CN103203175B - 一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝工艺及装置 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝工艺及装置,包括吸收塔,吸收塔内由上至下依次为除雾器层、脱硫喷淋层、脱硝喷淋层、积液层、浓缩液喷淋层和浓缩池;与浓缩池连通的晶体提浓罐,该晶体提浓罐下游依次连接旋流器和离心机;氧化槽内分隔为调节区和氧化区,调节区与氧化区均连通至积液层,调节区通过脱硝循环泵与脱硝喷淋层连通,氧化区通过脱硫循环泵分别与脱硫喷淋层和浓缩池连通,氧化区的底部设有氧化风管,氧化风管上方设有若干层多孔板;以及用于调节来自积液层的浆液pH值的氨储存罐。本发明在保证较高的脱硫效率下,能有效控制系统的二氧化硫逃逸和氨逃逸,大幅提高系统的脱硝效率,实现硫酸铵晶体的大颗粒结晶。

Description

一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝工艺及装置
技术领域
本发明涉及资源与环境保护领域,具体涉及一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝工艺及装置。
背景技术
烟气脱硫技术按吸收剂及脱硫产物在脱硫过程中的干湿状态可分为湿法、干法和半干法。湿法FGD技术是用含有吸收剂的溶液或浆液在湿态下脱硫,湿法脱硫技术具有脱硫反应速率快、设备简单、脱硫效率高等优点。世界上普遍使用的商业化脱硫技术是钙基湿法,以石灰石(石灰)石膏法为代表,所占比例在90%以上。
随着钙基湿法脱硫技术在我国的大规模应用,一些问题也逐渐显现:由于碳酸钙为难溶物质,溶出速率较低,当烟气中SO2浓度较高时,需要较大的液气比来满足脱硫效率,脱硫装置能耗过大,业主难以承受;钙基湿法脱硫技术的产物石膏纯度受烟气粉尘的影响较大,石膏销售价格较低,甚至无法销售,我国每年产生上千万吨脱硫石膏,对环境造成的二次污染较为严重;钙基湿法脱硫装置在运行过程中容易造成除雾器、设备等结构堵塞,脱硫装置需要停运后才能检修,维护成本过大。针对钙基湿法脱离技术在我国应用的局限性,近年来国家大力鼓励对更高效、经济、绿色的适应我国发展的脱硫技术开发研究。
氨法是以氨水或液氨为吸收剂、其副产品为硫酸铵的烟气脱硫技术,近年来,以氨-硫酸铵法为代表的氨法烟气脱硫技术发展迅速。
与钙基湿法脱硫技术相比,氨法是气液两相反应,反应速率快,吸收剂利用率高,能保持脱硫效率95%~99%;氨在水中的溶解度超过20%;氨法以氨为原料,其形式可以是液氨、氨水和碳铵,具有丰富的原料。目前我国火电厂年排放二氧化硫约1000万吨,即使全部采用氨法脱硫,用氨量不超过500万吨/年,供应完全有保证。氨法的最大特点是SO2的可资源化,可将污染物SO2回收成为高附加值的商品化产品,副产品硫铵是一种性能优良的氮肥。氨法脱硫技术是资源再利用和原子经济性100%的绿色化学路线,在我国具有很好的市场前景。
目前氨-硫酸铵法脱硫工艺主要存在两方面问题:
一、亚硫酸铵的氧化和二氧化硫的吸收机理矛盾:
