CN107774082B - 一种烟气脱硫的方法及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明的烟气脱硫的方法及装置，该方法包括如下内容：烟气经烟气/硫酸换热器换热后，进入除尘脱硫塔，由下至上依次通过预除尘急冷单元、深度除尘单元、脱硫单元和除雾单元，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸，得到富吸收液；经过上述单元净化后的烟气由排入大气；富吸收液进入吸收液再生塔，脱除可溶性过渡金属离子，然后排入硫酸储罐，经烟气/硫酸换热器喷淋换热浓缩后，作为产品外运。本发明方法及装置可直接将烟气中的SO2氧化转化为硫酸，并通过浓缩制取较高浓度的硫酸溶液，净化烟气可满足国家或地方相关标准规定要求，适用于含各种浓度二氧化硫的烟气回收处理。
Description
技术领域
本发明属于环保技术领域，具体地涉及一种烟气脱硫并生产硫酸的方法与装置。
背景技术
自2003年以来，我国SO2排放总量一直居高不下，2014年我国SO2排放总量1974.4万吨，自2003年以来首次低于2000万吨。尽管我国“十一五”期间削减二氧化硫10%的目标已经实现，但我国目前的酸雨污染面积（占国土面积的30%）仍在不断扩大，而且正由“硫酸型”向“硫酸硝酸复合型”转化。每年因酸雨和SO2污染造成农作物、森林和人体健康等方面的经济损失超过1000亿元，二氧化硫排放控制仍然不容忽视。烟气脱硫方法可分为干法和湿法两种，与干法脱硫相比，湿法脱硫设备小，操作简单，且脱硫效率高，目前，应用的湿法脱硫技术包括钠法、镁法、氨法和钙法等，其中以钠法和钙法最多。湿法脱硫还可根据生成物是否有用，分为抛弃法和回收法，回收法因其经济因素而备受人们的关注。目前广泛使用的回收法是石灰石-石膏法，但副产物-石膏的附加值较低，供过于求，同时石灰石-石膏法易造成设备或管道结垢和堵塞，脱硫装置操作较繁琐，现场卫生状况也较差。钠法脱硫为抛弃法，脱硫废水中的亚硫酸盐表现为化学需氧量（COD），一般>8000mg/L，因此，为保证脱硫废水能够达标排放，在建设烟气脱硫装置时，必须同时建设脱硫废水氧化处理装置。由于亚硫酸钠氧化速率较慢，通常需要5～8h，投资、占地和操作费用均较高，如专利US4627965A和US5928615A。另外，抛弃法将大量硫资源白白浪费。氨法脱硫虽能回收烟气中的硫资源，但产品硫酸铵可使土壤板结，现已很少使用，而且烟气中的重金属离子也全部进入硫酸铵产品中，对土壤造成二次污染，并进而危害人类身体健康。
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发明内容
针对现有技术的不足，本发明提出了一种烟气脱硫的方法及装置。本发明方法及装置可直接将烟气中的SO2氧化转化为硫酸，并通过浓缩制取较高浓度的硫酸溶液，净化烟气可满足国家或地方相关标准规定要求，适用于含各种浓度二氧化硫的烟气回收处理。
本发明的烟气脱硫的方法，包括如下内容：
（1）烟气经烟气/硫酸换热器换热后，进入除尘脱硫塔，由下至上依次通过预除尘急冷单元、深度除尘单元、脱硫单元和除雾单元，经过上述单元净化后的烟气由除尘脱硫塔顶部排入大气；其中烟气在预除尘急冷单元中，与与吸收剂接触，进行初步除尘降温过程，除去烟气中的大部分粉尘；深度除尘单元内装填料，烟气与填料及吸收剂接触，将烟气中的剩余微细粉尘过滤捕集至除尘脱硫塔底部持液槽的浆液中；脱硫单元以可溶性过渡金属硫酸盐溶液为吸收剂，与烟气进行气液传质脱硫和氧化反应，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸，得到富吸收液；
