CN101357294A

CN101357294A - 一种可再生脱硫的工艺方法及其用途

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Publication number: CN101357294A
Application number: CNA2008101445064A
Authority: CN
Inventors: 钱纲; 姚朝胜; 魏新民; 汤楚贵; 黄东生; 吴书良; 盛振江; 王�忠
Original assignee: SHANDONG METALLURGY DESIGN INSTITUTE Co Ltd
Current assignee: SHANDONG METALLURGY DESIGN INSTITUTE Co Ltd
Priority date: 2007-08-04
Filing date: 2008-07-25
Publication date: 2009-02-04
Anticipated expiration: 2028-07-25
Also published as: CN101357294B

Abstract

一种可再生脱硫的工艺方法及其用途，该工艺流程包括被脱硫烟气的水洗冷却、SO₂的吸收和解吸以及对解吸过程的热能供应，其特征在于，解吸过程所需的热能至少部分由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热提供，用以解决脱硫过程中能耗和水耗较高的问题。本发明还包括可再生脱硫的工艺流程的用途，例如，可用于钢铁厂烧结系统的烟气脱硫和炼铁高炉煤气的烟气脱硫等。本发明的主要优点在于它是节能和节水的，而且，它在节能的同时，还降低了对环境的热污染。

Description

一种可再生脱硫的工艺方法及其用途

技术领域

本发明涉及一种可再生脱硫的工艺方法及其用途，主要适用于含硫烟气的可再生脱硫，并可应用在烧结系统的含硫烟气和炼铁高炉煤气及加热炉、锅炉的烟气的脱硫处理的领域中。

背景技术

在康世富科技环保(深圳)有限公司散发的宣传资料中，介绍了一种可再生脱硫的工艺方法。该方法主要是利用胺液来吸收烟气中的SO₂，并在解吸过程中，获得高纯度的SO₂和恢复胺液吸收烟气中的SO₂的能力，以使胺液重复利用。

目前还有一种离子法可再生脱硫的工艺方法，该方法的主要工艺过程与上述工艺方法的过程相似。虽然离子法使用的吸收液的成分与胺法有所不同，但是，该吸收液对SO₂选择性吸收的功能却是大致相同的。

上述工艺方法的主要缺点在于：由解吸塔排出的混合汽的物理显热和其中的水蒸汽的汽化潜热未能加以利用，不仅造成能源的浪费，还要通过冷却水来吸收这部分热量，造成了双重的浪费。需要特别注意的是，通过冷却水来吸收的这部分热量，要占到该方法总能耗的一半以上，因此，冷却水的循环量过大、消耗量也因此增加，是上述工艺方法的又一重要不足。

发明内容

本发明的目的，是要提供一种节能的、节水的可再生脱硫的工艺方法，并将其应用领域扩展到钢铁厂需要对含硫烟气进行脱硫处理烧结系统，加热炉，锅炉，炼铁高炉煤气系统等新的领域。

本发明的基本构思是，它包括待脱硫烟气的SO₂的吸收和解吸以及对解吸过程的热能供应等步骤，其特征在于，解吸过程所需的热能至少部分由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热提供。例如，5％，8％、15％、25％、35％、45％、55％、70％、80％以上或更高；其余的热量缺口，则由其他热源补充。这里所述的“由解吸塔排出的混合汽的……水蒸汽的汽化潜热提供”包括直接的提供和潜在的提供以及直接的提供和潜在的提供的结合。这里所述的直接的提供是指，混合汽中的水蒸汽实际经历了液化阶段，实际释放出了汽化潜热并被以热量的形式提供给了脱硫(解吸)系统；这里所述的潜在的提供是指，混合汽中的水蒸汽实际并未经历液化阶段，水蒸汽中的汽化潜热并未实际释放，而是经过脱除SO₂、恢复了对SO₂的携带能力后被重复使用，隐性地或潜在地以气(或汽)的形式将汽化潜热送回或提供给了解吸系统。也就是说，相对于现有技术中，采用外部供给的冷却水，将混合汽中的水蒸汽基本完全冷凝，再通过供热将其汽化而言，就实现了对水蒸汽中的汽化潜热利用，降低了外供能量的数量，即构成了“潜在的(即非显性的)提供”能量的方式。