氨法脱硫工艺对SO2的吸收主要是依靠亚硫酸铵生成亚硫酸氢铵的反应,注氨的目的是为了将亚硫酸氢铵还原成亚硫酸铵,继续保持对SO2的吸收能力,为了保证脱硫系统的脱硫能力及将出口氨逃逸率控制在最低,需要保持塔内吸收液中具有一定浓度的亚硫酸铵。这与亚硫酸铵的氧化要求是矛盾的,因为亚硫酸铵浓度过高时,其氧化速率较低,如何解决亚硫酸铵的氧化和吸收矛盾是氨法脱硫需要面临的一个难题。
二、存在二次污染的隐患:
净化后的烟气含有微量的NH3和亚硫酸铵、硫酸铵气溶胶。氨法脱硫中的氨损失主要包括液氨蒸气损失和脱硫塔雾沫夹带损失两部分。氨法脱硫的中间产物亚硫酸铵、亚硫酸氢铵性质不稳定,若pH值控制不当或搅拌下会出现氨逃逸和二氧化硫逃逸。
发明内容
本发明提供了一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝工艺及装置,在保证较高的脱硫效率下,能有效控制系统的二氧化硫逃逸和氨逃逸,大幅提高系统的脱硫效率,实现硫酸铵晶体的大颗粒结晶。
一种回收硫酸氨的烟气脱硫脱硝装置,包括带有烟气入口和烟气出口的吸收塔,所述吸收塔内由上至下依次为除雾器层、脱硫喷淋层、脱硝喷淋层、积液层、浓缩液喷淋层和浓缩池,所述烟气入口位于浓缩池与浓缩液喷淋层之间,所述烟气出口位于吸收塔顶部,浓缩池与浓缩喷淋层之间通过浓缩循环泵连通,浓缩池底部设有布气管;
还包括:
晶体提浓罐,与所述浓缩池连通,该晶体提浓罐下游依次连接旋流器和离心机;
氧化槽,该氧化槽内分隔为调节区和氧化区,所述调节区与氧化区均连通至积液层,所述调节区通过脱硝循环泵与脱硝喷淋层连通,所述氧化区通过脱硫循环泵分别与脱硫喷淋层和浓缩池连通,氧化区的底部设有氧化风管,氧化风管上方设有若干层多孔板;
氨储存罐,用于向氧化槽顶部输送氨水以调节来自所述积液层的浆液的pH值。
所述积液层通过溢流管道与氧化槽顶部连通,在氧化槽顶部完成pH调节后,在重力作用下自行分配流入氧化区和调节区。
作为优选,所述多孔板设置为2~5层,每层间距为1~4m,多孔板的孔径为2-20mm,孔心距为孔径的2-5倍。
作为优选,所述氧化风管的下方设有若干个出气孔,所述出气孔的孔径为3-15mm,孔心间距为出气孔孔径的5-50倍。
作为优选,所述氧化区与调节区的容积比为3:1~5:1。
作为优选,所述调节区与氧化区之间设有平衡孔。
作为优选,所述氧化区的顶部设有连通至浓缩池的出气管。
本发明还提供了一种回收硫酸氨的烟气脱硫脱硝工艺,包括如下步骤:
烟气进入吸收塔后先经浓缩池内的浓缩液喷淋降温,降温后的烟气依次经过喷淋脱硝、喷淋脱硫和除雾干燥后由烟气出口排出;
喷淋脱硫和喷淋脱硝后的吸收液在氧化槽顶部加氨水调节pH值后引入氧化槽中,其中一部分吸收液引入氧化槽的调节区,经脱硝循环泵打入脱硝喷淋层对烟气进行喷淋脱硝,另一部分吸收液在氧化区内自上而下匀速流动,与向上运动的氧化空气接触进行氧化反应,氧化完成后经脱硫循环泵分别打入脱硫喷淋层对烟气进行喷淋脱硫和打入浓缩池对烟气喷淋降温并结晶;
氧化空气从氧化槽的底部送入,向上运动,依次经过各层多孔板,被多孔板破碎后与吸收液进行氧化反应;
结晶后的浓缩液打入晶体提浓罐中,在晶体提浓罐中降温提浓后再经旋流分离、离心、干燥得到副产品硫酸铵。
