CN102895840A - 一种可再生湿法烟气脱硫工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种可再生湿法烟气脱硫工艺，以解决现有可再生湿法烟气脱硫工艺所存在的富液在再生塔进行再生时水蒸汽消耗量过大的问题。本发明包括如下步骤：A.烟气冷却与吸收，吸收过程使用有机吸收剂。B.富液再生。富液再生在再生塔(12)内进行，再生塔(12)的塔顶压力低于一个大气压，再生在减压条件下进行。再生塔(12)的重沸系统设有热水或水蒸汽重沸器(14)，重沸热源介质为热水或水蒸汽。本发明可用于石油炼制、发电、冶炼等企业，对烟气进行脱硫处理。

Description

一种可再生湿法烟气脱硫工艺

技术领域

本发明属于烟气净化技术领域，涉及一种可再生湿法烟气脱硫工艺。

背景技术

由二氧化硫等酸性气体导致的酸沉降成为举世关注的环境问题，其中冶炼厂、硫酸厂、造纸厂等企业排放的尾气和煤炭、石油燃烧排放的烟气，是大气中二氧化硫的重要来源。随着各国环保法规的日益完善，烟气脱硫技术也得到了长足的发展。相对于传统的“石灰石-石膏法”等抛弃法工艺，可再生湿法烟气脱硫工艺不产生二次污染，可以将二氧化硫进行资源化回收利用，是一种更为绿色环保的烟气脱硫技术。

可再生湿法烟气脱硫工艺中的富液在再生塔进行再生时，塔底重沸过程需要消耗大量的水蒸汽；这是制约该工艺推广的重要原因。目前，可再生湿法烟气脱硫技术应用比较成功的是加拿大康世富公司的CANSOLV工艺和美国DuPond-BELCO公司的LABSORB工艺，两种工艺在再生时均采用水蒸汽作为重沸热源介质；再生塔为正压(常压或加压)操作，每再生出1吨二氧化硫，水蒸汽的消耗量均在15吨以上，在使用烟气重沸器时也是如此。其它的可再生湿法烟气脱硫工艺(例如中国专利CN101185838A公开的可再生湿法烟气脱硫工艺)，再生塔也都是采用正压操作，重沸热源介质使用水蒸汽，每再生出1吨二氧化硫一般需要消耗15～20吨的水蒸汽，或更多。

发明内容

本发明的目的是提供一种可再生湿法烟气脱硫工艺，以解决现有可再生湿法烟气脱硫工艺所存在的富液在再生塔进行再生时水蒸汽消耗量过大的问题。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种可再生湿法烟气脱硫工艺，包括如下步骤：A.烟气冷却与吸收：含SOx的烟气经烟气管线进入冷却塔或冷却段，与冷却水接触被冷却，冷却后的烟气相应地进入吸收塔或吸收段，与有机吸收剂接触，所含的二氧化硫被脱除；B.富液再生：来自步骤A吸收塔或吸收段中的富液进入再生塔进行汽提再生，其特征在于：再生塔的塔顶压力低于一个大气压，再生塔的重沸系统设有热水或水蒸汽重沸器，重沸热源介质为热水或水蒸汽。

采用本发明，具有如下的有益效果：(1)富液在再生塔进行再生时，由于再生是在减压条件下进行(再生塔的塔顶压力低于一个大气压)，半贫液的沸点降低。所以，本发明可以使用热水作为重沸热源介质。使用水蒸汽作为重沸热源介质时，与现有技术相比，水蒸汽的消耗量可以明显减少。此外，富液在减压条件下进行再生，有利于二氧化硫的解吸。(2)本发明，重沸热源介质可以为热水或水蒸汽，摆脱了现有技术单纯依赖水蒸汽的局面，使重沸热源介质的选择、利用更为灵活。热水的温度通常不高于120℃，属于低温位余热资源；本发明的重沸热源介质使用热水，可以达到节能的目的。在一些石油炼制、发电等企业，经常会产生一些过剩、无用的热水，本发明能够加以利用。(3)本发明采用有机吸收剂，冷却与吸收分开进行，避免了有机吸收剂高温反应变质，可以大大节约有机吸收剂的消耗量。本发明基本上不产生二次污染，有利于环境保护。

