本發(fā)明屬于煙氣脫硫領域，具體涉及一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝。
背景技術：
so2在大氣中可被氧化成so3，溶于水汽中形成二次污染物硫酸霧，對呼吸道附著和刺激作用更強，如果硫酸霧凝結成大顆粒，則遇冷下降形成酸雨。基于2010年氣象條件，全國so2、nox、一次pm2.5及nh3的環(huán)境容量估算值分別約為1360萬噸、1260萬噸、620萬噸和630萬噸；而2010年全國so2實際排放量分別超過其環(huán)境容量估算值的66％，遠超過大氣環(huán)境容量。其中工業(yè)排放的煙氣中釋放的so2占so2總排放量比重較大，為了減少so2排放量，越來越多的國家致力于研究煙氣的脫硫工藝，以減少煙氣中的so2向大氣中排放。
自20世紀50年代起，世界多國便開始研究脫硫技術，至今脫硫技術已達數百種。傳統(tǒng)的煙氣脫硫技術主要有石灰石/石膏法、鈉堿法、氧化鋅法、氨酸法等。如石灰石/石膏法，該方法主要步驟如下：煙氣進入塔內后向上流過噴淋段，以逆流方式與噴淋下來的石灰石漿液接觸，煙氣中的so2被石灰石漿液吸收并發(fā)生化學反應，在吸收塔下部反應池內被鼓入的空氣強制氧化，最終生成石膏晶體，在吸收塔上部，脫硫后的煙氣通過除霧器除去夾帶的液滴后，從頂部離開吸收塔，最后進入煙囪。上述方法存在明顯的缺點：系統(tǒng)多且復雜，其包含煙氣系統(tǒng)、吸收塔系統(tǒng)、吸收劑制備系統(tǒng)、工藝水系統(tǒng)、石膏脫水系統(tǒng)、漿液排空及回收系統(tǒng)、壓縮空氣系統(tǒng)和電控系統(tǒng)；吸收劑輸送系統(tǒng)、漿料制備系統(tǒng)復雜龐大，初期投資費用高；能耗和運行費用高，處理成本約為1500～2000元/噸so2；占地面積大；磨損腐蝕現象較為嚴重；廢水、廢渣較難處理。如鈉堿法也存在同樣的問題，氫氧化鈉法產生的廢水含有na2so3、na2so4、naoh等難以處理。再如有機胺吸收法，其是目前采用另一種煙氣脫硫方式，該工藝以有機胺為吸收劑，采用低溫吸收、高溫解吸的方式，將煙氣中的so2富集后送入后續(xù)硫磺或硫酸制備工段，實現凈化煙氣的達標排放及硫資源的回收利用，在其解吸工段需消耗大量蒸汽(7～10t/tso2)，成本高，此外，有機胺液價格昂貴，失效后處置較為困難(含有機氮、焚燒易導致二次污染問題)。上述方法在不同程度上存在著脫硫效率不高、運行費用昂貴、占地面積大、脫硫副產物回收利用難等問題，工業(yè)應用受到很大的限制。
為解決上述問題，中國專利文獻cn102633237a公開的一種最終產品為硫酸的脫硫劑可再生的脫硫方法，包括待脫硫煙氣的預處理、so2的吸收、脫硫劑的解吸以及對so2的回收與制取硫酸等步驟，其采用含氧量大于10％的熱工藝氣替代解吸塔的內生蒸汽、解吸能量主要由進入解吸塔的吸收液提供和由解吸塔排出的混合氣中，so2的體積百分比濃度控制在≥3％。上述方案中脫硫劑可再生，解決了脫硫副產物回收利用難的問題，降低成本。但是在上述方案中，是將含氧量10％的熱工藝氣替代熱蒸汽解吸吸收了二氧化硫后的富液，雖然熱工藝氣中不含蒸汽，不會對解吸后的含二氧化硫的混合氣中引入水分，但是當該熱工藝氣通過所述富液時，會將富液中的水分帶出，以蒸汽的形式混入解吸氣中，若將該解吸氣用于制備液態(tài)so2，還需要將所述解吸氣進行干燥后才能制備得到高純度的液態(tài)so2，步驟繁瑣，且難以制備純度更高的產品液態(tài)so2，而且由于熱工藝氣的輸入溫度高達100-400℃，需要大量的熱量使其溫度保持在100-400℃范圍內，能耗高，而且熱工藝氣的溫度過高，對于設備的要求高，導致設備投資高，提高了成本。
技術實現要素：
因此，本發(fā)明要解決的技術問題在于克服現有技術中的煙氣中回收二氧化硫的工藝脫硫效率低、產品純度低、能耗高以及成本高的缺陷，從而提供一種脫硫效率高、產品純度高、能耗低和成本低的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝。
為此，本發(fā)明提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，包括如下步驟：
(1)將含so2的煙氣經貧硫吸收劑吸收凈化，凈化后的煙氣排空，吸收so2的所述貧硫吸收劑變成富硫吸收劑，然后采用空氣氣提的方式對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸；
(2)回收步驟(1)中解吸so2后的所述富硫吸收劑作為所述步驟(1)中的所述貧硫吸收劑用以吸收煙氣中的so2，解吸產生的富含so2的解吸氣經壓縮、冷凝得到液態(tài)so2；
其中，所述吸收劑為聚乙二醇二甲醚。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(1)中，所述煙氣中so2所占的體積分數為0.05-0.2％時，所述聚乙二醇二甲醚質量百分比為20-80％。優(yōu)選的，所述煙氣的氣量為5000kmol/h，所述煙氣中so2所占的體積分數為0.1％時，所述聚乙二醇二甲醚質量百分比為20-80％。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(2)中，控制產生的所述富含so2的解吸氣中so2質量濃度為2～40％，然后將所述富含so2的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，控制所述富含so2解吸氣經壓縮后的壓力0.4～2mpa。優(yōu)選的，所述富含so2的解吸氣中so2質量濃度為8～30％。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(2)中，將經過壓縮后的所述富含so2的解吸氣送入冷凝器中進行冷凝，控制所述冷凝器操作溫度為-10～50℃。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(2)中，還包括將經冷凝后得到的含so2的氣相送入膜分離器中進行分離的步驟，所述膜滲透相送回所述壓縮步驟中與所述富含so2的解吸氣混合進行壓縮，所述膜滲余相送回解吸步驟中作為做氣提氣用。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，經過所述膜分離器產生膜滲透相和膜滲余相，進入所述膜分離器的含so2的氣相中so2質量濃度為0.1～5％，所述膜分離器操作壓力為0.4～2mpa。