作为优选,所述浓缩池中的浓缩液硫酸铵晶体固含量控制在5~12%。作为优选,所述浓缩液喷淋降温的液气比为0.5-5L/m3,喷淋脱硝的液气比为0.5-5L/m3,喷淋脱硫的液气比为0.5-5L/m3
作为优选,所述氧化区内的吸收液的停留时间为10-60min,流速为10-50m/h,氧化空气的风量满足氧化过程中的O/S比为2-5。
锅炉烟气进入吸收塔,经过浓缩喷淋层降温后,依次经过积液层、脱硝喷淋层、脱硫喷淋层、除雾器层进行脱硝、脱硫和除雾,处理后的净烟气由吸收塔顶部的烟气出口排出;吸收塔外设氧化槽、晶体提浓罐、氨储存罐及硫酸铵晶体后处理系统;经喷淋脱硫、脱硝后的吸收液由积液层底部在重力作用下流至氧化槽中。
氧化槽内部由玻璃钢板分隔成调节区和氧化区,来自积液层的吸收液经加氨调pH值分别送进调节区和氧化区中,调节区内的吸收液由脱硝循环泵送至脱硝喷淋层,进行脱硫脱硝;在氧化区中,来自积液层的吸收液经过充分氧化后由脱硫循环泵分两路送出,一部分氧化浆液被送至吸收塔底部的浓缩池内,被浓缩循环泵送至浓缩喷淋层,与进入吸收塔的热烟气接触浓缩、实现结晶,另一部分送至脱硫喷淋层进行脱硫。
在浓缩池中,当浆液中的硫酸铵晶体固含量达到一定值时,浓缩液排出泵将浓缩液送至晶体提浓罐,实现浓缩液降温和硫酸铵晶体的再生长,产生大颗粒的硫酸铵晶体。浆液经过降温和提浓后进入硫酸铵的后处理系统,经过旋流分离和离心分离后进行干燥,旋流器和离心机顶部的溢流母液被送至吸收塔底部进行再浓缩。
吸收塔由下向上分为硫酸铵浓缩区、吸收区和除雾区,并包括与吸收塔连通的管道和浓缩循环泵、入口烟道、出口烟道等。
浓缩区中,烟气入口下方设浓缩池,烟气入口上方设浓缩喷淋层,底部设布气管、浓缩液排出泵入口、浓缩循环泵入口。浓缩液由浓缩循环泵送入浓缩喷淋层与进吸收塔的热烟气进行充分接触传热,浓缩液受热水分挥发后出现过饱和,硫酸铵溶液结晶生成硫酸铵固体颗粒,进塔烟气温度降至70℃-90℃,为了防止硫酸铵晶体颗粒在浓缩池沉积,在布气管底部向池底设若干出气的小孔,布气管中气体以高速射向下方,保证浓缩液中晶体颗粒处于悬浮状态。当浓缩液中晶体颗粒的固含量达到10%时,由浓缩液排出送入后处理系统。
吸收区中,由下到上分别为积液层、脱硝喷淋层和脱硫喷淋层,积液层中设置若干出气装置和积液沟渠,出气装置保证经浓缩降温后的烟气以较低的阻力进入吸收区进行脱硫、脱硝,积液沟渠用于收集吸收液,并将吸收液导流至氧化槽中。作为优选,脱硫喷淋层和脱硝喷淋层的液气比设为0.5L/m3-5m3,喷淋层间距为1.5m-2m。
氧化槽由玻璃钢隔板分隔成调节区和氧化区,在氧化区中,下方设置氧化风管、氧化风管入口和脱硫循环泵入口管道,上方设置若干层多孔板;在调节区底部设置脱硝循环泵入口管道。并在氧化区和循环区的竖直向隔板上设置若干浆液平衡孔。氧化槽顶部设置积液层吸收液入口、加氨入口和氧化空气出口。
