CN106582248B - 一种烟气湿法脱硫、除尘一体化装置及工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种烟气湿法脱硫、除尘一体化装置及工艺,原烟气进入吸收塔后依次穿过托盘层、喷淋层、超细雾化降温区、旋流除雾层后从吸收塔出口排出,托盘层对进入吸收塔的烟气进行整流后,烟气经托盘层整流后在吸收塔截面上以均匀的流速上升,烟气中的SO2被吸收、脱除,脱硫后带有细小浆液液滴和粉尘的饱和烟气经雾化喷淋进行降温,烟气中的细小雾滴和粉尘得到降温并冷凝沉降到塔釜浆液池,过饱和烟气携带细小雾滴继续上升经过旋流、撞击富集去除,洁净烟气排出。本发明不仅可以提高SO2脱除效率,而且还可以显著提高吸收塔的除尘效率;实现烟气超低排放。

Description

一种烟气湿法脱硫、除尘一体化装置及工艺

技术领域

本发明涉及一种湿法脱硫、除尘协同工艺,属于资源与环境保护领域。

背景技术

随着近年来火力发电快速发展,SO2排放量逐年上升,造成酸雨不断加剧。另外烟囱排放的尾气中含有大量的微颗粒粉尘,造成许多城市雾霾现象频发,严重危害人类健康。针对日益严峻的大气污染问题,国家和地方相关部门出台了一些严格大气污染防治计划,要求新建或在建火电机组必须达到燃气机组排放的要求,排放的烟气中SO2≤35mg/Nm3,粉尘≤5mg/Nm3,NOx≤50mg/Nm3,实现超低排放。

燃煤电厂烟气中污染物超低排放主要涉及烟尘、SO2和NOx的排放,现阶段的难点是如何实现高效除尘。针对燃煤电厂烟气排放污染物中粉尘浓度低于5mg/Nm3排放标准,目前国内广泛采用两种技术路线,一种是烟气末端采用湿电除尘技术路线;另外一种则是非湿电高效除尘(除雾)技术路线。

在常规烟气治理末端增加湿电除尘器,以达到超低粉尘排放控制,该技术实施内容单一,但是存在初期投资费用高、运行维护费用高以及长期运行易造成设备腐蚀、冲洗液二次污染等缺点。

高效旋流离心式除尘(除雾)器应用于非湿电除尘(除雾)工艺上,吸收塔内经喷淋降温饱和后的烟气中含有大量细小雾滴,利用这些大量细小雾滴高速运动条件下增加粉煤灰颗粒与雾滴碰撞的概率,雾滴与粉煤灰颗粒凝聚从而实现对此部分极微小粉煤灰尘和雾滴的捕获脱除。高效旋流离心式除雾(除尘)器具有初投资省、运行费用低、占地空间少及便于改造等优势,同时可实现5mg/Nm3达标排放的可能。

发明内容

本发明提供了一种湿法脱硫、除尘协同工艺,该工艺不仅可以提高 SO2脱除效率,而且还可以显著提高吸收塔的除尘效率;采用该工艺治理的烟气得到高效净化,净烟气中的SO2含量小于30mg/Nm3、烟尘含量小于5mg/Nm3,实现烟气超低排放。

一种烟气湿法脱硫、除尘协同处理工艺,包括如下步骤:

原烟气进入吸收塔后依次穿过托盘层、喷淋层、超细雾化降温区、旋流除雾层后从吸收塔出口排出,托盘层对进入吸收塔的烟气进行整流后,烟气在吸收塔截面上以均匀的流速上升,烟气中的SO2与托盘上方积液层和喷淋层浆液接触被吸收、脱除,脱硫后带有细小浆液液滴和粉尘的饱和烟气经过超细雾化降温区,雾化喷淋进行降温,烟气中的细小雾滴和粉尘得到降温并冷凝凝聚成粒径较大的液滴沉降到塔釜浆液池,过饱和烟气携带细小雾滴继续上升进入旋流除雾器层,经过旋流、撞击富集去除,处理后的洁净烟气从吸收塔出口排出。

