低浓度SO2烟气回收利用
低浓度SO 2烟气回收利用
我国是世界上一次能源消费以煤为主的国家之一，2000 年我国一次能源消耗中煤的比例为63%，同时期世界平均水平是25%。以煤为主的能源消耗结构导致大量SO 2 排放，特别是火力发电和金属冶炼行业，SO 2的排放量大而集中。2000 年我国SO 2 排放为1995万吨，居世界第一位。目前，大多数冶炼厂家采用先进的冶炼技术，提高了烟气SO 2浓度（浓度大于2.5％），可直接用常规的接触法工艺制酸。然而，我国仍有一些中小型的铅、锌、铜、镍、钼等冶炼装置或采用较为落后的冶炼工艺，或原料本身含硫量低，使得烟气SO 2浓度较低且波动量大，难以用常规制酸工艺处理。
近年来，许多火电厂和有色金属企业在低浓度SO 2烟气的净化处理上做了大量工作，并正在从“末端治理”向“治本”过渡，效果却并不明显。现已投入生产的有传统氨法、碱法、钙法、碱氏硫酸铝、石膏法、氧化锌法、锰吸收法、活性炭吸附法等。但由于这些方法在吸收剂的供应、副产品的销路及工艺技术方面存在不足，只能单方面解决SO 2造成的污染，综合效益差，实施中又带来生产成本增大等问题，因此，目前我国不少工厂仍然采取直接排放的方法。工业SO 2对大气的污染仍然是一道令人头痛的难题。目前，我国低浓度SO 2烟气排放不仅导致约大量硫资源白白损失，还严重污染了生态环境，其中仅火电、冶炼等行业集中规模排放的就在400万吨以上。然而我国同时又是硫资源相对缺乏的国家，近年大量进口硫磺来制酸，2002 年进口达到400万吨，加上进口磷肥（按其耗硫酸折算）已相当于进口硫磺500 万吨。一方面我国在大量进口硫磺，另一方面大量的低浓度SO 2在流失，并对环境造成极大影响，损害人民的健康。因此， 如何处理低浓度SO 2烟气，达到既综合利用硫资源，又消除环境污染的目的，具有重要的实际意义。
目前对烟气脱硫研究较多，进展也较快；但对低浓度SO 2 烟气脱硫面临两大难题：一是烟气量很大而SO 2 浓度又极低(一般≤0.5%) 时工业回收SO 2极不经济， 二是运用以往的脱硫方法进行脱硫的成本较高且效果也不稳定。因此，对脱硫关反应的参数进行分析比较，甄选出脱硫效率高、运行成本低、综合利用好的方案十分必要。
1. 研究现状
1.1从烟气中回收硫单质
1.1.1湿法硫回收烟气脱硫技术
理想的烟气脱硫技术是脱硫剂可再生循环利用，无二次污染，能回收高质量、有广阔应用市场的脱硫副产品。单质硫、液态SO 2和硫酸是采用硫回收的烟气脱硫技术常用回收产品形式，由于液态SO 2和硫酸的储存和运输不如单质硫方便简单，因此，副产品为硫的工艺更具优势。而我国是一个硫资源短缺的国家，现有燃煤电厂脱硫装置安装比例为总装机容量的2%左右，中小型工业燃煤锅炉脱硫装置投入运行相对较多，但基本没有采用硫回收技术。因此采用硫回收的烟气脱硫技术能达到治理环境和发展经济的双赢目的。
湿法硫回收烟气脱硫技术以亚硫酸钠循环法和氧化镁-亚硫酸镁法最为典型。
( 1) 亚硫酸钠循环法
美国的Wellman- Lord 公司最早开发该技术，该工艺具有脱硫效率高( 90%上) 、脱硫剂再生过程简单和能耗低(分解温度约为96℃) 、脱硫过程无结垢和能回收高浓度的SO 2等特点，因此，该法在现有运行脱硫装置中的占有率约3.4%。其化学原理为：
吸收反应：
Na 2SO 3+ SO2+ H2O =NaHSO3
