技术领域
[0001] 本
发明涉及一种含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统和工艺。
背景技术
[0002] 目前，众多焦化企业采用以HPF、PDS等为催化剂的
氨法湿式
氧化脱硫工艺脱除
焦炉煤气中
硫化氢和
氰化氢。该方法具有脱硫效率高、工艺流程短、投资少、操作稳定、运行成本低等优点，但副产的脱硫废液、硫泥又形成二次污染，治理难度非常大。
[0003] 此外，上述脱硫工艺在脱硫脱氰过程中产生硫氰酸铵及硫代
硫酸铵等副盐废液。当系统中副盐浓度积累较高时，会严重影响煤气脱硫脱氰效率，加剧设备
腐蚀。目前采用的副盐废液处理工艺有：废液兑入
炼焦配煤，送焦炉焚烧分解；提取硫氰酸铵及硫代硫酸铵副盐。
[0004] 生产实践表明，将副盐废液兑入炼焦配煤，送焦炉焚烧分解工艺，由于废液在兑入炼焦配煤过程中，溶解于废液中的氨等有害气体挥发排放到大气中，造成环境污染而使其应用受到限制；而采取提取硫氰酸铵及硫代硫酸铵副盐工艺，则由于副盐产品市场容量小、副盐产品销售困难，特别是硫代硫酸铵市场无需求，形成新的焦化固废，带来后续环保问题。
[0005] 由于存在以上问题，使目前采用的脱硫废液处理工艺在实际应用中受到限制，导致多数脱硫装置中副盐浓度控制较高，影响了脱硫装置性能的正常发挥以及焦化环保水平的提高。同时低品质硫磺多数以低价售出或免费送给用户使用，硫资源未能得到有效合理利用，产生应有的附加价值。
[0006] 尽管
现有技术中有采用硫
泡沫直接焚烧法制酸，
真空碳酸
钾法脱硫配套冷凝制酸，克劳斯法硫回收等工艺，可以实现硫资源的回收和利用，但都存在工艺流程复杂、投资大、生产运行成本高等方面的问题和
缺陷。
发明内容
[0007] 本发明要解决的技术问题是为了克服现有技术中焦化厂
净化脱硫后产生的脱硫废液和含水硫膏难处理、产生二次污染、处理流程复杂、投资大、生产运行成本高等方面的问题和缺陷，提供了一种含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统和工艺，该工艺设备少，流程短，换热简单，压降小，能耗低，需要排放的废酸量少。
[0008] 本发明是通过下述技术方案来解决上述技术问题：
[0009] 本发明提供了一种含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统，其包括：一熔硫装置、一燃烧装置、一净化装置、一脱硝反应器、一组合式反应器、一硫酸
蒸汽冷凝器、一硫酸混合罐和一尾气处理装置；
[0010] 所述熔硫装置用于熔解含水硫膏，所述熔硫装置与所述燃烧装置相连；
[0011] 所述燃烧装置用于将脱硫废液和经熔解的含水硫膏燃烧生成含SO2的工艺气，所述燃烧装置的气体出口与所述净化装置的气体进口相连；
[0012] 所述净化装置用于除去含SO2的工艺气中的固态杂质和酸雾，所述净化装置的气体出口与所述脱硝反应器的进口相连；
[0013] 所述脱硝反应器用于催化分解含SO2的工艺气中的氮氧化合物，所述脱硝反应器的出口与所述组合式反应器的进口相连；
[0014] 所述组合式反应器用于将含SO2的工艺气催化氧化生成含SO3的工艺气，所述组合式反应器的出口与所述硫酸蒸汽冷凝器相连；
[0015] 所述硫酸蒸汽冷凝器用于将含SO3的工艺气冷凝形成硫酸，所述硫酸蒸汽冷凝器的尾气排放口与所述尾气处理装置相连，所述硫酸蒸汽冷凝器的排液口与所述硫酸混合罐相连。
[0016] 下面，对本发明的酸湿法处理系统作进一步说明：
[0017] 本发明将焦化厂净化脱硫后产生的脱硫废液和含水硫膏送入燃烧装置焚烧，焚烧生成SO2，经净化处理、脱硝后送至组合式反应器中，SO2在催化剂的作用下转化为气态SO3，然后气态SO3送至硫酸蒸汽冷凝器冷凝形成硫酸。
[0018] 较佳地，所述燃烧装置的上游还连接有一浓缩装置，用于将脱硫废液进行浓缩。所述浓缩装置可为本领域常规的浓缩装置，本发明优选为浓缩塔。
[0019] 较佳地，所述熔硫装置的尾气排放口与所述尾气处理装置相连。
[0020] 较佳地，所述燃烧装置为一燃烧炉。