本发明可用于石油炼制、发电、冶炼等企业，对烟气进行脱硫处理。

下面结合附图、具体实施方式和实施例对本发明作进一步详细的说明。附图、具体实施方式和实施例并不限制本发明要求保护的范围。

附图说明

图1是本发明的一种可再生湿法烟气脱硫工艺的流程图。该工艺使用分开设置的冷却塔和吸收塔，采用第一种再生塔重沸流程。

图2是本发明的另一种可再生湿法烟气脱硫工艺的流程图。该工艺使用集成设置的冷却段和吸收段，采用第二种再生塔重沸流程。

图3是本发明第三种再生塔重沸流程的流程图。

图4是本发明第四种再生塔重沸流程的流程图。

图1至图4中，相同附图标记表示相同的技术特征。

具体实施方式

参见图1，本发明的一种可再生湿法烟气脱硫工艺，包括如下步骤：

A.烟气冷却与吸收：含SOx的烟气1进入烟气管线101，首先经过烟气除尘器2除去其中夹带的大部分粉尘，再经烟气管线101进入冷却塔51的下部，与设于冷却塔51上部的冷却水喷头31喷出的冷却水3接触被冷却。冷却水与烟气最好是逆流接触。烟气通常被冷却至30～70℃；冷却的同时，烟气所含的大部分剩余粉尘和三氧化硫以及少部分二氧化硫被吸收脱除。上述的SOx是指硫氧化物，即二氧化硫和三氧化硫。石油炼制企业的流化催化裂化装置所产生的烟气中的SOx，按重量计，二氧化硫约占95％。

烟气冷却后，经第一除雾器41(设于冷却塔51的上方、冷却烟气管线102上)除去残余的三氧化硫所形成的酸雾和大部分残余的粉尘后，经冷却烟气管线102进入吸收塔61的下部，与设于吸收塔61上部的吸收剂喷头32喷出的有机吸收剂接触，烟气所含的二氧化硫被脱除。有机吸收剂与烟气最好是逆流接触。之后，烟气经设于吸收剂喷头32上方的第二除雾器42除去夹带的水和有机吸收剂后，得到净化烟气100。净化烟气100经净化烟气出口管线排入大气。

冷却水3的温度一般为常温(15～25℃)，冷却塔51的塔顶压力为常压(绝对压力)。吸收剂喷头32喷出的有机吸收剂的温度(在吸收剂喷头32处测量)，等于冷却塔51内烟气被冷却到的温度(30～70℃)；该温度亦即吸收塔61的操作温度。吸收塔61的塔顶压力为常压(绝对压力)；吸收塔61内的液气体积比一般为0.001～0.1，液气体积比的定义是吸收塔61内有机吸收剂的实际体积流量与烟气的实际体积流量之比。

所述的有机吸收剂，可以是常用的哌嗪类、己二酸类或柠檬酸类有机物的水溶液(浓度为一般为5～50重量％，重量％表示重量百分数)。烟气在冷却塔51内冷却时，其热量大部分是被冷却水蒸发吸收的，所以一般情况下仅将烟气冷却到其绝热饱和温度，且需经冷却水喷头31持续地喷出冷却水。冷却塔51内冷却烟气后的冷却水需定期外排(排水30从冷却塔51的底部排出)，以免冷却塔51内的水酸性过高，对冷却塔51造成腐蚀。

在吸收塔61内吸收了二氧化硫的富液由吸收塔61的底部流出；经富液泵10加压后，一部分(一般为富液泵10出口富液重量流量的80％～99％)返回至吸收塔61(吸收剂喷头32处)循环使用；另一部分流经过滤器7除去所含的固体杂质，之后在贫富液换热器8中与贫液换热，升温后进入再生塔12的上部。

本发明所述的富液，为吸收了二氧化硫后的有机吸收剂；贫液为再生后含二氧化硫较少的、可用于吸收二氧化硫的有机吸收剂；半贫液为二氧化硫含量介于贫液和富液之间的有机吸收剂。上述的定义也是本技术领域公知的。