与上述基本构思相对应的具体技术方案之一是，自解吸塔排出的混合汽经过再沸器(注：这里所说的再沸器也有叫做再热器的，下同)进行冷凝后，再进入SO₂的收集装置。并在再沸器中，通过换热器将其物理显热及其中的汽化潜热传递出去。需要注意的是，在通过换热器将其物理显热及其中的汽化潜热传递出去的同时，会产生冷凝水，且最好将这部分冷凝水重新注回工艺系统，以便保持系统的水平衡，否则，还需要给系统补充纯净水或软化水，使问题复杂化。

上述具体技术方案的原理之一是利用沸腾体的温度略低于蒸汽的温度的这一特点来实现的，虽然这一的温差很小，例如，开水锅中的水的温度略低于从该锅中逸出的蒸汽的温度。因此，在实施过程中要加以注意。另外，汽态水分子个体之间的能量的不同，也会产生部分冷凝的效果。

为了克服上述方案中实际可供利用的、用于冷凝的工作温差很小的不足，可以使自解吸塔排出的混合汽经过增压后，再进入再沸器进行冷凝。增压的主要作用在于通过提高蒸汽的压力，来提高了蒸汽的冷凝点(即被冷凝的水的沸点)，也就是允许在再沸器中使用的冷凝换热的介质(即解吸塔中的SO₂的吸收剂)具有较高的温度。换句话说，就是能够更方便地使用具有较高温度的、来自解吸塔的SO₂的吸收剂作为冷凝换热的介质，而不影响解吸塔的工况。又由于自解吸塔排出的混合汽经过增压后，提高了蒸汽的冷凝点(即被冷凝的水的沸点)，可以正常使用具有较高温度的、来自解吸塔的SO₂的吸收剂作为冷凝换热的介质，而不影响解吸塔的工况和保持较高的冷凝效率，因此，使得利用再沸器中的热交换器与汽水分离器替代现有技术中的SO₂的收集装置成为可行。这样，自再沸器排出的富集了SO₂的气体就可以直接送往下道工序。

另外，在上述技术方案的基础上，还可以在它的混合汽的输送过程中设置有形成背的压环节，以保证系统内压力的稳定性，便于使得排出的气体中，SO₂的浓度的最大化和成分的稳定性，以更好地满足下道工序的要求。

为了克服实际可供利用的、用于冷凝的工作温差很小的不足，还可以使自解吸塔排出的混合汽经过SO₂的分离器后，将富集了SO₂的混合汽在再沸器进行冷凝后，再进入SO₂的收集装置，同时将贫化了SO₂的混合汽直接送回解吸塔。当选用了性能较高的SO₂的分离器时，自该SO₂的分离器排出的富集了SO₂的气体可以直接送往下道工序。

通常情况下，为了防止积灰，影响换热效率，待脱硫烟气在进入本工艺流程前，应进行除尘处理。具体的除尘方式，可以是布袋除尘或者是静电除尘等。

为了防止从吸收塔排出的排空气体由于温度过低在烟道内结露，造成对烟囱内壁的腐蚀；也为了防止排空气体由于温度过低造成烟道的抽力下降，建议在必要时，在排空气体进入烟囱前，混入部分具有较高温度的废气，以提高进入烟囱的烟气温度，防止因烟气结露对烟囱的腐蚀，也不降低烟囱的抽力。至于具有较高温度的废气的来源，可以有多种选择。例如，可以选择带冷机或者环冷机排放的具有较高温度的废气；甚至可以直接加入尚未处理的原始待脱硫烟气，直接加入尚未处理的原始待脱硫烟气的必要条件在于，总的SO₂的排放浓度不能超过国家规定的最高排放标准，其结果，既解决了进入烟囱的烟气温度低的问题，又减少了待脱硫烟气的处理量。

