CN108117210A - 一种烟气脱硫废液的处理方法及处理装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种钠法烟气脱硫废液处理装置，主要包括烟气/脱硫废液换热器、除尘脱硫塔、固液分离器、板式换热器和蒸汽压缩机，其中，所述烟气/脱硫废液换热器分为上部换热区和下部结晶区，上部换热区由上至下依次为蒸汽室、上管板、隔板、换热管、下管板，上管板和隔板之间为脱硫废液进料箱，脱硫废液进料箱换热管端设液膜成膜器；下部结晶区设有倾斜的引流板、密封板和结晶槽，密封板插入结晶槽液面以下。本发明通过采用特定处理装置及处理方法，在充分利用烟气余热的基础上，实现了净化烟气满足排放要求和烟气脱硫废液零排放的双重目的，特别是减少了烟气脱硫系统新鲜水补充量，降低了烟气脱硫和脱硫废液的综合处理成本。

Description

一种烟气脱硫废液的处理方法及处理装置
技术领域
本发明属于环保废水处理领域，具体涉及一种钠法烟气脱硫废液的处理方法及处理装置。
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。常用的烟气脱硫方法主要包括干法和湿法两种，与干法脱硫相比，湿法脱硫设备小，操作简单，且脱硫效率高，应用较为广泛，如钠法、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，目前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。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，现已很少单独使用，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，进而危害人类身体健康。钠法烟气脱硫为抛弃法，但因吸收效率高和吸收速率快，在对环保指标要求较高的地区经常采用。钠法烟气脱硫废液中的亚硫酸钠浓度通常约为7.5%-20%，为保证脱硫废液能够满足排放要求，在建设烟气脱硫装置时，必须同时建设烟气脱硫废液处理装置。而且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。另外，钠法烟气脱硫装置排放的废水中具有很高的盐含量，而含盐废水的排放在很多地方已被明令禁止，因此，如何实现脱硫废液“零排放”和脱硫净化烟气达标排放双重目标成为人们特别关心的问题。
对高含盐废水的主要处理技术包括反渗透膜分离技术和多效蒸发技术。反渗透技术具有技术成熟等特点，但原水预处理流程较长、高含盐废水极易造成膜的堵塞，而且浓缩水得不到合理的利用，无法实现真正意义上的“零排放”。多效蒸发技术可以做到高倍数的浓缩，但对换热设备材质要求较高，投资随之增加。
此外，烟气脱硫装置净化烟气温度一般为40-60℃，大于环境温度，并且都是饱和烟气，当净化烟气经排气筒进入大气后，烟气中的饱和水汽遇冷凝结成水滴滴落到排气筒周围，形成“白烟”和“下雨”现象，这也是烟气脱硫装置普遍存在的现象。对该问题的解决方案之一就是设置烟气/净化烟气换热器，通过提高净化烟气温度使之处于不饱和状态，或者在净化烟气排空前设置冷凝装置，脱除烟气中的水分，但是两种方案均存在设备庞大，投资高等不足。因此，对该问题目前并没有切实可行地解决措施。
CN102335553A将钠基烟气脱硫废液通入双极膜电渗析装置，依靠膜的选择性透过作用和电解装置，使脱硫吸收剂再生，并副产硫酸，实现了脱硫废液“零排放”，但该技术电耗较高。CN104801162A以氨水分别为还原剂和吸收剂对烟气进行脱硝和脱硫处理，净化烟气以湿式电除雾器脱除雾滴，可消除“烟羽”和“蓝烟”现象，但由于净化烟气排空前仍为饱和气体，温度较高，仍无法有效解决“白烟”问题。CN105152405A以氨和CO2为原料配置汲取液，从而大大提高反渗透膜对烟气脱硫废液中水的透过性，脱硫废液得到浓缩，然后分别采用精馏塔和汽提塔对汲取液和浓盐水进行净化处理脱除氨和CO2，最后对浓盐水进行结晶。该技术虽可实现脱硫废液零排放，但流程过长，设备投资较高。