CN102275955B - 一种利用磺化尾气吸收液制备芒硝的方法及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种利用磺化尾气吸收液制备芒硝的方法及装置，属于清洁生产与循环经济技术领域。由于磺化尾气吸收液中含有硫酸盐和亚硫酸盐，需要将亚硫酸盐氧化后，再进行芒硝的提取。具体过程分为以下几步：尾气吸收液浓度控制，pH调节；尾气吸收液氧化；尾气吸收液过滤；尾气吸收液蒸发，析出结晶；离心甩盐。运用该方法及其配套的装置可以制备白度96以上的芒硝，同时解决了尾气吸收液的处理排放问题，有较高的经济效应和环保效应。
Description
技术领域
本发明属于清洁生产与循环经济技术领域，旨在提供一种从磺化尾气吸收液中提取制备芒硝的方法以及配套的装置。
背景技术
据不完全统计，国内目前有一百套左右的三氧化硫磺化装置正在运行，时刻产生着大量的尾气。这些气体都要经过烧碱吸收，含量达标后才能排放。磺化工艺的大致过程如下：经过冷却和干燥的空气进入燃硫炉，和液态的硫反应生成二氧化硫，然后进入三氧化硫转化器，在催化剂的作用下与干燥的空气反应生成三氧化硫。冷却后的气体进入酸雾除去器，除酸雾后进入磺化器，和有机原料发生磺化反应。反应后的物料经过气液分离器分离，分离出的气体经过静电除雾器除去绝大部分液滴后进入尾气吸收塔，含量达标后排入大气。其中在三氧化硫转化器中有部分二氧化硫未发生反应，在磺化器中有部分三氧化硫也未发生反应，这些未反应的气体经过后面的工序有一部分未被除去，直接排放会对大气造成严重的污染，碱洗塔的作用就是吸收这些气体。在碱洗塔中，气体和液体形成对流。混合气体自下而上流动，烧碱溶液自上而下喷淋。此时三氧化硫和二氧化硫与氢氧化钠反应生成硫酸钠和亚硫酸钠。该溶液即为磺化尾气吸收液，呈碱性，有较高的无机盐含量，直接排放会对环境造成很大污染。
目前国内大多数厂家都是选择直接排放，随着环境的恶化，该方法越来越不可取。为了解决这一问题，我们设计了该发明，主要目的是将尾气吸收液中的硫酸钠通过二效蒸发浓缩提取出来。但是由于亚硫酸钠的存在，给提取造成了一定的困难。我们目前是利用气液混合泵和射流器打入空气，将亚硫酸钠氧化成硫酸钠，氧化效果明显。
发明内容
本发明的目的是提供一种工艺设计合理的磺化尾气吸收液回收处理工艺及其配套的装置。
一种利用磺化尾气吸收液制备芒硝的方法，包括以下步骤：
1)磺化尾气吸收液经过由储存池、气液混合泵、气液分离罐依次连接形成的回路循环处理，直至亚硫酸钠氧化成硫酸钠氧化完全；从气液分离罐出来的尾气吸收液在储存池中通过射流器的喉管与空气剧烈混合，再由射流器的尾管排出，进入下一轮循环；
2)将氧化完全的磺化尾气吸收液打入蒸发系统蒸发至产生晶体；
3)再打入离心机离心甩盐，得到无水芒硝。
所述步骤1)所述的磺化尾气吸收液首先通过控制水和氢氧化钠溶液的流量将亚硫酸盐质量百分数调节到8-12％，pH调节到9-10。
所述步骤1)的储存池中磺化尾气吸收液的温度保持在38-40℃。
所述步骤1)所述的气液混合泵进气量为6～10m3/h，液体流量为30～40m3/h。
所述步骤1)所述的气液分离罐，罐内压力为0.4-0.42MPa。
所述步骤2)所述的蒸发系统为包括一效蒸发器、二效蒸发器、一效换热器和二效换热器的双效蒸发的列文外加热蒸发器，一效蒸发器中真空度为-0.02～-0.04MPa，一效换热器内真空度为0.25～0.4MPa；二效蒸发器和换热器中真空度相同，为-0.06～-0.09MPa。
所述一种利用磺化尾气吸收液制备芒硝的装置，包括依次连接的氧化装置、蒸发系统和离心机；所述的氧化装置是由储存池、气液混合泵、气液分离罐依次用管道循环连接形成的循环回路装置，所述的储存池内设置有至少两根支管和与支管数量相匹配的射流器，所述的支管的一端连结至气液分离罐与储存池连接的管道，支管的另一端连接至射流器的喷嘴，所述的射流器的尾管通至储存池内，射流器的吸气室还连接有与外界空气相通的管道。
本发明与现有技术比，具有以下突出优点和积极效果：
1.对工业副产物加以利用，减少了废水的排放，创造了经济效益。
2.在氧化过程，射流器和气液混合泵相结合，大大提高了氧化速率。在相同耗电量的情况下，氧化速率是传统曝气的三倍以上。
附图说明
图1为本发明装置结构图；
图2为射流器构造图；
其中，1-气液分离罐，2-气液混合泵，3-储存池，4-射流器，5-一效蒸发器，6-一效强制循环泵，7-一效换热器，8-二效蒸发器，9-二效强制循环泵，10-二效换热器，11-暂存罐，12-离心机，13-与外界空气相通的管道，14-喷嘴，15-吸气室，16-喉管，17-扩散管，18-尾管。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本发明进行进一步详细的说明，以下仅为本发明的较佳实施例，不能以此限定本发明的范围。即大凡依据本发明申请范围所做的均等变化和装饰，皆应仍属于本发明涵盖的范围内。