在氧化区中,完成脱硫脱硝后的浆液为亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合物,由积液层收集后从顶部进入氧化槽,经加氨水调节pH值后,分别流入氧化区和调节区;氧化区中,在脱硫循环泵的抽力作用下,缓慢向氧化槽底部流动。氧化风管出来的氧化空气受浮力向上移动与溶液中的亚硫酸铵接触氧化,生成硫酸铵溶液;氧化风管位于氧化槽底部,为了保证氧化空气与浆液之间有足够的气液接触面积,氧化风管底部设置若干等间距的出气孔,氧化空气经出气孔高速射出,形成大量的体积较小的气泡,有效的提高了亚硫酸铵的氧化速率。氧化空气上升过程中经过若干层多孔板,在多孔板的作用下将上升的气泡破碎,增大气液接触面积提高亚硫酸铵的氧化速率。
氧化完全的硫酸铵溶液一部分送入脱硫喷淋层进行脱硫,硫酸铵溶液性质稳定,对逃逸的氨和二氧化硫均具有较高的捕集效率,将脱硫喷淋层放置最上方,能有效的控制氨逃逸、二氧化硫逃逸和气溶胶;另一部分由浆液管道送至吸收塔底部的浓缩区进行浓缩结晶。
完成氧化后的氧化空气由氧化槽顶部进入吸收塔底部的布气管,既能对浓缩池起到搅拌的作用,又能借助浓缩池的液位差来提高氧化槽中的氧化空气压力,促进氧气溶解速率进而加快亚硫酸铵的氧化。作为优选,脱硫循环泵流量控制应保证吸收液在氧化槽中的停留时间在10-60min,在氧化槽中的流速在10m/h-50m/h;氧化风机的风量满足氧化过程中的O/S比为2-5;氧化风管位于氧化槽底部上方0.3-0.6m,氧化风管下方出气孔的孔径范围为3-15mm,孔心间距为出气孔孔径的5-50倍;氧化槽中的多孔板根据浆液中亚硫酸根的浓度设置2-5层,每层间距为1m-4m,多孔板的孔径为2mm-20mm,孔心距为孔径的2-5倍。
在调节区中,浆液被加氨调节pH值后,直接由脱硝循环泵送入脱硝喷淋层进行脱硝。来自积液层的吸收液主要为亚硫酸铵和亚硫酸氢氨的混合溶液,性质不稳定,而具有脱硫脱硝能力的主要是亚硫酸铵,因此需要经过加氨调节混合溶液的pH值,将亚硫酸氢铵还原成亚硫酸铵,有效的增加了溶液的稳定性,并提高溶液的脱硫、脱硝能力。加氨管道位于氧化槽顶部,即为氧化前加氨中和,吸收液经加氨调节到一定的pH值后,有效的防止氧化过程中产生的氨逃逸和二氧化硫逃逸,作为优选,氧化槽调节区中浆液经加氨控制的pH值范围为5-8。
所述的晶体提浓罐包括罐体部分和与之连通的提浓液排出泵、浓缩液入口管道。浓缩池中高温(60℃-70℃)的浓缩浆液经浓缩液排出泵送至晶体提浓罐后,浆液经过冷却,硫酸铵晶体颗粒迅速生长,变粗变大、固含量升高,当固含量达到15%或温度降至30℃以下时,由提浓液排出泵送至后处理系统,进行旋流、离心、干燥,得到较大颗粒的硫酸铵成品,回流母液送至浓缩池进行再浓缩。作为优选,提浓罐中浓缩液的停留时间不小于2小时(降温需要),提浓罐中浆液固含量控制在15%-20%。
第一、硫酸铵溶液的饱和度受温度影响较大,当温度为60℃时,溶解度能下降5-8g/100ml,第二、对硫酸铵晶体颗粒影响最大的条件是温度、pH值和溶液的过饱和度,温度、pH值越低,晶体结晶越快、颗粒越大,当温度低于20℃、pH值低于4时,硫酸铵的过饱和溶液的结晶颗粒粒径能达到2mm以上,因此本发明设置晶体提浓罐,制得较大颗粒的高纯度硫酸铵产品。
本发明的有益效果:
(1)本发明采用塔外氧化工艺,方便对氧化槽内浆液浓度进行控制,氧化槽内的浆液浓度控制在30~40%,而塔内进行氧化结晶脱硝工艺中,塔釜内为硫酸铵饱和溶液,经研究发现过高的硫酸铵浓度会降低单位体积浆液的脱硫容量,难以适应高浓度烟气的脱硫脱硝;同时,也增加亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的不稳定性,较容易产生SO2逃逸和氨逃逸。
(2)本发明的氧化槽内分隔为调节区和氧化区,脱硫、脱硝循环浆液分别在氧化区和调节区中控制调节溶液组分,有针对性的提高脱硫、脱硝效率,并实现高氧化速率,有效控制氨逃逸、二氧化硫逃逸和气溶胶。(3)设置晶体提浓罐,将浓缩池中高温(60℃-70℃)的浓缩浆液经浓缩液排出泵送至晶体提浓罐后,浆液经过冷却,硫酸铵晶体颗粒迅速生长,变粗变大、固含量升高,由本发明制备得到的硫酸铵晶体粒径达到2mm以上。而未设提浓罐的工艺中,成品硫酸铵的颗粒平均粒径都低于0.5mm,塔内结晶氧化工艺的出口氨逃逸基本都在30mg/Nm3左右,且对烟气中SO2的适应浓度低于5000mg/Nm3,如果烟气浓度再高脱硫效率就会迅速下降。
附图说明
图1是本发明的结构示意图。
图中所示附图标记如下:
1-吸收塔       2-氧化槽         3-浓缩喷淋层
4-积液层       5-脱硝喷淋层     6-脱硫喷淋层
7-除雾器层     8-浓缩液排出泵   9-多孔板
10-脱硝循环泵  11-脱硫循环泵    12-晶体提浓罐
13-旋流器      14-离心机        15-氨储存罐
16-浓缩循环泵  17-氧化风机      18-调节区
19-氧化区      20-供氨泵        21-出气管
22-溢流管道。
具体实施方式
如图1所示,一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝装置,包括吸收塔1,氧化槽2、氨储存罐15、晶体提浓罐12、旋流器13和离心机14。
吸收塔1为脱硫脱硝塔,吸收塔1的顶部设有烟气出口,该烟气出口连通出口烟道,吸收塔1的下部侧壁上设有烟气入口,该烟气入口连通入口烟道,吸收塔1由下至上依次为硫酸铵浓缩区、吸收区和除雾区。
在除雾区设置除雾器层7,用于对烟气进行除雾干燥。
吸收区由上自下依次设置脱硫喷淋层6、脱硝喷淋层5和积液层4,脱硫喷淋层6和脱硝喷淋层5的层数可以依据工况需要设置为若干层,层间距为1.5m-2m,积液层4中设置若干出气装置和积液沟渠,出气装置保证经浓缩降温后的烟气以较低的阻力进入吸收区进行脱硫、脱硝,积液沟渠用于收集吸收液,并将吸收液导流至氧化槽2中。
在硫酸铵浓缩区,烟气入口位于该硫酸铵浓缩区的侧壁上,烟气入口下方设浓缩池,烟气入口上方设浓缩喷淋层3,底部设布气管、浓缩液排出泵入口、浓缩循环泵入口。浓缩喷淋层3的层数可以根据工况需要设置为多层,浓缩循环泵16的入口管道连通至浓缩循环泵入口,出口管道连通至浓缩喷淋层3的喷淋总管。
为了防止硫酸铵晶体颗粒在浓缩池沉积,在布气管底部向池底设若干出气的小孔,布气管中气体以高速射向下方,保证浓缩液中晶体颗粒处于悬浮状态。
一台浓缩液排出泵8的入口管道连通至吸收塔1的浓缩液排出泵入口,出口管道连通至晶体提浓罐12顶部,晶体提浓罐12的底部通过浆液泵连通至旋流器13,旋流器13的底流浆液送入离心机14中进行离心,在旋流器13的顶部和离心机14的顶部均设置管道连通至吸收塔1的浓缩池,将旋流器12的顶流浆液及离心机14内的上层清液送入浓缩池中重新浓缩结晶。