（2）除尘脱硫塔底含高浓度悬浮物的浆液排入固液分离器进行固液分离，固废外运，酸性水循环至深度除尘单元作为吸收剂，并通过溢流进入预除尘急冷单元作为吸收剂；
（3）脱硫单元的富吸收液进入吸收液再生塔，通过离子交换树脂脱除可溶性过渡金属离子，然后排入硫酸储罐，经烟气/硫酸换热器喷淋换热浓缩后，作为产品外运，吸收液再生塔内离子交换树脂饱和后，以硫酸储罐中的硫酸进行再生，再生后的贫吸收液返回脱硫单元循环使用。
本发明方法中，所述的烟气为燃煤锅炉烟气、催化裂化催化剂再生烟气、工艺加热炉烟气、S-zorb吸附剂再生烟气等，其中SO2浓度100~150000mg/Nm3。
本发明方法中，所述的预除尘急冷单元由2～5级喷淋构成，其中的吸收剂来自深度除尘单元溢流的吸收剂。本发明方法中，所述的深度除尘单元内装填料，理论塔板数2～10，填料下方为持液槽，如附图2所示，各级持液槽均由溢流管、溢流堰、防淋帽和吸收液喷嘴等构成，持液槽内为吸收剂，吸收剂补充的新鲜水和/或固液分离器得到的循环酸性水，操作吸收剂与烟气的液气比为1～30L /m3。
本发明方法中，所述的除尘脱硫塔脱硫单元由下至上设置多级脱硫，优选3～5级，每一级脱硫均设置独立的持液槽，如附图2所示，各级持液槽均由溢流管、溢流堰、防淋帽和吸收液喷嘴等构成，各级脱硫持液槽之间有溢流管联通，持液槽内为吸收剂，吸收剂为可溶性过渡金属硫酸盐水溶液，吸收剂浓度以金属离子浓度计为0.1%～20%，优选为2.0%～5.0%，过渡金属一般为铁、锰、钴或镍中的一种或几种，优选为铁；其中吸收剂中优选加入H2O2，其中吸收剂中的H2O2浓度为0.1wt%～10wt%，优选为0.5%～3.0%。
根据实际生产需要可以对脱硫级数进行调整，下面以设置三级脱硫为例对脱硫单元的脱硫过程进行说明（其他脱硫级数脱硫原理与上述类似，不进行一一赘述）：脱硫单位由下至上设置一级脱硫、二级脱硫和三级脱硫，补充吸收剂（贫吸收液）进入三级循环脱硫，依次溢流进入二级和一级循环脱硫，每一级脱硫均由液膜传质和喷淋传质构成：经过深度除尘的烟气依次与一级循环喷淋液溢流产生的液膜、一级循环喷淋液、二级循环喷淋液溢流产生的液膜、二级循环喷淋液、三级循环喷淋液溢流产生的液膜和三级循环喷淋液接触传质，完成气液传质脱硫和氧化作用，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸，各级脱硫的液气比均为1～30 L/m3，得到的富吸收液由一级脱硫循环泵排入吸收液再生塔再生后进入三级脱硫循环使用。
本发明方法中，所述的除雾单元可以为纤维除雾器、填料式除雾器或丝网除雾器中的一种或多种。
本发明方法中，吸收液再生塔一备一用，二者切换操作。
本发明方法中，所述的固液分离器为沉淀池、陶瓷微孔过滤器、板框压滤机、真空过滤机或其组合，优选陶瓷微孔过滤器。
本发明方法中，所述的烟气/硫酸换热器分布有DN25～DN500烟气管道，烟气可以部分或全部流经换热器，硫酸储罐中的稀硫酸以喷淋方式喷洒到烟气管道上，水蒸汽并入烟气，经浓缩后得到的浓硫酸作为产品；其中换热器出口硫酸温度30～80℃。
