CN108671726A - 湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法 - Google Patents

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Abstract

一种湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其包括以下步骤：将湿法烟气脱硫吸收塔排出的脱硫废水与原烟气换热，在降低原烟气温度的同时，实现对脱硫废水的升温；将升温后的脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温，脱硫废水中的部分水分被汽化后进入冷却空气；将风冷降温后的脱硫废水继续与原烟气换热升温，然后再继续与冷却空气直接接触风冷降温，并重复本循环过程。本方法同时解决了烟气“脱白”和脱硫废水减排以及可溶性脱硫产物的结晶回收产品问题，在更低的投资和运行成本下创造出更好的“脱白”效果，为脱硫废水零排放创造了条件，也同时实现了对可溶性脱硫产物的氧化、浓缩、冷却结晶及产品的回收。

Description

湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法
技术领域
本发明涉及湿法烟气脱硫，尤其是涉及湿法烟气脱硫的烟气脱白、脱硫废水减排以及可溶性脱硫产物回收的方法。
背景技术
湿法烟气脱硫以其高脱硫效率、脱硫剂价廉易得、脱硫产物可资源化利用等技术经济优势，被全世界85％以上的烟气脱硫系统所采用。但受湿法脱硫排烟产生“白色烟羽”及排放脱硫废水的技术缺陷限制，国内烟气脱硫的趋势已由湿法向(半)干法脱硫演变。但是(半) 干法脱硫的传质效率低、烟风阻力大、脱硫产物难以处置等固有技术缺陷，造成当前烟气超低排放目标的实现，完全建立在过量消耗脱硫剂及脱硫能源的基础上，实质是建立在过量消耗资源、增加固废二次污染的基础上，这与环境保护的最终目标相悖。
由于进入脱硫系统的原烟气温度通常在150℃左右，其进入湿法脱硫系统后与吸收液直接接触气—液传质，在脱除烟气中的SO2的同时，吸收液中的水分被部分汽化，烟气的显热转化为水蒸汽的潜热，最终烟气温度降至50℃或更高的温度，而烟气中的水蒸汽达到饱和状态(含水率12.75％，v/v)。完成脱硫的净烟气(饱和湿烟气)在烟囱排出过程中与外环境的低温空气接触降温，净烟气中的部分水蒸气冷凝，在其尚未被环境的不饱和空气完全稀释形成不饱和烟气前冷凝，在烟囱出口形成雾状水汽，一般为白色，称为“白色烟羽”。环境温度、湿度以及风速对“白色烟羽”的产生有较大的影响，提高排烟温度、降低净烟气的含湿量，从而降低外排净烟气的相对湿度，能够有效防止或减少“白色烟羽”的产生。
目前，烟气“脱白”的手段有以下三种：1)降低进入脱硫塔的原烟气温度，减少其在脱硫塔内的水分汽化蒸发量；2)对出脱硫塔的净烟气进行降温冷凝，降低其绝对含湿量；3)对出脱硫塔的净烟气进行升温，使其成为不饱和烟气。在目前的工程应用上，通常是采用上述三种手段的组合，即采用MGGH(水媒体管式烟气冷却、再热系统)吸收原烟气热量(MGGH吸热段)使原烟气降温，降低脱硫过程的水分蒸发量，并将原烟气热量通过水媒体传递给出脱硫塔的净烟气(MGGH放热段)，使净烟气升温而降低其相对湿度。为了保证MGGH的高传热效率，同时减少MGGH吸热段(ND钢材质)的低温腐蚀，MGGH吸热段出口的原烟气温度通常维持在100℃以上，为此，烟气在脱硫塔内的温度降通常仍达到50℃，仍有大量的水分在脱硫塔内被汽化，影响“脱白”效果。目前，普遍的解决方式是在净烟气进入MGGH 放热段前对出脱硫塔的净烟气进行冷凝降温脱水。
上述对脱硫后净烟气冷凝降温脱水的“脱白”方式，其缺点在于：1)净烟气侧的冷凝器处于SO2酸露点温度下，生成的冷凝液PH只有2-3，且冷凝器换热面易黏附浆液及灰尘，影响换热传质效率，对设备的防腐要求高(通常采用较为昂贵的氟塑料材质)；2)净烟气与冷凝换热器内的冷却液采用气—液间壁换热，其换热温差只能达到15℃左右，加之氟塑料材质导热性能差，使冷凝换热器综合传热系数小，导致冷凝换热器的换热面积大、烟风阻力大、换热效率低，只能使净烟气温度降低5℃左右，造成MGGH仍需对净烟气升温30℃，才能满足在不利气象条件下的“脱白”要求；3)冷凝器外壁面的冷凝液被烟气二次夹带，再次在MGGH放热段汽化，严重影响“脱白”效果。4)由于冷凝器体积庞大、烟风阻力较大，涉及对现有烟风系统内增压风机以及塔后烟道的大幅改造，改造投资高，同时受场地条件的限制。为此，现有的烟气“脱白”技术，其投资及运行成本均较高，且无论环境气候条件好坏，冷凝器是否运行，其烟风阻力始终存在，均消耗运行成本。