優(yōu)選的，所述膜分離器的膜材料選自聚砜或聚醚砜。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(1)中，將含so2的煙氣送入所述吸收塔中，經所述吸收塔中的所述貧硫吸收劑吸收凈化，控制所述吸收塔塔釜的溫度為3～80℃，塔頂凈化煙氣出口溫度為3～80℃，所述吸收塔的操作壓力優(yōu)選為0～100kpa。優(yōu)選的，所述吸收塔的操作壓力優(yōu)選為2～100kpa。優(yōu)選的，所述吸收塔的操作壓力優(yōu)選為3～100kpa。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(1)中，將所述富硫吸收劑送入所述解吸塔中進行解吸，控制所述解吸塔塔釜的溫度為3～80℃，解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為3～80℃，所述解吸塔的操作壓力為-95～100kpa。優(yōu)選的，所述解吸塔的操作壓力為0～50kpa。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(1)中，所述含so2的煙氣在凈化之前還包括將所述含so2的煙氣送入急冷塔中進行水洗、降溫和除煙塵的步驟。
所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，所述含so2煙氣經急冷后溫度為3～80oc，壓力為0～100kpa。優(yōu)選的，所述含so2煙氣經急冷后溫度為30～80oc，壓力為2～100kpa
本發(fā)明技術方案，具有如下優(yōu)點：
(1)本發(fā)明從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，包括如下步驟：(1)將含so2的煙氣經貧硫吸收劑吸收凈化，凈化后的煙氣排空，吸收so2的所述貧硫吸收劑變成富硫吸收劑，然后采用空氣氣提的方式對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸；(2)回收步驟(1)中解吸so2后的所述富硫吸收劑作為所述步驟(1)中的所述貧硫吸收劑用以吸收煙氣中的so2，解吸產生的富含so2的解吸氣經壓縮、冷凝得到液態(tài)so2；其中，所述吸收劑為聚乙二醇二甲醚；通過上述工藝，采用聚乙二醇二甲醚作為吸收劑，所述聚乙二醇二甲醚不僅可再生，節(jié)約能源，克服脫硫副產物處理難以回收利用的問題，而且聚乙二醇二甲醚在解吸再生時無需使用高溫蒸汽或高溫工藝氣來解吸，能耗低，同時還能夠避免向解吸氣中引入水分，省略對解吸氣進行干燥的步驟，即可制備高純度的液態(tài)so2，由于未使用高溫蒸汽或高溫工藝氣也降低了對設備的要求，設備投資低，成本降低，而且通過上述工藝凈化后的煙氣中so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3，達到了排放標準，且制備的液態(tài)so2產品純度能夠達到>95％。
(2)本發(fā)明所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(1)中，所述煙氣中so2所占的體積分數為0.05-0.2％時，所述聚乙二醇二甲醚質量百分比為20-80％，通過在煙氣中so2所占的體積分數為0.05-0.2％時，控制所述聚乙二醇二甲醚質量百分比，使得所述聚乙二醇二甲醚能夠最大限度的吸收煙氣中的so2，去除煙氣中的so2，顯著提高煙氣脫硫效率。
(3)本發(fā)明所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(2)中，控制產生的所述富含so2的解吸氣中so2質量濃度為2～40％，然后將所述富含so2的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，控制所述富含so2解吸氣經壓縮后的壓力0.4～2mpa，通過在解吸氣中so2質量濃度為2～40％時，控制所述富含so2解吸氣經壓縮后的壓力，便于制備更高純度的液態(tài)so2。
(4)本發(fā)明所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(2)中，將經過壓縮后的所述富含so2的解吸氣送入冷凝器中進行冷凝，控制所述冷凝器操作溫度為-10～50℃，通過控制冷凝溫度，使得制備的液態(tài)so2純度更高。
(5)本發(fā)明所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，在所述步驟(2)中，還包括將經冷凝后得到的含so2的氣相送入膜分離器中進行分離的步驟，所述膜滲透相送回所述壓縮步驟中與所述富含so2的解吸氣混合進行壓縮，所述膜滲余相送回解吸步驟中作為做氣提氣用；通過采用膜分離器，更好的分離冷凝后得到的含so2的氣相，將其中的so2的氣相與其他空氣組分分離開，收集其中的so2氣體即膜滲透相送入壓縮機中進行壓縮，避免將經冷凝后得到的含so2的氣相排入空氣中污染空氣，同時將不含so2的氣相即膜滲余相送入解吸塔中作為氣提氣，節(jié)省能源，降低成本。
(6)本發(fā)明所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，進入所述膜分離器的含so2的氣相中so2質量濃度為0.1～5％，所述膜分離器操作壓力為0.4～2mpa，通過控制膜分離器的操作壓力，使得進入膜分離器的含so2的氣相能夠更好的分離。
(7)本發(fā)明所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，通過選擇聚砜或聚醚砜制成的膜材料對于冷凝后得到的so2的氣相的分離效果更優(yōu)。
附圖說明
為了更清楚地說明本發(fā)明具體實施方式或現有技術中的技術方案，下面將對具體實施方式或現有技術描述中所需要使用的附圖作簡單地介紹，顯而易見地，下面描述中的附圖是本發(fā)明的一些實施方式，對于本領域普通技術人員來講，在不付出創(chuàng)造性勞動的前提下，還可以根據這些附圖獲得其他的附圖。
圖1是本發(fā)明實施例3-10中所述的從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝流程圖。
具體實施方式
實施例1
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，其中所使用的含so2煙氣，經測定該煙氣的氣量為10000kmol/h，溫度為130℃，壓力為30kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n269％，o26.5％，co215％，so20.05％，h2o9.45％，所述工藝包括如下步驟：
(1)將含so2的煙氣送入所述吸收塔中，經所述吸收塔中的所述貧硫吸收劑吸收凈化，所述吸收劑為質量百分比為15％的聚乙二醇二甲醚，控制所述吸收塔塔釜的溫度為95℃，塔頂凈化煙氣出口溫度為90℃，所述吸收塔的操作壓力為105kpa(g)，凈化后的煙氣經所述塔頂凈化煙氣出口排放到空氣中，吸收so2的所述貧硫吸收劑變成富硫吸收劑，將所述富硫吸收劑送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空氣，空氣經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，在解吸過程中控制所述解吸塔的操作壓力為103kpa(g)，所述解吸塔塔釜的溫度為90℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為89℃；