本发明同时提供一种烟气脱硫装置，包括：烟气/硫酸换热器（24）、除尘脱硫塔（3）、固液分离器（12）、吸收液再生塔I（19A）、吸收液再生塔II（19B）、硫酸储罐（21）以及相应的管线和泵；其中除尘脱硫塔（3）内由下至上依次设置预除尘急冷单元（3-1）、深度除尘单元（3-2）、一级脱硫（3-3）、二级脱硫（3-4）、三级脱硫（3-5）和除雾单元（3-6）；烟气/硫酸换热器（24）顶部设置硫酸入口管线和气相出口管线，烟气/硫酸换热器（24）底部设置硫酸产品出口管线，烟气/硫酸换热器（24）气相出口水蒸汽（26）并入烟气管线；烟气/硫酸换热器（24）经烟气管线连接除尘脱硫塔（3）底部，除尘脱硫塔（3）顶部气相出口连接大气，急冷水泵（2）入口连接自除尘脱硫塔（3）底持液槽，急冷水泵（2）出口分别连接到除尘脱硫塔（3）预除尘急冷单元（3-1）吸收剂入口和固液分离器（12）；循环泵（14）入口连接固液分离器（12）液相出口，循环泵（14）出口管线与补充吸收剂（9A）管线连接，补充吸收剂（9A）管线与深度除尘单元（3-2）持液槽液相入口连接；除尘浆液泵（4）入口与深度除尘单元（3-2）持液槽液相出口经管线连接，除尘浆液泵（4）出口经管线与深度除尘单元（3-2）喷淋液入口连接；一级脱硫循环泵（5）入口经管线与一级脱硫（3-3）持液槽液相出口连接，一级脱硫循环泵（5）出口经管线分别与一级循环脱硫（3-3）吸收液入口、吸收液再生塔I（19A）和吸收液再生塔II（19B）相连，其中与吸收液再生塔I（19A）连接的管线上设置阀门I（16A），与吸收液再生塔II（19B）相连的管线上设置阀门V（16B）；二级脱硫循环泵（7）入口经管线与二级脱硫（3-4）持液槽液相出口连接，二级脱硫循环泵（7）出口经管线与二级脱硫（3-4）吸收液入口连接；三级脱硫循环泵（8）入口经管线与三级脱硫（3-5）持液槽液相出口连接，三级脱硫循环泵（8）出口与三级脱硫（3-5）吸收液入口连接；吸收液再生塔I（19A）液相出口经管线分为两路，一路经阀门VIII（17A）与三级脱硫（3-5）吸收液入口连接，另一路通过阀门II（18A）与硫酸储罐（21）顶部入口连接；吸收液再生塔II（19B）液相出口经管线分为两路，一路经阀门IV（17B）与三级脱硫（3-5）吸收液入口连接，另一路通过阀门VI（18B）与硫酸储罐（21）顶部入口连接；外输硫酸泵（22）入口经管线与硫酸储罐（21）底部连接，外输硫酸泵（22）出口经管线与烟气/硫酸换热器（24）硫酸入口连接；再生硫酸泵（23）入口经管线与硫酸储罐（21）底部连接，再生硫酸泵（23）出口管线分为两路，一路通过阀门VII（15A）与吸收液再生塔I（19A）连接，另一路通过阀门III（15B）与吸收液再生塔II（19B）入口连接。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
（1）除尘脱硫塔集烟气除尘急冷降温和脱硫生产硫酸于一体，减小占地。
（2）除尘脱硫塔预除尘急冷单元与深度除尘单元设置有各自的持液槽，烟气中绝大部分粉尘被截留在预除尘急冷单元持液槽，少量微细粉尘进入深度除尘单元持液槽，避免了因大量粉尘进入填料塔而造成堵塞。
（3）烟气除尘和脱硫在同一塔内各自独立实现，互不影响，防止了由于过渡金属离子被固废吸附而流失，也避免了过渡金属离子等对固废的二次污染。
