2，吸收後排放尾氣中so2的質量體積濃度約203mg/nm3，溫度60℃，該尾氣已達到超低排放標準。離子液體吸收出塔富液中硫酸根含量為3.4％，將離子液體吸收出塔富液加熱到150℃，解析出so2返回作原料，再生得到的離子液體循環作so2吸收劑。

實施例3-5：離子液體吸收

實施例3-5與實施例1的設置和工作原理相同，調整離子液體的構成，形成實施例3-5；對比尾氣濃度和硫酸鹽含量，並以不同的參考專利為基礎，分別形成對比例2-4，實驗結果見表1。

表1不同離子液體構成下的效果對照表

以上表中，％為質量百分比。

通過實施例2-5可以看出，採用本申請製備工藝，不僅可縮短了硫酸生產工藝流程，其工藝可優先選用一轉一吸工藝，降低硫酸生產成本，提高能、資源利用率；同時，進轉化工段的物料配比採用so2過量，提高氧氣的轉化率，降低了尾氣中的氧含量。一轉(so2→so3)一吸(so3→h2so4)後的氣體先進行離子液體吸收處理後尾氣實現達標排放，尾氣也可用於制氮氣，同時得到離子液體的亞硫酸鹽。加熱離子液體的亞硫酸鹽得到so2並再生離子液體，其中的so2乾燥後得到so2產品出售，或返回一段轉化爐作原料轉化為so3。

對比例1-4是在相關專利的基礎上，採用本申請的離子液體，通過其與相應實施例的對比可以看出，採用本申請的離子液體構成，雖然其為為其濃度可以大幅降低，且遠遠低於其原始方案(即所參考的專利)，但硫酸鹽含量偏低，而這正是基於本申請工藝流程的貢獻，即採用本申請的工藝流程，離子液體的亞硫酸鹽被氧化為硫酸鹽的量降低，裝置結鹽減少，離子液體中有機胺被氧化的量也大幅降低，從而離子液體的消耗量降低，並且可節約抗氧劑的使用，而對比例以及參考專利均需要添加抗氧劑。

實施例6-9分別以硫磺制酸、硫鐵礦制酸、冶煉煙氣制酸過程中產生的原料氣進行鹼液吸收貧氧法制硫酸工藝的具體闡述。

實施例6：鹼液吸收

本實施例為硫磺制酸，即原料氣為硫磺焙燒氣。原料氣經淨化處理後送入轉化器(控制原料氣中so2與o2物質的量的總比例為1：0.45)。在釩系催化劑的催化作用下，使原料氣中的so2經多段轉化，並且最後一段的出口溫度為410℃下轉化為so3(so2轉化率為94.5％，氧氣轉化率為98.2％)。從轉化器排出的轉化氣進入硫酸吸收塔，使轉化氣中的so3與水接觸反應生成產品硫酸，剩餘尾氣分別排出。尾氣中的so2含量為16000mg/nm3，氣量為30000nm3/h，氧含量為1100mg/nm3，溫度為85℃左右。將該尾氣送入鹼吸收塔，所用吸收液(硫酸鈉15％、亞硫酸鈉4％，碳酸鈉1％，溫度40℃)，吸收後排放尾氣中so2的質量體積濃度約18mg/nm3，溫度40℃，相對溼度為85％，該尾氣已達到超低排放標準，也可以用作製備氮氣。鹼吸收塔出塔富液(硫酸鈉15％、亞硫酸鈉7％(含亞硫酸氫鈉)，溫度40℃)。出塔富液部分與鹼混合後作循環吸收液吸收so2，部分進so2再生反應釜，與染料生產產生的廢硫酸反應，得到硫酸鈉溶液，進一步濃縮、精製後得到元明粉產品。

實施例7：鹼液吸收

本實施例為硫鐵礦制酸，即原料氣為硫鐵礦焙燒氣。原料氣經淨化處理後送入轉化器(經各步原料氣中so2與o2總的物質的量的比為1：0.5)。在釩系催化劑的催化作用下，使原料氣中的so2經多段轉化，並且最後一段的出口溫度為420℃下轉化為so3(so2轉化率為95.3％，氧氣轉化率為95.3％)。從轉化器排出的轉化氣進入硫酸吸收塔，使轉化氣中的so3與水接觸反應生成產品硫酸，剩餘尾氣分別排出。尾氣中的so2含量為12000mg/nm3，氣量為60000nm3/h，氧含量為6000mg/nm3，溫度為65℃左右。將該尾氣送入鹼吸收塔，所用吸收液(硫酸銨10％、亞硫酸銨8％，氨水2％，溫度40℃)，吸收後排放尾氣中so2的質量體積濃度約48mg/nm3，溫度40℃，相對溼度為80％，該尾氣已達到超低排放標準，也可以用作製備氮氣。鹼吸收塔出塔富液(硫酸銨10.3％、亞硫酸銨9.2％，溫度40℃)。出塔富液部分與鹼混合後作循環吸收液吸收so2，部分進so2再生反應釜，與苯硝化產生的廢硫酸反應，得到硫酸銨溶液，進一步濃縮、精製後得到硫酸銨產品。

實施例8：鹼液吸收

本實施例為冶煉煙氣制酸，即原料氣為冶煉煙氣。原料氣經淨化處理後送入轉化器(控制原料氣中so2與o2總的物質的量的比為1：0.495)。從一次轉化器排出的轉化氣進入硫酸吸收塔，使轉化氣中的so3與水接觸反應生成產品硫酸，剩餘尾氣分別排出。尾氣中的so2含量為13000mg/nm3，氣量為30000nm3/h，氧含量為900mg/nm3，溫度為65℃左右。將該尾氣送入鹼吸收塔，所用吸收液(硫酸鈉15％、亞硫酸鈉4％，碳酸鈉1％，溫度40℃)，吸收後排放尾氣中so2的質量體積濃度約15mg/nm3，溫度40℃，相對溼度為85％，該尾氣已達到超低排放標準，也可以用作製備氮氣。鹼吸收塔出塔富液(硫酸鈉15.8％、亞硫酸鈉7％(含亞硫酸氫鈉)，溫度40℃)。出塔富液部分與鹼混合後作循環吸收液吸收so2，部分進so2再生反應釜，與烷基化產生的廢硫酸反應，得到硫酸鈉溶液經適當精製後，與氫氧化鈣水溶液反應，生成氫氧化鈉溶液循環作so2的吸收液，生成的石膏產品出售。

實施例9：鹼液吸收

本實施例為硫磺制酸，即原料氣為硫磺焙燒氣。原料氣經淨化處理後送入轉化器(控制原料氣中so2與o2總的物質的量的比為1：0.495)。經兩轉兩吸後剩餘尾氣分別排出。尾氣中的so2含量為1000mg/nm3，氣量為30000nm3/h，氧含量為150mg/nm3，溫度為85℃左右。將該尾氣送入鹼吸收塔，所用吸收液(亞硫酸鈉10％，氫氧化鈉1％，溫度40℃)，吸收後排放尾氣中so2的質量體積濃度約＜2mg/nm3，溫度40℃，相對溼度為85％，該尾氣已達到超低排放標準，也可以用作製備氮氣。鹼吸收塔出塔富液(亞硫酸鈉12％，溫度40℃)。出塔富液部分與鹼液混合後作循環吸收液吸收so2，部分進一步脫水後作亞硫酸鈉產品出售。