氧化槽2位于吸收塔1附近,整体高度低于吸收塔1内积液层4的高度,以保证积液层4中的吸收液因重力作用自流进氧化槽2中。氧化槽2中由一块竖直截面成L型的玻璃钢板分隔成调节区18和氧化区19,调节区18和氧化区19的容积比为1:3~1:5,在玻璃钢板的竖直部分上开设有平衡孔。
氧化区19内底部设置氧化风管,氧化风管距离氧化区底部的距离为0.3~0.6m,该氧化风管可以是相互平行的若干根,也可以是若干根风管交错布置的网状结构,所有的风管通过一根总管外接一台氧化风机17。
氧化风管朝向氧化槽2底部的一方设置有若干个出气孔,该出气孔的孔径为3~15mm,相邻的出气孔的孔心间距为出气孔孔径的5~50倍。
氧化区19内从上到下依次设置有若干层多孔板9,优选为2~5层,该多孔板3将氧化区分隔成若干区域,相邻两层多孔板9之间的间距为1~4m,多孔板9的孔径为2~20mm,孔心间距为孔径的2~5倍。
调节区18的底部设有脱硝循环泵入口,脱硝循环泵10的入口管道连通至该脱硝循环泵入口,出口管道连通至脱硝喷淋层5的喷淋总管;氧化区19的底部设有脱硫循环泵入口,脱硫循环泵11的入口管道连通至该脱硫循环泵入口,出口管道分两路,一路连通至脱硫喷淋层6的喷淋总管,一路连通至吸收塔1内的浓缩池。
调节区18和氧化区19的顶部均设置由浆液入口,通过溢流管道22连通至积液层4,该溢流管道22入口处为总管,与积液层4的处塔壁连通,出口分成两路支管,一路支管连通至氧化区19顶部的浆液入口,一路支管连通至调节区18顶部的浆液入口,该溢流管道22的总管管壁开设加氨口,该加氨口通过一台供氨泵20与氨储存罐15连通,供氨泵20的入口管道连通氨储存罐15,出口管道连通加氨口。
氧化区19的顶部还设有氧化空气出口,该氧化空气出口通过出气管21连通至浓缩池底部的布气管,将氧化区19内出来的氧化空气送入浓缩池中,对浓缩池浆液进行搅拌并增加氧化槽内的空气分压。
本发明的工艺流程如下:
如图1所示:锅炉烟气从入口烟道进入吸收塔1中后,在浓缩区中,浓缩循环泵16将浓缩池中的浓缩液送至浓缩喷淋层3,与烟气行充分的接触传热,原烟气降温至70℃-90℃,浓缩浆液受热后溶液中水分挥发导致浓缩液过饱和,浆液中的硫酸铵结晶成晶体小颗粒。
在浓缩池底部,设布气管对浓缩池进行布气,保持硫酸铵晶体颗粒处于悬浮状态。浓缩池中浓缩液的固含量达到一定范围(通常为10%)时,浓缩液通过浓缩液排出泵8排出,浓缩池中浆液固含量控制在5%-12%。降温后的烟气穿过积液层4进入吸收区脱硫脱硝、除雾器层7除雾排出。
脱硫喷淋层6和脱硝喷淋层5喷出的浆液进入积液层4中,溶液中主要为亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合物,积液层中浆液在重力作用下流入氧化槽2顶部,浆液经过加氨调节pH值(调节为5~8)后由两条管道分别送至调节区和氧化区;在调节区中,浆液由脱硝循环泵10送入脱硝喷淋层5进行脱硫、脱硝,由于调节区内浆液没有经过氧化,溶液中保留了大量的亚硫酸根,具有较好的脱硝效果;在氧化区中,浆液在脱硫循环泵11的抽力作用下向下流动,氧化空气由氧化风机17送入氧化区底部从氧化风管中射出后向上移动,多孔板9保证了氧化区中有较大的气液接触面积和浆液的均匀性,提高了氧化速率。
