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申请/专利权人：大连昊通节能环保工程技术有限公司

摘要：本发明提供一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺及系统，所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺如下：以焦炉煤气中的氨和煤气氨法湿式氧化脱硫产生的硫浆或吸收法脱硫产生的酸汽经焚烧生成二氧化硫为原料，采用亚硫酸铵盐溶液做溶剂吸收焦炉煤气中的氨，亚硫酸铵盐溶液通过吸收硫浆或酸汽焚烧产生烟气中的二氧化硫而得以再生，吸收氨和二氧化硫产生的亚硫酸铵盐经氧化转化为硫铵，解决了硫酸洗氨工艺设备腐蚀严重的问题。本发明冷却水吸收三氧化硫生成硫酸，能替代生产硫铵时所需外购的硫酸，资源得到综合利用。本发明还公开了一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统，该系统具有低投资、低能耗、易推广的优点。

主权项：1.一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，包括以下步骤：步骤1、煤气在洗氨塔中自下而上与洗氨塔塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在洗氨塔塔底形成亚硫酸铵盐富液；洗氨塔塔底亚硫酸铵盐富液pH值为5.8~6.8；所述步骤1中洗氨塔的煤气温度为23~55℃，压力为-5~30kPaG；步骤2、二氧化硫烟气在脱硫塔洗涤段自下而上与脱硫塔塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为亚硫酸铵贫液；脱硫塔4洗涤段为多段式吸收，各段独立循环，且亚硫酸铵盐溶液中SO3-离子浓度不同，自上而下各段呈浓度递增趋势；脱硫塔底亚硫酸铵盐贫液pH值为5.5~6.5；脱硫塔4的烟气温度为30~65℃，压力为-5~5kPaG；所述步骤1和步骤2的亚硫酸铵盐贫液或亚硫酸铵盐富液中总盐浓度为15~43%wt；步骤3、在脱硫塔净化段用洗涤液进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫和或氨杂质；步骤4、硫浆或酸汽在燃烧炉中焚烧生成高温二氧化硫烟气，高温二氧化硫烟气经废热锅炉换热降温后进入冷却塔；高温二氧化硫烟气中二氧化硫含量为2~15%vol，高温烟气经废热锅炉换热降温后温度为200~450℃；步骤5、高温二氧化硫烟气在冷却塔中经冷却水喷淋进一步冷却，冷却水在冷却烟气的同时吸收高温二氧化硫烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；冷却得到的二氧化硫烟气送至脱硫塔；采用循环冷却水洗涤烟气脱除烟气中SO3，生成稀酸送至氧化槽；步骤6、洗氨塔底的部分亚硫酸铵盐富液和冷却塔的部分硫酸水进入氧化槽，氧化槽中鼓入含氧气体，并在氧化槽内设置硫酸钴固定床催化剂，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵；亚硫酸铵富液经氧气氧化生成硫酸铵，并在氧化槽中设置硫酸钴固定床催化剂，提高亚硫酸铵转化硫酸铵效率；将硫铵母液送至硫铵装置提取硫铵，提取硫铵后残液返回氧化槽，氧化槽的操作压力为0~0.5MpaG；所述硫浆是煤气脱除硫化氢产生的中间产品，为含有硫磺和或硫代硫酸铵和硫氰酸铵的物料；所述酸汽是吸收法脱硫解吸产生的含有硫化氢、氰化氢、二氧化碳和水蒸气的气体；所述亚硫酸铵盐溶液是亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合液。