[0021] 较佳地，所述燃烧装置还连接有一余热回收器，用于回收燃烧装置中产生的含SO2的工艺气的热量。所述余热回收器与所述燃烧装置采用直连结构连接，即所述燃烧装置中产生的含SO2的工艺气直接进入所述余热回收器的进口，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易
结垢和堵塞的缺陷。
[0022] 更佳地，所述余热回收器与所述净化装置之间还设有一工艺气换热器，用于进一步回收含SO2的工艺气中的热量。所述燃烧装置中产生的含SO2的工艺气经余热回收器回收热量后进入所述工艺气换热器，经所述工艺气换热器进一步降温后进入所述净化装置。
[0023] 较佳地，所述净化装置包括依次连接的一工艺气洗涤塔、一电除雾器和一工艺气引
风机。更佳地，所述工艺气引风机与所述工艺气换热器相连。所述燃烧装置中产生的含SO2的工艺气在工艺气洗涤塔中脱除粉尘和有害杂质(例如卤族元素，砷等)，经过工艺气洗涤塔净化后的气体进入电除雾器除去酸雾，除去酸雾后的气体经工艺气引风机
增压后在所述工艺气换热器中与来自所述余热回收器的含SO2的工艺气进行换热，来自所述余热回收器的含SO2的工艺气的热量被回收，同时净化后的工艺气被加热。
[0024] 较佳地，所述工艺气洗涤塔设有一洗涤液循环回路，所述洗涤液循环回路上依次设有一洗涤液
循环泵、一
过滤器和一洗涤液冷却器，所述洗涤液循环回路用于将所述工艺气洗涤塔中的洗涤液进行增压、过滤和冷却，实现洗涤液的循环。
[0025] 所述过滤器的出口一方面与所述洗涤液冷却器相连，另一方面与一脱气塔相连，所述工艺气洗涤塔中的洗涤液经所述洗涤液
循环泵增压后进入所述过滤器过滤，经过滤后的洗涤液一部分进入所述洗涤液冷却器冷却后返回所述工艺气洗涤塔中，另一部分进入所述脱气塔脱气后作为废酸排出。
[0026] 较佳地，所述脱气塔的气体出口与所述尾气处理装置相连。
[0027] 所述洗涤液冷却器的下游还与一工艺水补给管路相连，所述工艺水补给管路用于向所述工艺气洗涤塔中补充新鲜的工艺水，可控制工艺气洗涤塔出口
温度，调节工艺气的水硫比，控制水硫平衡，便于下游湿法制酸，最大限度的生产高附加值产品，同时提高产品匹配设计的灵活性。另外，通过补充新鲜工艺水，可控制
废水的
排放量，可大幅降低废水的处理量。
[0028] 较佳地，所述净化装置和所述脱硝反应器之间还设有一混合气支路，所述混合气支路上设有一
空气预热器和一混合装置，所述混合装置用于将氨气和经所述空气预热器预热的空气混合得混合气，所述混合气与经所述净化装置净化后的含SO2的工艺气混合后进入所述脱硝反应器。
[0029] 较佳地，所述脱硝反应器为SCR脱硝反应器。
[0030] 较佳地，所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器、第三床层和工艺气冷却器。第一床层～第三床层装填有催化剂，在催化剂作用下，SO2催化氧化转化为SO3。SO2的催化氧化过程是一个放热反应，因此离开所述第一床层的工艺气温度有所升高，经所述第一段间换热器降温回收热量后进入所述第二床层继续反应，来自所述第二床层的工艺气进入所述第二段间换热器降温回收热量后进入所述第三床层，来自所述第三床层的工艺气进入所述工艺气冷却器进行冷却。该组合式反应器结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于
热能梯度
回收利用，科学合理。
[0031] 较佳地，所述含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统还包括一汽包，所述汽包与所述余热回收器连接形成一第一余热收集回路，所述汽包与所述工艺气冷却器连接形成一第二余热收集回路，所述汽包还依次与所述第二段间换热器、所述第一段间换热器连接，使来自汽包的蒸汽依次进入到所述第二段间换热器和所述第一段间换热器的冷端进行
过热，从而回收组合式反应器中酸性工艺气反应产生的热量。
[0032] 较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器的底部设有一用于输入含SO3的工艺气的工艺气进气口、一用于输出硫酸的排液口和一空气出气口，所述硫酸蒸汽冷凝器的顶部设有一空气进气口。空气经冷却风机提压后从所述空气进气口进入所述硫酸蒸汽冷凝器管箱的顶部，在硫酸蒸汽冷凝器中与含SO3的工艺气换热后经所述空气出气口排出；含SO3的工艺气从所述工艺气进气口进入所述硫酸蒸汽冷凝器后由下向上流动，与空气换热后温度降低，逐步冷凝后结成液滴，靠重