CN204786491U公开一种锅炉烟气余热利用系统，包括低温换热器、烟气再加热器、除尘器和风机；低温换热器连接在锅炉的空气预热器之后的烟道上；在锅炉烟气脱硫装置的脱硫塔的烟气出口依次连接除尘器和烟气再加热器；在低温换热器与烟气再加热器之间用风管连接；风机安装风管上；高温换热器串联安装在低温换热器与锅炉之间的烟道上，在省煤器与空气预热器之间的烟道上设置有连接到蒸发塔的高温烟气引出管；蒸发塔的出烟口连接脱硫塔的烟气进口。该系统使脱硫后烟气的酸露点温度降低到80℃以下，使烟气温度升高到80-90℃之间，不再出现烟囱内的结露腐蚀现象。但该技术需要对锅炉省煤器进行较大的改动，投资较高；并且采用高温烟气蒸发后的水分与烟气一同进入到脱硫塔中循环利用，增加了脱硫废液的处理规模；而且需要采用专门的除尘器用于脱除烟气中的水分。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供了一种钠法烟气脱硫废液的处理方法及处理装置。本发明通过选择特定处理模块及调控工艺参数，在充分利用烟气余热的基础上，实现了净化烟气满足排放要求和烟气脱硫废液零排放的双重目的，特别是减少了烟气脱硫系统新鲜水补充量，降低了烟气脱硫和脱硫废液的综合处理成本。
本发明提供的钠法烟气脱硫废液处理装置，主要包括烟气/脱硫废液换热器、除尘脱硫塔、固液分离器、板式换热器和蒸汽压缩机，烟气/脱硫废液换热器利用部分烟气对脱硫废液进行加热升温，然后与剩余部分烟气混合后进入除尘脱硫塔；除尘脱硫塔用于对混合后烟气进行除尘脱硫，塔底废液一部分作为循环吸收液，另一部分进入固液分离器；固液分离器用于对部分脱硫废液进行固液分离，产生的液相进入板式换热器；除尘脱硫塔顶设有排气筒，板式换热器利用排气筒内加热盘管产生的蒸汽凝结水对脱硫废液进行预热，预热后废液进入烟气/脱硫废液换热器；蒸汽压缩机用于将脱硫废液加热蒸发过程中产生的蒸汽输送至排气筒内的加热盘管，利用蒸汽潜热加热净化烟气，使之达到不饱和状态；其中，所述烟气/脱硫废液换热器分为上部换热区和下部结晶区，上部换热区由上至下依次为蒸汽室、上管板、隔板、换热管、下管板，上管板和隔板之间为脱硫废液进料箱，脱硫废液进料箱换热管端设液膜成膜器；下部结晶区设有倾斜的引流板、密封板和结晶槽，密封板插入结晶槽液面以下，换热后含盐悬浮液通过引流板和密封板进入结晶槽，产生的盐结晶作为产品回收，上清液与固液分离后的烟气脱硫废液一同进入板式换热器。
本发明装置中，在剩余部分烟气管路上设有电动挡板门，通过控制结晶区含盐悬浮液密度为1300-2400kg/m3，优选1500-1900kg/m3，调节电动挡板门开度，然后与烟气/脱硫废液换热器排出废气混合后进入除尘脱硫塔。
本发明装置中，液膜成膜器主要包括升汽管和底部导流槽，升汽管穿过上管板进入蒸汽室，与上管板密封连接，上管板与换热管顶端的垂直距离为1-50mm；底部导流槽插入换热管内，插入长度为10-100mm；其中导流槽底端的轴向夹角α为0-90°，优选30-60°。
本发明装置中，结晶区横截面为圆形或矩形，内设引流板、密封板和结晶槽，引流板一侧固定在结晶槽一侧内壁上，另一侧向下倾斜，与水平面方向的夹角β为110-170°，密封板与引流板焊接连接或整体成型，并垂直向下插入到结晶槽液面以下5-50cm。
本发明装置中，在结晶槽的上清液区设有密度在线检测与控制系统，用于控制结晶区含盐悬浮液密度。
本发明装置中，所述烟气/脱硫废液换热器采用立式管壳式换热器，脱硫废液走管程，烟气走壳程，上部进水、进气。换热管规格为DN15-DN50，换热管内脱硫废液流速为1-5m/s，烟气由脱硫废水隔板下侧的烟气入口进入。
本发明装置中，蒸汽室内为气相蒸汽，用于排气筒内加热净化烟气。进一步地，烟气/脱硫废液换热器的壳程设有折流板，有助于延长烟气与脱硫废液的换热时间，提高传热效果。
本发明装置中，除尘脱硫塔由上至下依次为排气筒、除雾器、除尘脱硫区和吸收液持液槽。其中，排气筒内设有加热盘管，用于加热净化烟气。除雾器为丝网除雾器、人字形除雾器、电除雾器或填料式除雾器，优选电除雾器，操作电压为30-80kV。除尘脱硫区可以直接采用喷淋形式或进一步装填填料形式。吸收液持液槽内设置有循环水冷却系统，冷却后的循环吸收液的温度为40-45℃，可将脱硫净化烟气的温度保持在43-48℃的较低温度，脱硫净化烟气中的水蒸汽含量处于较低水平，在对脱硫净化烟气加热后，其不饱和度增加，使得烟气在排空后能够及时消散，而不致产生“白烟”或“下雨”现象。吸收液持液槽内还设有液位在线检测与控制系统，通过调节新鲜水的补充量控制吸收液持液槽内液位高度。
