CN103394281B - 一种镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法 - Google Patents

Abstract

一种镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，它是从脱硫塔内连续引出塔内浆液进行固液分离，固液分离底流综合利用生产硫酸镁,固液分离的部分或全部上清液用以替代外部补充水在塔前预冷却喷淋工序中使用。本发明方法通过固液分离手段同时实现塔外固态脱硫产物的浓集和降低塔内脱硫吸收循环液的固含量，使之同时满足脱硫吸收和综合利用对固含量的不同需求。

Description

一种镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法

技术领域

本发明涉及镁法烟气脱硫，尤其是涉及镁法脱硫及脱硫产物综合利用过程中水膨胀的控制和脱硫产物浆液提浓的方法。

背景技术

在镁法烟气脱硫过程中,脱硫系统内需采用外部补充水（工艺水）来进行塔前预冷却喷淋、除雾器冲洗和脱硫剂浆液配置，此水量相当庞大，由于锅炉或窑炉原烟气含湿量已达5-12%(v/v)，烟气对水的蒸发能力有限，其蒸发能力小于外部补充水的需要量,脱硫系统存在水膨胀现象。由于镁法脱硫系统本身需要通过排水来排出脱硫产物,适度的水膨胀有利于脱硫产物的及时排出,降低脱硫循环液中的镁含量,降低脱硫循环系统的能耗。为此，通常的镁法脱硫系统，根据原烟气含湿量和二氧化化硫浓度的不同，其排液中硫酸镁含量在5-8%（镁含量1-1.6%）。

对于回收硫酸镁的镁法脱硫系统，必须对脱硫系统排出的一次脱硫产物中的镁含量进行控制，以降低后续结晶过程的能耗，理想的镁含量应该是接近其硫酸镁结晶前溶液温度下的饱和浓度（6-6.5%）。一次脱硫产物中的镁含量除受水膨胀程度影响外，还应满足脱硫循环浆液比重和粘度的要求，因浆液的比重和粘度直接影响脱硫效率和脱硫系统能耗，为此脱硫浆液中镁含量一般需在4%以下（相当于硫酸镁含量20%）。目前，常用的降低水膨胀程度的方式是采用系统内的吸收浆液替代外部补充水配置氧化镁脱硫剂，但由于其消耗的水量占外部补充水量比例极其低，为此，其起到的缓解作用极其有限。同时，由于采用的是浆液配料，其配料及熟化难度提高，计量的准确度下降，直接影响其脱硫效率和脱硫剂转化率。由于外部补充水用量最大的环节是烟气预冷却，为此，控制烟气预冷却过程的外部补充水的用量，减少进入脱硫塔烟气携带的汽化水和液态水滴，成为控制水膨胀的主要手段，目前采用的方法主要有以下三种：

1）将塔前预冷却喷淋由常规单流体雾化喷淋改为双流体雾化喷淋方式，降低喷淋雾滴的粒径以提高气液换热传质效率，降低喷淋液的过量度，减少烟气带入脱硫吸收塔的液态水滴；

2）采用常规单流体雾化喷淋，扩大塔前预冷却段截面积使液滴充分汽化，并在预冷却喷淋和脱硫塔间设置除雾器，基本做到无液态水滴带入脱硫塔；这是目前使用的主流技术，其同时能达到对烟气中氯的去除作用。

3）采用GGH（烟气再热器）替代塔前预冷却喷淋来降低原烟气温度，省却了塔前预冷却喷淋水。通过简单的热平衡和水平衡计算可以得知，采用GGH虽然使其塔前预冷却降温后的烟气含湿量有所降低，但烟气的热焓也随之降低，出塔烟温及该温度下的饱和湿度也相应降低，相对于上述主流技术其对系统水膨胀的缓解作用极其有限。

但上述烟气降温方式的改进均只能起到缓减水膨胀程度的目的,只有在原烟气同时满足SO₂浓度大于2500mg/m³和含湿量小于8%(vol%)的条件下，才能使循环吸收液镁含量达到4%的期望值。对于面广量大的燃烧中低硫煤的锅炉和含湿量高的窑炉脱硫系统，其浆液中的镁含量仍然只能维持在较低的水平。为此，其后续蒸发浓缩结晶过程需消耗大量蒸汽，同时上述采用的预冷却方式均存在的投资庞大，运行成本高的缺点，使硫酸镁回收失去经济价值。

