CN105289215A - 烟气循环脱硫方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种烟气循环脱硫方法及系统。该烟气循环脱硫方法包括将含SO2的烟气先后采用一级循环吸收液和二级循环吸收液吸收烟气中的SO2，所得富液经解吸后，对所得未气化吸收液贫液降温并继续用于吸收烟气中的SO2。烟气循环脱硫系统包括吸收塔、一级贫液循环槽、二级贫液循环槽、贫液储槽、富液储槽、贫液再冷器、贫富液换热器和解吸塔，一级贫液循环槽与一级吸收段循环连通，二级贫液循环槽与二级吸收段循环连通。本发明的烟气循环脱硫方法及系统具有节能降耗、投资运行成本低等优点，能更好地适应低浓度烟气条件下的脱硫需求。
Description
技术领域
本发明属于烟气脱硫技术领域，具体涉及一种烟气循环脱硫方法及系统。
背景技术
我国是受二氧化硫污染最为严重的国家之一，每年因二氧化硫引起的酸雨带来的经济损失超过数千亿元。随着十七大会后建设“资源节约型和环境友好型两型社会”口号的提出，国家对环境污染治理越来越重视，其中大气环境治理中二氧化硫的排放控制尤为突出。
高标准的排放控制要求促进了烟气脱硫工艺的进步，曾经一统天下的成熟的石膏法已然落后于时代前进的步伐，钠碱法、柠檬酸钠法、活性焦法、有机胺法等一批新的脱硫工艺逐步走进人们的视野，然而这些新工艺在面对复杂的脱硫环境时，有时亦显示出不适应。在各行业生产活动中，经常会遇到这样一类烟气，其特点是二氧化硫浓度低(≤2000mg/Nm3),浓度波动幅度小。目前已知的脱硫工艺中对于这种烟气条件的脱硫效果都不太理想。
可再生脱硫法具有脱硫效率高、工艺流程简单、吸收液可重复使用、脱硫副产物经济价值高等优点，被普遍认为是最适合冶炼行业的脱硫工艺，然而可再生脱硫工艺原理为化工过程中的吸收——解吸组合工艺，需要外加热源(主要为外部蒸汽加热产生二次蒸汽)对吸收富液进行解吸，达到吸收液循环再生的目的。现有的可再生脱硫工艺在面对非低浓度二氧化硫烟气时，回收1kg二氧化硫所需蒸汽量为6-7kg，而在低浓度二氧化硫烟气时，回收1kg二氧化硫所需蒸汽量达到18-21kg，因此在面对低浓度烟气时，现有的可再生脱硫工艺将消耗过量的蒸汽，而其过高的蒸汽消耗量将使得原本的工艺优点在高昂的运行成本下荡然无存。
专利申请名称为《烟气脱硫系统及烟气脱硫工艺》，专利申请公布号为CN104492243A的中国专利文献公开了一种通过粗脱硫和精脱硫组合脱硫的方式来降低吸收液富液量的可再生脱硫工艺。然而该工艺存在只能少部分富液用于二次脱硫的缺陷，且为确保烟气达标排放而很难提升富液的二次脱硫利用率，同时因为采用粗脱硫和精脱硫在一个吸收塔内进行，为确保气液接触充分，吸收塔非常复杂，失去了可再生脱硫法工艺流程简单这一优点的同时还增加了脱硫系统的投资成本。
保证烟气达标排放的同时，做到资源再利用、投资成本和运行费用低是当前处理低浓度二氧化硫烟气面临的最大难题。
发明内容
本发明要解决的技术问题是克服现有技术的不足，特别针对现有可再生脱硫工艺在面对低浓度烟气时脱硫投资成本高、运行成本高的缺陷，提供一种设计巧妙合理、节能降耗、投资运行成本低、能更好地适应低浓度烟气条件下的脱硫需求的烟气循环脱硫方法及系统。
为解决上述技术问题，本发明采用以下技术方案：
一种烟气循环脱硫方法，包括以下步骤：
(a)将含SO2的烟气输送至吸收塔内，先采用一级循环吸收液吸收烟气中的SO2，一级吸收后，再采用二级循环吸收液吸收烟气中的SO2，最后将二级吸收后的烟气排出吸收塔；当二级循环吸收液的SO2负载量达到第一预设值时，将二级循环吸收液送至一级循环吸收液中继续用于吸收烟气中的SO2，当一级循环吸收液的SO2负载量达到第二预设值时，将一级循环吸收液送至富液储槽中作为吸收液富液进行储存；
(b)将步骤(a)得到的吸收液富液进行换热升温，然后送至解吸塔进行解吸，得到再生的吸收液贫液和含SO2的蒸汽；
(c)将步骤(b)得到的含SO2的蒸汽排出解吸塔，送至后工序处理；
(d)将步骤(b)得到的再生的吸收液贫液进行加热，气化的吸收液贫液作为二次蒸汽用于汽提解吸塔中吸收液富液的SO2，未气化的吸收液贫液排出解吸塔，经降温后，作为二级循环吸收液送至吸收塔中继续用于吸收烟气中的SO2。