全文数据：焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺及系统技术领域本发明涉及煤化工技术，尤其涉及一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺及系统。背景技术焦炉炼焦生产中产生的煤气含有氨、硫化氢等有害杂质，需要经过煤气净化处理脱除有害杂质和回收化工产品；经净化处理后的焦炉煤气作为工业燃料或化工合成原料气使用。目前，焦炉煤气脱氨主要采用硫酸吸收法，用硫酸吸收氨生产硫铵，该工艺特点是工艺流程简单，硫铵产品用途广泛；但工艺介质腐蚀性强，设备维修费用高，并且还需要外购硫酸增加生产成本。焦炉煤气脱硫化氢主要采用吸收法和氨法湿式氧化。吸收法是以碱性溶液洗涤煤气吸收其中的硫化氢，富液解吸出含硫化氢的酸汽，酸汽焚烧后进一步加工生产硫酸或硫磺。氨法湿式氧化是以煤气自身的氨作为碱源吸收煤气中硫化氢，脱硫液经氧化生成由硫磺、硫代硫酸铵和硫氰酸铵等组成的硫浆。氨法湿式氧化的优点是脱硫化氢效率高，无需外购碱而节省操作成本；缺点是硫浆杂质组分复杂，后续处理费用高。处理硫浆工艺是采用制酸技术，将硫浆焚烧成含二氧化硫的烟气，烟气再经净化、转化、吸收等工序制成硫酸。由于硫浆的处理工艺流程长，介质腐蚀性强，投资和维护、运行费用高，极大地阻碍了氨法湿式氧化技术的推广应用。发明内容本发明的目的在于，针对目前焦炉煤气脱硫硫浆制酸工艺中流程长、投资高和运行费用高的问题，以及焦炉煤气生产硫酸铵工艺中需要添加外购硫酸的问题，提出一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，该工艺采用亚硫酸铵盐溶液做溶剂吸收焦炉煤气中的氨，亚硫酸铵盐溶液通过吸收硫浆或酸汽焚烧产生烟气中的二氧化硫而得以再生，吸收氨和二氧化硫产生的亚硫酸铵盐经氧化转化为硫铵，有效提高了资源的利用率。为实现上述目的，本发明采用的技术方案是：一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，包括以下步骤：步骤1、煤气在洗氨塔中自下而上与洗氨塔塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在洗氨塔塔底形成亚硫酸铵盐富液；步骤2、二氧化硫烟气在脱硫塔洗涤段自下而上与脱硫塔塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为亚硫酸铵贫液；脱硫塔洗涤段为单段或多段式吸收，各段独立循环，且亚硫酸铵盐溶液中SO3＝离子浓度不同，自上而下各段呈浓度递增趋势；步骤3、在脱硫塔净化段用洗涤液进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫和或氨等杂质；步骤4、硫浆或酸汽在燃烧炉中焚烧生成高温二氧化硫烟气，高温二氧化硫烟气经废热锅炉换热降温后进入冷却塔；步骤5、高温二氧化硫烟气在冷却塔中经冷却水喷淋进一步冷却，冷却水在冷却烟气的同时吸收高温二氧化硫烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；冷却得到的二氧化硫烟气送至脱硫塔；步骤6、洗氨塔底的部分亚硫酸铵盐富液和冷却塔的部分硫酸水进入氧化槽，氧化槽中鼓入含氧气体，并在氧化槽中设置硫酸钴固定床催化剂，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵。进一步地，所述硫浆是煤气脱除硫化氢产生的中间产品，为含有硫磺和或硫代硫酸铵和硫氰酸铵的物料。进一步地，所述酸汽是吸收法脱硫解吸产生的含有硫化氢、氰化氢、二氧化碳和水蒸气的气体。进一步地，所述亚硫酸铵盐溶液是亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合液。进一步地，所述步骤1中洗氨塔采用亚硫酸铵溶液脱除煤气中氨。洗氨塔底亚硫酸铵盐富液PH值为5.8～6.8，优选为PH值6.5。进一步地，所述步骤1中洗氨塔的煤气温度为23～55℃，压力为-5～30kPaG。进一步地，所述步骤2中脱硫塔采用洗氨塔塔底形成的亚硫酸铵富液吸收烟气中SO2，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为亚硫酸铵贫液。所述脱硫塔底亚硫酸铵盐贫液PH值为5.5～6.5，优选为PH值6.1。进一步地，所述步骤2中脱硫塔的烟气温度为30～65℃，压力为-5～5kPaG。