优选地,超细雾化降温区内雾化液体的液气比为0.01-0.15L/Nm3,雾化液滴的粒径为20-100μm。本发明中雾化液体的液气比是根据降温冷凝效果和系统水平衡需要综合确定的,太大系统的工艺水无法平衡,太小达不到降温效果,上述雾化粒径是根据旋风筒的结构特性和粉尘捕集效率综合优选得到。

优选地,超细雾化降温区内烟气温度下降3-8℃。

优选地,超细雾化降温区内雾化喷淋的液体为工艺水或弱碱性溶液。

优选地,烟气穿过旋流除雾器层的流速为4-12m/s。

本发明还提供一种烟气湿法脱硫、除尘的一体化处理装置,包括吸收塔,所述吸收塔的侧壁上设置烟气入口、顶部设置烟气出口、塔内底部为塔釜浆液池,所述吸收塔内由烟气入口至烟气出口依次设有托盘孔板、喷淋吸收层和旋流除雾器,所述旋流除雾器包括基座底板及并联安装在所述基座底板上的若干个除雾单元,所述除雾单元包括空心导流筒和置于空心导流筒内的至少两层烟气旋流模块,所述喷淋吸收层与旋流除雾器之间为超细雾化降温区,所述超细雾化降温区内设置至少一层雾化喷淋层,所述雾化喷淋层的喷嘴的雾化粒径为20-100μm。

优选地,超细雾化降温区的高度为2-7m。喷嘴采用合金材料制作,喷嘴喷出液体为工艺水或弱碱性溶液,喷嘴的雾化粒径为20-100μm,雾化液体的液气比为0.01-0.2L/Nm3

本发明增加超细雾化降温层,设置超细雾化喷嘴,该层高度为2-7m,降温效果更好;进一步优选为2~3m。

优选地,所述旋流除雾器与顶层雾化喷淋层的间距为0.5~3m。

优选地,相邻两层旋流模块间距为空心导流筒横截面积直径的1~3倍。

所述空心导流筒的筒壁上开设排液孔,进一步优选地,所述空心导流筒内且位于相邻两层烟气旋流模块之间及顶层烟气旋流模块上方各设置一段排液筒,所述排液筒的上下两端分别与对应烟气旋流模块的外部包围板抵接、筒壁上开设排液网格,所述排液筒与空心导流筒之间的间隙为液体富集腔。

位于顶层烟气旋流模块上方的排液筒底端与顶层旋流模块的外部包围板抵接、顶端向上延伸一段,优选延伸至与空心导流筒平齐。

进一步优选地,所述排液筒的筒壁上排液网格的网格开孔率为30%~50%,网格孔径为1-5mm。

更进一步优选地,所述液体富集腔内设置若干竖直挡水板,所述竖直挡水板的两个竖直侧边分别与排液筒外壁及空心导流筒内壁抵接。

排液筒外壁与旋流叶片外缘平齐,并与导流筒内壁形成3-5mm的空腔便于排液。

优选地,所述烟气旋流模块包括中心盲板、外部包围板和位于中心盲板与外部包围板所围成的环形区域内的若干旋流叶片,每个中心盲板的底面设有锥形装置,所述锥形装置的上半部为圆柱体且直径与中心盲板相同、下半部为倒圆锥体且圆锥角为60°-120°,倒圆锥体的锥面设置用于烟气导流的螺旋导流槽。本发明中心盲板下方设置圆锥形导流装置,减少阻力。

进一步优选地,所述螺旋导流槽的深度为0.5-2cm,螺距为1-3cm。

进一步地,所述锥形装置的圆柱体高度为0.8~1.2m。

进一步优选地,所述中心盲板直径为空心导流筒横截面直径的0.25-0.6倍,旋流叶片的水平角度为20°-40°,水平角度是指旋流叶片与水平面之间的夹角;旋流叶片上边缘与空心导流筒半径的夹角为20°-40°且朝向壁面。此处所述空心导流筒半径是指过该旋流叶片上边缘与中心盲板衔接处的半径。