上述的烟气循环脱硫方法中，优选的，所述步骤(a)中，所述第一预设值是指所述二级循环吸收液SO2饱和负载量的10％～50％；所述第二预设值是指所述一级循环吸收液SO2饱和负载量的90％以上。
上述的烟气循环脱硫方法中，优选的，所述步骤(a)中，所述含SO2的烟气中SO2的初始浓度≤2000mg/Nm3。
上述的烟气循环脱硫方法中，优选的，所述步骤(b)中，所述吸收液富液换热升温至80℃～90℃。
上述的烟气循环脱硫方法中，优选的，所述步骤(c)中，所述含SO2的蒸汽从解吸塔的塔顶排出，塔顶压力控制在0.02MPa～0.05MPa，塔顶温度控制在105℃～110℃；所述步骤(c)中，所述后工序处理过程如下：将排出的含SO2的蒸汽进行冷凝和气液分离，所得冷凝液返送至解吸塔，所得气体送至硫产品回收系统。
上述的烟气循环脱硫方法中，优选的，所述步骤(d)中，所述再生的吸收液贫液送至再沸器中通过生蒸汽进行加热，所述生蒸汽的压力为0.2MPa～0.5MPa，所述生蒸汽的质量流量与所述步骤(b)中进解吸塔的吸收液富液的质量流量之比为0.2～0.4。
上述的烟气循环脱硫方法中，优选的，所述步骤(d)中，所述解吸塔排出的未气化的吸收液贫液先经贫富液换热器回收热量降温至60℃～70℃，再经贫液再冷器降温至35℃～45℃。
作为一个总的技术构思，本发明还提供一种烟气循环脱硫系统，所述烟气循环脱硫系统包括吸收塔、一级贫液循环槽、二级贫液循环槽、贫液储槽、富液储槽、贫液再冷器、贫富液换热器和解吸塔；所述吸收塔内设有一级吸收段和二级吸收段；所述一级贫液循环槽与所述一级吸收段通过管路循环连通，所述二级贫液循环槽与所述二级吸收段通过管路循环连通；所述二级贫液循环槽、所述一级贫液循环槽、所述富液储槽、所述贫富液换热器和所述解吸塔通过管路依次连通；所述解吸塔、所述贫富液换热器、所述贫液再冷器、所述贫液储槽和所述二级贫液循环槽通过管路依次连通。
上述的烟气循环脱硫系统中，优选的，所述烟气循环脱硫系统还包括烟气冷却器和气液分离器，所述解吸塔、烟气冷却器和气液分离器通过管路依次循环连通；所述烟气循环脱硫系统还包括再沸器，所述再沸器与所述解吸塔通过管路循环连通。
上述的烟气循环脱硫系统中，优选的，所述一级吸收段上设有吸收塔一级循环液入口和吸收塔一级循环液出口，所述吸收塔一级循环液入口与所述一级贫液循环槽上所设的一级贫液循环槽循环液出口连通，所述吸收塔一级循环液出口与所述一级贫液循环槽上所设的一级贫液循环槽循环液入口连通；所述二级吸收段上设有吸收塔二级循环液入口和吸收塔二级循环液出口，所述吸收塔二级循环液入口与所述二级贫液循环槽上所设的二级贫液循环槽循环液出口连通，所述吸收塔二级循环液出口与所述二级贫液循环槽上所设的二级贫液循环槽循环液入口连通；
所述二级贫液循环槽上的二级贫液循环槽循环液出口与所述一级贫液循环槽上所设的一级贫液循环槽贫液入口连通，所述一级贫液循环槽上所设的一级贫液循环槽富液出口与所述富液储槽上所设的富液储槽入口连通。
本发明的烟气循环脱硫系统中，各部件之间介质的流向如下：
所述一级贫液循环槽与所述一级吸收段通过管路循环连通：所述一级贫液循环槽内的一级循环吸收贫液输送至所述一级吸收段，所述一级吸收段中吸收SO2后的一级循环吸收贫液输送至所述一级贫液循环槽；所述二级贫液循环槽与所述二级吸收段通过管路循环连接，所述二级贫液循环槽内的二级循环吸收液输送至所述二级吸收段，所述二级吸收段中吸收SO2后的二级循环吸收贫液输送至所述二级贫液循环槽。
所述二级贫液循环槽、所述一级贫液循环槽和所述富液储槽通过管路依次连通：所述二级贫液循环槽中SO2负载量达到第一预设值的二级循环吸收液输送至所述一级贫液循环槽中，所述一级贫液循环槽中SO2负载量达到第二预设值的一级循环吸收液输送至所述富液储槽。
所述富液储槽、贫富液换热器和解吸塔通过管路依次连通：所述富液储槽中的吸收液富液经所述贫富液换热器换热升温，进入所述解吸塔。
所述解吸塔、贫富液换热器、贫液再冷器、贫液储槽和二级贫液循环槽通过管路依次连通：所述解吸塔中再生的吸收液贫液经所述贫富液换热器换热降温、所述贫液再冷器再次冷却，进入所述贫液储槽中，所述贫液储槽中的吸收液贫液输送至所述二级贫液循环槽。