优选的所述步骤2中脱硫塔的烟气温度为45℃，压力为3kPaG。进一步地，所述步骤1和步骤2的亚硫酸铵盐贫液或亚硫酸铵盐富液中总盐包括亚硫酸铵和亚硫酸氢铵浓度为15～43％wt。进一步地，所述步骤3中根据烟气中SO2和NH3杂质含量确定洗涤液为碱性水溶液和或酸性水溶液。进一步地，所述步骤4中高温二氧化硫烟气中二氧化硫含量为2～15％vol，优选为6％vol，高温烟气经废热锅炉换热降温后温度为200～450℃，优选为350℃。进一步地，所述步骤5中采用循环冷却水洗涤烟气脱除烟气中SO3，生成稀酸送至氧化槽。冷却塔烟气温度为60～90℃，优选为75℃。进一步地，所述步骤6中亚硫酸铵富液经氧气氧化生成硫酸铵，并在氧化槽中设置硫酸钴固定床催化剂，提高亚硫酸铵转化硫酸铵效率；将硫铵母液送至硫铵装置提取硫铵，提取硫铵后残液返回氧化槽，氧化槽的操作压力为0～0.5MPaG，优选为0.2MPaG。本发明的另一个目的还公开了一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统，包括燃烧炉、废热锅炉、冷却塔、脱硫塔、洗氨塔、氧化槽、冷却水泵、脱硫上段循环泵、脱硫下段循环泵、硫铵溶液循环泵、洗氨循环液泵、脱硫塔冷却器：所述硫浆或酸汽管路、燃气管路和空气管路与燃烧炉入口连接，燃烧生成含二氧化硫的烟气；所述燃烧炉烟气出口与废热锅炉烟气入口连接，所述废热锅炉烟气出口与冷却塔烟气入口连接，所述冷却塔烟气出口与脱硫塔烟气入口连接，所述脱硫塔尾气出口通大气；所述焦炉煤气与洗氨塔煤气入口连接，所述洗氨塔煤气出口与后续煤气处理设施连接；所述洗氨塔富液出口经洗氨循环液泵分别与洗氨塔贫液入口、脱硫塔洗涤各段富液入口、氧化槽富液入口连接；所述脱硫塔底贫液出口经脱硫下段循环泵分别与洗氨塔贫液入口、脱硫塔冷却器溶液入口连接；所述脱硫塔冷却器溶液出口与脱硫塔洗涤下段溶液入口连接；所述脱硫塔洗涤上段溶液出口经脱硫上段循环泵与脱硫塔洗涤上段富液入口连接；所述洗涤液与脱硫塔净化段洗涤液入口连接，所述脱硫塔净化段洗涤液出口与洗涤液处理设施连接；所述冷却塔塔底冷却水出口经冷却水泵分别与冷却塔冷却水入口连接、氧化槽冷却水入口连接；所述含氧气体管路与氧化槽气体入口连接，所述氧化槽硫铵溶液出口经硫铵溶液循环泵与硫铵蒸发结晶设施连接；所述氧化槽中设置硫酸钴固定床催化剂。本发明一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺原理如下：亚硫酸铵盐溶液主要由亚硫酸铵NH42SO3、亚硫酸氢铵NH4HSO3和少量硫铵NH42SO4组成，溶液呈酸性，因三种盐类组分含量不同PH值亦随之变化。亚硫酸铵盐贫液NH4HSO3NH42SO3浓度比值较高、PH值较低，对氨的吸收推动力强；反之，富液NH4HSO3NH42SO3浓度比值较低、PH值较高，对二氧化硫的吸收推动力强。亚硫酸铵盐溶液对煤气中氨的吸收过程与对烟气中二氧化硫的吸收过程形成协同耦合系统；吸收过程产生的亚硫酸铵盐经过氧化转化为硫铵，从系统中排出。主要化学反应为：煤气洗氨：NH4HSO3+NH3＝NH42SO3H2SO4+2NH3＝NH42SO4烟气脱硫：NH42SO3+SO2+H2O＝2NH4HSO3盐类氧化：2NH42SO3+O2＝2NH42SO4NH4HSO3+NH3+0.5O2＝NH42SO4本发明焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺流程步骤科学、合理，与现有技术相比较具有以下优点：1本发明以焦炉煤气中的氨和煤气氨法湿式氧化脱硫产生的硫浆或吸收法脱硫产生的酸汽经焚烧生成二氧化硫为原料，通过本发明的生产工艺方法生产硫铵产品，替代了以硫浆或酸汽生产硫酸的复杂制酸工艺，解决了硫酸洗氨工艺设备腐蚀严重的问题。2本发明冷却水在冷却烟气的同时吸收高温二氧化硫烟气中微量的三氧化硫生成硫酸，能替代生产硫铵时所需外购的硫酸，资源得到综合利用。3本发明工艺流程简单、投资省、能耗低，便于广泛推广。应当理解，在这里所用的用语和术语用于描述，而不用于限制。