本发明装置见图1，包括依次连接的氧化装置、蒸发系统和离心机；氧化装置是由储存池3、气液混合泵2、气液分离罐1依次用管道循环连接形成的循环回路装置，储存池3内设置有至少两根支管和与支管数量相匹配的射流器4，所述的支管的一端连结至气液分离罐1与储存池3连接的管道，支管的另一端连接至射流器4的喷嘴14，所述的射流器4的尾管18通至储存池3内，射流器4的吸气室15还连接有与外界空气相通的管道13。
本发明工艺包括氧化，蒸发浓缩和离心分离三部分。氧化过程如下：磺化尾气吸收液从储存池3经过管道进入气液混合泵2与气体混合，出泵后进入气液分离罐1加压，然后经过管道，又返回进入储存池3中，如此循环往复，直至亚硫酸钠氧化成硫酸钠氧化完全。
其中尾气吸收液从气液分离罐1进入储存池3后，再依次流经支管、射流器4，回到储存池3。射流器4型号为SLB-D-05(购买自湖南清之源环保科技有限公司)。射流器4包括喷嘴14、吸气室15、喉管16、扩散管17和尾管18，喷嘴14插入至吸气室15内，吸气室15、喉管16、扩散管17和尾管18依次连接，吸气室15上设有空气入口，所以尾气吸收液在射流器4的喉管16处与空气剧烈混合后，由射流器4的尾管18排出，又回到储存池3中进入下一轮循环。支管和射流器4均设置在储存池3的水体以下，可以看到空气在储存池3的水体中以细微气泡上升，整个过程中形成高效的物质传递。如图1所示。
气液混合泵2功率为18.5KW，液体流量为40m3/h，进气量为10m3/h，气液分离罐1的压力定为0.4MPa。气液混合泵2安装在储存池3外面，安装位置与储存池3底部在同一水平面上。气液混合泵2的进水口直接连通储存池3，离底部60公分左右。
浓缩过程是通过列文外加热蒸发器进行的。其主要特点是采用了长加热管(管长与直径之比l/d＝50-100)，且循环管不再受热，此两点都有利于液体在器内的循环，提高循环速率。但是，循环速度越大，传热速率越大，会造成过饱和度增大碰撞激烈，使析出的结晶数量增多，粒度变小，故需要将速率控制在一定范围内。为了保证结晶粒度，同时又兼顾蒸发速率，我们将一效蒸发器5中真空度设为-0.02～-0.04MPa，一效换热器7内真空度设为0.25～0.4MPa；二效蒸发器8和二效换热器7中真空度相同，均为-0.06～-0.09MPa。
氧化完全的液体通过离心泵打入一效蒸发器5和二效蒸发器8中，分别在一效蒸发器5与一效换热器7之间和二效蒸发器8与二效换热器10之间循环流动。到达一效蒸发器5底部的液体被一效强制循环泵6打入一效换热器7，到达二效蒸发器8底部的液体被二效强制循环泵9打入二效换热器10，在一效换热器7和二效换热器10中有许多列管，液体走管程，从下往上流动，加热蒸汽走壳程，逆向流动。其中，二效换热器10中的加热蒸汽是由一效蒸发器5提供的。液体在从下往上分别通过一效换热器7和二效换热器10后，回到一效蒸发器5和二效蒸发器8上部，然后再分别从一效蒸发器5底部和二效蒸发器8底部进入一效换热器7和二效换热器10，以此循环。随着蒸发的进行，硫酸钠溶液变为过饱和溶液，溶液中有硫酸钠晶体析出，大部分晶体落入蒸发器锥底，晶浆经暂存罐11经出口进入离心机12进行固液分离。硫酸钠可以加以利用，甩出液和下一批氧化完全的溶液一起进入蒸发系统蒸发。
实施例一：将亚硫酸钠含量8％的磺化尾气吸收液打入储存池3中，调到pH10，升温到40℃。启动气液混合泵2，调节流量，使进气量6-10m3/h；液体体积流量为30～40m3/h，气液分离罐1内压力为0.4-0.42MPa。氧化完全后将液体打入蒸发系统蒸发浓至出现大量大颗粒晶体，控制一效蒸发器5中真空度为-0.02～-0.04MPa，一效换热器7内真空度为0.25～0.4MPa；二效蒸发器8和二效换热器10中真空度相同，为-0.06～-0.09MPa。最后打入离心机12进行离心分离，得到白度96以上的芒硝。
Claims (5)
1.一种利用磺化尾气吸收液制备芒硝的方法，其特征在于，包括以下步骤：
1）磺化尾气吸收液经过由储存池、气液混合泵、气液分离罐依次连接形成的回路循环处理，直至亚硫酸钠氧化成硫酸钠氧化完全；从气液分离罐出来的尾气吸收液在储存池中通过射流器的喉管与空气剧烈混合，再由射流器的尾管排出，进入下一轮循环；
2）将氧化完全的磺化尾气吸收液打入蒸发系统蒸发至产生晶体；
3）再打入离心机离心甩盐，得到无水芒硝。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
步骤1）所述的磺化尾气吸收液首先通过控制水和氢氧化钠溶液的流量将亚硫酸盐质量百分数调节到8-12%，pH调节到9-10。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤1）的储存池中磺化尾气吸收液的温度保持在38-40℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
步骤1）所述的气液混合泵进气量为6~10m3/h，液体流量为30~40m3/h。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
步骤1）所述的气液分离罐，罐内压力为0.4-0.42MPa。
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