本发明的主要优点在于它是充分节能的。这是因为，这种脱硫系统的外供能量很大且是全部消耗在解吸环节，而本发明能够做到的，则是除了自然散热之外，使该脱硫系统在解吸环节的理论耗能量为零。虽然要想实现零能耗是不可能的，但是，实现包括自然散热损失在内的综合能耗降低50％以上甚至更高却是现实的。以烟气处理量为90万标立方米/小时的脱硫系统为例，其蒸汽的消耗量将达到20吨/小时。只要注意到这种脱硫系统的外供能量很大的这一现实，本发明的价值就是显而易见的了。

本发明的另一优点在于它是节水的。其节水的原因在于，由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热至少部分被利用，因此，对其进一步冷却时的耗水量将显著降低，何况这一环节是耗水的主要环节之一。

特别是，当采用了自SO₂的分离器排出的富集了SO₂的气体直接送往下道工序的技术方案后，系统中的SO₂的收集装置将被取消，包括对解吸汽进一步冷却的工序也被取消，这时的耗水量将为零。

还需注意的一点是，用水量的减少的另一直接效果，是减少了水的消耗量和处理量。

本发明的第三个优点在于，在节能的同时，降低了对环境的热污染。

附图说明

本发明有附图6页，共6幅，其中：

图1是实施例1的工艺流程图；

图2是实施例2的工艺流程图；

图3是实施例3的工艺流程图；

图4是一种强制循环的套管式冷却器的结构简图；

图5是实施例4的工艺流程图；

图6是实施例5的工艺流程图。

具体实施方式

本发明的具体实施方式可通过实施例及附图进行说明。

在说明书附图的图1所示的实施例1中，1是再沸器，2是外供加热介质的管路及热交换器，外供的加热介质通常是低压蒸汽，3是由解吸塔排出的、温度较高的混合汽的热交换器，4是汽水分离器，5是解吸塔，6是SO₂的收集装置，7是解吸后的胺液输送泵，8是待解吸的胺液输送泵，9是解吸后的胺液输送管道，10是待解吸的胺液输送管道，11是热交换器，12是解吸后的胺液的进一步冷却的热交换器，13是胺净化装置，14是脱硫后的烟气的排空通道，15是吸收塔，16是经降温、脱除SO₃后的烟气输送管道，17是水洗冷却塔，18是水洗冷却塔的循环水道，19是水洗冷却塔的循环水的水处理系统，包括水的循环系统、冷却系统、排污系统及补充系统等，20是烟囱，21是混入部分具有较高温度的废气的通道，22是待脱硫烟气的入口，23是冷凝水的返回管道。

本实施例技术特点在于，由解吸塔5排出的、温度较高的混合汽先进入再沸器1，并通过热交换器3将该混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热传递给胺液，以达到节能的目的。由于仅仅依靠由解吸塔排出的、温度较高的混合汽作为最后的加热热源，会导致解吸塔内的温度向下漂移，所以，在本实施例中，将外供加热介质的管路及热交换器2置于再沸器1的上部，将热交换器3置于再沸器1的下部。由解吸塔排出的、温度较高的混合汽在热交换过程中，必然会产生冷凝水，可利用汽水分离器4分离后，再通过冷凝水的返回管道23重新注回系统，是一种维持系统的水的平衡简易的方法，也可以避免二次污染的问题。虽然也可以采用其他的补水方法，例如，另补纯净水或者软化水，都是很麻烦的。气态的物质则从汽水分离器4的上部送往SO₂的收集装置6，并在该装置中冷凝除水后，将纯度较高的SO₂送往下道工序。

为了防止从吸收塔排出的排空气体由于温度过低在烟道内结露，造成对烟囱内壁的腐蚀；也为了防止排空气体由于温度过低造成烟道的抽力下降，建议在必要时，在排空气体进入烟囱前，通过混入部分具有较高温度的废气的通道21，混入部分具有较高温度的废气，以提高进入烟囱的烟气温度，防止因烟气结露对烟囱的腐蚀，也不降低烟囱的抽力。