所述解吸塔、烟气冷却器和气液分离器通过管路依次循环连通：所述解吸塔产生的含SO2的蒸汽输送至所述烟气冷却器，所述烟气冷却器接收所述含SO2的蒸汽进行冷却，输出冷却后的气液混合物至所述气液分离器，所述气液分离器输送气液分离后的气体至硫产品回收系统，输送气液分离后的冷凝液至所述解吸塔。
所述再沸器与所述解吸塔通过管路循环连通：所述解吸塔中再生的吸收液贫液输送至所述再沸器进行加热，所述再沸器输出气液混合物回到所述解吸塔。
本发明中，一级循环吸收液和二级循环吸收液为同一种吸收液，该吸收液可以为可再生脱硫工艺中所用到的常规吸收液，如有机胺法、柠檬酸钠法所用吸收液。
本发明中，吸收塔采用具有两段式吸收结构的塔或者可以进行两次吸收的塔均可，可市购得到。
本发明的关键点在于使用了二级循环吸收工艺，在吸收工段中采用了两级吸收，并设有一级贫液循环槽和二级贫液循环槽，在很好的解决了排放烟气中二氧化硫浓度低的同时，通过二氧化硫的二级吸收和循环吸收，达到了吸收液实际装载量最大化、富液产生量最小化的目的，最终实现了整套脱硫系统运行成本和建设成本的最小化。
关于关键点的说明：
(1)若采用现有的可再生脱硫工艺，因无循环吸收设计，吸收液一次吸收后就视为富液，实际吸附的二氧化硫距可吸附二氧化硫最大值差距很大，吸收液利用不充分；
(2)仅使用循环吸收的情况下，可使吸收液吸收的二氧化硫接近可装载二氧化硫最大值，但吸收液越接近可吸附二氧化硫最大值则吸附后烟气中二氧化硫浓度越高，虽然达到了吸收液的充分利用，但吸收尾气中二氧化硫浓度过高，无法保证符合国家规定的排放要求。
(3)采用二级循环吸收，并将二级吸收富液(即二级贫液中排入一级循环槽的吸收液)作为一级吸收贫液做到了尾气的达标排放，同时最大限度的发挥了吸收液的性能。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
(1)通过循环吸收，在低浓度二氧化硫(≤2000mg/Nm3)的条件下，二氧化硫的富液实际装载量为现有可再生工艺的3-5倍，富液产生量仅为现有可再生工艺的1/5-1/3，这就使得解吸工段需解吸富液量也降为现有可再生工艺的1/5-1/3，解吸中的蒸汽消耗将大幅度降低，因为蒸汽消耗占整个有机胺法脱硫工艺运行成本的70％以上，因此整个运行成本也将大幅度降低。
(2)因富液处理量降低现有工艺的1/5-1/3，整个脱硫解吸系统的建设规模将缩小为原有规模的1/5-1/3，极大的降低了建设成本。
综上所述，整体而言采用本发明的循环吸收脱硫工艺可大量节约整个脱硫系统的运行成本和建设成本。
附图说明
图1为本发明实施例中烟气循环脱硫系统的示意图。
图例说明：
1、吸收塔；2、一级贫液循环槽；3、二级贫液循环槽；4、贫液储槽；5、富液储槽；6、贫液再冷器；7、贫富液换热器；8、解吸塔；9、再沸器；10、烟气冷却器；11、气液分离器；12、烟气入口；13、烟气出口；14、吸收塔二级循环液入口；15、吸收塔二级循环液出口；16、二级贫液循环槽循环液入口；17、二级贫液循环槽循环液出口；18、一级贫液循环槽贫液入口；19、一级贫液循环槽循环液出口；20、吸收塔一级循环液入口；21、吸收塔一级循环液出口；22、一级贫液循环槽循环液入口；23、一级贫液循环槽富液出口；24、富液储槽入口；25、富液储槽出口；26、贫富液换热器富液入口；27、贫富液换热器富液出口；28、解吸塔富液入口；29、解吸塔蒸汽出口；30、烟气冷却器蒸汽入口；31、烟气冷却器气液混合物出口；32、烟气冷却器冷却水入口；33、烟气冷却器冷却水出口；34、气液分离器气液入口；35、气液分离器气体出口；36、气液分离器液体出口；37、解吸塔冷凝液入口；38、解吸塔第一贫液出口；39、再沸器贫液入口；40、再沸器气液出口；41、解吸塔气液入口；42、再沸器蒸汽入口；43、再沸器蒸汽出口；44、解吸塔第二贫液出口；45、贫富液换热器贫液入口；46、贫富液换热器贫液出口；47、贫液再冷器贫液入口；48、贫液再冷器贫液出口；49、贫液再冷器冷却水出口；50、贫液再冷器冷却水入口；51、贫液储槽贫液入口；52、贫液储槽贫液出口；53、二级贫液循环槽贫液入口；54、一级吸收段；55、二级吸收段。
具体实施方式
以下结合说明书附图和具体优选的实施例对本发明作进一步描述，但并不因此而限制本发明的保护范围。
以下实施例中所采用的材料和仪器均为市售。
实施例：