2Na 2CO 3+ SO2+ H2O = 2NaHCO3+ Na2SO 3
2NaOH+ SO2 =Na2SO 3+ H2O
氧化反应：
2Na 2SO 3+ O2=2Na2SO 4
脱硫剂再生：
2NaHSO 3=Na2SO 3+ H2O+ SO2
亚硫酸钠循环法烟气脱硫存在的技术难点是在脱硫过程中对氧化副反应的
控制，即Na 2SO 3被氧化为Na 2SO 4，导致该法成本较高。其原因有两方面：一是随着脱硫剂的不断被氧化消耗，必须不断补充碱或碱盐(一般为NaOH 和Na 2CO 3) ，消耗量约为0. 5t碱/ tSO2; 二是氧化副产品Na 2SO 4 的分离困难，常规处理办是定期提取一部分吸收液，通过降温冷却析晶、蒸发得到Na 2SO 4 结晶水合物，冷却析晶温度一般要低于10℃，而蒸发温度大于100℃，这需要消耗大量能量，且Na 2SO 4 结晶水合物中还含有部分Na 2SO 3，有可能造成二次污染，必须进行进一步氧化处理，因而，使得这种工艺的投资和运行成本高于以石灰石/ 石灰为脱硫剂的方法。所以，如何在保证脱硫效率不降低的前提下，有效控制脱硫过程中脱硫剂的氧化是目前改善该工艺所面临的主要问题。
( 2) 氧化镁- 亚硫酸镁法
氧化镁- 亚硫酸镁法最早用于造纸制浆工业，其原理为：MgO 浆液吸收SO 2 生成MgSO 3结晶水合物，通过对MgSO 3结晶水合物进行分离、干燥脱水和煅烧分解处理，再生的MgO 返回脱硫系统循环使用，可回收SO 2富气。基本化学反应如下：
吸收反应
MgO+ SO2+ 3H2O =MgSO3·3H 2O
MgSO 3+ SO2+ H2O=Mg( HSO3) 2
Mg (HSO3) 2+ MgO+ 5H2O=MgSO3·3H 2O
氧化反应
MgO+ SO3+ 7H2O=MgSO4·7H 2O
脱硫剂再生
MgSO 3 =MgO+ SO2 (650℃)
MgSO 4 + C = 2MgO + 2SO2 + CO2( 900℃)
由于该法不能完全避免结垢，因此，吸收设备必须具有较好的防堵塞和结垢的能力。其次该法脱硫剂再生温度较高，亚硫酸镁的分解温度为650℃，而硫酸镁的分解温度在碳的催化作用下可从1100℃降低到900℃。此外，必须严格控制亚硫酸镁的分解焙烧温度，以防止温度过高时氧化镁表面烧结，从而破坏氧化镁的活性。以类似碱性金属氧化物为再生脱硫剂的还有ZnO 等，其工艺大致相同。
1.1.2 干式硫回收法烟气脱硫
干式硫回收法烟气脱硫包括熔融盐吸收法、碱性铝酸盐法和氧化铜法。
(1) 熔融盐吸收法
吸收剂由一种熔融碱金属碳酸盐组成。其反应机理为：
M 2CO 3+ SO2 =M2SO 3+ CO2
M 2CO 3+ SO3 =M2SO 4+ CO2
4M 2SO 3= 3M2SO 4+ M2S
M 2SO 4+ 2C =M2S+ 2CO2
M 2S+ CO2+ H2O=M2CO 3+ H2S
还原气体可以采用CO 和H 2，还原温度为760℃，最终产品为单质硫磺。
(2) 碱性铝酸盐法
脱硫剂为NaAl(CO3)·(OH)2，该法类似于石灰石喷入法，吸收反应物为硫酸钠，在649℃时进行还原，典型还原气为发生炉煤气(主要成分为H 2，CO) ，还原后产生的气体为H 2S ，最终回收产品与熔融盐吸收法相同。
(3) 氧化铜法