湿法脱硫排水的主要目的是通过排水过程，排出脱硫产物(可溶性盐)和过量的水，维持系统的物料平衡和水平衡，同时满足吸收液中可溶性盐浓度的控制要求，以避免吸收液中的氯离子含量过高(上限20000mg/L)引起设备腐蚀，以及可溶性脱硫产物(镁法、氨法) 浓度过高(15％-20％)，而增加脱硫电耗和降低脱硫效率。过量排放脱硫废水，有利于降低脱硫塔内脱硫吸收液的盐份含量，降低脱硫电耗，提高脱硫传质效率，也有利于设备运行可靠性的提高；但其缺点是过量消耗水资源，增加脱硫废水的处理量，特别是对于需对可溶性脱硫产物进行回收综合利用的镁法、氨法脱硫系统，过量的排放脱硫废水意味着其后续蒸发、浓缩、结晶回收脱硫产物所消耗能源的大幅度提升。目前通常的废水零排放技术是将脱硫塔排出的脱硫废水引入除尘器前烟道，与原烟气直接接触换热，脱硫废水的水分被烟气蒸发汽化进入原烟气，其中的盐份干化为固体颗粒物，被后续除尘设备从原烟气中脱除。但是，对于除尘设备而言，为避免SO3露点腐蚀，其进入除尘器的烟气温度需控制在120℃以上，为此，原烟气对水分的蒸发能力极其有限，仍需排放部分脱硫废水或消耗能源对其蒸发浓缩。同时，在脱硫废水量较大的情况下，采用上述原烟气蒸发脱硫废水方式实现脱硫废水零排放，一方面造成进入脱硫系统的原烟气含水率提高，另一方面，原烟气温度的降低直接导致后续 MGGH的换热温差降低而降低其换热效率，对于烟气“脱白”均极为不利。
发明内容:
为了克服上述现有技术的不足，本发明提供了一种湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，技术方案如下：
一种湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其包括以下步骤：
步骤1：将湿法烟气脱硫吸收塔排出的脱硫废水与原烟气换热，在降低原烟气温度的同时，实现对脱硫废水的升温；
脱硫废水的排出量越大，脱硫塔内吸收液的可溶性盐含量越低，对脱硫吸收系统越有利，烟气“脱白”效果也越好，但烟气降温及脱硫废水风冷降温装置规模越大，投资及运行成本也越高。
步骤2：将步骤1升温后的脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温，脱硫废水中的部分水分汽化后进入冷却空气；
步骤3：将风冷降温后的脱硫废水继续与原烟气换热升温，然后再继续与冷却空气直接接触风冷降温，并重复本循环过程。
上述湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是外排部分风冷降温后的脱硫废水以维持系统的水平衡和物料平衡。
将外排的风冷降温后的脱硫废水，在除尘器前直接与原烟气接触干化成固体颗粒并被除尘器收集，实现脱硫废水的零排放。
上述湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是所述的脱硫废水与原烟气换热是指脱硫废水与部分的原烟气换热。
与脱硫废水换热的原烟气量，取决于脱硫废水量，以及原烟气在烟气冷却段的降温幅度，对少量原烟气进行深度冷却降温有利于降低烟气冷却段的规模和烟风阻力。
上述湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是所述的脱硫废水与原烟气换热是指脱硫废水与原烟气直接气液接触换热。
在脱硫废水与原烟气直接接触气液换热过程中，脱硫废水在与原烟气换热的同时，吸收原烟气中的SO2和氯离子，形成亚硫酸氢盐和氯化物。此举有利于降低后续脱硫塔的脱硫要求，以及脱硫吸收液的氯离子含量，但是脱硫废水的PH值降至5.0甚至4.0以下；
在脱硫废水与原烟气直接气液接触换热后，采用脱硫剂中和脱硫废水至PH大于5.8以上，其中的大部分亚硫酸氢盐被中和为亚硫酸盐，避免在后续的风冷降温过程中，由于脱硫废水中的亚硫酸氢盐被冷却空气氧化生成硫酸盐，而在脱硫废水中产生过量游离态的氢离子，造成PH值下降至3.5以下，发生SO2随冷却空气逃逸问题，此举同时也有利于可溶性脱硫产物的提浓。