国内，清华大学镁法脱硫产物综合利用项目组（国家863项目NO2007AA061703），对镁法脱硫回收硫酸镁技术进行了深入研究，并在此基础上取得了三项相关发明专利，这些专利均是基于提浓脱硫产物使其镁含量达到6%以上的目的，但由于其技术和经济可行性问题，导致其未实现工程应用。

1）CN1207083C《一种氧化镁湿法烟气脱硫及产物回收新工艺》，采用GGH（烟气再热器）缓解水膨胀，试图通过脱硫塔内烟气蒸发作用对脱硫吸收液进行提浓使其接近于工业硫酸镁生产的浓度水平，但由于其未考虑脱硫吸收对循环浆液比重和黏度要求以及脱硫系统中存在的水膨胀问题，塔内循环浆液硫酸镁含量无法达到其所期望的30%（相当于镁含量6%）以上的目的。

2）CN100335154C《一种氧化镁烟气脱硫及产物浓浆法氧化回收工艺》专利（本专利对比技术）。发明人已关注到CN1207083C存在的“对含硫较低的煤种，其脱硫吸收液提浓的水平易受系统水平衡的制约”的技术应用的局限性，为此，其采用塔内不设氧化系统，采用外部浓集亚硫酸镁固体的方式对出塔脱硫产物二次提浓使之达到6%以上的镁含量（按其后续的氧化和冷却结晶方式需要近10%的镁含量）。由于其未解决水膨胀问题，其在提取浓相脱硫产物的同时必须排放稀相脱硫产物，而根据烟气氧含量和二氧化硫浓度的不同，脱硫过程中约有20-50%的亚硫酸镁被烟气氧化成硫酸镁而溶入循环浆液中，其中绝大部分硫酸镁将随稀相浆液排放；同时，由于亚硫酸(氢)镁在塔底PH条件下在浆液中有2.5%的溶解度，此部分亚硫酸镁也将随稀相浆液排放，严重影响综合利用的回收率。

3）CN101530725B《一种氧化镁湿法脱硫产物自浓集回收工艺》，该发明关注到了CN100335154C在综合利用转化率方面的问题，提出了单纯采用“由循环泵分流冲起沉淀物，在靠近沉析层的上方引出MgSO₃浓浆液进入氧化塔”的方式，将浆液提浓至其所希望的4%的镁含量后进行综合利用，并利用GGH（烟气再热器）后全部烟气余热对浓浆液进行蒸发提浓，这样可以减少稀相浆液的排放量，减少综合利用能耗。其存在的显而易见的问题是：1）低温烟气余热利用的方式决定其投资庞大，其预冷却塔、GGH、烟风系统、喷淋系统及与其配套的电气自控等投资已接近整个脱硫系统的投资，上述系统的运行电耗已足以抵消其全部的硫酸镁综合利用的回收价值。2）其仍然存在水膨胀问题，只对部分脱硫产物进行回收，硫酸镁回收率仍低。显然，该项技术在经济上无可行性和必要性。

综上所述，现有镁法脱硫系统使用的水膨胀控制和脱硫产物提浓方法，存在投资大、运行成本高、提浓水平低等缺点，同时其使用具有较大的局限性，难以在面广量大的燃烧中低硫煤的锅炉和含湿量高的窑炉烟气脱硫系统体现出经济性。同时，部分新专利技术无经济和技术的可行性。

发明内容

脱硫系统的外部补充水主要用于除雾器冲洗、脱硫剂配制和塔前预冷却降温三个工艺环节，其中除雾器冲洗水和脱硫剂配制水用水量较少，烟气在湿法脱硫系统的蒸发量足以使其完全蒸发；塔前预冷却降温是脱硫系统主要的用水工艺环节，根据采用的预冷却喷淋方式的不同，其用水量为脱硫系统烟气蒸发量的1-2倍。各工艺环节用水对水质的要求也不同，分别有以下要求：