（4）过渡金属离子，以Fe3+/Fe2+为例仅起到催化剂的作用，Fe2+/Fe3+以及H2SO3/H2SO4之间的氧化转化可利用烟气溶于吸收液中的溶解氧，吸收液可循环使用，烟气中的SO2被就地转化为硫酸，而不需先制成硫磺，再制取硫酸，节省了从SO2生产硫磺再到生产硫酸的装置投资费用和储存运输费用，所得硫酸产品浓度可达到60%～80%。
（5）脱硫单元的两级持液槽之间通过溢流管联通，在下流过程中产生液膜，而气相向上流动，可实现一级喷淋、两级吸收，进而增加气液传质效果。
附图说明
图1是本发明烟气脱硫方法流程图。
图2是深度除尘单元、脱硫塔脱硫单元一级/二级/三级脱硫持液槽示意图。
其中：1、烟气；2、急冷水泵；3、除尘脱硫塔；4、除尘浆液泵；5、一级脱硫循环泵；6、富吸收液；7、二级脱硫循环泵；8、三级脱硫循环泵；9A、吸收剂；9B、新鲜水；10、循环水；11、高浓度浆液；12、固液分离器；13、固废；14、循环水泵；15A、阀门VII；15B、阀门III；16 A、阀门I；16B、阀门V；17 A、阀门VIII；17B、阀门IV；18A、阀门II；18B、阀门VI；19A、吸收液再生塔I；19B、吸收液再生塔II；20、稀硫酸；21、硫酸储罐；22、外输硫酸泵；23、再生硫酸泵；24、烟气/硫酸换热器；25、硫酸产品；26、水蒸汽；27、净化烟气。
除尘脱硫塔由下至上依次为：3-1、预除尘急冷单元；3-2、深度除尘单元；3-3、一级脱硫；3-4、二级脱硫；3-5、三级脱硫；3-6、除雾器；
持液槽包括：a、溢流管（或气/液相通道）；b、液相溢流堰；c、吸收液；d、喷嘴；e、防淋帽。
具体实施方式
下面通过具体实施例对本发明方法及装置进行更详细的描述，但并不因此限制本发明。
如图1所示，本发明的烟气脱硫过程按照如下方式进行：烟气1流经烟气/硫酸换热器24与稀硫酸换热后，进入除尘脱硫塔3的预除尘急冷单元3-1，与急冷水泵2来的循环浆液接触降温，除去烟气中的绝大部分粉尘，烟气向上在深度除尘单元3-2进行深度除尘，烟气中的剩余微细粉尘捕集转入除尘脱硫塔3塔底的液相中，脱除粉尘后的烟气继续向上依次经过一级脱硫3-3、二级脱硫3-4和三级脱硫3-5，并与一级喷淋吸收液、二级喷淋吸收液溢流产生的液膜、二级喷淋吸收液、三级喷淋吸收液溢流产生的液膜和三级喷淋吸收液接触传质，完成气液传质脱硫和氧化作用，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸，脱硫净化后的烟气经除雾器3-6除去雾滴后排入大气；除尘脱硫塔底部的浆液11由急冷水泵2排入固液分离器12分离出固废13后，由循环水泵14返回至深度除尘单元3-2循环使用，脱硫产生的富吸收液6由一级脱硫循环泵5排入吸收液再生塔I、II，吸收液再生塔I、II内装填有氢型强酸性阳离子交换树脂，通过树脂中离子交换作用脱除富吸收液中的过渡金属离子后，排入硫酸储罐21；当吸收液再生塔I、II内离子交换树脂吸附饱和后，由再生硫酸泵23将硫酸储罐21中的部分硫酸输送至吸收液再生塔I、II，使失去效用的离子交换树脂恢复活性，再生液返回三级循环脱硫3-5；硫酸储罐中的稀硫酸由外输硫酸泵22输送至烟气/硫酸换热器24以喷淋方式喷洒到烟气管道上，水蒸汽26并入换热器后的烟道，浓缩后的硫酸25作为产品外运。