力滴落在所述硫酸蒸汽冷凝器的底部，经排液口排出。
[0033] 较佳地，所述空气出气口与所述燃烧装置相连，经所述硫酸蒸汽冷凝器换热后得到的热空气输入至所述燃烧装置中，作为燃烧空气使用。
[0034] 较佳地，所述空气出气口还与所述工艺气引风机相连，经所述硫酸蒸汽冷凝器换热后得到的热空气输入至所述工艺气引风机中。
[0035] 较佳地，所述空气出气口还与所述脱气塔相连，经所述硫酸蒸汽冷凝器换热后得到的热空气输入至所述脱气塔中，用于对过滤后的洗涤液进行脱气。
[0036] 较佳地，所述空气出气口还与所述浓缩装置相连，利用所述硫酸蒸汽冷凝器换热后得到的热空气对脱硫废液进行浓缩，采用装置区域内的热空气进行气提浓缩，不需要额外消耗蒸汽。
[0037] 较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器还连接有一酸雾捕集器，所述酸雾捕集器用于捕集脱除夹带的硫酸
气溶胶；所述酸雾捕集器的尾气出口与所述尾气处理装置相连，所述酸雾捕集器的液体出口与所述硫酸混合罐相连。
[0038] 较佳地，所述尾气处理装置为尾气洗涤塔，为了防止尾气夹带洗涤液，所述尾气洗涤塔的顶部设有一除沫器。
[0039] 为了防止所述除沫器发生堵塞，所述除沫器的上部还设有一喷淋口，定期喷淋脱盐水对除沫器进行冲洗。
[0040] 所述尾气洗涤塔还设有一尾气洗涤液循环回路，所述尾气洗涤液循环回路上设有一尾气洗涤液循环泵，尾气洗涤液经所述尾气洗涤液循环泵增压后，一部分返回至所述尾气洗涤塔中，实现尾气洗涤液的循环，另一部分作为副产品输出。
[0041] 较佳地，所述尾气处理装置的下游还设有一除雾器。
[0042] 较佳地，所述硫酸混合罐的出口还设有一硫酸冷却器和一硫酸储罐，所述硫酸冷却器一方面与所述硫酸蒸汽冷凝器的排液口相连，另一方面与所述硫酸储罐相连。经硫酸蒸汽冷凝器冷凝分离下的硫酸温度较高，为避免高温硫酸对管道和硫酸储罐的腐蚀，将硫酸冷却器冷却后的硫酸一部分返回至硫酸蒸汽冷凝器的出口管口处，与硫酸蒸汽冷凝器出口的热硫酸混合急冷降温；另一部分输入至硫酸储罐中作为产品输出。
[0043] 本发明还提供了一种含水硫膏和脱硫废液的湿法处理工艺，其采用如上所述的含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统进行，其包括如下步骤：
[0044] (1)脱硫废液和经熔硫装置熔解的含水硫膏进入燃烧装置进行燃烧反应，生成含SO2的工艺气；
[0045] (2)含SO2的工艺气经净化装置净化后进入脱硝反应器脱硝，然后进入组合式反应器进行催化氧化反应，得含SO3的工艺气；
[0046] (3)含SO3的工艺气在硫酸蒸汽冷凝器中冷凝形成硫酸，硫酸蒸汽冷凝器的尾气经尾气处理装置处理后排出。
[0047] 本发明处理对象可为焦化厂净化脱硫后产生的脱硫废液和含水硫膏，脱硫废液中铵盐的
质量百分比浓度一般为20～25％，
含水量为80～90wt％；具体的，含有硫氰酸铵120～150g/L、硫代硫酸铵60～100g/L，硫酸铵10～25g/L。含水硫膏中含硫量为3～6wt％，含水量为93～96wt％。
[0048] 本发明工艺适用于不同浓度的脱硫废液，若待处理的脱硫废液的浓度不足40％，可经浓缩装置进行浓缩处理后再进行燃烧。较佳地，步骤(1)中，所述脱硫废液中铵盐的质量百分比浓度为40～45％。将脱硫废液浓度提高到40％～45％再进行处理，有利于获得较高的SO2转化率，还可降低燃烧装置煤气消耗，能有效降低废湿法处理系统的整体能耗，减小燃烧装置的尺寸，降低投资。
[0049] 较佳地，步骤(1)中，所述燃烧装置内还通入
燃料气和空气，燃料气和空气的流量比本领域技术人员可根据燃烧温度和工艺气中的氧含量进行调节。所述燃料气优选为焦炉煤气。在燃烧装置中通入空气，可以补入合适的氧量，减小燃烧装置尺寸，节约成本。
[0050] 较佳地，步骤(1)中，所述燃烧反应的温度为1050～1100℃(例如1150℃)。