氧化铜干法烟气脱硫技术在20世纪80年代初由美国能源部匹兹堡能源技术中心( PETC) 研究开发，作为新一代烟气脱硫技术，其特点是：能同时脱除SO 2和NOx 、脱硫剂可循环再生利用、 能回收硫资源、不产生固体废弃物等。脱硫工艺流程如图1所示：
图1 氧化铜干法脱硫脱硝主要工艺流程示意图
在移动或流化床吸收塔内CuO 与烟气中的SO 2、SO 3反应生成CuSO 4，注入烟气中的NH 3 在CuSO 4的催化作用下与NOx 反应， 在吸收塔内同时进行脱硫脱氮。在脱硫剂再生发生器内，CuSO 4和甲烷( 480℃左右) 发生反应，将产生的SO 2收集后可通过Claus 法制硫。其化学原理如下：
脱硫脱硝反应:
CuO+ SO2+ 1/2O2 =CuSO4
CuO+ SO3 = CuSO4
4NO+ 4NH3+ O2 = 4N2+ 6H2O
2NO 2+ 4NH3+ O2 =3N2+ 6H2O
脱硫剂再生:
CuSO 4+ 1/2CH4 =Cu+ SO2+ 1/2CO2+ H2O
CuSO 3 + 1/4CH4 = Cu + SO2 + 1/4CO2 + 1/2H2O
CuO+ 1/4CH4 =Cu+ 1/4CO2+ 1/2H2O
Cu+ 1/2O2 =CuO
Claus 法制硫：
2CH 4+ 3SO2 =S+ H2S+ 2CO2+ H2O
2H 2S+ SO2 =3S+ 2H2O
CH 4+ 2SO2= 2S+ 2H2O+ CO2
与亚硫酸钠循环法和氧化镁- 亚硫酸镁法相比，氧化铜法起步较晚，目前还没有大规模的商业运行。该法在PETC 现已完成1.5MW 规模实际运行试验，下一阶段是进行10MW 级别规模的工业示范试验，其目标是脱硫效率大于95%，脱氮效率大于90%。由于该法为干法，且能同时脱硫脱氮，因而具有很好的市场潜力和发展前景。
1.2从烟气中回收硫酸
低浓度SO 2烟气制硫酸有两种类型：一种是间接制酸工艺，即先通过物理或化学吸收或吸附的方式将低浓度SO 2烟气转化为高浓度甚至纯SO 2气体，再利用这些气体生产硫酸；另一种是直接制酸工艺，即直接利用低浓度SO 2生产硫酸。
1.2.1 间接制酸工艺
间接制酸工艺的关键是采用合适的脱硫技术生产高浓度SO 2气体，其后续工艺与传统硫酸工艺并无差异。
1.2.1.1WellmanLord 脱硫法
20世纪60年代末，美国Davy-Mekee 公司开发了WellmanLord(韦尔曼-洛德) 脱硫法。该法利用亚硫酸钠溶液吸收SO 2，然后加热分解回收。该法具有脱硫效率高(90％以上) 、脱硫剂再生简单且能耗低(分解温度约96℃) 、脱硫过程无结垢和能回收高浓SO 2等优点。其缺点一是脱硫过程中对氧化副反应的控制较困难，二是电耗较高，在低SO 2浓度下尤其如此。目前该技术在美国、日本、欧洲等已建成30多套大型工业化装置。
1.2.1.2 LABSORBTM 可再生脱硫法
美国Belco Technologies公司开发的LAB-SORB 可再生脱硫法采用由氢氧化钠和磷酸制备的磷酸钠溶液吸收SO 2，溶液加热再生，解吸出高浓度（SO 2≥90％，其余为水）SO 2气体，用于生产硫酸。该工艺的优点是技术成熟、吸收剂费用较低，唯一的废弃物是少量的硫酸盐；缺点是工艺流程长、投资费用较高、电和蒸汽消耗量相对较高。目前国外已有多套LABSORB 可再生脱硫装置用于流化催化裂化(FCC)装置烟气处理。
1.2.1.3 ClausMaster脱硫法
