CN104785091B - 一种烟化炉含硫尾气深度减排的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及烟化炉含硫尾气治理及环境保护领域，具体的说是一种烟化炉含硫尾气的深度脱硫减排技术，即烟化炉含硫尾气深度减排的方法和装置。其具体步骤是先对含硫尾气采用氨法脱硫工艺对含硫尾气进行粗脱硫，去除其中大部分二氧化硫，最后采用双氧水脱硫工艺对氨法脱硫后尾气进行精脱硫。采用氨水‑双氧水联合脱硫剂，可以最终使二氧化硫排放指标达到20mg/Nm³以下，实现二氧化硫的深度减排，产生的硫酸返回至前段用于中和，副产硫酸铵获得良好的经济效益，同时大大消除环境影响。

Description

一种烟化炉含硫尾气深度减排的方法及装置

技术领域

本发明涉及冶金、有色冶炼等行业与环保技术领域，具体的说是一种烟化炉含硫尾气深度减排的方法及装置。

背景技术

二氧化硫是大气污染物中的主要污染因素，二氧化硫的排放会造成酸雨对水体、农作物、环境、建筑物等造成酸化和腐蚀，造成巨大的经济损失。我国钢铁、冶金、有色冶炼、化工等行业的高速发展，带来了严重的二氧化硫污染，环境负荷难以承受，近几年各行业的排放标准步步紧缩，给各行业的发展带来制约，二氧化硫的深度减排迫在眉睫。

现有的脱硫工艺种类繁多，均存在一定的局限性，其主要问题是采用某一脱硫工艺技术不能有效的实现高效深度减排，不能保证各行业最新的国家标准和区域性排放标准的要求，且单一脱硫工艺也不能很好的保证经济性。

现有的氨法脱硫工艺流程，多采用单级、两级或三级串联脱硫工艺。其基本流程是：含硫尾气经预处理达到工艺要求后，首先依次进入一级（或两级、三级）吸收塔内，经氨水喷淋吸收二氧化硫生成亚硫酸铵和硫酸铵，视吸收循环料浆的浓度情况，开路排放部分亚硫酸铵或硫酸铵料浆，经蒸发浓缩、结晶、分离得到亚硫酸铵或硫酸铵副产物，分离液体返回配置氨水循环使用。经过一级（或两级、三级）吸收后的含硫尾气，二氧化硫浓度一般70-300mg/Nm³，经烟筒排空。目前硫酸工业污染物排放标准GB26132-2010中将二氧化硫排放限值由960mg/Nm³调整为一般地区400mg/Nm³,发达地区200mg/Nm³；铅锌工业、铜钴镍工业污染物排放标准GB25467-2010中二氧化硫排放限值均为400mg/Nm³；钢铁烧结、球团工业大气污染物排放标准GB28662-2012中二氧化硫排放限值均为200mg/Nm³；个别重点区域执行100mg/Nm³，甚至50mg/Nm³的限值，给企业的环保管理提供严格要求。

氨法脱硫还有一个缺陷在于当低限值脱硫时存在氨气挥发的问题，在排放的尾气中存在一定量的氨气逸出，造成了另一个污染。若要解决氨气逸出的问题，需要增加另外的装置，增加了成本。例如中国专利申请201110134692.5提出了一种降低尾气氨逸出的方法，在脱硫塔顶部的除雾器与喷淋层之间新增一套文丘里净氨器，以净化尾气。但是限于氨法脱硫技术本身的缺陷，现有技术中所采用的方法并不能进一步降低尾气含硫量。