氧化完全的硫酸铵溶液由脱硫循环泵11从底部分两路送出,一路送至脱硫喷淋层7进行脱硫,另一路送至吸收塔1底部进行浓缩结晶。氨储存罐15向氧化槽2顶部供氨,保证了氧化区和和调节区的pH值,控制溶液中亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的比例防止出现气溶胶、氨逃逸和二氧化硫逃逸现象。
浓缩液排出泵8将一定固含量的浓缩液送至晶体提浓罐12进行结晶提浓,在晶体提浓罐12中,浓缩浆液温度降低,溶解度下降,出现更多的硫酸铵晶体颗粒结晶析出,同时,由于温度的降低,原硫酸铵晶体颗粒迅速长大长粗,浓缩液的固含量提高到15%-20%。提浓后的浆液由提浓液排出泵送至旋流器13旋流分离,旋流器13底流送至离心机14离心分离,然后进行烘干干燥,得到硫酸铵成品颗粒,平均粒径在0.5-3mm。旋流器13和离心机14的回流母液送至浓缩池进行再浓缩。
实施例1
某热电厂,2台410T/h锅炉烟气脱硫工程采用本工艺,烟气中SO2浓度为5125mg/m3,NOX浓度为367mg/m3,氧化槽顶部浆液pH值通过加氨控制在7.0,浆液在氧化区中的流速为40m/h,氧化风的O/S比控制在3,氧化风管出气孔径为8mm,多孔板间距2.0m,2层多孔板孔径为10mm,孔心距30mm,浓缩区浓缩喷淋液气比为1.5L/m3、固含量控制为5%-10%,提浓罐中浆液停留时间为2小时、固含量控制为18%-20%,脱硫喷淋层液气比控制为2.0L/m3、脱硝喷淋层液气比控制为1.0L/m3。浆液出槽氧化率为99.8%,脱硫效率99.3%,脱硝效率46.2%,硫酸铵成品平均粒径大于2.0mm。
实施例2
某自备电厂,1台135MW机组锅炉烟气脱硫工程采用本工艺,烟气中SO2浓度为2866mg/m3,NOX浓度为423mg/m3,氧化槽顶部浆液pH值通过加氨控制在6.8,浆液在氧化区中的流速为35m/h,氧化风的O/S比控制在2.8,氧化风管出气孔径为8mm,多孔板间距2.0m,3层多孔板孔径为10mm,孔心距30mm,浓缩区浓缩喷淋液气比为1.5L/m3、固含量控制为5%-10%,提浓罐中浆液停留时间为2小时、固含量控制为18%-20%,脱硫喷淋层液气比控制为1.0L/m3、脱硝喷淋层液气比控制为1.5L/m3。浆液出槽氧化率为99.3%,脱硫效率99.1%,脱硝效率48.8%,硫酸铵成品平均粒径大于2.0mm。
实施例3
某热电厂,3台130T/h锅炉烟气脱硫工程采用本工艺,烟气中SO2浓度为1870mg/m3,NOX浓度为416mg/m3,氧化槽顶部浆液pH值通过加氨控制在7.0,浆液在氧化区中的流速为40m/h,氧化风的O/S比控制在2.5,氧化风管出气孔径为8mm,多孔板间距2.0m,2层多孔板孔径为10mm,孔心距30mm,浓缩区浓缩喷淋液气比为1.0L/m3、固含量控制为5%-10%,提浓罐中浆液停留时间为2小时、固含量控制为18%-20%,脱硫喷淋层液气比控制为1.0L/m3、脱硝喷淋层液气比控制为1.0L/m3。浆液出槽氧化率为99.0%,脱硫效率98.2%,脱硝效率51.7%,硫酸铵成品平均粒径大于2.0mm。