一种本发明的烟气循环脱硫方法，采用如图1所示的烟气循环脱硫系统，但该烟气循环脱硫方法并不仅限于使用该烟气循环脱硫系统。本实施例处理的烟气为冶铜环集烟气，但并不仅限于此类烟气。烟气量为150000Nm3/h，烟气中二氧化硫浓度≤2000mg/Nm3。
本实施例的烟气循环脱硫方法包括以下步骤：
(a)烟气经过预处理系统洗涤降温后进入烟气循环脱硫系统，自烟气循环脱硫系统中吸收塔1的下部烟气入口12进入吸收塔1内，进塔温度为42℃。吸收塔1的下部设有一级吸收段54，上部设有二级吸收段55，烟气进入吸收塔1后首先在一级吸收段54进行一级脱硫，一级循环吸收液从吸收塔1上的一级循环液入口20进入自上而下喷淋，与烟气逆流接触，使一级循环吸收液吸收烟气中的SO2，经过一级吸收后，烟气中的SO2吸收率达到90％。一级吸收后烟气上升至吸收塔1的二级吸收段55进行二级吸收，二级循环吸收液从吸收塔1上的二级循环液入口14进入自上而下喷淋，与烟气逆流接触，使二级循环吸收液吸收烟气中的SO2，经过二级吸收后，烟气中的SO2总吸收率达到99％以上，SO2含量将低于20mg/Nm3，通过吸收塔1的塔顶排出，去烟囱排放。在吸收过程中，二级循环吸收液SO2负载量达到饱和负载量1/3时将输送至一级贫液循环槽2用作一级循环吸收液，一级循环吸收液SO2负载量达到SO2饱和负载量的90％以上时输送至富液储槽5，准备解吸，一级贫液循环槽2和二级贫液循环槽3液位不低于预设值(通常预设值液位为循环槽液位总值的1/3)。
(b)将富液储槽5中的吸收液富液先送至贫富液换热器7进行换热升温至85℃，再将升温后的吸收液富液自解吸塔8中部送至解吸塔8内，与解吸塔8塔釜内上升的二次蒸汽逆流接触，使吸收液富液经二次蒸汽汽提后释放出SO2，得到再生的吸收液贫液和含SO2的蒸汽，完成吸收液的解吸再生。
(c)将步骤(b)中解吸塔8内产生的含SO2的蒸汽从解吸塔8的塔顶排出，塔顶压力为0.03MPa(表压)，温度为107℃，排出的含SO2的蒸汽进入烟气冷却器10冷凝，所得的气液混合物进入气液分离器11进行气液分离，所得冷凝液(即饱和亚硫酸溶液)返送至解吸塔8填料层上部，用于增加塔顶气相中SO2的占比，所得气体(即饱和SO2气体)进入后工序(硫产品回收工序)用于制硫酸或其他产品。
(d)步骤(b)中再生的吸收液贫液由解吸塔8塔釜送至再沸器9中通过生蒸汽间接加热，所用生蒸汽压力为0.5MPa，生蒸汽质量流量与进塔吸收液富液的质量流量之比为0.2～0.4(可根据系统运行情况调整，可优选0.25)，加热所得气液混合物回流至解吸塔8的塔釜中，气化的吸收液贫液作为二次蒸汽继续用于汽提解吸塔8中吸收液富液的SO2，未气化的吸收液贫液由塔釜底部连续排出，且保证解吸塔8塔釜的液位不低于预设液位(一般控制在塔釜高度的1/10～2/3)。排出的未气化的吸收液贫液经贫富液换热器7回收热量降温至65℃后，再通过贫液再冷器6降温至40℃，然后储存至贫液储槽4中，由贫液储槽4向二级贫液循环槽3提供吸收液贫液，，作为二级循环吸收液继续用于吸收烟气中的SO2。
由表1可以看出，本发明在很好的解决了排放烟气中二氧化硫浓度低的同时，达到了吸收液实际装载量最大化、富液产生量最小化的目的，也极大地降低了蒸汽消耗量，实现了整套脱硫系统运行成本和建设成本的最小化。
表1本发明与现有工艺的技术指标比较
| 序号 | 技术指标 | 现有工艺 | 本发明 |
| 1 | 富液产生量 | 60m3/h | 15m3/h |
| 2 | 蒸汽消耗量 | 25t/h | 6.25t/h |
| 3 | 解吸塔塔径 | 1.8m | 0.9m |
上述本实施例的烟气循环脱硫方法的原理如下：
经过净化的含SO2的烟气由吸收塔1下端首先进入一级吸收段54，一级贫液循环泵从一级贫液循环槽2中抽取部分贫液送入一级吸收段54上部，对烟气中的SO2进行循环吸收捕集，完成吸收后的吸收液返回到一级贫液循环槽2中；完成一级吸收的烟气含硫量已大幅度降低，继续进入吸收塔1上端进入二级吸收段55进行梯度吸收(二级贫液循环槽3中的贫液较一级贫液循环槽2中贫液的二氧化硫装载量更低，有利于完成低含硫烟气的梯度吸收)；经过二级吸收的烟气二氧化硫含量符合国家规定排放标准送入烟囱排放，二级贫液二氧化硫装载量达到一定值时排入一级循环槽，一级贫液二氧化硫装载量达到一定值时(此时装载量数值高于二级贫液装载量)排入富液储槽5中，其中一级贫液循环槽2和二级贫液循环槽3都有均化吸收液的作用。