双氧水脱硫是一种脱硫法，原理是利用过氧化氢的强氧化性使二氧化硫直接氧化成硫酸。该反应是强氧化反应，反应迅速而彻底，脱硫效率高，并且运行成本较低，因此逐渐得到了行业内的青睐，大有取代其它传统脱硫法的发展趋势。但是一个重要的缺陷在于，在大规模生产应用中，含二氧化硫的进气的硫含量呈气团式分布，安全性堪忧，例如2013年某地在双氧水脱硫设备的试车过程中发生爆炸。为克服现有传统脱硫技术的缺陷以及单独使用双氧水法所具有的不足，我们开发了本发明的烟化炉含硫尾气脱硫技术，以实现尾气的深度减排，并且可以在不大幅增加成本的情况下，实现对现有厂家的旧有设备进行技术改造升级。

发明内容

本发明的目的在于提供一种烟化炉含硫尾气深度减排的方法及装置，该方法采用氨水-双氧水联合脱硫剂，亦即首先对含硫尾气进行降温除尘预处理，然后采用氨法脱硫工艺进行粗脱硫，最后采用双氧水法脱硫工艺进行精脱硫。经过氨水-双氧水联合深度脱硫后，含硫尾气中二氧化硫含硫可以降低至20mg/Nm³以下，满足现有各行业国家排放标准限值要求。

具体来说，本发明采用的技术方案如下：

一种烟化炉含硫尾气深度减排的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

粗脱硫步骤：在碱性脱硫塔中，利用氨水作为脱硫剂，使用含氨水的吸收液与含硫尾气充分接触来吸收含硫尾气中的二氧化硫，使尾气中二氧化硫的含量降低从而产生二氧化硫含量降低的尾气，同时产生吸收了二氧化硫的吸收母液；

精脱硫步骤：该二氧化硫含量降低的尾气被送至酸性脱硫塔，在酸性脱硫塔中，以双氧水为脱硫剂，再次进行吸收处理，二氧化硫与双氧水迅速反应，生成稀硫酸溶液和深度脱硫的尾气，并将该深度脱硫的尾气送至排放系统排出，

其中在粗脱硫步骤中，氨水的质量分数为15-40%，优选25-30%，塔内吸收母液中的亚硫酸铵浓度为20-180g/L，优选50-150g/L，更优选100-150g/L、亚硫酸氢铵浓度为150-400g/L ，优选为200-350g/L，温度为20-40℃，淋洗液密度为15-20m³/(m²h)，在精脱硫步骤中，双氧水质量分数为27%-70%，塔内溶液中双氧水质量分数为0.1-8%，硫酸为10-45%，温度为25-40℃，淋洗液密度为20-30m³/(m²h)，排放尾气中SO₂浓度小于50mg/Nm³，更优选降低至20mg/Nm³以下。

粗脱硫步骤中产生的吸收了二氧化硫的吸收母液间断性排放用于生产硫酸铵，精脱硫步骤中产生的稀硫酸溶液循环至前段用于中和。

优选地，在粗脱硫步骤中，使尾气中的二氧化硫含量降至1000mg/Nm³以下，更优选降至200至700mg/Nm³，最优选200mg/Nm³以下。

优选地，在粗脱硫步骤之前还包括预处理步骤：对烟化炉含硫尾气采取降温除尘措施，使温度降至低于160℃，含尘量小于50mg/Nm³。

优选地，所述降温措施包括采用表面冷却器、风冷换热器或直接喷水混合降温中的任一种或多种的组合；所述除尘措施包括采用布袋除尘器或电除尘器中的任一种或两者的组合。

优选地，所述粗脱硫步骤是采用一级或多级氨法洗涤吸收流程。

优选地，所述粗脱硫步骤中所生成的亚硫酸铵和亚硫酸氢铵被进一步处理成硫酸铵。在这种情况下，所述粗脱硫步骤中所生成的吸收母液经过氧化、中和、分解、蒸发后得到固体硫酸铵。其中吸收母液的中和处理利用了精脱硫步骤中所生成的稀硫酸，亦即精脱硫步骤中所生成的稀硫酸至少部分返回至前段用于中和粗脱硫步骤中排放的吸收母液生成硫酸铵。更优选，在母液处理生产硫酸铵的过程中产生的残气进一步输送至酸性脱硫塔处理。