上述湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是在脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温过程中，脱硫废水中的亚硫酸盐被冷却空气氧化为硫酸盐，此举同时解决了脱硫产物的氧化问题，有利于脱硫产物的回收。
上述湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是在脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温过程中，脱硫废水中的可溶性盐形成结晶物。
有益效果
本发明采用脱硫废水对原烟气冷却降温，并将脱硫废水吸收的烟气热量向脱硫系统外部释放，有效降低了脱硫系统烟气降温过程的水分蒸发量，降低了烟气的含水率。与现有的净烟气冷凝降温除湿工艺相比，由于实现了高温段换热，换热介质间换热温差提高2倍以上，换热效率大幅提升，有效降低了换热器的换热面积以及烟风阻力，在同等“脱白”技术指标下，换热器面积缩小90％，烟风阻力降低80％，而换热器造价降低60％以上。采用脱硫废水直接与原烟气接触换热的方式，省却了换热器，进一步提高了换热效率，也通过吸收原烟气中的SO2和氯离子，提高了脱硫废水中脱硫产物的浓度。同时，烟气“脱白”系统的运行可根据气象条件的要求实现可控，解决了烟气脱白的场地问题，也使脱白系统的运行可靠性得到提升。
脱硫废水外部散热过程采用脱硫废水与冷却空气直接接触的风冷降温方式，在实现脱硫废水高效降温的同时，其所含水分得到蒸发而其中的盐浓度得以提高，从而减少了脱硫废水的最终排放量，有利于脱硫废水零排放的实现。对于主要脱硫产物为可溶性盐的烟气脱硫系统，风冷过程可以同时实现对其一次脱硫产物(亚硫酸盐)的氧化，以及最终脱硫产物(硫酸盐)的冷却结晶，节约了一次脱硫产物的氧化能耗，在回收脱硫产物(带出结晶水)的同时，进一步减少最终脱硫废水排放量，降低后续废水蒸发工序对烟气“脱白“的影响。
本方法同时解决了烟气“脱白”和脱硫废水减排及可溶性脱硫产物结晶回收产品问题，在更低的投资和运行成本下创造出更好的“脱白”效果，为脱硫废水零排放创造了条件，也同时实现了对可溶性脱硫产物的氧化、浓缩、结晶及产品的回收。
附图说明:
图1为实施例1工艺流程图。
图2为实施例2工艺流程图。
其中：1为脱硫废水蒸发段，2为除尘器，3为MGGH吸热段，
4为烟气降温段，5为脱硫塔，6为MGGH放热段
7为中和反应器，8为过滤除杂器，9为风冷降温器
具体实施方式
实施例1：
某360平方米烧结机石灰—石膏法烟气脱硫系统，其工艺参数如下：烟气量1200000Nm3/h，原烟气温度150℃，含水率8％(v/v)，SO2浓度800mg/m3，C1浓度80mg/m3；净烟气SO2浓度50mg/m3，C1浓度0mg/m3。环境温度20℃。
如工艺流程图1所示，来自烧结机的原烟气由管线(101)进入脱硫废水蒸发段1，与由管线(116)引入的1.92t/h脱硫废水气液接触换热，脱硫废水中的水分被蒸发进入原烟气，形成的氯化钙颗粒随原烟气由管线(102)进入除尘器2，烟气温度由150℃降至146.7℃，原烟气含水率由8％(v/v)提高到8.18％(v/v)；原烟气中的尘及氯化钙颗粒物被除尘器3脱除后，由管线(103)进入MGGH吸热段3，与由MGGH放热段6经管线(107)引入的80℃热媒水间壁换热，热媒水经间壁换热升温至110℃后由管线(108)回到MGGH放热段6，原烟气温度由146.7℃降至116.7℃后由管线(104)进入烟气降温段4，与由管线(109)引入的28℃脱硫废水间壁换热，脱硫废水升温至60℃后由管线(113)回到风冷降温器9，原烟气温度降至 80℃，原烟气降温段采用钛合金列管式气—液换热器，换热面积1320m2。完成降温的烟气由管线(105)进入脱硫塔5与脱硫吸收液气—液传质脱除烟气中的SO2，烟气温度降至45℃，净烟气含水率10.3％(v/v)；脱硫后的净烟气由管线(106)进入MGGH放热段6升温至75℃，净烟气的相对湿度降至23.17％后经管线(120)外排。