富液进入解吸塔8中，被再沸器9产生的二次蒸汽加热汽提，“存储”于富液中的SO2被二次蒸汽带出塔顶，塔顶气(水蒸气和SO2混合物)经烟气冷却器10降温后进入气液分离器11，液体回解吸塔8中，不凝气(SO2饱和气体)可作为后续制酸系统或其他硫资源回收的原料气。解吸后的高温贫液与吸收塔塔釜的外排富液(即富液储槽5的外排富液)进行热交换，再进入贫液冷却器6通过循环冷却水将吸收液温度进一步降低后泵至贫液储槽4。贫液储槽4中的贫液可直接输入二级贫液循环槽3进行二氧化硫的吸收，至此，整个系统完成脱硫工艺的吸收循环解吸。
上述本实施例的方法中步骤(a)至(d)也为整套烟气循环脱硫系统的操作示例流程。
一种上述本实施例的烟气循环脱硫方法采用的烟气循环脱硫系统(即梯度循环吸收脱硫系统)，如图1所示，该烟气循环脱硫系统包括吸收系统和解吸系统，具体包括吸收塔1、一级贫液循环槽2、二级贫液循环槽3、贫液储槽4、富液储槽5、贫液再冷器6、贫富液换热器7、解吸塔8。吸收塔1用于烟气中二氧化硫的脱除；一级贫液循环槽2用于一级循环吸收液的储存，使一级循环吸收液能够循环使用；二级贫液循环槽3用于二级循环吸收液的储存，使二级循环吸收液能够循环使用，同时向一级贫液循环槽2输送吸收液贫液；贫液储槽4用于吸收液贫液的储存及向二级贫液循环槽3输送吸收液贫液；富液储槽5用于吸收液富液的储存；贫液再冷器6用于吸收液贫液的再次冷却；贫富液换热器7用于吸收液富液的预升温和吸收液贫液的初次冷却；解吸塔8用于吸收液富液中二氧化硫的解吸；再沸器9为吸收液富液的解吸供热；烟气冷却器10用于汽化烟气(即含SO2的蒸汽)的冷却；气液分离器11用于冷却后气液混合物的分离。
吸收塔1内设有一级吸收段54和二级吸收段55；一级贫液循环槽2与一级吸收段54通过管路循环连通，一级贫液循环槽2内的一级循环吸收贫液输送至一级吸收段54，一级吸收段54接收一级循环吸收贫液并使其与含SO2的烟气逆流接触，以吸收烟气中的SO2，再输出吸收SO2后的一级循环吸收贫液回到一级贫液循环槽2；二级贫液循环槽3与二级吸收段55通过管路循环连接，二级贫液循环槽3内的二级循环吸收液输送至二级吸收段55，二级吸收段55接收二级循环吸收贫液并使其与来自一级吸收段54的烟气逆流接触、吸收烟气中的SO2，再输出吸收SO2后的二级循环吸收贫液回到二级贫液循环槽3；
二级贫液循环槽3、一级贫液循环槽2和富液储槽5通过管路依次连通，二级贫液循环槽3中的二级循环吸收液SO2负载量达到第一预设值时输送至一级贫液循环槽2中，一级贫液循环槽2中的一级循环吸收液SO2负载量达到第二预设值时输送至富液储槽5；
富液储槽5、贫富液换热器7和解吸塔8通过管路依次连通，富液储槽5中的吸收液富液经贫富液换热器7换热升温，进入解吸塔8；
解吸塔8、贫富液换热器7、贫液再冷器6、贫液储槽4和二级贫液循环槽3通过管路依次连通，解吸塔8中再生的吸收液贫液经贫富液换热器7换热降温、贫液再冷器6再次冷却，进入贫液储槽4中，贫液储槽4中的吸收液贫液输送至二级贫液循环槽3。
本实施例中，烟气循环脱硫系统还包括烟气冷却器10和气液分离器11，烟气冷却器10与解吸塔8连通，气液分离器11与烟气冷却器10连通，解吸塔8产生的含SO2的蒸汽输送至烟气冷却器10，烟气冷却器10接收含SO2的蒸汽进行冷却，输出冷却后的气液混合物至气液分离器11，气液分离器11输送气液分离后的气体至硫产品回收系统，输送气液分离后的冷凝液至解吸塔8。
本实施例中，烟气循环脱硫系统还包括再沸器9，再沸器9与解吸塔8通过管路循环连通，解吸塔8中再生的吸收液贫液输送至再沸器9，再沸器9接收再生的吸收液贫液并加热，输出气液混合物回到解吸塔8。
本实施例中，烟气循环脱硫系统中各设备具体连接关系如下：
在吸收塔1中，一级吸收段54设有吸收塔一级循环液入口20和吸收塔一级循环液出口21，吸收塔一级循环液入口20与一级贫液循环槽2上所设的一级贫液循环槽循环液出口19连通，吸收塔一级循环液出口21与一级贫液循环槽2上所设的一级贫液循环槽循环液入口22连通，二级吸收段55设有吸收塔二级循环液入口14和吸收塔二级循环液出口15，吸收塔二级循环液入口14与二级贫液循环槽3上所设的二级贫液循环槽循环液出口17连通，吸收塔二级循环液出口15与二级贫液循环槽3上所设的二级贫液循环槽循环液入口16连通。