进一步地,基座底板下方均匀安装若干与基座底板上方连通以用于导流排出空心导流筒的冲洗液的降液管,降液管下方设置进行液封的弯头。

进一步优选地,液封高度为50-100mm。

优选地,所述空心导流筒的内壁经亲水处理,处理后的空心圆筒内壁的润湿角为0°~90°。

空心导流筒内锥体结构的设置使烟气流速范围更宽,最低允许的气速达到4m/s。优选地,每个空心导流筒内旋流模块中心连线处设置一根带有若干雾化喷嘴的冲洗水管。所述的冲洗水管上高效雾化喷嘴喷射的液体为工艺水或弱碱性溶液,喷嘴的雾化粒径为20-60μm,雾化液体的液气比为0.01-0.15L/Nm3

进一步地,旋流模块的层数大于2,冲洗水管设置在底层和顶层旋流模块之间。

与现有脱硫工艺技术相比,本发明提供的一种湿法脱硫、除尘协同工艺为烟气超洁净排放工艺技术,具有以下优点:

(1)增加旋流模块中心盲板下方的导流椎体结构,对烟气进行有效导流,降低旋流模块的气流阻力,缩短粉尘及雾滴向壁面的移动距离和初速度,锅炉适应范围宽,能适应的锅炉负荷量为30%-110%;

(2)增加倒流槽增加,降低旋流模块的的压降,增加烟气进入旋风筒切线流速,提高雾滴与粉尘的离心力;

(3)增加沉降降温区的高度,减小雾化液体的粒径,增强气液接触换热效果,大幅提高烟气降温幅度,进一步增强粉尘与雾化液滴的撞击概率和粉尘的凝并效果,提高除尘效率。

(4)对筒体内壁面进行亲水性处理,在筒体内壁形成稳定液膜提高粉尘的补集效率,防止粉尘二次飞溅。

(5)增加托盘层对烟气进行预脱硫除尘并整定烟气流场,实现塔内烟气流场均匀,保证每个筒体内烟气流速均匀,进一步提高系统的脱硫、除尘效率。

(6)空心导流筒的筒壁上且位于每两层烟气旋流模块之间及顶层旋流模块上方各设置一层排液网格装置,将甩向壁面的雾滴富集并导流至塔釜,防止富集液膜二次雾化,大大提高了除尘除雾效率。

(7)造价和运行成本低。

附图说明

图1是本发明的结构示意图。

图2是本发明除雾单元的结构示意图。

图3是本发明旋流模块的结构示意图。

图4是旋流叶片与水平面之间的夹角。

图5是锥体结构的示意图。

图6是本发明排液筒与空心导流筒的俯视图。

图7是本发明排液筒的壁面图。

图中所示附图标记如下:

1-吸收塔 2-烟气入口 3-托盘孔板

4-喷淋吸收层 5-雾化喷淋降温层 6-旋流除雾器

7-烟气出口 8-循环泵 9-供浆泵

61-空心导流筒 62-旋流模块 63-冲洗水管

64-排液孔 65-锥体结构 621-中心盲板

622-旋流叶片 623-外部包围板 651-螺旋导流槽

66-排液筒 661-竖直挡水板 662-排液网格孔

具体实施方式

如图1~图5所示,一种烟气湿法脱离、除尘一体化处理装置,包括吸收塔1,吸收塔内的底部为塔釜,塔釜上方侧壁上开设烟气入口2,烟气出口7位于吸收塔顶部,吸收塔内且位于烟气入口上方由下至上依次设置托盘孔板3、喷淋吸收层4、雾化喷淋降温层5和旋流除雾器6,循环泵8连接塔釜和喷淋吸收层,供浆泵9连接工艺水和雾化喷淋降温层以及旋流除雾层内的冲洗水管。