[0051] 较佳地，所述含SO2的工艺气中SO2的体积百分比浓度为5％～8％，优选为5％～6％。
[0052] 较佳地，当所述燃烧装置还连接有一余热回收器时，所述含SO2的工艺气经过所述余热回收器后温度降至550℃～650℃，优选为550℃～570℃。
[0053] 较佳地，所述组合式反应器内催化剂为KSC-13和/或KSV-13，该催化剂为湿法催化剂，使制酸转化过程是含水的。
[0054] 当所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器、第三床层和工艺气冷却器时，较佳地，所述第一床层的工艺气进口温度为400～410℃，所述第二床层的工艺气进口温度为380～410℃，所述第三床层的工艺气进口温度为380～390℃。进一步地，工艺气以400～410℃进入所述组合式反应器的第一床层，反应后温度提高至560～580℃，后在第一段间换热器降温至380～410℃送入第二床层，反应后温度提高至430～450℃，后在第二段间换热器降温至380～390℃送入第三床层，反应后温度为395～405℃，后在工艺气冷却器中降温至250～300℃(例如280℃)，经工艺气冷却器冷却后的工艺气温度比硫酸
露点温度高15～25℃，以防止在下游工艺中硫酸蒸汽冷凝沉积造成设备腐蚀。
[0055] 当所述含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统还包括一汽包，所述汽包与所述余热回收器连接形成一第一余热收集回路，所述汽包与所述工艺气冷却器连接形成一第二余热收集回路，所述汽包还依次与所述第二段间换热器、所述第一段间换热器连接时，所述汽包的压力为4.8MPag～5.6MPag。通过设定汽包压力在一定值，使与高浓度三氧化硫气体
接触的管壁温度在露点温度之上，避免装置发生露点腐蚀。
[0056] 较佳地，步骤(3)中，向所述硫酸蒸汽冷凝器通入空气与含SO3的工艺气进行换热，经换热后，含SO3的工艺气的温度降至90～110℃，优选90～95℃，伴随工艺气温度降低，硫酸蒸汽逐步冷凝后结成液滴。经与含SO3的工艺气换热后，空气的温度升至200～220℃，优选为200～210℃。
[0057] 更佳地，步骤(3)中，经所述硫酸蒸汽冷凝器换热后的热空气输入至所述燃烧装置中，作为燃烧空气使用。
[0058] 更佳地，步骤(3)中，经所述硫酸蒸汽冷凝器换热后的热空气输入至所述脱气塔中，用于对过滤后的洗涤液进行脱气。
[0059] 更佳地，步骤(3)中，经所述硫酸蒸汽冷凝器换热后的热空气输入至浓缩装置中，用于对脱硫废液进行浓缩。
[0060] 较佳地，所述尾气处理装置为尾气洗涤塔，向所述尾气洗涤塔喷入脱盐水，可有效避免氨逃逸。
[0061] 在符合本领域常识的
基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。
[0063] 本发明的积极进步效果在于：
[0064] 本发明是将焦化厂净化脱硫后产生的不同浓度脱硫废液和含水硫膏转化生产为高附加值的硫酸的方法，克服了现有干法制酸技术的能耗高，流程长等问题。既解决了处理难问题，同时产生很大的经济效益，实现了经济效益和环境效益双增长。
附图说明
[0065] 图1为
实施例1的含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统燃烧及净化工段的示意图；
[0066] 图2为实施例1的含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统反应、制酸及尾气处理工段示意图。
[0067] 附图标记说明：
[0068] 1-熔硫装置，
[0069] 2-燃烧装置，201-余热回收器，
[0070] 3-工艺气洗涤塔，301-洗涤液循环泵，302-过滤器，303-洗涤液冷却器，304-脱气塔，305-工艺水补给管路，
[0071] 4-电除雾器，
[0072] 5-工艺气引风机，
[0073] 6-工艺气换热器，
[0074] 7-脱硝反应器，701-空气预热器，702-混合装置，
[0075] 8-组合式反应器，801-第一床层，802-第一段间换热器，803-第二床层，804-第二段间换热器，805-第三床层，806-工艺气冷却器，