当吸收液再生塔内氢型强酸性阳离子交换树脂进行吸附时，阀门I 16A、阀门II18A、阀门III 15B和阀门IV 17B处于打开状态，阀门V 16B、阀门VI 18B、阀门VII 15A和阀门VIII 17A处于关闭状态；当再生塔19A、19B内氢型强酸性阳离子交换树脂吸附饱和后，关闭阀门I 16A、阀门II 18A、阀门III 15B和阀门IV 17B，打开阀门阀门V 16B、阀门VI 18B、阀门VII 15A和阀门VIII 17A，再生后的吸收液返回除尘脱硫塔3三级循环脱硫3-5。补充新鲜水9B连接到深度除尘单元3-2，靠溢流进入预除尘急冷单元3-1，少量新鲜水或新鲜吸收液由三级循环脱硫喷淋液入口补充，以弥补随净化烟气带出的少量吸收液。
本发明中，为保证液相中H2SO3或溶解性的SO2全部氧化转化为H2SO4，也可向吸收液中加入H2O2、Cl2、KMnO4或O3等氧化剂。实施例中所述的氢型强酸性阳离子交换树脂的性质如下：粒径0.3～1.2mm，质量交换容量≥4.80mmol/g，含水量50～70%，湿真密度1.10～1.30g/ml。
实施例1：
某催化裂化催化剂再生烟气组成见表1。
表1 某催化裂化催化剂再生烟气组成
操作条件：（1）除尘脱硫塔采用两级除尘：预除尘急冷单元为喷淋；深度除尘单元内装填料；操作液气比分别为3.0L（吸收剂）/m3（气体）和4.0 L（吸收剂）/m3（气体）；（2）脱硫单元吸收液为硫酸铁溶液，其中Fe3+质量浓度3.0%，一级/二级/三级循环脱硫均采用喷淋方式，液气比均为3.0 L（吸收剂）/m3（气体）；（3）除尘脱硫塔底持液槽吸收液pH 1.0～2.0；（4）吸收液再生塔为两个，内装市售D001型氢型强酸性阳离子交换树脂，两个再生塔切换操作。
经本处理后：净化气中SOx浓度35mg/Nm3，粉尘浓度3.0mg/Nm3，所得硫酸浓度60%。
实施例2：
某S zorb装置吸附剂再生烟气组成见表2。
表2某S-zorb装置吸附剂再生烟气组成
操作条件：（1）预除尘急冷单元为喷淋；深度除尘单元内装填料；操作液气比均为3.0L（吸收剂）/m3（气体）；（2）脱硫单元为4级吸收，吸收液为硫酸铁与H2O2的混合溶液，其中Fe3+质量浓度3.0%，H2O2质量浓度1.5%，均采用喷淋方式，液气比均为4.0 L（吸收剂）/m3（气体）；（3）除尘脱硫塔底持液槽吸收液pH 1.0～2.0；（4）吸收液再生塔为两个，切换操作，内装市售D003型氢型强酸性阳离子交换树脂。
经处理后：净化气中SOx浓度60mg/Nm3，粉尘未检出，所得硫酸浓度85%。
实施例3：
某燃煤锅炉烟气组成见表3。
表3某燃煤锅炉烟气组成
操作条件：（1）预除尘急冷单元为喷淋；深度除尘单元内装填料；操作液气比分别为4.0L（吸收剂）/m3（气体）和3.0L（吸收剂）/m3（气体）；（2）脱硫单元为3级吸收，吸收液为硫酸铁与H2O2的混合溶液，其中Fe3+质量浓度3.0%，H2O2质量浓度0.5%，均采用喷淋方式，液气比均为3.0 L（吸收剂）/m3（气体）；（3）除尘脱硫塔底持液槽吸收液pH 1.0～2.0；（4）吸收液再生塔为两个，切换操作，内装市售732#氢型强酸性苯乙烯系阳离子交换树脂。
经处理后：净化气中SOx浓度45mg/Nm3，粉尘浓度10.0mg/Nm3，所得硫酸浓度73%。
Claims (10)