托盘孔板3由孔板和设置于孔板上的若干挡板组成,挡板将孔板上方积液区分隔为若干区域,托盘开孔率为25%-40%,开孔孔径为25-40mm,每个区域开孔个数为10-50个,挡板的高度为30-300mm。

喷淋吸收层可采用喷淋塔用常规喷淋装置。

喷淋吸收层上方为超细雾化降温区,该区域内至少设置一层雾化喷淋降温层5,雾化喷淋降温层包括喷淋水管及均匀设置在喷淋水管上的若干雾化喷嘴,雾化喷嘴的雾化粒径为20-100μm,雾化液体的液气比为 0.01-0.2L/Nm3,雾化的液体为工艺水或碱性液体。

旋流除雾器与顶层雾化喷淋层之间的间距为0.5~3m,旋流除雾器6包括基座底板和并联安装在基座底板上的若干旋流除雾单元,基座底部水平安装,与吸收塔内壁固定且密封,基座底板上开设若干通孔,每个通孔处对应安装一个旋流除雾单元,相邻旋流除雾单元之间的基座底板上设置连通基座底板上、下方的降液管,降液管底部设置用于液封的弯头。

旋流除雾单元的结构示意图如图2所示,包括空心导流筒61和设置在空心导流筒内的至少两层烟气旋流模块62,通过空心导流筒与基座底板固定,空心导流筒的中空部分与基座底板上对应通孔对应,烟气旋流模块至少设置两层,优选设置2~4层,空心导流筒的筒壁上开设排液孔。

烟气旋流膜块62的结构示意图如图3和图4所示,包括中心盲板621、外部包围板623和旋流叶片622,旋流叶片位于中心盲板与外部包围板之间的环形区域内,旋流叶片622的水平角度为水平角度(图4中的夹角α)为20°-40°,旋流叶片上边缘与半径的夹角为20°-40°(图3中的夹角β)且朝向壁面。

空心导流筒内且位于相邻两层烟气旋流模块之间及顶层烟气旋流模块上方各设置一段排液筒66,排液筒的上下两端分别与对应烟气旋流模块的外部包围板抵接、筒壁上开设排液网格孔662,位于顶层烟气旋流模块上方的排液筒底端与顶层旋流模块的外部包围板抵接、顶端向上延伸一段,优选延伸至与空心导流筒平齐,排液筒66与空心导流筒61之间的间隙为液体富集腔,液体富集腔内设置若干竖直挡水板661,竖直挡水板的两个竖直侧边分别与排液筒外壁及空心导流筒内壁抵接,排液筒的网格开孔率为30%~50%,网格孔径为1-5mm。

每个空心导流筒内设置一根带有若干雾化喷嘴的冲洗水管63,冲洗水管位于旋流模块中心连线处,冲洗水管上高效雾化喷嘴喷射的液体为工艺水或弱碱性溶液,喷嘴的雾化粒径为20-60μm,雾化液体的液气比为0.01-0.15L/Nm3。本实施方式中冲洗水管设置在底层和顶旋流模块之间。

每个中心盲板下方设置用于烟气导流和冲洗水管固定的锥体装置65(如图2和图5所示),锥形装置的上半部为圆柱体且直径与中心盲板相同、下半部为倒圆锥体且圆锥角为60°-120°,倒圆锥体的锥面设置螺旋导流槽651,螺旋导流槽的深度为0.5-2cm,螺距为1-3cm。

所有冲洗水管汇总至一根冲洗水总管,该冲洗水总管外接供浆泵9。

本发明的工艺流程如下:

燃煤锅炉烟气由烟道入口进入吸收塔,依次经过托盘层、托盘积液层、喷淋吸收层、超细雾化降温层)和除雾(除尘)净化层,处理后的净烟气由吸收塔烟道出口排出。

烟气进入吸收塔)穿过吸收塔下方的高性能托盘时烟气得到整流,喷淋层喷出的浆液在托盘上方形成一定厚度的积液层。穿过托盘)空隙的气流与积液层的浆液在积液层区域形成一个强烈的气液接触湍流区,烟气中的大部分SO2和粉尘在湍流区与脱硫浆液反应吸收,积液层为上升气流提供一定的阻力,气流在穿过积液层时受阻力影响实现均匀分布。流场均匀的烟气穿过液滴均匀的喷淋层时,与喷淋浆液均衡接触、吸收、反应,烟气中的SO2和粉尘得到进一步的去除。

完成脱硫后的烟气进入喷淋层上方的超细雾化降温区,烟气中的细小雾滴和粉尘得到降温并冷凝凝聚成粒径较大的液滴沉降到塔釜浆液池,过饱和烟气携带细小雾滴继续上升进入除雾(除尘)层,经导流槽)和空心圆筒内的旋流模块叶片的导流作用下,烟气流速得到进一步提高,过饱和烟气中带有的细小雾滴和空心筒内的支管喷出的小液滴在离心力的作用下被甩向排液筒,通过排液筒的网格孔再甩向排液筒与空心导流筒之前的液体富集腔中,在此过程中小液滴与细小粒径的粉尘撞击而被捕集;附着在空心圆筒内壁的液滴聚集形成的液膜逐渐增厚向下流淌,每层旋流模块上方筒壁开若干小孔及时排出多余含有粉尘的富集液体,排出的富集液体经穿过除雾(除尘)器底板的降液管排入塔釜浆液池,经过高效脱硫、除尘后的洁净烟气由吸收塔出口排入烟囱排放。

实施例1:

某烧结厂,2台280m2烧结烟气新建脱硫工程采用本工艺,入口烟气中SO2浓度为1785mg/m3,入口烟气中粉尘浓度为62mg/m3;3层喷淋,循环浆液液气比9.5L/Nm3;超细雾化降温区高度为3.5m,超细雾化喷嘴的雾化平均粒径为54μm,液气比为0.1L/Nm3;旋流模块的层数为3层,相邻两层旋流模块间距为空心导流筒横截面直径的2.5倍,模块上部筒壁排液孔孔径为6mm,中心盲板直径为空心筒横截面直径的0.5倍,锥形装置上部圆柱体高度1cm,下部倒圆锥体圆锥角为120°,螺旋导流槽深度为2cm,螺距为2cm,旋流叶片的水平角度为30°,旋流叶片上边缘与半径的夹角为30°,喷嘴的雾化平均粒径为30μm,雾化液体的液气比为0.06L/Nm3;烟囱出口烟气中SO2浓度为15mg/m3,出口烟气中粉尘浓度为2.1mg/m3

实施例2:

某热电厂,2台75WM机组烟气脱硫改造工程采用本工艺,入口烟气中SO2浓度为1839mg/m3,入口烟气中粉尘浓度为53mg/m3;3层喷淋,循环浆液液气比14.3L/Nm3;超细雾化降温区高度为3.0m,喷嘴的雾化平均直径为62μm,雾化液气比为0.1L/Nm3;旋流模块的层数为3层,相邻两层旋流模块间距为空心导流筒横截面直径的2.0倍,模块上部筒壁排液孔孔径为6mm;中心盲板直径为空心筒横截面直径的0.5倍,旋流叶片的水平角度为30°,旋流叶片上边缘与半径的夹角为30°,喷嘴的雾化平均粒径为38μm,雾化液体的液气比为0.08L/Nm3;锥形装置上部圆柱体高度1cm,下部倒圆锥体圆锥角为120°,螺旋导流槽深度为2cm,螺距为2cm;出口烟气中SO2浓度为18mg/m3,出口烟气中粉尘浓度为3.5mg/m3

实施例3:

某电镀自备电厂,1台360t/h锅炉烟气脱硫改造工程采用本工艺,入口烟气中SO2浓度为1583mg/m3,入口烟气中粉尘浓度为45mg/m3;3层喷淋,循环浆液液气比13.5L/Nm3;超细雾化降温区高度为2.5m,喷嘴的雾化平均直径为62μm,雾化液气比为0.15L/Nm3;旋流模块的层数为3层,相邻两层旋流模块间距为空心导流筒横截面直径的2.0倍,模块上部筒壁排液孔孔径为5mm,中心盲板直径为空心筒横截面直径的0.5倍,旋流叶片的水平角度为30°,旋流叶片上边缘与半径的夹角为35°,喷嘴的雾化平均粒径为35μm,雾化液体的液气比为0.08L/Nm3;锥形装置上部为圆柱体高度1cm,下部为倒圆锥体圆锥角为120°,螺旋导流槽深度为2cm,螺距为2cm;出口烟气中SO2浓度为21mg/m3,出口烟气中粉尘浓度为3.2mg/m3

Claims (1)

1.一种烟气湿法脱硫、除尘协同处理工艺,其特征在于,包括如下步骤:
原烟气进入吸收塔后依次穿过托盘层、喷淋层、超细雾化降温区、旋流除雾层后从吸收塔顶部出口排出,托盘层对进入吸收塔的烟气进行初步脱硫除尘并整流后,烟气在吸收塔截面上以均匀的流速上升,烟气中的SO2与托盘上方积液层以及喷淋层浆液接触被吸收、脱除,脱硫后带有细小浆液液滴和粉尘的饱和烟气经过超细雾化降温区,雾化喷淋进行降温,超细雾化降温区内雾化液体的液气比为0.01-0.15L/Nm3,雾化液滴的粒径为20-100μm,超细雾化降温区内烟气温度下降3-8℃,超细雾化降温区内雾化喷淋的液体为工艺水或弱碱性溶液;烟气中的细小雾滴和粉尘得到降温并冷凝凝聚成粒径较大的液滴沉降到塔釜浆液池,过饱和烟气携带细小雾滴继续上升进入旋流除雾器层,经过旋流、撞击富集去除,处理后的洁净烟气从吸收塔出口排出;
实现烟气湿法脱硫、除尘协同处理工艺一体化的装置包括吸收塔,所述吸收塔的侧壁上设置烟气入口、顶部设置烟气出口、塔内底部为塔釜浆液池,所述吸收塔内由烟气入口至烟气出口依次设有托盘孔板、喷淋吸收层和旋流除雾器,所述旋流除雾器包括基座底板及并联安装在所述基座底板上的若干个除雾单元,所述除雾单元包括空心导流筒和置于空心导流筒内的若干层烟气旋流模块,其特征在于,所述喷淋吸收层与旋流除雾器之间为超细雾化降温区,超细雾化降温区的高度为2-7m;所述超细雾化降温区内设置至少一层雾化喷淋层,所述雾化喷淋层的喷嘴的雾化粒径为20-100μm;所述烟气旋流模块包括中心盲板、外部包围板和位于中心盲板与外部包围板所围成的环形区域内的若干旋流叶片,每个中心盲板的底面设有锥形装置,所述锥形装置的上半部为圆柱体且直径与中心盲板相同、下半部为倒圆锥体且圆锥角为60°-120°,倒圆锥体的锥面设置用于烟气导流的螺旋导流槽;
烟气穿过旋流除雾器层的流速为4-12m/s;
所述空心导流筒内且位于相邻两层烟气旋流模块之间及顶层烟气旋流模块上方各设置一段排液筒,所述排液筒的上下两端分别与对应烟气旋流模块的外部包围板抵接、筒壁上开设排液网格,所述排液筒与空心导流筒之间的间隙为液体富集腔;
所述液体富集腔内设置若干竖直挡水板,所述竖直挡水板的两个竖直侧边分别与排液筒外壁及空心导流筒内壁抵接。
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