本发明还公开了一种用于烟化炉含硫尾气深度减排的装置，所述装置包括粗脱硫装置和精脱硫装置，其特征在于，粗脱硫装置是用于采用氨水来吸收尾气中的二氧化硫的装置，而精脱硫装置是采用双氧水来进一步吸收经过粗脱硫的尾气中的二氧化硫的装置，粗脱硫装置包括碱性脱硫塔、氨水供应管路、母液循环管路和母液处理装置，精脱硫装置包括酸性脱硫塔、双氧水供应管路、双氧水循环管路和硫酸返回管路，所述硫酸返回管路联通至前段的母液处理装置用于输送硫酸中和处理吸收母液。

另外，所述装置还可以包括一条返回管线，用于将精脱硫装置中所生成的稀硫酸返回至粗脱硫装置中以与粗脱硫装置中的氨气反应生成硫酸铵。

进一步，在母液处理装置还通出一条管路联通至酸性脱硫塔进气口，用于将母液处理装置产生的残气输送至酸性脱硫塔中处理。

有益效果：本发明采用氨水-双氧水联合脱硫剂，与现有单纯氨法脱硫工艺相比，具有脱硫效率高、可实现深度减排、防止单独氨法低限值脱硫时导致氨逃逸问题、防止单独双氧水脱硫的安全性问题、综合运行成本低等优点。在采用氨水-双氧水联合脱硫剂进行的联合脱硫中，前段氨法脱硫的吸收容量大，而后段双氧水脱硫反应迅速而彻底，尾气残留二氧化硫含量极低，副产硫酸可补充工艺水，大部分可以用来中和前段吸收母液，生产有价值的硫酸铵，充分利用尾气中的硫资源生成有价值的产品，不产生废料处理负担的同时还充分产生经济效益。采用本发明的方法和装置时，可以充分利用现有设备，改造成本低，是一项极具前景的技术。

附图说明

图1为本发明的烟化炉深度脱硫装置的示意图。

在图中：1除尘器；2冷却器；3碱性脱硫塔；4碱性脱硫泵；5氨水槽；6氨水泵；7母液处理装置；8排出泵；9硫酸循环泵；10酸性脱硫塔；11双氧水泵；12双氧水槽；13硫酸返回管路；14残气管路；15母液循环管路；I预处理；II粗脱硫；III精脱硫。

具体实施方式

本发明通过利用氨水-双氧水联合脱硫剂，对经过或未经过预处理的尾气采用氨法粗脱硫和双氧水法精脱硫联合工艺，克服现有氨法脱硫工艺技术中脱硫效率较低，为实现低排放量时易导致氨逃逸等问题，将经过氨法粗脱硫的含硫尾气再采用双氧水法脱硫工艺进一步高效脱除。

利用氨水-双氧水联合脱硫剂进行烟化炉含硫尾气深度减排的方法包括以下步骤：

首先，对含硫尾气（如钢铁、冶金、有色冶炼、化工等行业）首先采取降温，除尘措施，使其温度降至小于160℃，含尘量小于50mg/Nm³，满足氨法脱硫工艺要求。当含硫尾气不经处理直接满足氨法脱硫工艺要求时，此步骤可省却。

其次，对经过预处理的含硫尾气采用氨水为原料，进行吸收处理，气体中二氧化硫与氨反应后生成亚硫酸铵，进一步氧化为成硫酸铵，经固液分离后得到亚硫酸铵、或硫酸铵副产品。氨法脱硫后尾气二氧化硫控制宜小于1000mg/Nm³，更优选降至200至700mg/Nm³，最优选200mg/Nm³以下。