ClausMaster 脱硫法是孟莫克公司的一项专利可再生SO 2吸收工艺。它采用非水物理溶剂吸收SO 2，然后通过加热再生。该法的优点是吸收率高、对环境友好、操作及投资费用低。解吸出的高浓度SO 2气体送去硫酸装置或克劳斯回收装置。ClausMaster 脱硫法可用于硫回收装置尾气处理、流化催化裂化装置烟气洗涤、燃煤锅炉烟气脱硫及其它各种SO 2回收，其工艺流程见图2。
图2 ClausMaster脱硫法工艺流程
1.2.1.4 GANSOLV可再生胺法
CANSOLV 可再生胺法由原联合碳化物公司(现为陶氏化学公司的子公司) 开发，并于2001年实现工业化，目前已成功应用于石油和天然气处理、有色金属冶炼和电厂烟气脱硫。该技术采用可再生的有机胺溶液作为SO 2吸收剂，其优点是吸收剂可循环利用、脱硫效率高(98％以上) 、处理气体流量及浓度范围大、副产SO 2浓度高 (SO2>99％) ；其缺点是低压蒸汽和电耗较高，并且处理冶炼烟气时需对烟气进行预净化处理。CANSOLV 工艺可与克劳斯装置或硫酸装置整合生产硫磺或硫酸，也可将高浓度SO 2气体压缩为液体SO 2产品。2006年以来CANSOLV 可再生胺法在我国推广取得突破性进展，现已用于阳谷祥光铜业200 kt/a铜冶炼精炼炉烟气、云南红河恒吴矿业镍冶炼烟气、贵铝热电厂二期燃煤锅炉烟气的脱硫，在建的云南锡业100 kt/a铅冶炼制酸尾气脱硫也将采用该工艺。
1.2.1.5 活性焦法
活性焦法是上海克硫环保公司新开发的干法脱硫技术，其优点是脱硫剂可加热再生后反复使用、脱硫和除尘效率较高(分别在95％和80％以上) 、适应性强(处理烟气量可在30％～100％范围波动) 、副产品SO 2气体浓度较高 (含SO 220％～40％) ；其缺点是活性焦损耗大，水、电、压缩空气等消耗较高，用于处理冶炼烟气时需对烟气进行预净化处理。2005年该技术首先用于瓮福磷肥厂处理燃煤锅炉烟气，2007年用于贵溪冶炼厂处理660 kt/a铜冶炼烟气制酸装置尾气。
日本的月立造船法和住友—关电法使用的脱硫设备为移动床吸附器，再生方法为加热再生。日立造船法用水蒸气进行脱附，而日立一关电法用惰性气体进行脱附。进入吸附器的烟气与活性炭逆向流动，烟气中的SO 2被活性炭吸附氧化为SO 3或硫酸，处理过的烟气排空。移出吸附器的活性炭用筛子筛出炭末，然后进入脱附器由过热水蒸气加热再生。经空气处理器装置恢复活性并补充新炭后，重入吸附器进行吸附。含高浓度SO 2的水蒸气离开再生器后，经冷却器冷凝分离后得到浓度约为80％的SO 2气体。由于热再生法每脱附1摩尔SO 2需消耗1摩尔炭，因此该工艺炭消耗量大，运行成本高。
1.2.2 直接制酸工艺
1.2.2.1 VSULFOX湿式氧化工艺
20世纪90年代初期，奥地利KVT 公司为粘胶纤维厂开发了一种废气处理工艺VSULFOX 湿式氧化技术。该工艺的基本原理是对含硫化合物进行催化氧化，最终回收硫酸。根据气体浓度范围的不同，SULFOX 工艺可分为3种：SULFOXREG 工艺，适用于SO 2浓度0.5～2g/m3；SUL-FOXNK 工艺，适用于SO 2浓度1～15g/m3；SUL-FOX HK工艺，适用于SO 2浓度15g/m3以上。该工艺总转化率可达99.5％左右，产品为98％硫酸。SULFOX 工艺适用于处理来自冶炼炉、克劳斯装置、酸回收装置及酸性气体处理装置的废气，其SULFOX HK工艺流程见图3。