(2)所述解吸塔中解吸so2后的所述富硫吸收劑再生成所述貧硫吸收劑，回收再生的所述貧硫吸收劑送入所述吸收塔中吸收煙氣中的so2，而解吸產生的富含so2的解吸氣中so2質量濃度為1％，送入壓縮機中進行壓縮，經壓縮后的富含so2的解吸氣的壓力2.2mpa(g)，然后送入冷凝器中冷凝，所述冷凝器操作溫度為-13℃，回收液態(tài)so2，得到最終產品液態(tài)so2，產品純度>95％。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為88％。
實施例2
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，其中所使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為1000kmol/h，溫度為110℃，壓力為15kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n273％，o27.3％，co210％，so20.2％，h2o9.5％，所述工藝包括如下步驟：
(1)將含so2的煙氣送入所述吸收塔中，經所述吸收塔中的所述貧硫吸收劑吸收凈化，所述吸收劑為質量百分比為90％的聚乙二醇二甲醚，控制所述吸收塔塔釜的溫度為2℃，塔頂凈化煙氣出口溫度為2℃，所述吸收塔的操作壓力為-0.5kpa(g)，凈化后的煙氣經所述塔頂凈化煙氣出口排放到空氣中，吸收so2的所述貧硫吸收劑變成富硫吸收劑，將所述富硫吸收劑送入所述解吸塔中，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入空氣，空氣經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，在解吸過程中控制所述再生塔的操作壓力優(yōu)選為-98kpa(g)，所述解吸塔塔釜的溫度為2℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為1℃；
(2)所述解吸塔中解吸so2后的所述富硫吸收劑再生成所述貧硫吸收劑，回收再生的所述貧硫吸收劑送入所述吸收塔中吸收煙氣中的so2，而解吸產生的富含so2的解吸氣中so2質量濃度為41％，送入壓縮機中進行壓縮，經壓縮后的富含so2的解吸氣的壓力0.3mpa(g)，然后送入冷凝器中冷凝，所述冷凝器操作溫度為-13℃，回收液態(tài)so2，得到最終產品液態(tài)so2，產品純度>96％。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為90％。
實施例3
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為120℃，壓力為20kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n271％，o27.2％，co213％，so20.1％，h2o8.7％，所述工藝包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為50℃、壓力為55kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為50％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為40℃，塔頂凈化氣出口溫度為38℃，所述吸收塔的操作壓力為3kpa(g)，所述吸收塔為板式塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器產生的膜滲余相，所述膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為42℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為36℃，所述解吸塔的操作壓力0kpa(g)，所述解吸塔為填料塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為36℃，將所得的so2質量濃度為24％的解吸氣送入壓縮機中壓縮，將經壓縮后的壓力為1.5mpa(g)的所述富含so2的解吸氣送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為45℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>99.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為3％的so2的氣相送入膜分離器，所述膜分離器操作壓力為1mpa，所述膜分離器的膜材料選自聚醚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為99％。
實施例4
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為110℃，壓力為15kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n273％，o27.4％，co210％，so20.1％，h2o9.5％，所述工藝包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為45℃、壓力為60kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為60％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為43℃，塔頂凈化氣出口溫度為40℃，所述吸收塔的操作壓力為30kpa(g)，所述吸收塔為填料塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為44℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為40℃，所述解吸塔的操作壓力20kpa(g)，所述解吸塔為填料塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為40℃，將所得的so2質量濃度為18％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為1.7mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為40℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>99.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為1.5％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為2mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚醚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為98％。
實施例5