1.一种烟气脱硫的方法，其特征在于包括如下内容：(1)烟气经烟气/硫酸换热器换热后，进入除尘脱硫塔，由下至上依次通过预除尘急冷单元、深度除尘单元、脱硫单元和除雾单元，经过上述单元净化后的烟气由除尘脱硫塔顶部排入大气；其中烟气在预除尘急冷单元中，与吸收剂接触，进行初步除尘降温过程，除去烟气中的大部分粉尘；深度除尘单元内装填料，烟气与填料及吸收剂接触，将烟气中的剩余微细粉尘过滤捕集至除尘脱硫塔底部持液槽的浆液中；脱硫单元以可溶性过渡金属硫酸盐溶液为吸收剂，与烟气进行气液传质脱硫和氧化反应，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸，得到富吸收液，脱硫单元由下至上设置一级脱硫、二级脱硫和三级脱硫，补充吸收剂进入三级循环脱硫，依次溢流进入二级和一级循环脱硫，每一级脱硫均由液膜传质和喷淋传质构成：经过深度除尘的烟气依次与一级循环喷淋液溢流产生的液膜、一级循环喷淋液、二级循环喷淋液溢流产生的液膜、二级循环喷淋液、三级循环喷淋液溢流产生的液膜和三级循环喷淋液接触传质，完成气液传质脱硫和氧化作用，将烟气中的SO2吸收并转化为硫酸，得到的富吸收液由一级脱硫循环泵排入吸收液再生塔再生后进入三级脱硫循环使用；(2)除尘脱硫塔底含高浓度悬浮物的浆液排入固液分离器进行固液分离，固废外运，酸性水循环至深度除尘单元作为吸收剂，并通过溢流进入预除尘急冷单元作为吸收剂；(3)脱硫单元的富吸收液进入吸收液再生塔，通过离子交换树脂脱除可溶性过渡金属离子，然后排入硫酸储罐，经烟气/硫酸换热器喷淋换热浓缩后，作为产品外运，吸收液再生塔内离子交换树脂饱和后，以硫酸储罐中的硫酸进行再生，再生后的贫吸收液返回脱硫单元循环使用。
2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的烟气中SO2浓度100～150000mg/Nm3。
3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的预除尘急冷单元由2～5级喷淋构成。
4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的深度除尘单元内装填料，理论塔板数2～10，填料下方为持液槽，各级持液槽均由溢流管、溢流堰、防淋帽和吸收液喷嘴构成，持液槽内为吸收剂，吸收剂为补充的新鲜水和/或固液分离器得到的循环酸性水，操作吸收剂与烟气的液气比为1～30L/m3。
5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的除尘脱硫塔脱硫单元由下至上设置多级脱硫，每一级脱硫均设置独立的持液槽，各级持液槽均由溢流管、溢流堰、防淋帽和吸收液喷嘴构成，各级脱硫持液槽之间有溢流管联通，持液槽内为吸收剂，吸收剂为可溶性过渡金属硫酸盐水溶液，吸收剂浓度以金属离子浓度计为0.1％～20％，过渡金属为铁、锰、钴或镍中的一种或几种。
6.按照权利要求1或5所述的方法，其特征在于：各级脱硫的液气比均为1～30L/m3。
7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的除雾单元可以为纤维除雾器、填料式除雾器或丝网除雾器中的一种或多种。
8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：吸收液再生塔一备一用，二者切换操作。
9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的烟气/硫酸换热器分布有DN25～DN500烟气管道，烟气部分或全部流经换热器，硫酸储罐中的稀硫酸以喷淋方式喷洒到烟气管道上，水蒸汽并入烟气，经浓缩后得到的浓硫酸作为产品；其中换热器出口硫酸温度30～80℃。