因此，基于公知的内容，本邻域内的技术人员可以理解这些概念，容易地设计出其它结构、方法和系统，以完成本发明的几个目的。重要的是可以认为权利要求书包括等同构造，只要其不脱离本发明的精神和范围即可。附图说明图1为本发明焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺流程图。其中附图标记为：1-燃烧炉；2-废热锅炉；3-冷却塔；4-脱硫塔；5-洗氨塔；6-氧化槽；7-冷却水泵；8-脱硫上段循环泵；9-脱硫下段循环泵；10-硫铵溶液循环泵；11-洗氨循环液泵；12-脱硫塔冷却器具体实施方式以下结合实施例对本发明进一步说明：实施例1本实施例公开了一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统，其结构如图1所示，包括燃烧炉1、废热锅炉2、冷却塔3、脱硫塔4、洗氨塔5、氧化槽6、冷却水泵7、脱硫上段循环泵8、脱硫下段循环泵9、硫铵溶液循环泵10、洗氨循环液泵11、脱硫塔冷却器12：所述脱硫塔4为多段填料塔。所述氧化槽6内置微孔空气分配管，设置硫酸钴固定床催化剂。所述硫浆或酸汽管路、燃气管路和空气管路与燃烧炉1入口连接，燃烧生成含二氧化硫的烟气；所述燃烧炉1烟气出口与废热锅炉2烟气入口连接，所述废热锅炉2烟气出口与冷却塔3烟气入口连接，所述冷却塔3烟气出口与脱硫塔4烟气入口连接，所述脱硫塔4尾气出口通大气；所述焦炉煤气与洗氨塔5煤气入口连接，所述洗氨塔5煤气出口与后续煤气处理设施连接；所述洗氨塔5富液出口经洗氨循环液泵11分别与洗氨塔5贫液入口、脱硫塔4洗涤各段富液入口、氧化槽6富液入口连接；所述脱硫塔4底贫液出口经脱硫下段循环泵9分别与洗氨塔4贫液入口、脱硫塔冷却器12溶液入口连接；所述脱硫塔冷却器12溶液出口与脱硫塔4洗涤下段溶液入口连接；所述脱硫塔4洗涤上段溶液出口经脱硫上段循环泵8与脱硫塔洗涤上段富液入口连接；所述洗涤液与脱硫塔4净化段洗涤液入口连接，所述脱硫塔净化段洗涤液出口与洗涤液处理设施连接；所述冷却塔3塔底冷却水出口经冷却水泵7分别与冷却塔3冷却水入口连接、氧化槽6冷却水入口连接；所述含氧气体管路与氧化槽6气体入口连接，所述氧化槽6硫铵溶液出口经硫铵溶液循环泵10与硫铵蒸发结晶设施连接；采用上述系统实现焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，包括以下步骤：步骤1、煤气在洗氨塔5中自下而上与洗氨塔5塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在洗氨塔5塔底形成亚硫酸铵盐富液；步骤2、二氧化硫烟气在脱硫塔4洗涤段自下而上与脱硫塔4塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为亚硫酸铵贫液；脱硫塔4洗涤段为单段或多段式吸收，各段独立循环，且各段中的亚硫酸铵盐溶液中SO3＝离子浓度不同，自上而下各段呈浓度递增趋势；步骤3、在脱硫塔4净化段用洗涤液进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫和或氨等杂质；步骤4、硫浆或酸汽在燃烧炉1中焚烧生成高温二氧化硫烟气，高温二氧化硫烟气经废热锅炉2换热降温后进入冷却塔3；步骤5、高温二氧化硫烟气在冷却塔3中经冷却水喷淋进一步冷却，冷却水在冷却烟气的同时吸收高温二氧化硫烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；冷却得到的二氧化硫烟气送至脱硫塔；步骤6、洗氨塔5底的部分亚硫酸铵盐富液和冷却塔3的部分硫酸水进入氧化槽6，氧化槽6中鼓入含氧气体和或加入硫酸钴做催化剂，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵。所述硫浆是煤气脱除硫化氢产生的中间产品，为含有硫磺和或硫代硫酸铵和硫氰酸铵的物料。所述酸汽是吸收法脱硫解吸产生的含有硫化氢、氰化氢、二氧化碳和水蒸气的气体。所述亚硫酸铵盐溶液是亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合液。