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為130℃，壓力為30kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n269％，o26.4％，co215％，so20.1％，h2o9.5％，所述工藝包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為40℃、壓力為30kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為60％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為42℃，塔頂凈化氣出口溫度為40℃，所述吸收塔的操作壓力為50kpa(g)，所述吸收塔為板式塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為43℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為38℃，所述解吸塔的操作壓力50kpa(g)，所述解吸塔為填料塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為38℃，將所得的so2質量濃度為12％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為1.2mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為20℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>99.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為0.5％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為1.5mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚醚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為97％。
實施例6
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為140℃，壓力為35kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n272.7％，o26.6％，co211％，so20.1％，h2o9.6％，所述工藝包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為70℃、壓力為50kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為40％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為65℃，塔頂凈化氣出口溫度為64℃，所述吸收塔的操作壓力為45kpa(g)，所述吸收塔為填料塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為66℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為62℃，所述解吸塔的操作壓力40kpa(g)，所述解吸塔為板式塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為62℃，將所得的so2質量濃度為8％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為1.8mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為30℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>99.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為0.85％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為0.8mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為96％。
實施例7
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為140℃，壓力為35kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n272.7％，o26.6％，co211％，so20.1％，h2o9.6％，包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為3℃、壓力為0kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為20％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為3℃，塔頂凈化氣出口溫度為3℃，所述吸收塔的操作壓力為0kpa(g)，所述吸收塔為填料塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為3℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為3℃，所述解吸塔的操作壓力-95kpa(g)，所述解吸塔為板式塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為3℃，將所得的so2質量濃度為2％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為0.4mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為-10℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>98.5％)，經冷凝后得到的質量濃度為0.1％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為0.4mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為94％。
實施例8