图3 SULFOX HK湿式氧化工艺流程
1.2.2.2炭法脱硫
炭法脱硫系统主要包括除尘器和脱硫塔(见图4) 。工业应用脱硫系统的脱硫设备主要有固定床和移动床两种。活性炭吸附SO 2，或将其催化氧化为SO 3，并与烟气中的水水合生成H 2SO 4，实现脱硫的目的。SO 2吸附达到饱和或H 2SO 4覆盖在脱硫活性中心上，活性炭脱硫能力下降，因此达到脱硫容量以后，必须采用一定的手段对其再生，恢复活性炭的脱硫能力。洗涤再生是用水或稀硫酸洗出活性炭微孔中的H 2SO 4，再将活性炭进行干燥；加热再生是对吸附饱和的活性炭加热，释放出较高浓度的SO 2，可用来制硫酸。
图4 炭法烟气脱硫技术的工艺简图
国外在六十年代就开始了活性炭脱硫研究，炭法脱硫技术已在日本、德国 等国得到工业应用。日本于1977年采用日立法建立了42×104Nm 3/h燃油烟气的 脱硫工业装置，德国的鲁奇公司进行了13×104Nm 3/h的硫酸厂尾气的处理。我国于1976～1981年期间在湖北松木坪电厂进行了5000Nm 3/h的烟气水洗再生含碘活性炭脱硫中试；于1990年在四川豆坝电厂进行了磷铵肥法烟气脱硫5000Nm 3/h的中试，并于1997年建立了10×104Nm 3/h的磷铵肥法烟气脱硫工业装置。
德国的Lurgi 法、日本的日立—东电法、旋转淋浴法以及我国湖北松木坪电厂烟气脱硫和四川豆坝电厂的磷铵肥法烟气脱硫技术均采用固定床水洗再生工艺。德国的Lurgf 法的工艺流程是将含SO 2的烟气先在文丘里洗涤器内被来自循环槽中的稀硫酸洗涤、冷却和除尘。洗涤后的气体进入固定床活性炭吸附器，经活性炭吸附后的气体排空。在气流连续流动的情况下，从吸附器顶端间歇喷水，洗去在吸附剂上生成的硫酸，得到10％～15％的硫酸。此硫酸在文丘里冷却器中冷却尾气时，被蒸浓到25％～30％，再经浸没式燃烧器等的进一步提浓，最终浓度可达70％。由于该法一边吸附，一边水洗再生。没有设置单独的再生装置，因此操作简便。但所得到的水洗液硫酸浓度较低，增大了硫酸缩的难度和能量消耗。
日本日立—东电法的吸附装置由五个并列的活性炭固定床吸附器组成，运转时由电厂锅炉来的部分烟气经过空气预热器、除尘器后进入其中的四个吸附器内吸附脱除SO 2。同时，第五个炭床进行洗涤再生。该工艺可以得到硫酸浓度为20％的水洗液，经浓缩得到浓度为65％的硫酸。与Lurgi 法相比，该工艺得到的洗液硫酸浓度较高，用水量较少，但设备复杂，需多次切换，操作较繁。
日本的旋转淋浴法也是一种固定床吸附水洗再生活性炭脱硫方法，该工艺是在吸附器内的活性炭床层中设置一中空旋转轴，由外来动力牵引。在该轴上安装与旋转器连通的淋浴器，洗涤液由旋转器的中心轴管进入淋浴器内。淋浴器随轴旋转，对活性炭床层进行径向洗涤再生。由床层下端流出的稀硫酸从排液管排出。旋转轴转动时，一部分床层进行吸附，一部分床层进行洗涤，保证了脱硫与再生的连续进行。该法集中了Lurgi 法和目立—东电法的优点，成功地将吸附器与再生器结合起来，因此该法不需切换，连续性较好，且设备紧揍，占地面积小。