至于其他属于现有技术的内容，就不在此赘述了。

至于是否将两种换热器2和3制作在再沸器1的同一壳体之内，只是一种形式上的差别，而在本质上是一回事。在具体实施时，建议将其分别制作在各自独立的壳体之内，便于实现它们分阶段的换热功能。另外，这些换热装置是否一定叫做再沸器也仅仅是一个形式问题。

不难看出，本实施例的基本特征在于，解吸过程所需的热能至少部分由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热提供；也体现了自解吸塔排出的混合汽经过再沸器进行冷凝后，再进入SO₂的收集装置6的技术特点。

图2是实施例2的工艺流程图，它是实施例1的改进型。它与实施例1的主要不同点在于，增加了增压机24。增加增压机24的主要作用在于，通过提高解吸汽的压力，从而提高了蒸汽的冷凝点(即被冷凝的水的沸点)，也就是允许在再沸器1中的使用温度较高的冷凝换热的介质(即解吸过程中的SO₂的吸收剂)，获得正常使用解吸塔内的SO₂的吸收剂作为冷却剂的效果，以克服实施例1中实际可供利用的、用于冷凝的工作温差很小的不足，更方便地满足解吸要求。必要时，还可以在热交换器3的出口管路上安装背压阀25，以保证系统内压力的稳定性。包括各标记代号及其含义在内的其余部分，则与实施例1相同，因此，就不在此赘述了。

从形式上看，由于增加了增压机24，必将增加系统的能耗，但是，由此增加的少量能耗所能够获得的是大量的汽化潜热的很方便的回收，因此，具有充分地合理性。同时，建议在增压机24中，不配置冷却系统，以便使增压机系统所消耗的能量转化成的热能成为可以被再吸收的能量。这样，从纯粹能量的角度来看，系统并没有什么损失，只是增压机需要的是优质能源(例如电能)，而由此转化而成的热能属于劣质能源，中间损失的仅仅是它们的价差，而不是能量本身。

在工艺流程方面，在增加了增压机24(必要时，还包括背压阀25)以后，系统似乎并未发生实质性的变化，其实并非如此。在工艺流程方面发生的根本性的变化在于：从热交换器3排出的混合汽中的水蒸汽的浓度以被大大降低，或者说SO₂的浓度已被大大提高；同时，混合汽的流量也大幅度降低。其原因在于，由于压力的增加，使得混合汽的冷凝点得以提高，因此，用作冷却介质的、实际温度相对已经比较高的、来自解吸塔的胺液的冷却效果获得了非常大的改善，就构成获得上述效果的基本原因。虽然从形式上看，SO₂的收集装置6还是实施例1中的那个SO₂的收集装置6，但是，它的额定冷凝能力却已经成倍地降低，因此，它的冷却水和能量的消耗量也将成倍地降低，其原因在于，原始混合汽中的大量的水蒸汽及其蕴含的汽化潜热和部分物理显热已经在热交换器3中被有效地吸收了。

图3是实施例3的工艺流程图，它是实施例2的改进型。它与实施例2的主要不同点在于，取消了SO₂的收集装置6，而将从汽水分离器4排出的SO₂的浓度已经足够高的气体直接送往下道工序。这是因为，由于增加了增压机24，提高了混合汽的冷凝点并极大地改善来自解吸塔的胺液的冷却效果，因此，使得由热交换器3和汽水分离器4的联合作用来替代SO₂的收集装置6成为可行。在本实施例中，包括各标记代号及其含义在内的其余部分，与实施例2相同，因此，也不在此赘述了。

在实施本实施例的过程中，应注意对热交换器3的性能给予较高的要求，最好是采用更可靠、更有效的逆流冷却方式，例如，采用强制循环的套管式冷却器(见图4)，以实现逆流冷却的可靠性，冷却介质(即解吸过程中的SO₂的吸收剂)的温度由低到高并与其相应位置对应的稳定性，来保证排出的气体中，SO₂的浓度的最大化和成分的稳定性，以满足下道工序的要求。