然后，将氨法脱硫后的低含二氧化硫尾气，再采用双氧水对其中的二氧化硫进行吸收，进行再脱硫，脱硫后尾气二氧化硫小于20mg/Nm³。

其中含二氧化硫尾气的预处理包括以下步骤：

步骤I：降温，含二氧化硫尾气可采用表面冷却器、或风冷换热器、或直接喷水混合降温等措施实现气体温度降低至小于160℃以下。

步骤Ⅱ：除尘，步骤I后尾气经布袋除尘器、或电除尘器等措施实现气体中含尘物料的去除。

含二氧化硫尾气的粗脱硫所采用的氨法脱硫工艺，可以根据尾气中二氧化硫的含硫选取一级或多级氨法洗涤吸收流程，亦可根据市场接纳情况，将吸收后产物做到亚硫酸铵或硫酸铵，对外销售或自用。

氨法粗脱硫后的尾气采用双氧水进行精脱硫工艺再脱硫，可以根据尾气中二氧化硫含量选取填料洗涤塔、或空塔、或超重力机等形式的塔器和吸收设备。

本发明烟化炉含硫尾气深度减排的方法所采用的装置包括气体预处理部分、氨法脱硫部分、双氧水脱硫部分，三部分工艺方法及装置有机组合，实现烟化炉含硫尾气深度减排。

双氧水法精脱硫部分中产生的少量稀硫酸副产品，可以返回至生产系统回用，如硫酸生产可以返回至干吸工段做工艺补充水；也可以返回至氨法脱硫吸收塔内，与部分氨结合后生成硫酸铵；也可以直接作为副产品销售，或经浓缩至成品酸后销售。

本发明采用氨水-双氧水联合脱硫剂，与现有单纯氨法脱硫工艺相比，脱硫效率高，尾气中的二氧化硫含量小于20mg/Nm³，从而实现深度减排。还防止了单独氨法低限值脱硫时导致的氨逃逸问题，逃逸的氨在精脱硫时也被进一步氧化，避免了进一步污染。提高了安全性，经过粗脱硫的尾气中二氧化硫的含量降低，并且由于经过了第一道处理过程，二氧化硫的含量分布得到了调整，在双氧水脱硫塔中的反应平稳，使得安全性得到提高。另外相比于现有技术，综合运行成本更低。

下面结合附图和实例对本发明进一步说明。

以下结合图1对本发明的详细内容进一步描述。

图1为本发明的装置流程图，在本发明的烟化炉含硫尾气深度减排装置中进行烟气脱硫减排时，经过如下处理步骤：3碱性脱硫塔；4碱性脱硫泵；5氨水槽；6氨水泵；7母液处理装置；8排出泵；9硫酸循环泵；10酸性脱硫塔；11双氧水泵；12双氧水槽；13硫酸返回管路；14残气管路；15母液循环管路。

首先对含硫尾气通过除尘器1、冷却器2采取降温除尘措施，使其温度降至小于160℃，含尘量小于50mg/Nm³，满足氨法脱硫工艺要求。当含硫尾气不经处理直接满足氨法脱硫工艺要求时，此步骤可省却。

粗脱硫部分即氨法脱硫部分，对经过或未经过预处理的含硫尾气采用氨水为原料，在碱性脱硫塔3中进行吸收处理，吸收母液通过母液循环管路15、碱性脱硫泵4循环，间断性排出母液，循环部分的母液与从氨水槽5、氨水泵6来的氨水混合输送至塔顶。气体中的二氧化硫与氨反应后生成亚硫酸铵和亚硫酸氢铵进入母液，吸收母液间断性排出到母液处理装置7，进一步氧化为成硫酸铵，经固液分离后得到亚硫酸铵或硫酸铵副产品经由排出泵8排出。氨法脱硫后尾气二氧化硫控制宜小于1000mg/Nm³，更优选降至200至700mg/Nm³，最优选200mg/Nm³以下。