所述步骤1中洗氨塔5采用亚硫酸铵溶液脱除煤气中氨。洗氨塔底亚硫酸铵盐富液PH值为5.8～6.8。所述步骤1中洗氨塔内的煤气温度为23～55℃，压力为-5～30kPaG。所述步骤2中脱硫塔4采用洗氨塔5塔底形成的亚硫酸铵富液吸收烟气中SO2，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为亚硫酸铵贫液。所述脱硫塔底亚硫酸铵盐贫液PH值为5.5～6.5。所述步骤2中脱硫塔4的烟气温度为30～65℃，压力为-5～5kPaG。所述步骤1和步骤2的亚硫酸铵盐贫液和亚硫酸铵盐富液中总盐浓度为15～43％wt。所述步骤3中根据烟气中SO2和NH3杂质含量确定洗涤液为碱性水溶液和或酸性水溶液。当烟气中SO2浓度超过50mgm3时，采用碱性水溶液。当烟气中NH3浓度超过15mgm3时，采用酸性水溶液。所述步骤4中高温二氧化硫烟气中二氧化硫含量为2～15％vol，高温烟气经废热锅炉换热降温后温度为200～450℃。所述步骤5中采用循环冷却水洗涤烟气脱除烟气中SO3，生成稀酸送至氧化槽。冷却塔内烟气温度为60～90℃。所述步骤6中亚硫酸铵富液经氧气氧化生成硫酸铵，或在氧化槽中添加硫酸钴做催化剂，提高亚硫酸铵转化硫酸铵效率；将硫铵母液送至硫铵装置提取硫铵，提取硫铵后残液返回氧化槽，氧化槽的操作压力为0～0.5MPaG。实施例2：本实施例公开了一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，采用实施例1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统。110万吨焦化厂煤气处理量55000m3h，煤气中含氨6gm3、含硫化氢4gm3。煤气脱硫化氢采用真空碳酸盐脱硫技术，碳酸盐脱硫富液经真空解吸产生含硫化氢的酸汽。煤气在洗氨塔中自下而上与塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在塔底形成亚硫酸铵盐富液；洗氨塔操作温度30℃，压力20kPa；亚硫酸铵盐富液PH值为6.5。含有硫化氢的酸汽在燃烧炉中焚烧生成高温二氧化硫烟气，烟气中二氧化硫浓度10％vol，高温烟气经废热锅炉换热降温至330℃后进入冷却塔；二氧化硫烟气在冷却塔中经冷却水喷淋进一步冷却至65℃，冷却水在冷却烟气的同时吸收烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；二氧化硫烟气在脱硫塔洗涤段自下而上与塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为贫液，亚硫酸铵盐贫液PH值为6.0；脱硫塔操作温度55℃，压力-2kPa。脱硫塔洗涤段为多段式吸收，各段独立循环且亚硫酸溶液中SO3＝离子浓度不同，自上而下各段呈浓度递增趋势。在脱硫塔净化段用蒸氨废水进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫等杂质；洗氨塔底的部分亚硫酸铵盐富液和冷却塔的部分酸性冷却水进入氧化槽，氧化槽中鼓入空气，并加入硫酸钴做催化剂，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵。氧化槽采用常压操作，操作温度70℃。实施例3：本实施例公开了一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，采用实施例1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统。110万吨焦化厂煤气处理量55000m3h，煤气中含氨7gm3、含硫化氢5gm3。煤气脱硫化氢采用氨法湿式氧化技术，将从煤气中脱除的硫化氢转化生成硫浆。煤气在洗氨塔中自下而上与塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在塔底形成亚硫酸铵盐富液；洗氨塔操作温度30℃，压力20kPa；亚硫酸铵盐富液PH值为6.5。