必要时，还可以与下道工序进行协调，实现上下工序间SO₂的供求浓度的最佳匹配。

在图4所示的强制循环的套管式冷却器的结构简图中，26是冷却介质(即解吸过程中的SO₂的吸收剂，也就是解吸塔中的胺液)的入口；27是其出口；28是混合汽的入口，29是混合汽的出口。使用这种冷却器要获得的效果在于，使混合汽冷凝管30的外部的冷却介质在其纵向上保持相对稳定的温度梯度，且在混合汽冷凝管30的外部的冷却介质的入口端31处的温度是最低的且是基本均匀的，在这种更可靠逆流冷却的作用下，可以使得混合汽可靠地工作在逐步冷凝的状态中，并使得排出的气体中的水蒸汽的含量和成分的波动较小。

图5是实施例4的工艺流程图，它在实施例1的基础上增加了SO₂的分离器32。同时，它又取消了实施例1的热交换器3，汽水分离器4，冷凝水的返回管道23。

对SO₂的分离器32的功能要求是这样的：当来自解吸塔5的混合汽经由管道33进入该分离器32后，就被分离成两部分：水蒸汽部分和气态的SO₂部分。当然，一般情况下，这里所说的分离并非是绝对的分离，而是处于互为杂质的状态。

其中的水蒸汽部分经由管道34直接返回解吸塔5，而富含气态的SO₂部分则通过管道35进入SO₂的收集装置6，也就完成了与现有技术的衔接。包括各标记代号及其含义在内的其余部分，则与实施例1相同，因此，也不在此赘述了。

经过部分或大部分甚至绝大部分脱除了SO₂的水蒸汽被注入解吸塔的底部后，或者被冷凝，这时的汽化潜热几乎全被SO₂的吸收液吸收；或者未被冷凝，用于对SO₂的汽提，这就相对于现有技术而言，由这些水蒸气带入了原来需要由外供热能提供的使其汽化的能量，即以气态的形式带入了它的汽化潜热，也就是所谓的汽化潜热的潜在的提供方式。

在本实施例中采用的SO₂的分离器32，可以是吸附式的分离器，也可以是分子筛式的分离器或者膜式分离器，还可以是离心式分离器等。

图6是实施例5的工艺流程图，它是实施例5的改进型。它与实施例5的主要不同点在于，它所使用的SO₂的分离器32是性能较高的，所得的气态的SO₂的纯度也较高，能够满足下道工序的要求。因此，取消了实施例5中的SO₂的收集装置6，纯度较高的气态的SO₂则直接通过管道35送往下道工序。包括各标记代号及其含义在内的其余部分，则与实施例4相同，因此，也不在此赘述了。

还需要注意的是：一方面，上述实施方式仅起解释本发明的作用，而不应理解为对本发明做出的任何限制；另一方面，上述各实施例列举的技术方案之间还可以互相借用和重组。

Claims

1.一种可再生脱硫的工艺方法，包括待脱硫烟气的SO₂的吸收和解吸以及对解吸过程的热能供应等步骤，其特征在于，解吸过程所需的热能至少5％由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热提供。

2.如权利要求1所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，自解吸塔排出的混合汽经过再沸器进行冷凝后，再进入SO₂的收集装置。

3.如权利要求2所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，自解吸塔排出的混合汽经过增压后，再进入再沸器进行冷凝。

4.如权利要求3所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，自再沸器排出的富集了SO₂的气体直接送往下道工序。

5.如权利要求3或4所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，在它的混合汽的输送过程中设置有形成背的压环节。

6.如权利要求1或2所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，自解吸塔排出的混合汽经过SO₂的分离器后，富集了SO₂的混合汽在再沸器进行冷凝后，再进入SO₂的收集装置6，同时将贫化了SO₂的混合汽直接送回解吸塔。

7.如权利要求6所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，自SO₂的分离器排出的富集了SO₂的气体直接送往下道工序。

8.如权利要求1、2、3或4所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，解吸过程所需的热能至少35％由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热提供。

9.如权利要求8所述的可再生脱硫的工艺方法，其特征在于，解吸过程所需的热能至少45％由解吸塔排出的混合汽的物理显热及其中的水蒸汽的汽化潜热提供。

10.如本发明所述的可再生脱硫的工艺方法的用途，其特征在于，它专用于钢铁厂烧结系统的烟气脱硫。