10.一种烟气脱硫装置，其特征在于包括：烟气/硫酸换热器(24)、除尘脱硫塔(3)、固液分离器(12)、吸收液再生塔I(19A)、吸收液再生塔II(19B)、硫酸储罐(21)以及相应的管线和泵；其中除尘脱硫塔(3)内由下至上依次设置预除尘急冷单元(3-1)、深度除尘单元(3-2)、一级脱硫(3-3)、二级脱硫(3-4)、三级脱硫(3-5)和除雾单元(3-6)；烟气/硫酸换热器(24)顶部设置硫酸入口管线和气相出口管线，烟气/硫酸换热器(24)底部设置硫酸产品出口管线，烟气/硫酸换热器(24)气相出口水蒸汽(26)并入烟气管线；烟气/硫酸换热器(24)经烟气管线连接除尘脱硫塔(3)底部，除尘脱硫塔(3)顶部气相出口连接大气，急冷水泵(2)入口连接自除尘脱硫塔(3)底持液槽，急冷水泵(2)出口分别连接到除尘脱硫塔(3)预除尘急冷单元(3-1)吸收剂入口和固液分离器(12)；循环泵(14)入口连接固液分离器(12)液相出口，循环泵(14)出口管线与补充吸收剂(9A)管线连接，补充吸收剂(9A)管线与深度除尘单元(3-2)持液槽液相入口连接；除尘浆液泵(4)入口与深度除尘单元(3-2)持液槽液相出口经管线连接，除尘浆液泵(4)出口经管线与深度除尘单元(3-2)喷淋液入口连接；一级脱硫循环泵(5)入口经管线与一级脱硫(3-3)持液槽液相出口连接，一级脱硫循环泵(5)出口经管线分别与一级循环脱硫(3-3)吸收液入口、吸收液再生塔I(19A)和吸收液再生塔II(19B)相连，其中与吸收液再生塔I(19A)连接的管线上设置阀门I(16A)，与吸收液再生塔II(19B)相连的管线上设置阀门V(16B)；二级脱硫循环泵(7)入口经管线与二级脱硫(3-4)持液槽液相出口连接，二级脱硫循环泵(7)出口经管线与二级脱硫(3-4)吸收液入口连接；三级脱硫循环泵(8)入口经管线与三级脱硫(3-5)持液槽液相出口连接，三级脱硫循环泵(8)出口与三级脱硫(3-5)吸收液入口连接；吸收液再生塔I(19A)液相出口经管线分为两路，一路经阀门VIII(17A)与三级脱硫(3-5)吸收液入口连接，另一路通过阀门II(18A)与硫酸储罐(21)顶部入口连接；吸收液再生塔II(19B)液相出口经管线分为两路，一路经阀门IV(17B)与三级脱硫(3-5)吸收液入口连接，另一路通过阀门VI(18B)与硫酸储罐(21)顶部入口连接；外输硫酸泵(22)入口经管线与硫酸储罐(21)底部连接，外输硫酸泵(22)出口经管线与烟气/硫酸换热器(24)硫酸入口连接；再生硫酸泵(23)入口经管线与硫酸储罐(21)底部连接，再生硫酸泵(23)出口管线分为两路，一路通过阀门VII(15A)与吸收液再生塔I(19A)连接，另一路通过阀门III(15B)与吸收液再生塔II(19B)入口连接；当吸收液再生塔内氢型强酸性阳离子交换树脂进行吸附时，阀门I(16A)、阀门II(18A)、阀门III(15B)和阀门IV(17B)处于打开状态，阀门V(16B)、阀门VI(18B)、阀门VII(15A)和阀门VIII(17A)处于关闭状态；当吸收液再生塔内氢型强酸性阳离子交换树脂吸附饱和后，关闭阀门I(16A)、阀门II(18A)、阀门III(15B)和阀门IV(17B)，打开阀门(16B)、阀门VI(18B)、阀门VII(15A)和阀门VIII(17A)。
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