[0076] 9-汽包，
[0077] 10-硫酸蒸汽冷凝器，1001-冷却风机，
[0078] 11-硫酸混合罐，1101-硫酸冷却器，1102-硫酸储罐，
[0079] 12-浓缩装置，
[0080] 13-酸雾捕集器，
[0081] 14-尾气处理装置，1401-除沫器，1402-尾气洗涤液循环泵，1403-除雾器，1404-尾气风机，1405-排气筒，
[0082] S1-饱和水，
[0083] S2-汽水混合物，
[0084] S3-热空气，
[0085] S4-混合工艺气，
[0086] S5-脱气塔尾气。
具体实施方式
[0087] 下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，按照常规方法和条件，或按照商品
说明书选择。
[0088] 实施例1
[0089] 如图1～2所示，本实施例提供了一种含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统，其包括：一熔硫装置1、一燃烧装置2、一净化装置、一脱硝反应器7、一组合式反应器8、一硫酸蒸汽冷凝器10、一硫酸混合罐11和一尾气处理装置14。
[0090] 熔硫装置1用于熔解含水硫膏，熔硫装置1与燃烧装置2相连；熔硫装置1的尾气排放口与尾气处理装置14相连。
[0091] 燃烧装置2用于将脱硫废液和经熔解的含水硫膏燃烧生成含SO2的工艺气，燃烧装置2还连接有一余热回收器201，用于回收燃烧装置2中产生的含SO2的工艺气的热量。余热回收器201与燃烧装置2采用直连结构连接，即燃烧装置2中产生的含SO2的工艺气直接进入余热回收器201的进口，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。
[0092] 具体的，燃烧装置2为一燃烧炉。
[0093] 余热回收器201与净化装置之间还设有一工艺气换热器6，燃烧装置2中产生的含SO2的工艺气经余热回收器201回收热量后进入工艺气换热器6，经工艺气换热器6进一步降温后进入净化装置。
[0094] 净化装置包括依次连接的一工艺气洗涤塔3、一电除雾器4和一工艺气引风机5，工艺气引风机5与工艺气换热器6相连。燃烧装置2中产生的含SO2的工艺气在工艺气洗涤塔3中脱除粉尘和对催化剂有害的杂质(例如卤族元素，砷等)，经过工艺气洗涤塔3净化后的气体进入电除雾器4除去酸雾，除去酸雾后的气体经工艺气引风机5增压后进入工艺气换热器6中进行升温。经工艺气引风机5增压后的工艺气在工艺气换热器6中与来自余热回收器201的含SO2的工艺气进行换热，来自余热回收器201的含SO2的工艺气的热量被回收，同时净化后的工艺气被加热。
[0095] 工艺气洗涤塔3设有一洗涤液循环回路，该洗涤液循环回路上依次设有一洗涤液循环泵301、一过滤器302和一洗涤液冷却器303，洗涤液循环回路用于将工艺气洗涤塔3中的洗涤液进行增压、过滤和冷却，实现洗涤液的循环。
[0096] 过滤器302的出口一方面与洗涤液冷却器303相连，另一方面与一脱气塔304相连，工艺气洗涤塔3中的洗涤液经洗涤液循环泵301增压后进入过滤器302过滤，经过滤后的洗涤液一部分进入洗涤液冷却器303冷却后返回工艺气洗涤塔3中，另一部分进入脱气塔304脱气后作为废酸排出。脱气塔304的气体出口与尾气处理装置14相连。
[0097] 洗涤液冷却器303的下游还与一工艺水补给管路305相连，该工艺水补给管路305用于向工艺气洗涤塔3中补充新鲜的工艺水，可控制工艺气洗涤塔3出口温度，调节工艺气的水硫比，控制水硫平衡，便于下游湿法制酸，最大限度的生产高附加值产品，同时提高产品匹配设计的灵活性。另外，通过补充新鲜工艺水，可控制废水的排放量，可大幅降低废水的处理量。
[0098] 脱硝反应器7与工艺气换热器6的冷
流体出口相连，脱硝反应器7用于催化分解含SO2的工艺气中的氮氧化合物。
[0099] 工艺气换热器6和脱硝反应器7之间还设有一混合气支路，该混合气支路上设有一空气预热器701和一混合装置702，混合装置702用于将氨气和经空气预热器701预热的空气混合得混合气，该混合气与经净化装置净化后的含SO2的工艺气混合后得到的混合工艺气S4进入脱硝反应器7。