二级贫液循环槽3上的二级贫液循环槽循环液出口17与一级贫液循环槽2上所设的一级贫液循环槽贫液入口18连通，一级贫液循环槽2上所设的一级贫液循环槽富液出口23与富液储槽5上所设的富液储槽入口24连通。
富液储槽5上所设的富液储槽出口25与贫富液换热器7上所设的贫富液换热器富液入口26连通，贫富液换热器7上所设的贫富液换热器富液出口27与解吸塔8上所设的解吸塔富液入口28连通，解吸塔8上所设的解吸塔蒸汽出口29与烟气冷却器10上所设的烟气冷却器蒸汽入口30连通，烟气冷却器10上所设的烟气冷却器气液混合物出口31与气液分离器11上所设的气液分离器气液入口34连通，气液分离器11上所设的气液分离器液体出口36与解吸塔8上所设的解吸塔冷凝液入口37连通。
解吸塔8上所设的解吸塔第二贫液出口44与贫富液换热器7上所设的贫富液换热器贫液入口45连通，贫富液换热器7上所设的贫富液换热器贫液出口46与贫液再冷器6上所设的贫液再冷器贫液入口47连通，贫液再冷器6上所设的贫液再冷器贫液出口48与贫液储槽4上所设的贫液储槽贫液入口51连通，贫液储槽4上所设的贫液储槽贫液出口52与二级贫液循环槽3上所设的二级贫液循环槽贫液入口53连通。
解吸塔8上所设的解吸塔第一贫液出口38与再沸器9上所设的再沸器贫液入口39连通，再沸器9上所设的再沸器气液出口40与解吸塔8上所设的解吸塔气液入口41连通。
本实施例中，烟气循环脱硫系统中流体走向描述如下：
首先经过净化后的烟气从吸收塔1上烟气入口12进入到吸收塔中，烟气由下至上经过一级循环吸收贫液和二级循环吸收贫液分别吸收，然后从吸收塔1上烟气出口13排出，送入烟囱；一级循环吸收贫液由一级贫液循环槽2上一级贫液循环槽循环液出口19排出，经吸收塔一级循环液入口20进入吸收塔1，由吸收塔一级循环液出口21回流至一级贫液循环槽2；二级循环吸收贫液由二级贫液循环槽3上二级贫液循环槽循环液出口17排出，经吸收塔二级循环液入口14进入吸收塔1，由吸收塔二级循环液出口15回流至二级贫液循环槽3，其中，二级贫液循环槽循环液出口17至吸收塔二级循环液入口14流路上设一支流，用于将二级贫液循环槽3内吸收贫液由二级贫液循环槽循环液出口17经一级贫液循环槽贫液入口18进入一级贫液循环槽2；一级贫液循环槽2内吸收贫液经一级贫液循环槽富液出口23排出，经富液储槽入口24进入富液储罐5；富液储罐内5富液经富液储槽出口25排出，经贫富液换热器富液入口26进入贫富液换热器7进行热交换；换热后富液经贫富液换热器富液出口27排出，经解吸塔富液入口28进入解吸塔8再生；富液进入解吸塔8后因温度升高而部分液体气化，二氧化硫从富液中解吸，两者以气体形式从解吸塔蒸汽出口29排出，未汽化液体经解吸塔8上解吸塔第一贫液出口38排出，经再沸器贫液入口39进入再沸器9进行二次加热，加热后液体以气液混合物形式从再沸器9上再沸器气液出口40排出，经解吸塔气液入口41再次回到解吸塔8；用于液体加热的蒸汽经再沸器蒸汽入口42进入再沸器9，然后从再沸器蒸汽出口43排出；从解吸塔蒸汽出口29排出的气体经烟气冷却器蒸汽入口30进入烟气冷却器10，冷却后以气液混合物形式从烟气冷却器气液混合物出口31排出，用于气体冷却的冷却水由烟气冷却器冷却水入口32进入，经烟气冷却器冷却水出口33排出；从烟气冷却器气液混合物出口31排出的气液混合物经气液分离器气液入口34进入气液分离器11，进行气液分离后气体从气液分离器气体出口35排出，去硫产品回收系统，液体从气液分离器液体出口36排出由解吸塔冷凝液入口37回流至解吸塔8；解吸塔解吸完成的高温贫液经解吸塔第二贫液出口44排出，由贫富液换热器入口45进入贫富液换热器7进行热交换，降温后的贫液经贫富液换热器贫液出口46排出，通过贫液再冷器入口47进入贫液再冷器6进行再次冷却，用于贫液二次冷却的冷却水从贫液再冷器冷却水入口50进入，由贫液再冷器冷却水出口49排出；经过二次冷却的贫液经贫液再冷器贫液出口48排出，由贫液储槽贫液入口51进入贫液储罐，然后由贫液储槽贫液出口52排出，经二级贫液循环槽贫液入口53进入二级贫液循环槽3。至此，吸收液经过贫液吸收二氧化硫后变富液，富液经解吸再生后再次形成贫液，完成整个循环。