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為120℃，壓力為20kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n271％，o27.2％，co213％，so20.1％，h2o8.7％，包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為80℃、壓力為100kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為80％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為80℃，塔頂凈化氣出口溫度為80℃，所述吸收塔的操作壓力為100kpa(g)，所述吸收塔為填料塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為80℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為80℃，所述解吸塔的操作壓力100kpa(g)，所述解吸塔為板式塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為80℃，將所得的so2質量濃度為40％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為2mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為50℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>98.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為5％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為2mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為95％。
實施例9
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為140℃，壓力為35kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n272.7％，o26.6％，co211％，so20.1％，h2o9.6％，包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為60℃、壓力為2kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為60％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為60℃，塔頂凈化氣出口溫度為58℃，所述吸收塔的操作壓力為2kpa(g)，所述吸收塔為填料塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為65℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為63℃，所述解吸塔的操作壓力0kpa(g)，所述解吸塔為板式塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為63℃，將所得的so2質量濃度為30％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為1mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為10℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>99.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為2％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為1mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚醚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為98％。
實施例10
本實施例提供了一種從含so2煙氣中回收液態(tài)so2的工藝，流程如圖1所示，本實施例中使用的含so2煙氣數據，經測定該煙氣的氣量為5000kmol/h，溫度為140℃，壓力為35kpa(g)，其中各組分體積百分比分別為：n272.7％，o26.6％，co211％，so20.1％，h2o9.6％，包括如下步驟：
(1)將含so2煙氣送進所述急冷塔，所述急冷塔采用填料塔，經水洗、降溫、除煙塵后獲得的溫度為40℃、壓力為55kpa(g)的煙氣送入所述吸收塔，經貧硫吸收劑吸收煙氣中so2，所述吸收劑為質量百分比為60％的聚乙二醇二甲醚，其中所述吸收塔塔釜的溫度為38℃，塔頂凈化氣出口溫度為35℃，所述吸收塔的操作壓力為50kpa(g)，所述吸收塔為填料塔，凈化氣從所述吸收塔頂排出，將所得的富硫吸收劑送入所述解吸塔，采用空氣氣提的方式將富硫吸收劑中的so2解吸出來，由所述解吸塔塔底向所述解吸塔通入所述膜分離器分離產生的膜滲余相，膜滲余相經過所述富硫吸收劑，對所述富硫吸收劑中的so2進行解吸，其中所述解吸塔塔釜的溫度為35℃，控制解吸so2后的所述富硫吸收劑溫度為33℃，所述解吸塔的操作壓力50kpa(g)，所述解吸塔為板式塔；
(2)解吸后得到的所述貧硫吸收劑返回到所述吸收塔中，返回所述吸收塔的貧硫吸收劑溫度為33℃，將所得的so2質量濃度為20％的解吸氣送入壓縮機中進行壓縮，壓縮后的所述富含so2的解吸氣壓力為1.5mpa(g)，然后送入冷凝器中進行冷凝，冷凝溫度為30℃，冷凝后回收高純度液態(tài)so2(產品純度>99.9％)，經冷凝后得到的質量濃度為4％的so2的氣相送入膜分離器中進行分離，所述膜分離器操作壓力為1.6mpa(g)，所述膜分離器的膜材料選自聚醚砜，產生的膜滲透相返回壓縮機入口與所述富含so2的解吸氣匯集，產生的膜滲余相送入所述解吸塔中做氣提氣用。
經過上述工藝凈化后的煙氣經測定，凈化煙氣：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為99.6％。
對比例1
本實施例與實施例10相似，區(qū)別僅在于其所使用的貧硫吸收劑不同，其貧硫吸收劑由乙醇胺質量百分比為30％，聚乙二醇二甲醚質量百分比為45％和水質量百分比為35％組成。凈化后的煙氣經測定：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為70％，回收高純度液態(tài)so2產品純度>80％。
對比例2
本實施例與實施例10相似，區(qū)別僅在于其所使用的貧硫吸收劑不同，其貧硫吸收劑為cn105848757a中公開吸收劑說明書中的測試5中的溶液d，即由酰胺-hep質量百分比為13％，聚乙二醇二甲醚質量百分比為20％和熱穩(wěn)定性鹽(dohep)hss的1當量/摩爾,其余為水組成。凈化后的煙氣經測定：so2≤35mg/nm3，酸霧≤20mg/nm3；so2的回收率為75％，回收高純度液態(tài)so2產品純度>85.6％。
顯然，上述實施例僅僅是為清楚地說明所作的舉例，而并非對實施方式的限定。對于所屬領域的普通技術人員來說，在上述說明的基礎上還可以做出其它不同形式的變化或變動。這里無需也無法對所有的實施方式予以窮舉。而由此所引伸出的顯而易見的變化或變動仍處于本發(fā)明創(chuàng)造的保護范圍之中。