图1中，冷却塔51和吸收塔61分开设置。本发明烟气的冷却与吸收，还可以在集成设置的冷却段和吸收段内进行。参见图2，冷却段52和吸收段62集成设置于一个塔器内。塔器的中部设有集液盘50，集液盘50上设有升气管；集液盘50的下方为冷却段52，升气管的上方为吸收段62。本发明所用的冷却塔51和吸收塔61，以及集成设置的冷却段52和吸收段62，都是现有的。集成设置的冷却段52和吸收段62的操作过程和操作条件，分别与分开设置的冷却塔51和吸收塔61相同(将“冷却塔51”和“吸收塔61”分别更换成“冷却段52”和“吸收段62”即可)。详细说明从略，几点说明如下：①冷却段52内冷却后的烟气经第一除雾器41(设于冷却段52内、冷却水喷头31的上方)除去残余的三氧化硫所形成的酸雾和大部分残余的粉尘后，经集液盘50上所设的升气管由吸收段62的底部进入吸收段62；②在吸收段62内吸收了二氧化硫的富液汇集于集液盘50上，由富液泵10抽出；③冷却段52、吸收段62的顶部压力为常压(绝对压力)。

B.富液再生：来自步骤A的富液进入再生塔12进行汽提再生。再生塔12的塔顶压力低于一个大气压，富液再生在减压条件下进行。再生塔12的塔顶管线121上设有抽空器13，将再生塔12塔顶的气体抽出，并以其维持再生塔12的塔顶压力。抽出的气体主要是富液解吸出的二氧化硫和水蒸汽，经塔顶冷却器16冷却至20～80℃之后，进入分液罐20分液。分液罐20分出的液相返回再生塔12的上部；分液罐20分出的气相为富含二氧化硫的再生酸性气17，可用于在后续工序中生产硫磺、硫酸，或是加压液化生产液态二氧化硫。

参见图1、图2，富液再生后成为贫液，积聚于再生塔12的塔底。再生塔12塔底的贫液由再生塔12的塔底流出，经贫液泵21加压后，流经贫富液换热器8与富液换热，再流经贫液冷却器9冷却(冷却至吸收塔61或吸收段62的操作温度)，最后返回至吸收塔61或吸收段62(吸收剂喷头32处)循环使用。由贫液泵21流出的贫液，如果热稳定盐的含量较高，可以将一部分贫液(贫液泵21流出贫液重量流量的3～20％)送入热稳定盐脱除器11脱除热稳定盐，脱除热稳定盐后的贫液返回贫液泵21的入口。这样，就可以使进入贫富液换热器8的贫液的热稳定盐含量不大于规定的数值，例如不大于20重量％。脱除热稳定盐的操作一般为间歇操作。

图1所示本发明的可再生湿法烟气脱硫工艺，采用第一种再生塔重沸流程。再生塔12的重沸系统设有热水或水蒸汽重沸器14，重沸热源介质为热水或水蒸汽。附图标记18表示进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质；该介质进入热水或水蒸汽重沸器14后，向由再生塔12进入热水或水蒸汽重沸器14的半贫液放热，之后由热水或水蒸汽重沸器14流出。附图标记19表示由热水或水蒸汽重沸器流出的重沸热源介质。再生塔12内的液态半贫液进入热水或水蒸汽重沸器14，吸收重沸热源介质的热量后成为汽液混合物，再返回再生塔12。

图1和图2所示本发明可再生湿法烟气脱硫工艺的主要特征是：①本发明富液在再生塔内的再生在减压条件下进行，再生塔12的塔顶管线121上设有抽空器13，再生塔12的塔顶压力、塔底温度、半贫液的沸点较低；②可以使用热水作为重沸热源介质。除此以外，其余的工艺流程、操作步骤、操作条件、所使用的有机吸收剂和设备等，均与现有采用有机吸收剂的可再生湿法烟气脱硫工艺(如CANSOLV工艺)基本相同。