以上所述仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例。凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围。应该指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下的改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。
Claims (10)
1.一种烟气循环脱硫方法，包括以下步骤：
(a)将含SO2的烟气输送至吸收塔(1)内，先采用一级循环吸收液吸收烟气中的SO2，一级吸收后，再采用二级循环吸收液吸收烟气中的SO2，最后将二级吸收后的烟气排出吸收塔(1)；当二级循环吸收液的SO2负载量达到第一预设值时，将二级循环吸收液送至一级循环吸收液中继续用于吸收烟气中的SO2，当一级循环吸收液的SO2负载量达到第二预设值时，将一级循环吸收液送至富液储槽(5)中作为吸收液富液进行储存；
(b)将步骤(a)得到的吸收液富液进行换热升温，然后送至解吸塔(8)进行解吸，得到再生的吸收液贫液和含SO2的蒸汽；
(c)将步骤(b)得到的含SO2的蒸汽排出解吸塔(8)，送至后工序处理；
(d)将步骤(b)得到的再生的吸收液贫液进行加热，气化的吸收液贫液作为二次蒸汽用于汽提解吸塔(8)中吸收液富液的SO2，未气化的吸收液贫液排出解吸塔(8)，经降温后，作为二级循环吸收液送至吸收塔(1)中继续用于吸收烟气中的SO2。
2.根据权利要求1所述的烟气循环脱硫方法，其特征在于，所述步骤(a)中，所述第一预设值是指所述二级循环吸收液SO2饱和负载量的10％～50％；所述第二预设值是指所述一级循环吸收液SO2饱和负载量的90％以上。
3.根据权利要求1所述的烟气循环脱硫方法，其特征在于，所述步骤(a)中，所述含SO2的烟气中SO2的初始浓度≤2000mg/Nm3。
4.根据权利要求1～3中任一项所述的烟气循环脱硫方法，其特征在于，所述步骤(b)中，所述吸收液富液换热升温至80℃～90℃。
5.根据权利要求1～3中任一项所述的烟气循环脱硫方法，其特征在于，所述步骤(c)中，所述含SO2的蒸汽从解吸塔(8)的塔顶排出，塔顶压力控制在0.02MPa～0.05MPa，塔顶温度控制在105℃～110℃；所述步骤(c)中，所述后工序处理过程如下：将排出的含SO2的蒸汽进行冷凝和气液分离，所得冷凝液返送至解吸塔(8)，所得气体送至硫产品回收系统。
6.根据权利要求1～3中任一项所述的烟气循环脱硫方法，其特征在于，所述步骤(d)中，所述再生的吸收液贫液送至再沸器(9)中通过生蒸汽进行加热，所述生蒸汽的压力为0.2MPa～0.5MPa，所述生蒸汽的质量流量与所述步骤(b)中进解吸塔(8)的吸收液富液的质量流量之比为0.2～0.4。
7.根据权利要求1～3中任一项所述的烟气循环脱硫方法，其特征在于，所述步骤(d)中，所述解吸塔(8)排出的未气化的吸收液贫液先经贫富液换热器(7)回收热量降温至60℃～70℃，再经贫液再冷器(6)降温至35℃～45℃。
8.一种烟气循环脱硫系统，其特征在于，所述烟气循环脱硫系统包括吸收塔(1)、一级贫液循环槽(2)、二级贫液循环槽(3)、贫液储槽(4)、富液储槽(5)、贫液再冷器(6)、贫富液换热器(7)和解吸塔(8)；所述吸收塔(1)内设有一级吸收段(54)和二级吸收段(55)；所述一级贫液循环槽(2)与所述一级吸收段(54)通过管路循环连通，所述二级贫液循环槽(3)与所述二级吸收段(55)通过管路循环连通；所述二级贫液循环槽(3)、所述一级贫液循环槽(2)、所述富液储槽(5)、所述贫富液换热器(7)和所述解吸塔(8)通过管路依次连通；所述解吸塔(8)、所述贫富液换热器(7)、所述贫液再冷器(6)、所述贫液储槽(4)和所述二级贫液循环槽(3)通过管路依次连通。
9.根据权利要求8所述的烟气循环脱硫系统，其特征在于，所述烟气循环脱硫系统还包括烟气冷却器(10)和气液分离器(11)，所述解吸塔(8)、烟气冷却器(10)和气液分离器(11)通过管路依次循环连通；所述烟气循环脱硫系统还包括再沸器(9)，所述再沸器(9)与所述解吸塔(8)通过管路循环连通。