[0100] 具体的，脱硝反应器7为SCR脱硝反应器。
[0101] 脱硝反应器7的出口与组合式反应器8的进口相连，组合式反应器8用于将含SO2的工艺气催化氧化生成含SO3的工艺气。
[0102] 组合式反应器8从上至下依次设有第一床层801、第一段间换热器802、第二床层803、第二段间换热器804、第三床层805和工艺气冷却器806。第一床层～第三床层装填有催化剂，在催化剂作用下，SO2催化氧化转化为SO3。SO2的催化氧化过程是一个放热反应，因此离开第一床层801的工艺气温度有所升高，经第一段间换热器802降温回收热量后进入第二床层803继续反应，来自第二床层803的工艺气进入第二段间换热器804降温回收热量后进入第三床层805，来自第三床层805的工艺气进入工艺气冷却器806进行冷却。该组合式反应器8结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于热能梯度回收利用，科学合理。
[0103] 本实施例含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统还包括一汽包9，汽包9与余热回收器201连接形成一第一余热收集回路，回收燃烧装置2中的热量，即余热回收器201的冷端采用来自汽包9的饱和水S1，采用来自汽包9的饱和水S1在余热回收器201中与含SO2的工艺气换热后
汽化，得到的汽水混合物S2返回至汽包9；汽包9与工艺气冷却器806连接形成一第二余热收集回路，回收第三床层805出来的工艺气中的热量，即工艺气冷却器806的冷端采用来自汽包9的饱和水，饱和水在工艺气冷却器806中与来自第三床层805的工艺气换热后汽化，得到的汽水混合物返回至汽包9。汽包9还依次与第二段间换热器804、第一段间换热器802连接，通过第一余热收集回路和第二余热收集回路所副产的
饱和蒸汽送至组合式反应器8内，使来自汽包9的蒸汽依次进入到第二段间换热器804和第一段间换热器802的冷端进行过热，从而回收组合式反应器8中酸性工艺气反应产生的热量。
[0104] 组合式反应器8的出口与硫酸蒸汽冷凝器10相连，硫酸蒸汽冷凝器10用于将含SO3的工艺气冷凝形成硫酸，硫酸蒸汽冷凝器10的尾气排放口与尾气处理装置14相连，硫酸蒸汽冷凝器10的排液口与硫酸混合罐11相连。
[0105] 硫酸蒸汽冷凝器10的底部设有一工艺气进气口、一排液口和一空气出气口，硫酸蒸汽冷凝器10的顶部设有一空气进气口。空气经冷却风机1001提压后从空气进气口进入硫酸蒸汽冷凝器10管箱的顶部，在硫酸蒸汽冷凝器10中与含SO3的工艺气换热后得热空气S3，热空气S3经空气出气口排出；含SO3的工艺气从工艺气进气口进入硫酸蒸汽冷凝器10后由下向上流动，与空气换热后温度降低，逐步冷凝后结成液滴，靠重力滴落在硫酸蒸汽冷凝器10的底部，经排液口排出。
[0106] 空气出气口与燃烧装置2相连，经硫酸蒸汽冷凝器10换热后得到的热空气S3输入至燃烧装置2中，作为燃烧空气使用。
[0107] 燃烧装置2的上游还可连接有一浓缩装置12，用于将脱硫废液进行浓缩。具体的，浓缩装置12为浓缩塔。
[0108] 空气出气口还与浓缩装置12相连，利用硫酸蒸汽冷凝器10换热后得到的热空气S3对脱硫废液进行浓缩，采用装置区域内的热空气进行气提浓缩，不需要额外消耗蒸汽。
[0109] 空气出气口还与脱气塔304相连，经硫酸蒸汽冷凝器10换热后得到的热空气S3输入至脱气塔304中，用于对过滤后的洗涤液进行脱气，脱气后的脱气塔尾气S5进入尾气处理装置14处理。
[0110] 硫酸蒸汽冷凝器10还连接有一酸雾捕集器13，酸雾捕集器13用于捕集脱除夹带的硫酸气溶胶；酸雾捕集器13的尾气出口与尾气处理装置14相连，酸雾捕集器13的液体出口与硫酸混合罐11相连。
[0111] 具体的，尾气处理装置14为尾气洗涤塔，为了防止尾气夹带洗涤液，尾气洗涤塔的顶部设有一除沫器1401。为了防止除沫器1401发生堵塞，除沫器1401的上部还设有一喷淋口，定期喷淋脱盐水对除沫器1401进行冲洗。
[0112] 尾气洗涤塔还设有一尾气洗涤液循环回路，尾气洗涤液循环回路上设有一尾气洗涤液循环泵1402，尾气洗涤液经尾气洗涤液循环泵1402增压后，一部分返回至尾气洗涤塔中，实现尾气洗涤液的循环，另一部分作为副产品输出。