本发明装置中，固液分离器为各种可以实现固液分离的反应设备，如可以是絮凝沉淀池、过滤器、旋流器或离心分离器等。
本发明还提供一种采用上述装置处理烟气脱硫废液的方法，包括如下内容：将烟气分为两路，一路进入烟气/脱硫废液换热器壳程对管程脱硫废液进行加热，然后与另一路烟气合并后进入除尘脱硫塔，塔底生成的烟气脱硫废液分为两路，一路作为循环吸收液进行循环吸收，另一路经固液分离后液相进入板式换热器，在板式换热器中经蒸汽凝结水预热后进入烟气/脱硫废液换热器管程，由壳程烟气加热升温，产生的蒸汽经升汽管进入蒸汽室，经蒸汽压缩机压缩后进入排气筒内加热盘管，利用蒸汽潜热加热净化烟气，使之达到不饱和状态，产生的蒸汽凝结水进入板式换热器用于预热脱硫废液，经换热后的凝结水作为烟气脱硫系统补充水；预热后脱硫废液进入脱硫废液进料箱，经液膜成膜器进入换热管内，换热后通过引流板和密封板进入结晶槽，产生的盐结晶作为产品回收，上清液与固液分离后的烟气脱硫废液一同进入板式换热器。
本发明方法中，所述烟气为含有SOx、粉尘等的含硫烟气，如可以是催化裂化再生烟气、燃煤锅炉烟气、燃油；锅炉烟气、工艺炉尾气或工艺尾气等，含硫烟气的初始温度通常为150-200℃。
本发明方法中，控制进入烟气/脱硫废水换热器前的烟气脱硫废液的温度为60-100℃，优选70-90℃；控制烟气/脱硫废液换热器出口烟气温度为120-130℃。
本发明方法中，烟气脱硫吸收剂为氢氧化钠溶液，质量浓度为1%-40%，优选20%-30%。通过控制循环吸收液pH值为6.5-8.5以调节新鲜吸收剂的补充量，循环吸收液的液气比3:1-8:1，优选3:1-5:1。
本发明方法中，烟气脱硫废液为亚硫酸钠溶液或经氧化后的硫酸钠溶液，其中亚硫酸钠溶液质量浓度7.5%-20%，硫酸钠质量浓度8.0%-22.0%。
本发明方法中，烟气/脱硫废液换热器中蒸汽室的操作压力为1.0-10kPaG，蒸汽压缩机出口压力0.1-0.5MPaG。
本发明方法中，控制吸收液持液槽中循环吸收液温度在为40-45℃。经板式换热器换热降温后的凝结水温度为50-90℃。
与现有烟气脱硫方法相比，本发明具有如下优点：
（1）经预热后的烟气脱硫废水在烟气/脱硫废液换热器中迅速升温和汽化，换热器内产生的蒸汽气泡造成的紊动作用可防止产生的盐结晶晶粒沉积聚结，从而避免了换热器的堵塞。
（2）烟气/脱硫废液换热器兼具换热、气液分离和固液分离功能。经预热升温后的脱硫废液进入换热管后，以一定流速冲击导流槽，并在换热管内表面以液膜形式顺流而下，与烟气换热升温后，水汽化为蒸汽进入蒸汽室，而浓盐水进入结晶槽，实现固液分离。该处理装置实现多功能一体化，具有占地面积小，处理效果好，降低了设备投资和运行能耗等特点。
（3）通过降低循环吸收液温度，以降低脱硫净化烟气温度，从而降低其中的水蒸汽含量；并利用烟气脱硫废液蒸发浓缩产生的蒸汽对净化烟气进行换热升温，以提高烟气不饱和度。经本发明处理后，脱硫净化烟气的温升可达20-40℃，从而消除排气筒周围的“白烟”或“下雨”现象，热量得到有效利用，换热设备所占用空间大大减小。
（4）烟气脱硫装置排气筒一般高20-40m，加热盘管可设置其中，无需占用更多空间。
（5）进入除尘脱硫塔的烟气温度得以降低，因烟气降温而造成的水耗量随之降低，工况气量和除尘脱硫塔规模与投资也随之降低。
（6）板式换热器产生的蒸汽凝结水为软化水，可直接作为脱硫装置补水，不仅减少了烟气脱硫系统新鲜水补充量，而且可以避免吸收剂雾化喷嘴的堵塞。
（7）烟气/脱硫废水换热器、板式换热器等均为常压设备，降低了设备投资和运行能耗。
（8）换热管束内脱硫废液以液膜形式出现，具有换热效率和传热快的特点，可充分利用烟气余热对脱硫废液进行蒸发浓缩，最大程度回收盐结晶。与常规多效蒸发工艺相比，回收盐结晶方法操作费用大大减少。
附图说明
图1是本发明烟气脱硫废液处理装置的一种流程示意图。
其中：1-烟气，2-烟气/脱硫废液换热器，3-折流板，4-脱硫废液进料箱，5-蒸汽室，6-加热盘管，7-排气筒；8-蒸汽压缩机，9-蒸汽凝结水，10-一级循环泵，11-结晶槽（其中11-1为清水区，11-2为悬浮液区），12-盐结晶，13-上清液，14-除尘脱硫塔，15-电除雾器，16-吸收液持液槽，17-二级循环泵，18-固液分离器，19-烟气脱硫废液，20-固废，21-循环吸收液，22-净化烟气，23-板式换热器，24-蒸汽，25-隔板，26-疏水阀，27-除尘脱硫区，28-补充水，29-管板（分为上管板29-1和下管板29-2），30-液膜成膜器，31-引流板，32-密封板，33-密度在线检测与控制系统，34-挡板门，35-循环水冷却系统，36-循环冷却水进，37-循环冷却水出，38-管箱，39-换热管，40-新鲜吸收剂。
图2是本发明装置液膜成膜器的结构示意图。
30-1-升汽管，30-2-底部导流槽，α-导流槽轴向夹角。
图3是本发明装置引流板和密封板的结构示意图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明装置及方法进行详细说明，但不因此限制本发明。
本发明烟气脱硫废液处理装置如图1所示，主要包括烟气/脱硫废液换热器2、除尘脱硫塔14、固液分离器18、板式换热器23、蒸汽压缩机8。其中，烟气/脱硫废液换热器2利用烟气对脱硫废液进行加热，然后与剩余部分烟气混合后进入除尘脱硫塔14；除尘脱硫塔14用于对混合后烟气进行除尘脱硫，塔底废液经二级循环泵17后分为两部分，一部分作为循环吸收液21，另一部分进入固液分离器18；固液分离器18用于对烟气脱硫废液进行固液分离，产生的固废20排出装置，产生的液相即烟气脱硫废水19与结晶槽11来的上清液13合并后经一级循环泵10进入板式换热器23；除尘脱硫塔顶设有排气筒7，板式换热器23利用排气筒内加热盘管6产生的蒸汽凝结水9对脱硫废液进行预热升温，升温后废液进入烟气/脱硫废液换热器；蒸汽压缩机8用于将脱硫废液加热蒸发过程中产生的蒸汽24输送至排气筒内的加热盘管，利用蒸汽潜热加热净化烟气22，使之达到不饱和状态；蒸汽凝结水9经疏水阀26进入板式换热器23，对脱硫废液加热升温后作为补充水进入吸收液持液槽16。所述烟气/脱硫废液换热器分为上部换热区和下部结晶区，上部换热区由上至下依次为蒸汽室5、上管板29-1、隔板25、换热管39、下管板29-2，上管板和隔板之间为脱硫废液进料箱4，脱硫废液进料箱换热管设液膜成膜器30，下部结晶区设有倾斜的引流板31、密封板32和结晶槽11，引流板与水平面方向的夹角β为110-170°，密封板插入结晶槽液面以下。换热后脱硫废液通过引流板和密封板进入结晶槽，产生的盐结晶12作为产品回收，上清液13与固液分离后的脱硫废液一同经一级循环泵10进入板式换热器23。
本发明装置中，除尘脱硫塔14由上至下依次为排气筒7、电除雾器15、除尘脱硫区27和吸收液持液槽16。其中，排气筒7内设有加热盘管6，用于加热净化烟气。电除雾器15的操作电压为30-80kV。除尘脱硫反应区27直接采用喷淋形式或进一步装填填料形式。吸收液持液槽16内设置有循环水冷却系统35，包括循环冷却水进36和循环冷却水出37，使吸收液保持在40-45℃。吸收液持液槽内还设有液位在线检测与控制系统，主要是保证离心泵不会抽空，一般要够二级循环泵5min流量，通过调节新鲜水28的补充量控制吸收液持液槽内液位高度。
本发明装置中，结晶槽11内的引流板31和密封板32将结晶槽11上部液相区分为清水区11-1和悬浮液区11-2，当引流板31上部含盐悬浮液进入结晶槽11后，沿引流板31斜向下流动，进入悬浮液区11-2，并在此进行固液分离，固相结晶最终作为产品排出装置，饱和水由密封板32下部进入清水区11-1形成上清液13，并与固液分离器18来的脱硫废液19经一级循环泵10进入板式换热器23。在结晶槽的悬浮液区设有密度在线检测与控制系统33，在剩余部分烟气管路上设有电动挡板门34，通过33控制结晶区含盐悬浮液密度为1300-2400kg/m3，以调节电动挡板门34开度，然后与烟气/脱硫废液换热器排出的废气混合后进入除尘脱硫塔。
本发明装置中，液膜成膜器30主要包括升汽管30-1和底部导流槽30-2，升汽管穿过上管板29-1进入蒸汽室5，与上管板密封连接，上管板与换热管顶端的垂直距离为1-50mm；底部导流槽插入换热管39内，插入长度为10-100mm；其中导流槽底端的轴向夹角α为0-90°，优选30-60°。脱硫废液以一定流速经上管板29-1和换热管39之间的缝隙进入换热管后，冲击导流槽30-2，并在导流槽30-2末端形成液膜，沿换热管内壁顺流而下，以液膜形式与烟气进行快速的换热升温，其中水被汽化转化为蒸汽，向上经升汽管30-1进入蒸汽室5，而浓盐水进入结晶区。
本发明装置中，所述烟气/脱硫废液换热器采用立式管壳式换热器，脱硫废液走管程，烟气走壳程，上部进水、进气。换热管规格为DN15-DN50，换热管内脱硫废液流速为1-5m/s。烟气/脱硫废液换热器的换热管段设有折流板3，有助于延长烟气与脱硫废液的换热时间，提高传热效果。
本发明采用上述装置的烟气脱硫废液处理方法：将烟气1分为两路，一路进入烟气/脱硫废液换热器壳程对管程脱硫废液进行加热升温，通过控制烟气量使烟气/脱硫废液换热器出口烟气温度保持120-130℃，然后与另一路烟气合并后进入除尘脱硫塔进行除尘脱硫；吸收剂采用氢氧化钠溶液，质量浓度为1%-40%，优选20%-30%；通过控制循环吸收液pH值为6.5-8.5以调节新鲜吸收剂30的补充量，循环吸收液的液气比3:1-8:1，优选3:1-5:1。塔底生成的烟气脱硫废液分为两路，一路作为循环吸收液进行循环吸收，控制循环吸收液温度在40～45℃；另一路经固液分离后液相进入板式换热器，在板式换热器中经蒸汽凝结水预热升温后进入烟气/脱硫废液换热器，控制进入烟气/脱硫废液换热器前的烟气脱硫废液的温度为60-100℃，优选70-90℃；进入烟气/脱硫废液换热器的脱硫废液由壳程烟气加热升温，产生的蒸汽经升汽管进入蒸汽室，蒸汽室操作压力为1-10kPaG，经蒸汽压缩机压缩后进入排气筒内加热盘管，蒸汽压缩机出口压力0.1-0.5MPaG，利用蒸汽潜热加热脱硫净化烟气，使之达到不饱和状态，产生的蒸汽凝结水进入板式换热器用于预热脱硫废液，经板式换热器换热降温后的凝结水温度50～90℃，作为烟气脱硫系统补充水；预热后脱硫废液进入脱硫废液进料箱，经液膜成膜器进入换热管内，换热浓缩后通过引流板和密封板进入结晶槽，产生的盐结晶作为产品回收，上清液与固液分离后的烟气脱硫废液一同进入板式换热器。预热后脱硫废液通过脱硫废液进料箱进入换热器。
本发明在回收盐结晶的同时，利用脱硫废液蒸发过程中产生的蒸汽即可将脱硫净化烟气升温20-40℃，从而消除“白烟”现象。
本发明所处理废水也可为经氧化后的脱硫废液，此时，盐结晶将以硫酸钠形式析出。
实施例1
某锅炉烟气经脱硝处理后的含硫烟气组成如表1所示。
表1 某锅炉烟气经脱硝后的含硫烟气组成
根据以下公式计算脱硫处理前的烟气酸（硫酸）露点温度：
其中，[H 2 O]——烟气中水蒸气含量，vol%。
[SO 3 ]——烟
不同水蒸汽含量和不同SO3浓度下的硫酸露点温度如表2所示。
表2 不同水蒸汽含量及SO3含量下的烟气露点温度
采用本发明附图1所述的处理装置：烟气/脱硫废液换热器采用立式管壳式换热器，烟气走壳程，脱硫废液走管程，上部进水、进气，换热管规格为DN20，换热管内脱硫废液流速为3m/s。除尘脱硫反应区采用吸收剂喷淋的形式。上管板与换热管顶端的垂直距离为10mm；底部导流槽插入换热管内，插入长度为10mm；其中导流槽底端的轴向夹角α为30°。引流板与水平面方向的夹角β为110°，密封板插入结晶槽液面以下。固液分离器为离心分离器。
操作条件：（1）吸收剂采用质量浓度20%NaOH溶液，控制循环吸收液pH值为7.0-7.5以调节新鲜吸收剂的补充量，循环吸收液的液气比3:1，净化烟气中SO2浓度＜50mg/Nm3，脱除固废后的含亚硫酸钠的脱硫废液5.5t/h，其中亚硫酸钠溶液的质量浓度为8.87%；（2）板式换热器入口脱硫废液温度45℃，换热升温后的出口温度80℃；（3）蒸汽室的操作压力为3.0kPaG，出口蒸汽温度101℃，蒸汽压缩机出口蒸汽压力0.2MPaG；（4）控制循环吸收液温度45℃，吸收液循环量813m3/h；（5）结合表2，控制立式管壳式换热器出口烟气温度125℃，换热器壳程不会发生硫酸露点腐蚀；（6）电除雾器操作电压60kV；（7）控制结晶区含盐悬浮液密度为1900kg/m3。
效果：（1）应用本发明前，脱硫系统补充水量17.2t/h，应用本发明后，脱硫系统补充水7.8t/h，节约用水9.4t/；（3）电除雾器出口烟气温度45℃，经加热盘管加热后，脱硫净化烟气温度由45℃升高至85℃，水蒸汽含量为11.04%，达到不饱和状态，净化烟气消散前，在排气筒周围无“白烟”出现；（4）每天回收亚硫酸钠晶体25吨，无废水排放，节省了脱硫废液氧化处理系统投资约450万元；（5）净化烟气中SO3未检出，粉尘浓度10mg/Nm3。
实施例2
待处理烟气中SO2浓度2000mg/Nm3，SO3浓度160mg/Nm3，其它参数与实施例1相同。
采用本发明附图1所述的处理装置：换热管规格为DN25，换热管内脱硫废液流速为3m/s。除尘脱硫区采用吸收剂喷淋的形式。上管板与换热管顶端的垂直距离为20mm；底部导流槽插入换热管内，插入长度为20mm；其中导流槽底端的轴向夹角α为40°。引流板与水平面方向的夹角β为120°，密封板插入结晶槽液面以下。固液分离器为精密过滤。
操作条件：（1）吸收剂采用质量浓度30%NaOH溶液，控制循环吸收液pH值为7.5-8.0以调节新鲜吸收剂的补充量，循环吸收液的液气比5:1，净化烟气中SO2浓度＜50mg/Nm3，脱除固废后的含亚硫酸钠的脱硫废液7.0t/h，经氧化处理后的溶液中硫酸钠的质量浓度11.0%；（2）板式换热器入口脱硫废液温度42℃，换热升温后的出口温度85℃；（3）蒸汽室的操作压力为5.0kPaG，出口蒸汽温度102℃，蒸汽压缩机出口蒸汽压力0.3MPaG；（4）控制循环吸收液温度45℃，吸收液循环量1306m3/h；（5）结合表2，控制立式管壳式换热器出口烟气温度125℃，换热器壳程不会发生硫酸露点腐蚀；（6）电除雾器操作电压65kV；（7）控制结晶区含盐悬浮液密度为1800kg/m3。
效果：（1）应用本发明前，脱硫系统补充水量18.7t/h，应用本发明后，脱硫系统补充水8.6t/h，节约用水10.1t/；（3）电除雾器出口烟气温度48℃，经加热盘管加热后，脱硫净化烟气温度由48℃升高至82℃，水蒸汽含量为12.53%，达到不饱和状态，净化烟气消散前，在排气筒周围无“白烟”出现；（4）每天回收硫酸钠晶体42吨，无废水排放；（5）处理含Na2SO4废水回收Na2SO4的主要消耗为废水及固体回收过程中的电耗，吨水成本不到15元（电按0.60元/kwh）；（5）净化烟气中SO3未检出，粉尘浓度10mg/Nm3。
实施例3
待处理烟气SO2浓度3000mg/Nm3，SO3浓度260mg/Nm3，其它参数与实施例1相同。
采用本发明附图1所述的处理装置：换热管规格为DN40，换热管内脱硫废液流速为3m/s。除尘脱硫区采用吸收剂喷淋的形式。上管板与换热管顶端的垂直距离为40mm；底部导流槽插入换热管内，插入长度为40mm；其中导流槽底端的轴向夹角α为50°。引流板与水平面方向的夹角β为140°，密封板插入结晶槽液面以下。固液分离器为“絮凝+转桶过滤”。
操作条件：（1）吸收剂采用质量浓度40%NaOH溶液，控制循环吸收液pH值为8.0-8.5以调节新鲜吸收剂的补充量，循环吸收液的液气比8:1，净化烟气中SO2浓度＜50mg/Nm3，脱除固废后的含亚硫酸钠的脱硫废液8.90t/h，其中亚硫酸钠溶液的质量浓度为13.70%；（2）板式换热器入口脱硫废液温度45℃，换热升温后的出口温度90℃；（3）蒸汽室的操作压力为7.0kPaG，出口蒸汽温度102℃，蒸汽压缩机出口蒸汽压力0.3MPaG；（4）控制循环吸收液温度44℃，吸收液循环量2090m3/h；（5）结合表2，控制立式管壳式换热器出口烟气温度125℃，换热器壳程不会发生硫酸露点腐蚀；（6）电除雾器操作电压80kV；（7）控制结晶区含盐悬浮液密度为1600kg/m3。
效果：（1）应用本发明前，脱硫系统补充水量19.2t/h，应用本发明后，脱硫系统补充水9.0t/h，节约用水10.2t/；（3）电除雾器出口烟气温度45℃，经加热盘管加热后，脱硫净化烟气温度由45℃升高至80℃，水蒸汽含量为12.65%，达到不饱和状态，净化烟气消散前，在排气筒周围无“白烟”出现；（4）每天回收亚硫酸钠晶体51.6吨，无废水排放，节省了脱硫废液氧化处理系统投资约500万元；（5）净化烟气中SO3未检出，粉尘浓度8mg/Nm3。
实施例4
处理流程及操作条件同实施例1。不同之处在于在除尘脱硫塔的除尘脱硫反应区装填由CN104607009A所述的纺锤形规整填料。效果：净化烟气中SO3未检出，粉尘浓度3mg/Nm3。
比较例1
处理流程及操作条件同实施例1。不同在于：采用全部烟气加热烟气脱硫废液。效果：换热管束内脱硫废液蒸发过快，很快被盐结晶堵塞。
比较例2
处理流程及操作条件同实施例1，不同在于：控制烟气/脱硫废水换热器出口烟气温度为106℃。效果：烟气/脱硫废水换热器壳程底部换热管壁出现腐蚀，脱硫废水由管程泄漏进入壳程内部，下管板上出现废液蒸发后产生的白色晶体。
比较例3
处理流程及操作条件同实施例1。不同在于：烟气脱硫废液不经板式换热器预热，直接进入烟气/脱硫废水换热器。效果：进入烟气/脱硫废液换热器的脱硫废水温度44℃，烟气加热升温后，一方面会造成换热器盐结晶；另一方面导致蒸汽量不足，经加热盘管加热升温后，净化烟气温度仅为52℃，“白烟”现象仍然存在。
比较例4
处理流程及操作条件同实施例1。不同在于：未控制循环吸收液的温度，即不设置循环水冷却系统。效果：在板式换热器出口凝结水进入吸收液持液槽后，循环吸收液温度可达55℃，净化烟气中水蒸汽含量14%。
比较例5
处理流程及操作条件同实施例1。不同在于：不设液膜成膜器。效果：烟气/脱硫废液换热器蒸汽产生量仅为设置液膜成膜器后蒸汽量的10%，净化烟气升温仅5℃，脱硫废液未得到充分浓缩，结晶槽内固体结晶明显减少。

Claims (17)

1.一种烟气脱硫废液的处理装置，其特征在于主要包括烟气/脱硫废液换热器、除尘脱硫塔、固液分离器、板式换热器和蒸汽压缩机，烟气/脱硫废液换热器利用部分烟气对脱硫废液进行加热，然后与剩余部分烟气混合后进入除尘脱硫塔；除尘脱硫塔用于对混合后烟气进行除尘脱硫，塔底废液一部分作为循环吸收液，另一部分进入固液分离器；固液分离器用于对部分脱硫废液进行固液分离，产生的液相进入板式换热器；除尘脱硫塔顶设有排气筒，板式换热器利用排气筒内加热盘管产生的蒸汽凝结水对脱硫废液进行预热，预热后废液进入烟气/脱硫废液换热器；蒸汽压缩机用于将脱硫废液加热蒸发过程中产生的蒸汽输送至排气筒内的加热盘管，利用蒸汽潜热加热净化烟气；其中，所述烟气/脱硫废液换热器分为上部换热区和下部结晶区，上部换热区由上至下依次为蒸汽室、上管板、隔板、换热管、下管板，上管板和隔板之间为脱硫废液进料箱，脱硫废液进料箱换热管端设液膜成膜器；下部结晶区设有倾斜的引流板、密封板和结晶槽，密封板插入结晶槽液面以下，换热后含盐悬浮液通过引流板和密封板进入结晶槽，产生的盐结晶回收，上清液与固液分离后的烟气脱硫废液一同进入板式换热器。
2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：在剩余部分烟气管路上设有电动挡板门，通过控制结晶区含盐悬浮液密度为1300-2400kg/m3，调节电动挡板门开度，然后与烟气/脱硫废液换热器排出废气混合后进入除尘脱硫塔。
3.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：液膜成膜器主要包括升汽管和底部导流槽，升汽管穿过上管板进入蒸汽室，与上管板密封连接，上管板与换热管顶端的垂直距离为1-50mm，底部导流槽插入换热管内，插入长度为10-100mm；其中导流槽底端的轴向夹角α为0-90°。
4.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：结晶区横截面为圆形或矩形，内设引流板、密封板和结晶槽，引流板一侧固定在结晶槽一侧内壁上，另一侧向下倾斜，与水平面方向的夹角β为110-170°，密封板与引流板焊接连接或整体成型，并垂直向下插入到结晶槽液面以下5-50cm。