精脱硫部分即双氧水脱硫部分，将氨法粗脱硫后的低二氧化硫含量尾气输送至酸性脱硫塔10，双氧水泵11从双氧水槽12汲取双氧水送到塔顶，与尾气充分接触反应，生成的硫酸间断性排出，至少部分硫酸通过哦硫酸返回管路13输送至前段，一部分返回硫酸送至母液处理装置7中和母液，还可以送至碱性脱硫泵，借用碱性脱硫塔作为反应器生成硫酸铵。母液处理装置7中生成的残气通过残气管路，与碱性脱硫塔尾气输送管路合并或者单独输送至酸性脱硫塔处理。酸性脱硫塔脱硫后，尾气二氧化硫小于20mg/Nm³，可直接排出。

实例1

（1）粗脱硫

脱硫剂液氨以氨水的形式分散进入碱性脱硫塔内，与塔内母液混合后，经母液循环泵及管道输送至塔上部，再由分液器均匀地分布在分液筛板上，此过程，控制氨水的质量分数为25-30%，塔内吸收母液中亚硫酸铵浓度50-150g/L、亚硫酸氢铵浓度200-350g/L，温度20-40℃，淋洗液密度15-20m³/(m²h)；烟化炉吹炼烟气通过烟气管道经烟气进气口进入碱性脱硫塔内，与塔内分布均匀的脱硫液充分反映后，经由烟气出气口导出。

（2）精脱硫

以双氧水为脱硫剂，经双氧水进液口进入塔内，再由外部链接的吸收液循环泵及管道输送至塔顶，塔内上层设有喷淋器，控制喷淋水量450-500m³/h，喷淋下的吸收液进入分液填料，此时由烟气进气口进入的烟气和分液填料内的吸收液充分反应后，由烟气出气口排出，进入高空烟囱排空；此过程控制双氧水溶液质量分数为27%-70%，塔内溶液中过氧化氢质量分数为0.1-8%、硫酸为10-45%，温度25-40℃，淋洗液密度20-30m³/(m²h)，排放尾气中SO₂浓度小于20mg/Nm³。

（3）副产物处理

控制碱性吸收塔内吸收母液体积不超过容量的85%，间歇性排出母液，所得的母液经过分解、中和、蒸发后得到固体硫酸铵；

控制酸性吸收塔内硫酸浓度10-45%，间歇性排出硫酸溶液，所得的硫酸溶液返回前段系统，中和回用。

实例2

使用上述方法对烟化炉含硫尾气进行深度减排，尾气流量约为71000 m³/h，烟气中SO₂浓度为10000-15000 mg/Nm³，碱性脱硫塔氨水入口浓度25.5%，母液中亚硫酸铵浓度为130g/L、亚硫酸氢铵浓度为300g/L，控制反应温度35℃，淋洗液密度18m³/(m²h)，烟气经过碱性脱硫塔初步脱硫后进入酸性吸收塔；酸性脱硫塔内，过氧化氢溶液入口质量分数为27.5%，塔内溶液中过氧化氢质量分数为1.5%，硫酸为30%，控制反应温度35℃，淋洗液密度25m³/(m²h)，排放尾气中SO₂浓度50mg/Nm³。稳定运行24小时，副产固体硫酸铵45吨，回用30%硫酸溶液5.5m³。

实例3

某有色冶炼企业，含硫原烟气为铅冶炼氧化锌烟化炉烟气，气体量120000m³/h，烟气温度200℃，烟气二氧化硫8000mg/Nm³，含尘200mg/Nm³。进入表面冷却器自然冷却，烟气温度降低至150-160℃，然后经布袋除尘器分离粉尘，降低粉尘至50mg/Nm³以下；然后含硫烟气依次进入一级、二级、三级吸收塔，用氨水溶液对烟气中二氧化硫进行循环吸收，反应生成的亚硫酸铵浆液，排至氧化设备内采用鼓空气氧化为硫酸铵浆液，硫酸铵浆液经浓缩后，采用离心机分离得到硫酸铵结晶。