Claims (7)

1.一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝装置,包括带有烟气入口和烟气出口的吸收塔,所述吸收塔内由上至下依次为除雾器层、脱硫喷淋层、脱硝喷淋层、积液层、浓缩液喷淋层和浓缩池,所述烟气入口位于浓缩池与浓缩液喷淋层之间,所述烟气出口位于吸收塔顶部,浓缩池与浓缩喷淋层之间通过浓缩循环泵连通,浓缩池底部设有布气管;
其特征在于,还包括:
晶体提浓罐,与所述浓缩池连通,该晶体提浓罐下游依次连接旋流器和离心机;
氧化槽,该氧化槽内分隔为调节区和氧化区,所述调节区与氧化区均连通至积液层,所述调节区通过脱硝循环泵与脱硝喷淋层连通,所述氧化区通过脱硫循环泵分别与脱硫喷淋层和浓缩池连通,氧化区的底部设有氧化风管,氧化风管上方设有若干层多孔板;
所述多孔板设置为2~5层,每层间距为1~4m,多孔板的孔径为2-20mm,孔心距为孔径的2-5倍;
所述氧化风管的下方设有若干个出气孔,所述出气孔的孔径为3-15mm,孔心间距为出气孔孔径的5-50倍;
所述氧化区与调节区的容积比为3:1~5:1;
氨储存罐,用于向氧化槽顶部输送氨水以调节来自所述积液层的浆液的pH值。
2.根据权利要求1所述的烟气脱硫脱硝装置,其特征在于,所述调节区与氧化区之间设有平衡孔。
3.根据权利要求2所述的烟气脱硫脱硝装置,其特征在于,所述氧化区的顶部设有连通至浓缩池的出气管。
4.一种回收硫酸铵的烟气脱硫脱硝工艺,其特征在于,包括如下步骤:
烟气进入吸收塔后先经浓缩池内的浓缩液喷淋降温,降温后的烟气依次经过喷淋脱硝、喷淋脱硫和除雾干燥后由烟气出口排出;
喷淋脱硫和喷淋脱硝后的吸收液在氧化槽顶部加氨水调节pH值后引入氧化槽中,其中一部分吸收液引入氧化槽的调节区,经脱硝循环泵打入脱硝喷淋层对烟气进行喷淋脱硝,另一部分吸收液在氧化区内自上而下匀速流动,与向上运动的氧化空气接触进行氧化反应,氧化完成后经脱硫循环泵分别打入脱硫喷淋层对烟气进行喷淋脱硫和打入浓缩池对烟气喷淋降温并结晶;
氧化空气从氧化槽的底部送入,向上运动,依次经过各层多孔板,被多孔板破碎后与吸收液进行氧化反应;
结晶后的浓缩液打入晶体提浓罐中,在晶体提浓罐中降温提浓后再经旋流分离、离心、干燥得到副产品硫酸铵。
5.根据权利要求4所述的烟气脱硫脱硝工艺,其特征在于,所述浓缩池中的浓缩液中硫酸铵晶体固含量控制在5~12%。
6.根据权利要求4所述的烟气脱硫脱硝工艺,其特征在于,所述浓缩液喷淋降温的液气比为0.5-5L/m3,喷淋脱硝的液气比为0.5-5L/m3,喷淋脱硫的液气比为0.5-5L/m3
7.根据权利要求4所述的烟气脱硫脱硝工艺,其特征在于,所述氧化区内的吸收液的停留时间为10-60min,流速为10-50m/h,氧化空气的风量满足氧化过程中的O/S比为2-5。
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