[0113] 尾气处理装置14的下游还设有一除雾器1403，经尾气处理装置14处理后的尾气经除雾器1403脱除酸雾后达到排放标准，经尾气风机1404加压后通过排气筒1405排出。
[0114] 硫酸混合罐11的出口还设有一硫酸冷却器1101和一硫酸储罐1102，硫酸冷却器1101一方面与硫酸蒸汽冷凝器10的排液口相连，另一方面与硫酸储罐1102相连。经硫酸蒸汽冷凝器10冷凝分离下的硫酸温度较高，为避免高温硫酸对管道和硫酸储罐的腐蚀，将硫酸冷却器1101冷却后的硫酸一部分返回至硫酸蒸汽冷凝器10的出口管口处，与硫酸蒸汽冷凝器10出口的热硫酸混合急冷降温；另一部分输入至硫酸储罐1102中作为产品输出。
[0115] 实施例2
[0116] 本实施例提供了一种含水硫膏和脱硫废液的湿法处理工艺，其采用实施例1的含水硫膏和脱硫废液的湿法处理系统进行。
[0117] 本实施例待处理的对象为焦化厂净化脱硫后产生的脱硫废液和含水硫膏。其中，3
脱硫废液
排量为90m/天。脱硫废液胺盐控制≤240g/L，其中硫氰酸铵140g/L，硫代硫酸铵
80g/L，硫酸铵20g/L，含水量为86wt％。
[0118] 含水硫膏的排量为15.6t/h，含硫量5wt％，含水量95wt％。
[0119] 本发明不限制待处理脱硫废液的最低浓度，但若其中铵盐(指硫氰酸铵、硫代硫酸铵和硫酸铵)的质量百分比浓度不足40％，需使用浓缩装置将脱硫废液浓度提高到40％～45％再进行处理，有利于获得较高的SO2转化率，还可降低燃烧装置煤气消耗，能有效降低废湿法处理系统的整体能耗，减小燃烧装置的尺寸，降低投资。
[0120] (1)脱硫废液/含水硫膏焚烧净化
[0121] 界区处，经熔硫装置熔解的含水硫膏和经浓缩装置浓缩的脱硫废液进入燃烧装置2的燃烧段发生燃烧反应，其中，脱硫废液经浓缩装置的热空气气体浓缩。
[0122] 通过余热回收器201回收燃烧后高温过程气热
焓，回收制备中压饱和蒸汽。燃烧装置2与下游的余热回收器201直接连接，燃烧后的热工艺气通过燃烧装置2内直接进入余热回收器201的管箱。
[0123] 燃烧装置2内还通入燃料气和空气，通过调节燃料气和空气的供给，使燃烧温度保持在1150℃左右，使燃烧后的工艺气中SO2的体积百分比浓度控制在6％。本实施例中以焦炉煤气为燃料气。
[0124] 将经硫酸蒸汽冷凝器10换热后得到的热空气S3分流，一部分进入到燃烧装置2中，一部分在工艺气引风机5的上游补入，合理回收系统热量的同时，通过补入合适的氧量，减小燃烧装置尺寸，降低投资。
[0125] 产生的含SO2的工艺气送至工艺气洗涤塔3和电除雾器4进行净化，在工艺气洗涤塔3中脱除其中的灰尘和有害杂质，经过电除雾器4去除酸雾后经工艺气引风机5增压，之后进入工艺气换热器6进行升温。
[0126] 工艺气洗涤塔3洗涤液循环回路上的洗涤液冷却器303下游连接有工艺水补给管路305，工艺水补给管路305用于向工艺气洗涤塔3中补充新鲜的工艺水，可控制工艺气洗涤塔3出口温度，调节工艺气的水硫比，控制水硫平衡，便于下游湿法制酸，最大限度的生产高附加值产品，同时提高产品匹配设计的灵活性。另外，通过补充新鲜工艺水，可控制废水的排放量，可大幅降低废水的处理量。
[0127] (2)SCR脱硝转化
[0128] 来自界区的氨(NH3)混合经空气预热器701预热的热空气后得混合气，该混合气与净化后的工艺气进入SCR脱硝反应器。氮氧化物在NH3的作用下被还原成无害的N2，本反应不显著放热，反应后的工艺气可直接进入下游催化氧化。
[0129] (3)SO2催化氧化为SO3
[0130] 脱硝后工艺气进入组合式反应器8，该组合式反应器8为3床3换热结构，工艺气依次通过催化剂床层和段间换热器，在特殊的湿法硫酸催化剂作用下，发生SO2湿法催化氧化转化为SO3。
[0131] 出第三床层805的高温工艺气经工艺气冷却器806降温至280℃，该温度高于硫酸露点温度约15-25℃，后送入硫酸蒸汽冷凝器10。
[0132] 余热回收器201和工艺气冷却器806产的饱和蒸汽依次进入第二段间换热器804和第一段间换热器802过热。
[0133] (4)SO3转化和H2SO4蒸汽冷凝