湖北松木坪烟气脱硫是我国在炭法脱硫方面早期的研究，用含碘0.5％的活性炭作为脱硫剂。活性炭装在劳列的四只填充塔中，含SO 2的烟气通过脱硫塔时，烟气中的SO 2被活性炭吸附。吸附达到一定程度以后，用不同浓度的硫酸和水五 级依次洗涤。该工艺的脱硫效率大于90％，洗涤液酸浓度为20％，最后经浸没燃 烧方式浓缩为70％的硫酸。该工艺的主要技术问题是对烟气温度的要求和碘流失问题。进入活性炭脱硫塔的烟温应高于烟气的水露点，以免在炭上凝结出水膜，影响脱硫传质。但烟温不得高于120℃，以免在炭上的碘升华流失。同时洗涤再生及再生后用蒸汽加热干燥活性炭，均造成碘的流失，从而造成脱硫性能下降。
四川豆坝电厂磷铵肥法烟气脱硫是以副产物为磷铵肥料而命名。经高效除
尘、喷水降温调湿后的烟气进入四塔并列的活性炭脱硫塔组，三塔运行，一塔再生。采用稀硫酸及水的三级洗涤再生，获得浓度为30％左右的硫酸，活性炭脱硫后的烟气进入二级脱硫塔，用磷铵溶液洗涤，净化后的烟气排放。在常规单槽多浆萃取槽中用脱硫制取的稀硫酸分解磷矿粉，萃取获得的稀磷酸加氨中和得磷铵，作为二级脱硫的洗涤液。二级脱硫后的肥料浆经浓缩、干燥，获得固体磷铵复合肥料。该法采用的活性炭为糠醛渣活性炭，并按脱硫需要作了改性处理，避免了使用含碘活性炭的碘流失问题，因此脱硫稳定性较好。该工艺采用三级洗涤再生方式，与国内外沿用的五级洗涤再生相比简化了操作工序，再生效果满足磷铵肥法的脱硫工艺要求。同时．该法脱硫效率较高，且能回收价值较高、目前农业急需的肥料产品，解决了脱硫制取的稀硫酸的利用问题。
虽然活性炭脱硫技术在国内外均比较成熟，其磷铵肥法脱硫工艺具有我国自主知识产权，但其真正大规模工业应用的关键是解决副产物应用市场和提高其脱硫性能。就工艺和设备而言，若采用吸附和再生在两个不同的装置中进行，如日立—东电法、磷铵肥法，虽副产硫酸浓度较高，但需要频繁再生。若吸附和再生在一个装置进行，避免了频繁的再生操作，但副产硫酸浓度较低，浓缩难度和能量消耗增大。日本的旋转淋浴法结合了两者的优点，值得借鉴。因此在一个装置同时进行吸附再生，并且提高副产硫酸的浓度，是活性炭脱硫应当努力的方向。
目前工业应用的炭法烟气脱硫主要是在固定床反应器中迸行的。如德国Lurgi 法、日本的日立—东电法、旋转淋浴法以及我国湖北松木坪电厂烟气脱硫和四川豆坝电厂的磷铵肥法烟气脱硫技术，均采用固定床吸附器，只有日本的日立造船法和住友—关电法用的是移动床吸附器。随着新型反应器(如旋转床、径向床) 的成功开发。将这些研究成果应用于炭法烟气脱硫，或降低烟气通过床层的压降，降低脱硫的运行成本；或通过改善气液传质特性，加快SO 2的吸附速率。将这些研究成果应用到炭法烟气脱硫具有较好的前景。
对于活性炭的再生方式，目前工业应用的主要是加热再生和水洗再生。新发展的再生技术有微波再生、超声波再生和电化学再生等。这些技术具有高速率、低损耗的特点。从上述炭法烟气脱硫工业应用实例可以看出，目前炭法脱硫技术主要是应用炭材料的吸附性能。同时国内外绝大部分专家学者均把炭法脱硫视作吸附法脱硫的典型代表。过程为吸附，必然存在吸附剂吸附容量有限，吸附饱和后需脱附再生等问题。这种以吸附机理指导的炭法脱硫必然存在过程不连续、设
备庞大、装备投资和运行费用高等问题，成为制约炭法脱硫技术发展的关键。由于烟气中含有O 2，活性炭等炭材料能将烟气中的SO 2和O 2同时吸附，使之发生氧化作用生成O 3，在有水蒸汽存在的情况下生成H 2SO 4。在这种情况下，脱硫剂起到了催化剂的作用。国内外实践表明，催化是提高过程速率，实现过程连续的最有效方法。把炭材料作为一种催化剂，变吸附法脱硫技术为催化脱硫技术，实现炭法脱硫技术的“催化化”、“连续化”、经济化，是当代炭法脱硫技术的主要发展趋势。