5.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：在结晶槽的上清液区设有密度在线检测与控制系统，用于控制结晶区含盐悬浮液密度。
6.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：所述烟气/脱硫废液换热器采用立式管壳式换热器，脱硫废液走管程，烟气走壳程，上部进水、进气，换热管内脱硫废液流速为1-5m/s，烟气由脱硫废水隔板下侧的烟气入口进入。
7.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：烟气/脱硫废液换热器的壳程设有折流板。
8.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：除尘脱硫塔由上至下依次为排气筒、除雾器、除尘脱硫区和吸收液持液槽，其中，排气筒内设有加热盘管，用于加热净化烟气；除雾器为电除雾器，操作电压为30-80kV；除尘脱硫区直接采用喷淋形式或进一步装填填料形式。
9.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：吸收液持液槽内设置有循环水冷却系统，冷却后的循环吸收液的温度为40-45℃。
10.根据权利要求1所述的装置，其特征在于：吸收液持液槽内设有液位在线检测与控制系统，通过调节新鲜水的补充量控制吸收液持液槽内液位高度。
11.一种采用权利要求1-10任一所述处理装置的处理方法，其特征在于：将烟气分为两路，一路进入烟气/脱硫废液换热器壳程对管程脱硫废液进行加热，然后与另一路烟气合并后进入除尘脱硫塔，塔底生成的烟气脱硫废液分为两路，一路作为循环吸收液进行循环吸收，另一路经固液分离后液相进入板式换热器，在板式换热器中经蒸汽凝结水预热后进入烟气/脱硫废液换热器管程，由壳程烟气加热升温，产生的蒸汽经升汽管进入蒸汽室，经蒸汽压缩机压缩后进入排气筒内加热盘管，利用蒸汽潜热加热净化烟气，使之达到不饱和状态，产生的蒸汽凝结水进入板式换热器用于预热脱硫废液，经换热后的凝结水作为烟气脱硫系统补充水；预热后脱硫废液进入脱硫废液进料箱，经液膜成膜器进入换热管内，换热后通过引流板和密封板进入结晶槽，产生的盐结晶作为产品回收，上清液与固液分离后的烟气脱硫废液一同进入板式换热器。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：所述烟气为催化裂化再生烟气、燃煤锅炉烟气、燃油；锅炉烟气、工艺炉尾气或工艺尾气，含硫烟气的初始温度通常为150-200℃。
13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：控制进入烟气/脱硫废水换热器前的烟气脱硫废液的温度为60-100℃，控制烟气/脱硫废液换热器出口烟气温度为120-130℃。
14.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：烟气脱硫吸收剂为氢氧化钠溶液，质量浓度为1%-40%；通过控制循环吸收液pH值为6.5-8.5以调节新鲜吸收剂的补充量，循环吸收液的液气比3:1-8:1，优选3:1-5:1。
15.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：烟气脱硫废液为亚硫酸钠溶液或经氧化后的硫酸钠溶液，其中亚硫酸钠溶液质量浓度7.5%-20%，硫酸钠质量浓度8.0%-22.0%。
16.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：烟气/脱硫废液换热器中蒸汽室的操作压力为1.0-10kPaG，蒸汽压缩机出口压力0.1-0.5MPaG。
17.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：控制吸收液持液槽中循环吸收液温度在为40-45℃，经板式换热器换热降温后的凝结水温度为50-90℃。
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