参见图1和图2，烟气除尘器2设于烟气管线101上，它可以采用静电除尘器、布袋除尘器等。图1所示的冷却塔51、吸收塔61和图2所示的冷却段52、吸收段62，均为空壳结构；吸收塔61或吸收段62内还可以设置用于强化传质的塔盘或填料(图略)。第一除雾器41可以采用文丘里管除雾器或聚结器等；图1中，第一除雾器41还可设于冷却塔51内的上部、冷却水喷头31的上方(图略)。第二除雾器42可以采用丝网除雾器或折流板除雾器等；图1和图2中，第二除雾器42还可以分别设于吸收塔61或吸收段62外部的净化烟气出口管线上(图略)。贫富液换热器8一般采用板式或管壳式换热器；贫液冷却器9和塔顶冷却器16一般采用板式或管壳式换热器(冷却介质通常为水)，还可以采用空气冷却器。热稳定盐脱除器11可以采用用于脱除热稳定盐的电渗析器或离子交换树脂塔。再生塔12一般采用板式塔，也可以采用填料塔。抽空器13可以使用蒸汽抽空器或真空泵，二者还可以串联或并联、组合起来使用(图略)。抽空器13一般设于塔顶冷却器16的前方(如图1、图2所示)，也可设于塔顶冷却器16的后方(图略)。富液泵10、贫液泵21一般均采用离心泵。热水或水蒸汽重沸器14，以及图2、图3和图4所示的烟气重沸器15，一般采用釜式或热虹吸式重沸器。图4所示的烟气换热器22，一般采用板式或管壳式换热器，或者采用釜式或热虹吸式重沸器。以上所述的主要设备或部件，都是工业上常用的。对于新开发的设备或部件、新研制的有机吸收剂，也可考虑将其应用于本发明的方案，以进一步降低富液再生时的能耗。

参见图1，本发明，再生塔12的塔顶压力一般为0.075～0.9个大气压(绝对压力)，塔底温度一般为40～105℃。再生塔12的塔底温度(即再生塔12塔底贫液的温度)，主要根据再生塔12塔顶的真空度而定。

进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质18的温度，一般应比热水或水蒸汽重沸器14内半贫液的沸点温度高出5℃以上。半贫液的沸点温度，基本上等于再生塔12塔底贫液的温度。热水或水蒸汽重沸器14的重沸热源介质为热水时，进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质18的温度一般为45～120℃。热水放出热量后成为热水回水，由热水或水蒸汽重沸器14流出。热水或水蒸汽重沸器14的重沸热源介质为水蒸汽时，进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质18的温度一般为100～300℃。水蒸汽放出热量后成为水蒸汽凝结水，由热水或水蒸汽重沸器14流出。

图2所示本发明的另一种可再生湿法烟气脱硫工艺流程，采用第二种再生塔重沸流程。再生塔12的重沸系统除设有热水或水蒸汽重沸器14之外，还设有烟气重沸器15；烟气重沸器15通过管道连接于烟气管线101上。在为了节省热水或水蒸汽重沸器14重沸热源介质用量的情况下，设置烟气重沸器15；烟气重沸器15的重沸热源介质为烟气(指进入烟气管线101的含SOx的高温烟气1，经过烟气除尘器2除尘)。热水或水蒸汽重沸器14与烟气重沸器15串联安装，热水或水蒸汽重沸器14可以设于烟气重沸器15的前方(如图2所示)或后方(图略)。参见图2，操作过程中，再生塔12内的液态半贫液首先进入热水或水蒸汽重沸器14，一部分半贫液吸收重沸热源介质(热水或水蒸汽)的热量后成为汽液混合物，返回再生塔12(详细的操作过程参见对图1的有关说明)。另一部分半贫液经热水或水蒸汽重沸器14进入烟气重沸器15，吸收重沸热源介质(烟气)的热量后成为汽液混合物，返回再生塔12。由烟气重沸器15流出的放热后的烟气，再经烟气管线101进入冷却段52的下部(对于图1所示的流程，是进入冷却塔51的下部)。

图2所示的工艺流程与图1相比，不同之处仅在于使用了集成设置的冷却段52和吸收段62，以及使用了第二种再生塔重沸流程。在同时设置热水或水蒸汽重沸器14和烟气重沸器15的情况下，再生塔12的塔底重沸热量大部分仍由热水或水蒸汽提供，烟气提供一小部分。

图3是本发明第三种再生塔重沸流程的流程图，热水或水蒸汽重沸器14与烟气重沸器15并联安装。操作过程中，再生塔12内的液态半贫液分两路分别进入热水或水蒸汽重沸器14和烟气重沸器15，吸热后成为汽液混合物，返回再生塔12。详细的操作过程，参见对图1、图2的有关说明。