含有硫磺、硫代硫酸铵和硫氰酸铵的硫浆在燃烧炉中焚烧生成高温二氧化硫烟气，烟气中SO2浓度4％vol，高温烟气经废热锅炉换热降温至300℃后进入冷却塔；二氧化硫烟气在冷却塔中经冷却水喷淋进一步冷却至65℃，冷却水在冷却烟气的同时吸收烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；二氧化硫烟气在脱硫塔洗涤段自下而上与塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为贫液，亚硫酸铵盐贫液PH值为6.1。脱硫塔操作温度55℃，压力2kPa。脱硫塔洗涤段为单段式吸收。在脱硫塔净化段用蒸氨废水进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫等杂质；洗氨塔底的部分亚硫酸铵盐富液和冷却塔的部分酸性冷却水进入氧化槽，氧化槽中鼓入空气，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵。氧化槽采用加压操作，操作压力0.3MPaG，操作温度80℃。实施例4：本实施例公开了一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，采用实施例1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统。110万吨焦化厂煤气处理量55000m3h，煤气中含氨6gm3、含硫化氢6gm3。煤气脱硫化氢采用氨法湿式氧化技术，将从煤气中脱除的硫化氢转化生成硫浆。煤气在洗氨塔中自下而上与塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在塔底形成亚硫酸铵盐富液；洗氨塔操作温度30℃，压力20kPa；亚硫酸铵盐富液PH值为6.5。含有硫磺、硫代硫酸铵和硫氰酸铵的硫浆在燃烧炉中焚烧生成高温二氧化硫烟气，烟气中SO2浓度10％vol，高温烟气经废热锅炉换热降温至330℃后进入冷却塔；二氧化硫烟气在冷却塔中经冷却水喷淋进一步冷却至65℃，冷却水在冷却烟气的同时吸收烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；二氧化硫烟气在脱硫塔洗涤段自下而上与塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为贫液，亚硫酸铵盐贫液PH值为5.9；脱硫塔操作温度55℃，压力-2kPa。脱硫塔洗涤段为多段式吸收，各段独立循环且亚硫酸溶液中SO3＝离子浓度不同，自上而下各段呈浓度递增趋势。在脱硫塔净化段用蒸氨废水进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫等杂质；冷却塔排出的酸性冷却水中补入适量的硫酸，将其送至洗氨塔上段洗涤煤气，进一步脱除煤气中的氨。洗氨塔底的部分亚硫酸铵盐富液进入氧化槽，氧化槽中鼓入空气，并加入硫酸钴做催化剂，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵。氧化槽采用常压操作，操作温度70℃。最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。

权利要求：1.一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，包括以下步骤：步骤1、煤气在洗氨塔中自下而上与洗氨塔塔顶喷洒的亚硫酸铵盐贫液逆流接触，其中的氨被吸收，氨与亚硫酸氢铵反应生成亚硫酸铵，在洗氨塔5塔底形成亚硫酸铵盐富液；步骤2、二氧化硫烟气在脱硫塔洗涤段自下而上与脱硫塔塔顶喷洒的亚硫酸铵盐富液逆流接触，其中的二氧化硫被吸收，二氧化硫与亚硫酸铵反应生成亚硫酸氢铵，使亚硫酸铵盐富液得以再生为亚硫酸铵贫液；脱硫塔4洗涤段为单段或多段式吸收，各段独立循环，且亚硫酸铵盐溶液中SO3＝离子浓度不同，自上而下各段呈浓度递增趋势；步骤3、在脱硫塔净化段用洗涤液进一步洗涤烟气，吸收烟气中残留的二氧化硫和或氨等杂质；步骤4、硫浆或酸汽在燃烧炉中焚烧生成高温二氧化硫烟气，高温二氧化硫烟气经废热锅炉换热降温后进入冷却塔；步骤5、高温二氧化硫烟气在冷却塔中经冷却水喷淋进一步冷却，冷却水在冷却烟气的同时吸收高温二氧化硫烟气中微量的三氧化硫生成硫酸；冷却得到的二氧化硫烟气送至脱硫塔；步骤6、洗氨塔底的部分亚硫酸铵盐富液和冷却塔的部分硫酸水进入氧化槽，氧化槽中鼓入含氧气体，并在氧化槽内设置硫酸钴固定床催化剂，将亚硫酸铵盐氧化成硫铵。