10.根据权利要求8或9所述的烟气循环脱硫系统，其特征在于，所述一级吸收段(54)上设有吸收塔一级循环液入口(20)和吸收塔一级循环液出口(21)，所述吸收塔一级循环液入口(20)与所述一级贫液循环槽(2)上所设的一级贫液循环槽循环液出口(19)连通，所述吸收塔一级循环液出口(21)与所述一级贫液循环槽(2)上所设的一级贫液循环槽循环液入口(22)连通；所述二级吸收段(55)上设有吸收塔二级循环液入口(14)和吸收塔二级循环液出口(15)，所述吸收塔二级循环液入口(14)与所述二级贫液循环槽(3)上所设的二级贫液循环槽循环液出口(17)连通，所述吸收塔二级循环液出口(15)与所述二级贫液循环槽(3)上所设的二级贫液循环槽循环液入口(16)连通；
所述二级贫液循环槽(3)上的二级贫液循环槽循环液出口(17)与所述一级贫液循环槽(2)上所设的一级贫液循环槽贫液入口(18)连通，所述一级贫液循环槽(2)上所设的一级贫液循环槽富液出口(23)与所述富液储槽(5)上所设的富液储槽入口(24)连通。
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| COR | Change of bibliographic data | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Denomination of invention: Flue gas circulating desulfurization method and system Effective date of registration: 20190926 Granted publication date: 20180619 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT CO., LTD. Registration number: Y2019430000024 |
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| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right | ||
| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right |
Date of cancellation: 20201124 Granted publication date: 20180619 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd. science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: Y2019430000024 |
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| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right | ||
| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Denomination of invention: Flue gas circulating desulfurization method and system Effective date of registration: 20201202 Granted publication date: 20180619 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd. science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: Y2020980008713 |
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| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |