CN108273375A - 硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺 - Google Patents

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CN108273375A CN201711484794.3A CN201711484794A CN108273375A CN 108273375 A CN108273375 A CN 108273375A CN 201711484794 A CN201711484794 A CN 201711484794A CN 108273375 A CN108273375 A CN 108273375A
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Abstract

本发明公开了一种硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，本申请设计了适于硫化钠热化锅炉使用的烟气循环流化床脱硫装置和技术，对烟气循环流化床脱硫工艺进行了描述，详细描述了采用烟气循环流化床脱硫的机理，该装置运行可靠，工艺简单，投资成本和运行费用低，最佳运行工况下可达到90%的脱硫效率。

Description

硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺
技术领域
本发明涉及一种硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺。
背景技术
随着人们对S02, NOx等污染气体危害的认识逐步加深，规划分阶段地制定越来越严格的污染气体排放标准，促使工业部门去开发、寻找并采用新技术，以适应新的更严格的污染物排放标准，从而有力地推动技术进步，并使能源消耗与原材料消耗进一步降低。对于我国这样的发展中国家，环保标准的制定同时也要切实考虑国民经济发展水平和技术水平等方面的问题。就国内目前开展脱硫所遇到的问题看，在技术水平、设备投资、运行费用等方面存在不少问题。一般来说从国外引进的脱硫技术工艺比较成熟、运行可靠。但从经济角度考察，多数引进的技术由于高昂的初投资和运行费用而不具备大规模推广的条件。因此，对我国这样的一个环境形势严峻而经济实力相对薄弱的发展中国家来说，继续探索高效、经济的脱硫技术仍非常必要。
从目前我国经济实力来看，大规模的应用湿式石灰石一石膏法或其它脱硫脱氮技术也很难做到，要在中小型锅炉上配备国外引进的设备更不现实。因此开发投资小，运行费用低，适用可靠的脱硫技术是我国现阶段的发展趋势。
发明内容
本发明的目的在于提供一种硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，以解决上述背景技术中提出的问题。
为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，该装置包括烟气循环流化床主体、气固分离系统、雾化喷嘴、加料系统和物料消化系统，所述的流化床主体包括下端的直管段和上端的扩大段，扩大段与直管段连接处的横截面呈梯形，直管段从下至上设有进气口、气体分布板、进料口和喷水增湿口，扩大段尾端设有出气口，所述的直管段（5）和扩大段内设有斜片挡板；
所述的气固分离系统包括一级料仓和二级料仓，一级料仓顶端连接回料腿，下端与二级料仓之间设有蝶阀，二级料仓出料口设有调节阀，调节阀下侧面设有回料脚，调节阀正对面设有松动风口，松动风口内设有蝶阀；
所述的雾化喷嘴包括进水管和增湿喷嘴，增湿喷嘴延伸进流化床管道，雾化喷嘴通过法兰与流化床管道连接；
所述的加料系统包括给料斗和螺旋加料器，给料斗内设有活塞式调节阀，活塞式调节阀内设有调节杆，螺旋加料器的输出端与流化床管道连接，另一端与电机连接；
所述的物料消化系统包括内桶和外桶，外桶上端设有进水口，进水口内设有阀门，外桶与进水口连接处设有水位浮子，外桶下端设有出水口；内桶底面不与外桶内底面接触，内桶底面与外桶内底面之间设有电加热器；内桶内设有搅拌桨，搅拌桨与设置在外桶桶口上方的电机通过转动轴连接。
优选的，所述的热化炉烟气除硫装置还包括一套控制系统，该控制系统设置了三个控制回路，分别是浓度控制、温度控制和⊿P控制。
优选的，工艺步骤如下：
S1，吸收剂粒径为140um，通过进料口加入吸收剂；
S2，雾化喷嘴喷出的水雾向流化床内吸收剂的固体颗粒相碰撞、粘附，润湿固体形成液膜，同时打开流化床进气口；
S3，烟气中的SO2向液膜扩散，并被液膜吸收；反应后的固体颗粒被两级旋风除尘器所收集，收集下来的物料大部分通过回料腿参加循环，即再次送入床内，使未反应的吸收剂继续反应；其余部分固体颗粒被弃掉；
S4，向系统中加入新鲜物料，从床内排出反应后物料，便保证了系统内质量和化学成分的平衡，亦即保证了循环流化床系统是一个平衡体系。
优选的，所述的吸收剂组分包括粉煤灰和消石灰，质量比为3：1，制作时消化温度为363K，消化时间为6h。
优选的，所述步骤S1-S4中流化床内的脱硫反应内包括气液固三相反应物和生成物，床内既存在烟气和吸收剂之间的吸收过程，还存在床料颗粒与烟气之间的吸附过程；所述的吸收过程：硫化床内喷水增湿后，硫化剂颗粒表面覆盖着水层，烟气与硫化剂颗粒接触的初期，SO2扩散并穿过硫化剂颗粒液体表面的气膜，反应由气膜阻力控制；在中和反应面存在如下反应: Ca(OH)2+H2SO3和CaSO3+2H2O；
所述的吸附过程反应包括：
SO2 SO2 *
CaO+SO2 * CaSO3
MgO+SO2 * MgS03。
优选的，所述步骤S2中喷水量通过控制饱和温度来控制，饱和温度差为5-15℃。
与现有技术相比，本发明的有益效果是：本发明在借鉴国内外先进CFB FGD的技术的基础上，研制开发了具有特殊内部结构的循环流化床烟气悬浮脱硫装置，该装置运行可靠，工艺简单，投资成本和运行费用低，最佳运行工况下可达到90%的脱硫效率。
附图说明
图1为本发明流化床结构示意图。
图2为本发明气固分离系统结构示意图。
图3为本发明雾化喷嘴结构示意图。
图4为本发明加料系统结构示意图。
图5为本发明物料消化系统结构示意图。
图6为本发明控制系统示意图。
图7为本发明气液固反应过程浓度分布示意图。
图8为本发明脱硫效率与床内气速的关系图。
图中：1进气口，2气体分布板，3进料口，4喷水增湿口，5直管段，6扩大段，7斜片挡板，8出气口，9一级料仓，10二级料仓，11蝶阀，12调节阀，13回料腿，14回料脚，15流化床管道，16进水管，17法兰，18增湿喷嘴，19料斗，20调节杆，21活塞式调节阀，22螺旋加料器，23电机，24外桶，25内桶，26进水口，27水位浮子，28出水口，29电加热器，30减速电机，31搅拌桨。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1：
请参阅图1，硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，该装置包括烟气循环流化床主体、气固分离系统、雾化喷嘴、加料系统和物料消化系统，所述的流化床主体包括下端的直管段5和上端的扩大段6，扩大段6与直管段5连接处的横截面呈梯形，直管段5从下至上设有进气口1、气体分布板2、进料口3和喷水增湿口4，扩大段6尾端设有出气口8，所述的直管段5和扩大段6内设有斜片挡板7, 流化床主体采用了内部回流和外部循环结合的方式,在流化床的床内加装斜片挡板7，斜片挡板7设计成活动式，可调节角度。这样流化床内部的物料循环就具有了内循环和外循环相结合的特点。在只需要进行外循环流化床时，可以将斜片挡板7旋到垂直位置使之基本不影响内部流动,这样建立的流化床脱硫系统就有了多功能性,本装置设计的独特结构可以加大吸收剂的循环次数，延长其在塔内的停留时间，改善物料在床内的运动和分布特性。在不同的二氧化硫浓度下挡板与中心轴成45度夹角时脱硫效率达到最佳。这主要是因为烟气挡板对气流紊动作用的影响。气流紊动性能越好，气固接触就越充分，反应时间也相应延长:另外，挡板也通过对床内的气固流的流动进行再分配而影响流化床的性能，它可以增加固体物料的循环，降低气流的上升速度。这些都有利于S02的脱除。
请参阅图2，气固分离系统包括一级料仓9和二级料仓10，一级料仓9顶端连接回料腿13，下端与二级料仓10之间设有蝶阀11，二级料仓9出料口设有调节阀12，调节阀12下侧面设有回料脚14，调节阀12正对面设有松动风口，松动风口内设有蝶阀11，本装置可以将流出床外的吸收剂物料经过分离后重新送回床内，流化床的返料机构一方面应能调节物料流量，另一方面应防止气体反窜至分离器，造成短路，回料管设有专门的调节阀控制料腿回料速度，回料脚都装有观察窗，可以观察物料输送情况，在回料脚上开有送风口，以使物料流化松动而被流化床的负压吸入床内，松动风量为15-20m3/h，对流化床温度的影响不明显。本装置采用的独特回料结构是经历多次改造后的结果，它可以有效地调节压力平衡，避免床内气体反窜至分离器而造成短路，而且回料量易于控制。
请参阅图3，雾化喷嘴包括进水管16和增湿喷嘴18，增湿喷嘴18延伸进流化床管道15，雾化喷嘴通过法兰17与流化床管道15连接，其作用在于加大吸收剂的含湿量，增大吸收剂的反应活性，从而提高脱硫反应效率。另外，可以通过调节喷水量来调节烟气出口温度。雾化喷嘴所需要的水压由高压不锈钢水泵提供，按烟气设计流量500m3/h，烟气入口温度150℃，流化床出口烟气温度60℃计算的喷淋流量约为16L/h。
请参阅图4，加料系统包括给料斗19和螺旋加料器22，给料斗19内设有活塞式调节阀21，活塞式调节阀21内设有调节杆20，螺旋加料器22的输出端与流化床管道15连接，另一端与电机23连接。
请参阅图5，物料消化系统包括内桶25和外桶24，外桶24上端设有进水口26，进水口26内设有阀门27，外桶24与进水口26连接处设有水位浮子27，外桶24下端设有出水口28；内桶25底面不与外桶24内底面接触，内桶25底面与外桶24内底面之间设有电加热器29；内桶25内设有搅拌桨31，搅拌桨31与设置在外桶24桶口上方的减速电机30通过转动轴连接，消化系统主要是为制备吸收剂。消化系统采用电加热方式，电加热功率为18kw，有三个6kw的电加热器组成。加热温度采用自动温控装置控制，每次可以消化的物料量为20-30kg。消化器采用恒温加热方式，物料与加热水由消化内桶分开，便于装卸物料。消化槽上部安装搅拌器。消化器内部水位由自动水位调节阀控制，保证消化水位在要求的位置，防止干烧。
请参阅图6，一套控制系统，该控制系统设置了三个控制回路，分别是浓度控制、温度控制和⊿P控制。
浓度控制:根据反应塔进口烟气量和烟气中原始SO2浓度控制吸收剂的给料量，保证达到要求脱硫效率所需要的钙/硫比。烟气出口SO2浓度用来校正吸收剂的加入量；
温度控制:根据烟气出口温度的动态监测，控制反应塔底部的喷水量，以保证烟气出口温度T尽可能在接近露点温度的最佳温度范围内；
⊿P控制:循环灰量决定了脱硫塔内的固体物料浓度，浓度的大可通过沿床高度底部和顶部的压差aP反映出来。根据塔内的压差，运行可通过控制再循环飞灰量来调节床内的物料浓度。
实施例2：
工艺步骤如下：
S1，流化床开车程序如下：
（1）检查电器及开关是否正常；
（2）打开仪表控制开关；
（3）开启风机；
（4）在温度控制器上设定预置温度，打开烟道加热器；
（5）加热时间约为30分钟左右，使系统加热均匀；
（6）向管道加入SO2到预设浓度，调节稳定；
（7）向流化床加入吸收剂，吸收剂粒径为140um，同时加水喷淋；
（8）依照流化床出口温度调节喷淋水量；
（9）依照入口S02浓度调节加入吸收剂量；
S2，雾化喷嘴喷出的水雾向流化床内吸收剂的固体颗粒相碰撞、粘附，润湿固体形成液膜，同时打开流化床进气口1；
图8所示，在两个不同的S02浓度下，得出的实验曲线非常相似，即当床内气速由1.70m/s增加至2.27 m/s时脱硫效率几乎没有下降，而当继续增加至2.84 m/s的过程中脱硫效率下降很快。这种现象认为是当气速在1.70m/s和2.27 m/s之间时，固体物料具有较好的紊动性能和较长的停留时间，故而脱硫效率较好:但当气速增加至2.84m/s时，尽管气流的紊动性增强对脱硫有一定促进作用，但气固相有效接触时间的缩短对脱硫效率的负面影响要大于紊动性能增强对脱硫效率的促进作用，故导致脱硫效率迅速下降。
S3，烟气中的SO2向液膜扩散，并被液膜吸收；反应后的固体颗粒被两级旋风除尘器所收集，收集下来的物料大部分通过回料腿参加循环，即再次送入床内，使未反应的吸收剂继续反应；其余部分固体颗粒被弃掉；
S4，向系统中加入新鲜物料，同时从床内排出反应后物料，便保证了系统内质量和化学成分的平衡，亦即保证了循环流化床系统是一个平衡体系。
吸收剂组分包括粉煤灰和消石灰，质量比为3：1，制作时消化温度为363K，消化时间为6h；传统的采用石灰进行流化床脱硫，在钙硫比1：1条件下，只能获得50%左右的脱硫效率，这一结果与同等条件下国内一些学者的研究结论基本一致，在低温干燥条件下研究了石灰的脱硫活性，在烟气温度条件下进行，烟气相对湿度10%,结果表明，在温度低于290℃时，石灰的脱硫活性很差，显然采用石灰在此烟气温度、湿度条件下难以达到要求的脱硫效率，而且石灰的利用率过低，而活性吸收剂在钙硫比1：1条件下，可以获得80%左右的脱硫效率，远远超过石灰。对以上这些现象的出现可解释为脱硫效率的差异源自吸收剂固体颗粒的表面特性不同，消化后的吸收剂表面均匀分布着超细的消石灰颗粒，而且火山灰反应使吸收剂颗粒具有更大的比表面积，吸收剂的孔隙结构能够更好的吸附细水滴和SO2气体，SO2气体更易进入到固体颗粒内部，这些都增大了SO2与碱性成分的有效接触面积，有利于提高S02的去除率，同时吸收剂的利用率也增大了。
所述步骤S1-S4中流化床内的脱硫反应内包括气液固三相反应物和生成物，床内既存在烟气和吸收剂之间的吸收过程，还存在床料颗粒与烟气之间的吸附过程；
吸收过程：硫化床内喷水增湿后，硫化剂颗粒表面覆盖着水层，烟气与硫化剂颗粒接触的初期，SO2扩散并穿过硫化剂颗粒液体表面的气膜，反应由气膜阻力控制；图7所示，图中A代表SO2, B代表Ca(OH)2，线00’代表气液界面，线ðð’代表液固界面，线AA’至00’为气相阻力存在的气膜，线BB’至ðð’为液相阻力存在的液膜，线RR’代表中和反应面，在中和反应面存在如下反应: Ca(OH)2+H2SO3和CaSO3+2H2O；
由于中和反应属瞬时反应，故在反应面RR’ Ca (OH)2和H2S03浓度皆为零，即CA=CB=O；
在气液界面OO’ SO2向液膜扩散，发生SO2被液膜溶解并解离:
SO2 (1)+H20 H2SO3 H++HSO3- 2H++SO3 2-
在液固界面ðð’发生Ca(OH)2在液膜的溶解与解离:
Ca(OH)2(s) Ca(OH)2(1) Ca2 ++2OH-
最后，在液膜中发生酸碱反应，并生成亚硫酸钙:
H++OH- Ca2 ++SO3 2-+1/2H2O CaSO3. 1/2 H2O
上述流化床内SO2吸收的总反应为:
Ca(OH)2+SO2 CaSO3 1/2H20+1/2 H20
在塔内主要的脱硫反应，除石灰与so}发生化学吸收反应外，还有如
几种反应:
Mg(OH)2+SO2 MgS03 1/2H20+1/2 H20
Ca(OH)2+C02 CaC03+H20
CaC03+S02+1/2 H20 CaS03 1/2H20+C02
Mg(OH)2+C02 MgC03+H20
MgC03+S02+1/2 H20 MgS03 1/2H20+C02；
所述的吸附过程中，吸附脱硫效果取决于吸附剂的量、SO2的吸附平衡常数、SO2的分压和吸附剂的饱和吸附量，吸附平衡只表明了吸附过程进行的极限,在过程中，两相接触时间非常短，因此，吸附量仍取决于吸附速率，吸附速率又依赖于吸附质和吸附剂性质的变化。在吸附质、SO2的吸附平衡常数和分压基本不变的情况下，从经济角度考虑，尽量减少吸附剂的用量，同时保持较高的脱除效果，只有通过提高吸附剂饱和吸附量的方法来实现,本工艺使用的高活性吸附剂，由于其特殊的表面特性，使其具有较好的吸附性能。
吸附过程反应包括：
SO2 SO2 *
CaO+SO2 * CaSO3
MgO+SO2 * MgS03。
实施例3：
流化床内的特殊作用其一在于使大量的物料得以多次循环使用。床料的循环，使脱硫剂反复在床中得到利用，同时床料在不断循环的过程中起着脱硫剂的载体作用，扩大了气固相的有效接触面积。床料的循环，不但提高了脱硫效率和脱硫剂的利用率，而且改善了塔内的传热传质条件，有利于喷入水分的蒸发干燥，从而防止了塔壁的积垢现象；
流化床内部气流的剧烈湍动和混合，必然造成脱硫剂表面的不断磨损，这是流化床的另一个特殊作用。由于流化过程的磨损，有可能导致吸收剂颗粒尺寸(取决于不同的颗粒类型)的大幅度减小，颗粒尺寸由于磨损可能影响反应器的运行和流化性能，也可能引起床料的流失。由于磨损而粒径变小的颗粒大部分在旋风分离器中被除下循环回床内少部分被排出。
吸收剂在烟气脱硫过程中的磨损对脱硫能带来有益的影响。它能将覆盖在吸收剂表面的硫酸盐化产物剥离，使颗粒内部新鲜的未反应的吸收剂与周围的SO2气体接触，从而增加了反应表面，特别在水雾存在的情况下，脱硫剂颗面的磨损是保持较高新鲜反应表面的主要原因，显然磨损有益于提高吸收剂的利用率。但主要的缺点是脱硫率及吸收剂利用率低。在此工艺中Ca0或Ca(OH)2被喷入与烟气接触反应，但仍有大量的吸收剂未反应。吸收剂利用率低的一个主要原因是SO2与石灰反应后的硫酸盐化产物CaS03或CaSO、具有较大的分子体积，堵塞了未反应吸收剂的孔隙，阻止了S02向其内部扩散，从而使反应减缓或停止。
循环流化床烟气脱硫工艺属于半干法脱硫工艺，为保证脱硫灰是干态的，并且系统有最佳的脱硫效率，就要对喷水量严格控制。最主要的是控制AST（包和温度差），喷水量越大，增湿后的烟气温度越低，AST也就越小，AST值既应尽可能小，以提高系统的脱硫效率，但又不能太小以致造成流化床湿壁和脱硫产物变湿，实践证明，AST值控制在5-15℃内，能取得最佳的脱硫效果。
尽管已经示出和描述了本发明的实施例，对于本领域的普通技术人员而言，可以理解在不脱离本发明的原理和精神的情况下可以对这些实施例进行多种变化、修改、替换和变型，本发明的范围由所附权利要求及其等同物限定。

Claims (6)

1.硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，其特征是：该装置包括烟气循环流化床主体、气固分离系统、雾化喷嘴、加料系统和物料消化系统，所述的流化床主体包括下端的直管段（5）和上端的扩大段（6），扩大段（6）与直管段（5）连接处的横截面呈梯形，直管段（5）从下至上设有进气口（1）、气体分布板（2）、进料口（3）和喷水增湿口（4），扩大段（6）尾端设有出气口（8），所述的直管段（5）和扩大段（6）内设有斜片挡板（7）；
所述的气固分离系统包括一级料仓（9）和二级料仓（10），一级料仓（9）顶端连接回料腿（13），下端与二级料仓（10）之间设有蝶阀（11），二级料仓（9）出料口设有调节阀（12），调节阀（12）下侧面设有回料脚（14），调节阀（12）正对面设有松动风口，松动风口内设有蝶阀（11）；
所述的雾化喷嘴包括进水管（16）和增湿喷嘴（18），增湿喷嘴（18）延伸进流化床管道（15），雾化喷嘴通过法兰（17）与流化床管道（15）连接；
所述的加料系统包括给料斗（19）和螺旋加料器（22），给料斗（19）内设有活塞式调节阀（21），活塞式调节阀（21）内设有调节杆（20），螺旋加料器（22）的输出端与流化床管道（15）连接，另一端与电机（23）连接；
所述的物料消化系统包括内桶（25）和外桶（24），外桶（24）上端设有进水口（26），进水口（26）内设有阀门，外桶（24）与进水口（26）连接处设有水位浮子（27），外桶（24）下端设有出水口（28）；内桶（25）底面不与外桶（24）内底面接触，内桶（25）底面与外桶（24）内底面之间设有电加热器（29）；内桶（25）内设有搅拌桨（31），搅拌桨（31）与设置在外桶（26）桶口上方的减速电机（30）通过转动轴连接。
2.根据权利要求1所述的硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，其特征是所述的热化炉烟气除硫装置还包括一套控制系统，该控制系统设置了三个控制回路，分别是浓度控制、温度控制和⊿P控制。
3.硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺,其特征是：工艺步骤如下：
S1，吸收剂粒径为140um，通过进料口（3）加入吸收剂；
S2，雾化喷嘴喷出的水雾向流化床内吸收剂的固体颗粒相碰撞、粘附，润湿固体形成液膜，同时打开流化床进气口（1）；
S3，烟气中的SO2向液膜扩散，并被液膜吸收；反应后的固体颗粒被两级旋风除尘器所收集，收集下来的物料大部分通过回料腿参加循环，即再次送入床内，使未反应的吸收剂继续反应；其余部分固体颗粒被弃掉；
S4，向系统中加入新鲜物料，从床内排出反应后物料，便保证了系统内质量和化学成分的平衡，亦即保证了循环流化床系统是一个平衡体系。
4.根据权利要求3所述的硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，其特征是：所述的吸收剂组分包括粉煤灰和消石灰，质量比为3：1，制作时消化温度为363K，消化时间为6h。
5.根据权利要求3所述的硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，其特征是：所述步骤S1-S4中流化床内的脱硫反应内包括气液固三相反应物和生成物，床内既存在烟气和吸收剂之间的吸收过程，还存在床料颗粒与烟气之间的吸附过程；所述的吸收过程：硫化床内喷水增湿后，硫化剂颗粒表面覆盖着水层，烟气与硫化剂颗粒接触的初期，SO2扩散并穿过硫化剂颗粒液体表面的气膜，反应由气膜阻力控制；在中和反应面存在如下反应: Ca(OH)2+H2SO3和CaSO3+2H2O；
所述的吸附过程反应包括：
SO2 SO2 *
CaO+SO2 * CaSO3
MgO+SO2 * MgS03。
6.根据权利要求3所述的硫化钠生产中热化炉烟气除硫装置及工艺，其特征是：所述步骤S2中喷水量通过控制饱和温度来控制，饱和温度差为5-15℃。
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