1）除雾器冲洗：此部分用水对水质有很高的要求，由于在冲洗过程中会形成严重的烟气液沫夹带，为此对冲洗水中盐分、固形物等均有严格要求，避免被烟气夹带形成二次污染（包括PM2.5）；

2）氧化镁浆料配置：氧化镁配置对水质要求较高，含有盐分或固形物的水会影响氧化镁的消化，同时影响供浆计量的准确度，直接影响脱硫效率和脱硫剂转化率；

3）塔前预冷却喷淋：根据不同的喷淋冷却方式，对水质要求不同，如采用双流体雾化喷头，其对补充水的中盐分和固形物的要求极高，但其用水量最少，一般只考虑喷淋量是其降温过程汽化蒸发量的1.2—1.5倍左右。采用单流体雾化喷头，其对水质的要求是清液，对盐分的要求是防止蒸发过程盐分结晶引起喷头的堵塞，其喷淋量是其降温过程汽化蒸发量的2—3倍。

本专利结合镁法脱硫系统各用水环节对水质、水量的不同要求，将脱硫系统内循环浆液制备成符合工艺要求的工艺水回用于脱硫工艺的塔前预冷却喷淋，解决脱硫系统的水膨胀问题，同时结合工艺水的制备和使用，实施对脱硫产物的二次浓缩，使之达到工业硫酸镁生产的要求。

本发明的技术方案如下：

一种镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，它适用于脱硫塔内不设置脱硫产物氧化系统的镁法烟气脱硫系统,它如图2所示，包括如下步骤：

1)从脱硫塔内连续引出塔内浆液进行固液分离，固液分离底流综合利用生产硫酸镁,固液分离的部分或全部上清液用以替代外部补充水在塔前预冷却喷淋工序中使用；

通常固液分离产生的上清液量远大于塔前预冷却喷淋所需的喷淋量，过量的喷淋量可降低塔前预冷却的装置规模和对喷头和喷淋压力的要求，有效降低烟气温度提高后续脱硫效率，但会增加喷淋电耗。基于降低电耗的目的，可将部分上清液用于塔前预冷却喷淋，部分直接回流到脱硫系统的脱硫塔；

2)调节脱硫塔内连续引出进行固液分离的浆液量来控制塔内循环浆液的固含量，使塔内循环浆液的黏度和比重在脱硫吸收循环许可的范围内；

其控制方式可用下式表示：

塔内循环浆液固含量＝脱硫系统固态物产生量-引出塔内浆液进行固液分离量

引出塔内浆液进行固液分离的数量越大，塔内循环浆液固含量越低,脱硫循环系统能耗越低,但固液分离器的规模越大。为此,塔内循环浆液固含量控制目标,一般按循环浆液中镁含量2-4％控制,使脱硫循环浆液的比重和黏度既能满足脱硫吸收的要求,又不使固液分离的装置规模过大。

3)控制脱硫系统外部补充水的补充量使固液分离底流镁含量控制在硫酸镁工业生产许可的水平；

本技术方案不排放稀相脱硫产物，固液分离的底流即为脱硫系统的全部脱硫产物，为此，外部补充水量与固液分离底流浆液量和其含镁量的其相关性可用下式表示：

底流浆液含水量＝外部补充水量-烟气蒸发水量

底流浆液镁含量＝进入脱硫系统的镁量/(进入脱硫系统的镁量+底流浆液含水量)

通常，除雾器冲洗和浆液配置进入脱硫系统的外部补充水量小于脱硫系统的蒸发量和脱硫产物中含水量之和，为此，基于维持系统水平衡的目的，必须在塔前预冷却工序加入部分外部补充水，此外部补充水的补充方式同时可对固液分离上清液进行稀释，使其中的亚硫酸镁处于不饱和状态，避免其在管路和喷头处结晶堵塞而影响预冷却喷淋。塔前预冷却工序外部补充水的投加量的控制是基于控制固液分离器底流镁含量目标，而非基于塔前预冷却喷淋冷却所需的喷淋量。根据后续硫酸镁综合利用工序采取的氧化、结晶方式不同和对底流浆液流动性的要求，通常底流浆液的镁含量被控制在5-8％。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是所述的固液分离底流浆液是其全部的脱硫产物。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是脱硫系统不排放稀相脱硫产物。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是所述的塔前预冷却喷淋采用的是单流体雾化喷头。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是所述的在预冷却喷淋和脱硫塔间不设置除雾器。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是所述的固液分离底流其镁含量5-8％。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是其同样适用于基于减少脱硫系统排水目的的镁法和其它湿法脱硫工艺。

上述镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，其特征是其同样适用于基于缩小塔前预冷却系统规模和投资目的的镁法和其它湿法脱硫技术。

本发明与对比技术CN100335154C《一种氧化镁烟气脱硫及产物浓浆法氧化回收工艺》实施固液分离的差异在于：1）目的不同：本发明固液分离过程在制备清液作为工艺水的同时及时将固相脱硫产物脱离塔内循环浆液在塔外浓集、保证塔内循环浆液固含量始终处于较低的水平，以防止影响脱硫系统的正常运行；而对比技术是单纯基于提浓外排脱硫产物的目的，未考虑也不需要考虑降低塔内固含量，因为水膨胀使其塔内循环浆液镁含量不可能达到4%的极限浓度。2）手段不同：基于及时排出脱硫产物的目的，本发明引出脱硫塔内浆液是连续地，而对比技术是浓缩和氧化交替进行。本发明引出进行固液分离的浆液量需满足保证塔内镁含量小于4%需要进行的固液分离量，其引出的浆液量要远大于基于提浓外排浆液所需的量；3）结果不同：本发明的结果是在制备清液的同时，使脱硫产生的固态脱硫产物及时脱离脱硫循环系统，降低塔内循环吸收浆液的固含量，使脱硫系统能够正常运行，降低脱硫循环系统的能耗，其塔内循环浆液固含量要低于对比技术，循环浆液中液相硫酸镁含量高于对比技术。

本发明通过固液分离手段同时实现塔外固态脱硫产物的浓集和降低塔内脱硫吸收循环液的固含量，使之同时满足脱硫吸收和综合利用对固含量的不同需求；通过控制外部工艺水的补充量来实现不对外排放稀相脱硫产物前提下的脱硫产物镁含量的控制；通过使用固液分离上清液作为塔前预冷却喷淋液来弥补外部补充工艺水的不足，使之满足冷却降温所需的喷淋液量。通过上述三个环环相扣又互为利用和补充的环节来实现任何烟气条件下对脱硫系统水膨胀的控制和脱硫产物的提浓，解决了由于脱硫系统水膨胀而限制镁法脱硫产物提浓问题。其积极意义同时在于：降低后续综合利用能耗、降低脱硫循环吸收系统能耗、缩小塔前预冷却的装置规模和投资，提高综合利用的回收率使脱硫过程实现了脱硫产物零排放。同时对于其它湿法脱硫系统排水量的控制和降低烟气预冷却系统的规模和投资也有积极的应用价值。

附图说明

图1为对比技术的工艺流程示意图

图2为本发明的工艺流程示意图，

其中：1为原烟气烟道，2为脱硫塔，3为塔底储液段，4为喷淋层，5为除雾器，6为湿烟囱，7为固液分离器，8为氧化镁配料罐，9为塔前预冷却喷淋。

具体实施方式

如工艺流程图2所示：经过除尘处理的原烟气经原烟气烟道1进入脱硫系统，经塔前预冷却喷淋9喷淋冷却后送入脱硫吸收塔2，与喷淋层4喷出的脱硫循环浆液逆流接触吸收SO₂，经过除雾器5除雾后经塔顶湿烟囱6排空，塔底储液段3不设置脱硫产物氧化系统；作为脱硫剂的氧化镁粉，在氧化镁配置罐8与外部补充水混合进行配浆，氧化镁浆料进入脱硫塔2进行循环喷淋吸收。部分循环喷淋浆液进入固液分离器7，固液分离器底流进入综合利用系统回收硫酸镁，上清液与外部补充水混合后泵入塔前预冷却喷淋9对原烟气进行冷却降温；

按上述流程实施某企业烧结机烟气脱硫产物浆液提浓，原烟气参数和物料消耗如表1：

表1：

1）固液分离底流固含量的控制

上述脱硫系统塔前预冷却喷淋烟气温度由150度降至80度，冷却过程汽化水量26.76吨/小时，采用常规单流体雾化喷头，塔前预冷却段长5米，塔前预冷却喷淋量与汽化量比2，需喷淋液53.52吨以上。分别控制塔前预冷却喷淋外部补充水补充量17.95吨/小时和15.31吨/小时，其余采用固液分离器上清液进行塔前预冷却喷淋，对应的固液分离底流镁含量分别为5.0%和8.0%。系统水平衡见表二：

表2：

而如果全部采用外部补充水作塔前预冷却喷淋，即使塔前预冷却喷淋量与汽化量比达到1的极限值（需要庞大的塔前预冷却段或设置除雾器截留液滴），同时其氧化镁配浆采用塔内循环浆液，其脱硫产物镁含量只能达到2.71%的极限值（见表三），按40%的烟气氧化率计，其固液分离提浓至5%的镁含量将排出31.2%以上的脱硫产物，其固液分离提浓至8%的镁含量将排出46.6%以上的脱硫产物，这也是现有技术无法控制脱硫系统水膨胀而造成脱硫产物浓度无法控制，需通过排放稀相脱硫产物提浓脱硫产物而造成硫酸镁回收率低的原因。

表3：

2）塔内循环浆液固含量控制

上述脱硫系统，分别按以下目标控制引出脱硫系统进行固液分离循环浆液量：

目标1：在控制固液分离底流镁含量5%的脱硫系统内，固液分离上清液量等于塔前预冷却喷淋所需的固液分离上清液量；

目标2：在控制固液分离底流镁含量5%的脱硫系统内，控制塔内循环浆液固含量等于2%；

目标3：在控制固液分离底流镁含量8%的脱硫系统内，固液分离上清液量等于塔前预冷却喷淋所需的固液分离上清液量；

目标4：在控制固液分离底流镁含量8%的脱硫系统内，控制塔内循环浆液固含量等于1%。

各控制目标参数见表4：

由表4可见：在上述各控制目标下，其塔内循环浆液镁含量均能控制在4%的极限浓度下，塔内循环浆液的黏度和比重在脱硫吸收循环许可的范围内；引出脱硫系统进行固液分离的循环浆液量仅为其脱硫循环喷淋量的5%以下，固液分离装置规模在可接受的范围内。增加引出脱硫系统进行固液分离的循环浆液量可进一步降低塔内循环浆液的固含量和镁含量，降低脱硫吸收能耗，但需扩大固液分离装置规模。

Claims (5)

1.一种镁法烟气脱硫系统水膨胀控制和脱硫产物浆液提浓的方法，它适用于脱硫塔内不设置脱硫产物氧化系统的镁法烟气脱硫系统,其特征是它包括如下步骤：

1)从脱硫塔内连续引出塔内浆液进行固液分离，固液分离底流综合利用生产硫酸镁,固液分离的部分或全部上清液用以替代外部补充水在塔前预冷却喷淋工序中使用；

2)调节脱硫塔内连续引出进行固液分离的浆液量来控制塔内循环浆液的固含量，塔内循环浆液固含量按浆液中镁含量2-4％控制；

其控制方式用下式表示：

塔内循环浆液固含量＝脱硫系统固态物产生量-引出塔内浆液进行固液分离量；

3)控制脱硫系统外部补充水的补充量使固液分离底流镁含量控制在硫酸镁工业生产许可的水平，外部补充水量与固液分离底流浆液量和其含镁量的相关性可用下式表示：

底流浆液含水量＝外部补充水量-烟气蒸发水量

底流浆液镁含量＝进入脱硫系统的镁量/(进入脱硫系统的镁量+底流浆液含水量)。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的部分上清液用于塔前预冷却喷淋，而另部分直接回流到脱硫系统的脱硫塔。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的固液分离底流浆液是其全部的脱硫产物。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的塔前预冷却喷淋采用的是单流体雾化喷头。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征是：所述的底流浆液镁含量被控制在5-8％。