氨法脱硫后尾气120000Nm³/h（干基），含二氧化硫700mg/Nm³,烟气温度38℃，湿含量5%；烟气进入双氧水法吸收塔内，用含双氧水液体循环吸收烟气中的二氧化硫，反应生成12%稀硫酸，部分输送至锌冶炼制硫酸车间的干吸工段，部分输送到氨法脱硫的吸收塔中，与其中的氨水反应生成硫酸铵结晶。

双氧水法脱硫后尾气二氧化硫小于20mg/Nm³，经排空烟筒排空。

上面结合附图和具体实施例对本发明的实施方式作了详细的说明，但是本发明不限于上述实施方式，在所属技术领域普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本发明宗旨的前提下做出各种变化。

Claims (6)

1.一种烟化炉含硫尾气深度减排的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

粗脱硫步骤：在碱性脱硫塔中，利用氨水作为脱硫剂，使用含氨水的吸收液与含硫尾气充分接触来吸收含硫尾气中的二氧化硫，使尾气中二氧化硫的含量降低从而产生二氧化硫含量降低的尾气，同时产生吸收了二氧化硫的吸收母液；

精脱硫步骤：该二氧化硫含量降低的尾气被送至酸性脱硫塔，在酸性脱硫塔中，以双氧水为脱硫剂，再次进行吸收处理，二氧化硫与双氧水迅速反应，生成稀硫酸溶液和深度脱硫的尾气，并将该深度脱硫的尾气送至排放系统排出，

其中在粗脱硫步骤中，氨水的质量分数为15-40%，塔内吸收母液中的亚硫酸铵浓度为20-180g/L、亚硫酸氢铵浓度为150-400g/L，温度为20-40℃，淋洗液密度为15-20m³/(m²h)，在粗脱硫步骤中，使尾气中的二氧化硫含量降至1000mg/Nm³以下，

在精脱硫步骤中，双氧水质量分数为27%-70%，塔内溶液中双氧水质量分数为0.1-8%，硫酸为10-45%，温度为25-40℃，淋洗液密度为20-30m³/(m²h)，排放尾气中SO₂浓度小于20mg/Nm³，

粗脱硫步骤中产生的吸收了二氧化硫的吸收母液间断性排放用于生产硫酸铵，精脱硫步骤中产生的稀硫酸溶液循环至前段用于中和。

2.如权利要求1所述的烟化炉含硫尾气深度减排的方法，其特征在于，在粗脱硫步骤中，氨水的质量分数为25-30%，塔内吸收母液中的亚硫酸铵浓度为100-150g/L、亚硫酸氢铵浓度为200-350g/L。

3.如权利要求1所述的烟化炉含硫尾气深度减排的方法，其特征在于，所述粗脱硫步骤中所生成的吸收母液经过氧化、中和、分解、蒸发后得到固体硫酸铵。

4.如权利要求1所述的烟化炉含硫尾气深度减排的方法，其特征在于，精脱硫步骤中所生成的稀硫酸至少部分返回至前段用于中和粗脱硫步骤中排放的吸收母液。

5.如权利要求3或4所述的烟化炉含硫尾气深度减排的方法，其特征在于，母液处理时产生的残气进一步输送至酸性脱硫塔处理。

6.一种用于烟化炉含硫尾气深度减排的装置，所述装置包括粗脱硫装置和精脱硫装置，其特征在于，粗脱硫装置是用于采用氨水来吸收尾气中的二氧化硫的装置，而精脱硫装置是采用双氧水来进一步吸收经过粗脱硫的尾气中的二氧化硫的装置，粗脱硫装置包括碱性脱硫塔、吸收母液循环管路、吸收母液排出管路和吸收母液处理装置，精脱硫装置包括酸性脱硫塔、吸收液循环管路、硫酸分离装置和硫酸返回管路，所述硫酸返回管路联通至前段的吸收母液处理装置用于输送硫酸中和处理吸收母液，在吸收母液处理装置还通出一条管路联通至酸性脱硫塔进气口，用于将吸收母液处理装置产生的残气输送至酸性脱硫塔中处理。