2.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述硫浆是煤气脱除硫化氢产生的中间产品，为含有硫磺和或硫代硫酸铵和硫氰酸铵的物料；所述酸汽是吸收法脱硫解吸产生的含有硫化氢、氰化氢、二氧化碳和水蒸气的气体；所述亚硫酸铵盐溶液是亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合液。3.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤1中洗氨塔底亚硫酸铵盐富液PH值为5.8～6.8；所述步骤1中洗氨塔的煤气温度为23～55℃，压力为-5～30kPaG。4.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤2中脱硫塔底亚硫酸铵盐贫液PH值为5.5～6.5；所述步骤2中脱硫塔4的烟气温度为30～65℃，压力为-5～5kPaG。5.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤1和步骤2的亚硫酸铵盐贫液或亚硫酸铵盐富液中总盐浓度为15～43％wt。6.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤3中根据烟气中SO2和NH3杂质含量确定洗涤液为碱性水溶液和或酸性水溶液。7.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤4中高温二氧化硫烟气中二氧化硫含量为2～15％vol，高温烟气经废热锅炉换热降温后温度为200～450℃。8.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤5中采用循环冷却水洗涤烟气脱除烟气中SO3，生成稀酸送至氧化槽。9.根据权利要求1所述焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵工艺，其特征在于，所述步骤6中亚硫酸铵富液经氧气氧化生成硫酸铵，并在氧化槽中设置硫酸钴固定床催化剂，提高亚硫酸铵转化硫酸铵效率；将硫铵母液送至硫铵装置提取硫铵，提取硫铵后残液返回氧化槽，氧化槽的操作压力为0～0.5MPaG。10.一种焦炉煤气亚硫酸铵盐法脱氨生产硫铵系统，其特征在于，包括燃烧炉、废热锅炉、冷却塔、脱硫塔、洗氨塔、氧化槽、冷却水泵、脱硫上段循环泵、脱硫下段循环泵、硫铵溶液循环泵、洗氨循环液泵、脱硫塔冷却器：所述硫浆或酸汽管路、燃气管路和空气管路与燃烧炉入口连接；所述燃烧炉烟气出口与废热锅炉烟气入口连接，所述废热锅炉烟气出口与冷却塔烟气入口连接，所述冷却塔烟气出口与脱硫塔烟气入口连接，所述脱硫塔尾气出口通大气；所述焦炉煤气与洗氨塔煤气入口连接，所述洗氨塔煤气出口与后续煤气处理设施连接；所述洗氨塔富液出口经洗氨循环液泵分别与洗氨塔贫液入口、脱硫塔洗涤各段富液入口、氧化槽富液入口连接；所述脱硫塔底贫液出口经脱硫下段循环泵分别与洗氨塔贫液入口、脱硫塔冷却器溶液入口连接；所述脱硫塔冷却器溶液出口与脱硫塔洗涤下段溶液入口连接；所述脱硫塔洗涤上段溶液出口经脱硫上段循环泵与脱硫塔洗涤上段富液入口连接；所述洗涤液与脱硫塔净化段洗涤液入口连接，所述脱硫塔净化段洗涤液出口与洗涤液处理设施连接；所述冷却塔塔底冷却水出口经冷却水泵分别与冷却塔冷却水入口连接、氧化槽冷却水入口连接；所述含氧气体管路与氧化槽气体入口连接，所述氧化槽硫铵溶液出口经硫铵溶液循环泵与硫铵蒸发结晶设施连接；所述氧化槽中设置硫酸钴固定床催化剂。

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