图4是本发明第四种再生塔重沸流程的流程图。烟气管线101上设有烟气换热器22，热水或水蒸汽重沸器14与烟气重沸器15串联安装(也可以并联安装，图略)，烟气重沸器15不通过管道连接于烟气管线101上。烟气换热器22与烟气重沸器15之间设有水热媒循环管23，水热媒循环管23内装有水热媒。热水或水蒸汽重沸器14的操作过程参见对图2以及图1的有关说明。烟气换热器22与烟气重沸器15的操作过程是：进入烟气管线101的含S0x的高温烟气1经过烟气除尘器2除尘后进入烟气换热器22并放热，水热媒循环管23内的水热媒吸热后变成水蒸汽或热水，循环流动至烟气重沸器15并放热；进入烟气重沸器15的半贫液吸热后成为汽液混合物，返回再生塔12。在烟气重沸器15中放热后的水热媒，循环流动至烟气换热器22。由烟气换热器22流出的放热后的烟气，再经烟气管线101进入冷却塔51(图1所示)或冷却段52(图2所示)的下部。图4所示的重沸流程，通过水热媒的循环间接地向烟气重沸器15提供烟气的热量，使烟气间接地作为烟气重沸器15的重沸热源介质；其优点是，烟气温度较高时，可以控制水热媒循环管23内水蒸汽或热水的温度，以避免高温烟气直接进入烟气重沸器15(如图2、图3所示)而使进入烟气重沸器15的半贫液发生热分解。

本发明所述的各种可再生湿法烟气脱硫工艺，可以选择使用冷却塔51和吸收塔61分开设置的方案(如图1所示)和冷却段52和吸收段62集成设置的方案(如图2所示)，并选择使用图1至图4所示的各种再生塔重沸流程；所述的两种烟气冷却与吸收方案与四种再生塔重沸流程之间可以进行组合。除此以外，其余的工艺流程、操作步骤、操作条件、所使用的有机吸收剂和设备等，均与图1所示的工艺相同。图1至图4中，以箭头示出各种介质的流动方向。

实施例

按图2所示的主工艺流程在实验室进行试验，参见对图2以及图1的有关说明。实施例与图2所示工艺流程的区别是：①采用图4所示的第四种再生塔重沸流程(参见对图4的有关说明)，由烟气换热器22流出的放热后的烟气经烟气管线101进入冷却段52的下部；②不设置烟气除尘器2，含SOx的烟气1进入烟气管线101后不经其除尘；③不设置过滤器7，流向贫富液换热器8的富液不经过滤器7除去所含的固体杂质，直接进入贫富液换热器8；④不设置热稳定盐脱除器11，由贫液泵21流出的贫液全部进入贫富液换热器8。

试验所用主要设备或部件的说明如下：冷却段52的内直径为360毫米，高度为2.5米；吸收段62的内直径为360毫米，高度为3米；集液盘50的直径为360毫米，加上升气管，总高度为0.5米。第一除雾器41采用文丘里管除雾器，第二除雾器42采用丝网除雾器，贫富液换热器8采用管壳式换热器。贫液冷却器9和塔顶冷却器16均采用管壳式换热器，冷却介质均为25℃的自来水。再生塔12的内直径为200毫米，高度为4米，内装DN38的矩鞍环填料，填料床层高度为2.5米。抽空器13使用一台水环真空泵，富液泵10、贫液泵21均采用离心泵。热水或水蒸汽重沸器14、烟气重沸器15、烟气换热器22，均采用热虹吸式重沸器。