在使用活性炭作为吸附剂吸附纯净SO 2时，吸附率是比较小的。但是，当烟气中有氧和水蒸气存在时，由于活性炭表面力的作用，可在活性炭表面发生如下反应：
2SO 2+2H2O+O2= 2H2SO 4
由于H 2SO 4的分子活性远小于SO 2，因而更易于被活性炭吸附，从而使吸附率大为增加，例如在吸附温度为60℃时，活性炭对纯净SO 2的吸附率仅为2％，而当存在氧和水蒸气的时候，吸附率可达13％。这些附着于活性炭空隙中的硫酸，可在水洗脱附工艺中被洗出并收集，得到一定浓度的硫酸水液，再经过多级浓缩，使其转化为具有商品价值的浓硫酸。如果将以上这个过程应用于工业生产，既可以有效地处理烟气中含有的大量的SO 2污染物，又可以大大地简化传统的硫酸生产工艺，得到有较高品质的副产品硫酸。这个一举两得的生产工艺具有十分广泛的应用前景。脱硫装置如图4所示。
图4 活性炭烟气脱硫装置
1.2.2.3 过氧化氢脱硫
用过氧化氢法脱除硫酸工业尾气中二氧化硫的基本原理是：将过氧化氢溶液加入到吸收塔中，使其与含SO 2的尾气接触，利用过氧化氢强氧化性将SO 2氧化为硫酸，其化学反应方程式为：
H 2O 2+SO2=H2SO 4
过氧化氢法脱硫工艺的基本原理简单，在实际应用到硫酸生产中，满足了4个基本条件：①要具备高吸收效率；②要回收全部副产物稀硫酸；③不产生新的“三废”产物；④经济上可行。
硫酸装置过氧化氢尾气脱硫工艺(见图5) 需配置吸收塔、循环吸收泵、药剂计量添加泵、药剂储槽及控制设施。
图5 过氧化氢尾气脱硫工艺流程示意
硫酸装置尾气从脱硫塔下部进入，经喷淋吸收段与过氧化氢溶液接触，进行吸收脱硫反应并生成硫酸；脱硫后烟气经塔上部除雾沫段脱除雾沫后排放，吸收产生的稀酸输送至硫酸系统干吸循环酸槽，作为酸浓调节用水。通过计量泵向吸收塔内计量补充吸收剂过氧化氢溶液，以补充其消耗损失。这样就构成了连续循环吸收、连续精确计量添加吸收剂、连续返回稀硫酸的尾气处理装置。该装置正常运行操作时，仅需保证吸收塔的液位、周期性协调向过氧化氢溶液储槽内补充吸收剂、监管1台吸收循环泵及1台计量泵的运行即可，岗位操作由干吸岗位人员监管，无需另增加人员。
过氧化氢尾气脱硫工艺在威海恒邦化工有限公司80 kt/a冶炼烟气制酸系统运行8个月来取得了良好的效果，硫酸装置尾气脱硫后排放ρ(SO2 )
总结过氧化氢脱硫法在威海恒邦化工有限公司的实际应用情况，核算药剂消耗、电耗，扣除回收硫酸收益后，吨酸尾气处理成本如下：进口ρ(SO2) =500mg/In 时，药剂成本为1.93元，综合处理成本为1.85元；进口ρ(SO2) =1000 mg/m3时，药剂成本为4.0元，综合处理成本为2.60元。此外，通过尾气处理，回收了副产硫酸、
实现了二氧化硫的深度减排。
2. 研究目的和意义
烟气脱硫是减少工业燃煤锅炉SO 2排放的有效方法， 随着脱硫设备运行数量的不断增加和规模的不断扩大， 脱硫副产品产量剧增， 其处理问题也变得日益突出。目前脱硫副产品大多闲置堆放，形成大量的固体和液体废弃物，既占用宝贵的土地资源又造成二次污染。硫回收烟气脱硫技术能回收烟气中的SO 2，回收产品单质硫、硫酸或液态SO 2等均可作为工业原料， 同时吸收剂可再生循环使用， 有望解决现有脱硫方法中副产品处理困难等问题。因此，对采用硫回收的烟气脱硫技术进行研究具有实际意义。