[0134] 在高温条件下，部分SO3将水合反应生成H2SO4蒸汽，随温度降低，水合反应的程度将加剧。
[0135] 离开工艺气冷却器806的热工艺气进入 硫酸蒸汽冷凝器10，热工艺气在该硫酸蒸汽冷凝器10内进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝，热工艺气280℃以下温度进入硫酸蒸汽冷凝器10，由下向上流动，通过空气与热工艺气的热量交换而降低工艺气的温度至90℃，伴随工艺气温度降低，硫酸蒸汽逐步冷凝于硫酸蒸汽冷凝器10的玻璃换
热管上，后结成液滴，靠重力滴落在硫酸蒸汽冷凝器10的底部。空气由冷却风机1001提压送至硫酸蒸汽冷凝器10，进入管箱的顶部，管箱分左右两端，各部分通过内部隔板分割为多段，最终离开 硫酸蒸汽冷凝器10的热空气温度为200℃，该热空气可视情况分别送至浓缩装置12、燃烧装置2和脱气塔304中回收热量。
[0136] (5)硫酸降温调质
[0137] 经 硫酸蒸汽冷凝器10冷凝分离下的硫酸温度较高，为避免高温硫酸对管道和硫酸储罐的腐蚀，在硫酸混合罐11的出口设置硫酸冷却器1101，将硫酸冷却器1101冷却后的硫酸一部分返回至 硫酸蒸汽冷凝器10的出口管口处，与热硫酸混合急冷降温至55℃后进入硫酸混合罐11，另一部分输入至硫酸储罐1102中作为产品输出。
[0138] (6)尾气深度处理
[0139] 硫酸蒸汽冷凝器10还连接有一酸雾捕集器13，经酸雾捕集器13捕集之后的尾气，残留有微量SO2气体，为吸收硫氧化物，通过设置的尾气洗涤塔，与洗涤液循环泵1402送来的洗涤液(
氨水)逆流接触增湿；尾气中的SO2被脱除，洁净尾气从尾气洗涤塔的顶部排出，经除雾器1403脱除酸雾后达到排放标准，经尾气风机1404加压后进入排气筒1405，最终排入大气。
[0140] 为了防止尾气夹带洗涤液，尾气洗涤塔顶部设置有除沫器1401，除沫器1401可为丝网除沫器和/或
叶片式除沫器；为了防止除沫器1401铵盐堵塞，尾气洗涤塔上部定期用脱盐水冲洗，使用脱盐水冲洗还可有效避免氨逃逸。尾气洗涤塔底部的洗涤液经洗涤液循环泵1402增压后，返回至尾气洗涤塔继续洗涤尾气，小部分洗涤液被作为副产品送出界区。
[0141] 上述反应步骤均释放大量反应热，本方案采用
锅炉给水换热副产蒸汽的方式进行热量回收，副产蒸汽。即通过设置汽包9，汽包9与余热回收器201连接形成一第一余热收集回路，回收燃烧装置2中的热量，即余热回收器201的冷端采用来自汽包9的饱和水S1，采用来自汽包9的饱和水S1在余热回收器201中与含SO2的工艺气换热后汽化，得到的汽水混合物S2返回至汽包9；汽包9与工艺气冷却器806连接形成一第二余热收集回路，回收第三床层805出来的工艺气中的热量，即工艺气冷却器806的冷端采用来自汽包9的饱和水，饱和水在工艺气冷却器806中与来自第三床层805的工艺气换热后汽化，得到的汽水混合物返回至汽包9。通过第一余热收集回路和第二余热收集回路所副产的饱和蒸汽送至组合式反应器8内，通过与工艺气换热，回收催化反应的反应热，同时得到中压
过热蒸汽。
[0142] 汽包9的压力为5.6MPag，使与高浓度三氧化硫气体接触的管壁温度在露点温度之上，避免装置发生露点腐蚀。
[0143] 最终离开硫酸蒸汽冷凝器10的热空气温度为200℃，该热空气可视情况分别送至浓缩装置12、燃烧装置2和脱气塔304中回收热量。
[0144] 本实施例中，焦炉煤气消耗量为325Nm3/h，硫酸(浓度为93wt％)产量为90吨/天，废水排放量为3吨/天，蒸汽产量(4.2Mpag，410℃)为168吨/天。
[0145] 正常操作时，装置尾气排放情况如下：
[0146] SO2含量<50mg/m3，酸雾<5mg/m3。
[0147] 虽然以上描述了本发明的具体实施方式，但是本领域的技术人员应当理解，这仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附
权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方式做出多种变更或
修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。