主要的操作条件如下所述(除说明的以外适用于实施例1～实施例9)，并参见表1。试验装置的处理量为1000标准立方米/小时。冷却段52、吸收段62的顶部压力为常压(绝对压力)。有机吸收剂为哌嗪的水溶液，配制出的有机吸收剂的浓度为20重量％。富液泵10出口富液重量流量的95％返回至吸收段62(吸收剂喷头32处)循环使用；5％去贫富液换热器8与贫液换热后进入再生塔12的上部。试验过程中，经冷却水喷头31持续地向冷却段52内通入冷却水3(25℃的自来水)。烟气为自制的模拟烟气，由氮气和二氧化硫组成；脱除二氧化硫前后烟气中的二氧化硫重量流量见表2。进入烟气管线101的含二氧化硫的烟气1的温度为180℃，由烟气换热器22流出的放热后的烟气温度为130℃。水热媒循环管23内，水热媒的温度为115℃。进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质18为热水时，流量为4.5吨/小时；为水蒸汽时，流量见表3。由热水或水蒸汽重沸器流出的重沸热源介质19的温度，当重沸热源介质为热水时，热水回水的温度为90℃(实施例1～实施例3，实施例6～实施例9)；当重沸热源介质为水蒸汽时，水蒸汽凝结水的温度为122℃(实施例4～实施例5)。由再生塔12塔顶抽出的气体经塔顶冷却器16冷却后进入分液罐20分液；实施例1中塔顶冷却器16将所述的气体冷却至30℃，实施例2～实施例9中塔顶冷却器16将所述的气体冷却至50℃。

参见表2，试验结果表明：各种烟气在不同的操作条件下，二氧化硫脱除率均达到90％以上。烟气的二氧化硫脱除率＝[(脱除二氧化硫前烟气中的二氧化硫重量流量-脱除二氧化硫后烟气中的二氧化硫重量流量)÷脱除二氧化硫前烟气中的二氧化硫重量流量]×100％；烟气中的二氧化硫重量流量单位为千克/小时。

实施例4～实施例5采用水蒸汽作为热水或水蒸汽重沸器14的重沸热源介质，水蒸汽的具体消耗量见表3。由表3可见，采用本发明的减压再生方案后，每再生出1千克二氧化硫，水蒸汽的消耗量为12.36千克(实施例4)和12.98千克(实施例5)；相当于每再生出1吨二氧化硫，水蒸汽的消耗量为12.36吨(实施例4)和12.98吨(实施例5)，均低于现有可再生湿法烟气脱硫工艺的水蒸汽消耗量。

表1

表2

表3

Claims (5)

1.一种可再生湿法烟气脱硫工艺，包括如下步骤：A.烟气冷却与吸收：含SOx的烟气(1)经烟气管线(101)进入冷却塔(51)或冷却段(52)，与冷却水(3)接触被冷却，冷却后的烟气相应地进入吸收塔(61)或吸收段(62)，与有机吸收剂接触，所含的二氧化硫被脱除；B.富液再生：来自步骤A吸收塔(61)或吸收段(62)中的富液进入再生塔(12)进行汽提再生，其特征在于：再生塔(12)的塔顶压力低于一个大气压，再生塔(12)的重沸系统设有热水或水蒸汽重沸器(14)，重沸热源介质为热水或水蒸汽。

2.根据权利要求1所述的可再生湿法烟气脱硫工艺，其特征在于：再生塔(12)的塔顶压力为0.075～0.9个大气压，塔底温度为40～105℃，热水或水蒸汽重沸器(14)的重沸热源介质为热水时，进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质(18)的温度为45～120℃，热水或水蒸汽重沸器(14)的重沸热源介质为水蒸汽时，进入热水或水蒸汽重沸器的重沸热源介质(18)的温度为100～300℃。

3.根据权利要求1或2所述的可再生湿法烟气脱硫工艺，其特征在于：再生塔(12)的塔顶管线(121)上设有抽空器(13)，以维持再生塔(12)的塔顶压力，抽空器(13)为蒸汽抽空器和/或真空泵。

4.根据权利要求1或2所述的可再生湿法烟气脱硫工艺，其特征在于：再生塔(12)的重沸系统还设有烟气重沸器(15)，烟气重沸器(15)的重沸热源介质为烟气，热水或水蒸汽重沸器(14)与烟气重沸器(15)串联或并联安装。

5.根据权利要求4所述的可再生湿法烟气脱硫工艺，其特征在于：烟气管线(101)上设有烟气换热器(22)，烟气换热器(22)与烟气重沸器(15)之间设有水热媒循环管(23)，水热媒循环管(23)内装有水热媒，通过水热媒的循环间接地向烟气重沸器(15)提供烟气的热量，使烟气间接地作为烟气重沸器(15)的重沸热源介质。

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