从脱硫塔5经管线(110)引出19.2t/h脱硫废水(氯离子含量5000mg/l)进入中和反应器7 与脱硫剂(氧化钙)中和反应至PH大于7.0，经管线(111)进入过滤除杂器8除去固相杂质后与来自管线(114)的风冷降温后的脱硫废水混合经管线(109)进入烟气降温段4与原烟气间壁换热，脱硫废水温度由28℃升至60℃后由管线(113)进入风冷降温器9；风冷降温器采用冷却塔，冷却塔循环水量450t/h，散热量14.2Gcal/h，400000Nm3/h的20℃的冷却空气经管线(115)进入风冷降温器9，与脱硫废水直接气—液接触换热，将脱硫废水的温度由60℃降温至28℃，冷却空气温度由20℃升至50℃后外排，冷却空气含水率由1.5％(v/v)升至6.54％ (v/v，相对湿度51.3％)，风冷降温过程汽化水量17.28t/h随冷却空气外排，风冷降温后的脱硫废水氯离子含量提高至50000mg/l；风冷降温后的脱硫废水由管线(114)经管线(109)回到烟气冷却段4换热升温。由管线(116)从风冷降温器9引出1.92t/h脱硫废水(氯离子含量 50000mg/l)进入脱硫废水蒸发段1，通过原烟气蒸发实现脱硫废水零排放。
相对于现有净烟气冷凝降温方式(对比技术)，同样达到冷凝降温5℃，冷凝后烟气温度 45℃的“脱白”指标，由于本实施例采用脱硫废水与原烟气间壁换热，其换热温差超过50℃，是对比技术冷凝方式的3倍以上，加之钛合金材质的导热系数远高于对比技术的氟塑料材质，其换热面积仅为对比技术的10％，虽然钛合金材料单价要高于氟塑料，但其总造价仅为对比技术的40％。同时，本实施例的烟风阻力也仅为对比技术的20％左右，大幅度地降低了运行成本。
通过从脱硫塔过量排出脱硫废水，使脱硫吸收液的氯离子浓度降至极限控制浓度(20000 mg/l)的25％，降低了氯离子对脱硫设备的腐蚀影响；虽然过量排放脱硫废水增加了排水量，但通过其在烟气降温段换热降温，减少了脱硫塔内的烟气降温汽化的水量，实际的脱硫系统用水量下降20％以上；脱硫废水的加热升温和风冷过程实现了烟气热量向外环境的释放，也使脱硫塔排放的19.2t/h脱硫废水，被冷却空气汽化降至1.92t/h，氯离子浓度提高至50000 mg/l，实际的排水量相对于20000mg/l的控制要求降低了60％。采用烟气蒸发方式处理最终的脱硫废水(1.92t/h)，原烟气温度仅降低3.3℃，原烟气含水率由8％提高到8.18％，既不影响除尘器的运行，对原烟气含水率的提升也微乎其微。
实施例2：
某360平方米烧结机氧化镁湿法烟气脱硫系统，其工艺参数如下：烟气量1200000Nm3/h，原烟气温度150℃，含水率8％(v/v)，SO2浓度800mg/m3，C1浓度80mg/m3；净烟气SO2浓度50mg/m3，C1浓度0mg/m3。环境温度20℃。
如工艺流程图2所示，来自烧结机的原烟气由管线(201)进入脱硫废水蒸发段1，与由管线(219)引入的2.4t/h脱硫废水气液接触换热，脱硫废水中的水分被蒸发进入原烟气，生成镁盐颗粒随原烟气由管线(202)进入除尘器2，原烟气温度由150℃降至145.9℃，原烟气含水率由8％(v/v)增加至8.18％(v/v)；原烟气中的尘及镁盐颗粒物被除尘器2脱除后，其中 75％的原烟气由管线(203)进入MGGH吸热段3，与由MGGH放热段6经管线(206)引入的80℃热媒水间壁换热，热媒水升温至110℃后由管线(207)回到MGGH放热段6，烟气温度由145.9℃降至105.9℃后由管线(204)进入脱硫塔5；其余25％的原烟气由管线(208) 进入烟气降温段4，与由管线(211)引入的28℃脱硫废水直接气—液接触换热传质，烟气温度由145.9℃降至35℃，烟气中的部分SO2和氯离子被脱硫废水吸收，烟气含水率由8.18％ (v/v)降至5.66％(v/v)，同时生成冷凝水6.08t/h；降温后的烟气由管线(209)经管线(204) 进入脱硫塔5；在脱硫塔5内，烟气与脱硫吸收液气—液传质脱除烟气中的SO2，净烟气温度降至45℃，净烟气含水率10.3％(v/v)，脱硫后的净烟气由管线(205)进入MGGH放热段 6换热升温至75℃，净烟气的相对湿度降至23.17％后经管线(220)外排。
从脱硫塔5经管线(210)引出19.7t/h脱硫废水(硫酸镁(亚硫酸镁)含量7.75％，氯离子含量5000mg/l)与来自管线(217)的风冷降温后的脱硫废水混合后经管线(211)进入烟气降温段4，与烟气直接接触气—液传质，并吸收烟气中的部分SO2和氯离子，脱硫废水温度由28℃升至80℃后由管线(212)进入中和反应器7，与由管线(213)引入的脱硫剂(氧化镁)中和反应至PH大于5.8，再由管线(214)进入过滤除杂器8除去固相杂质后经管线(215) 进入风冷降温器9，风冷降温器9采用冷却塔，冷却塔循环水量282.6t/h，散热量14.7Gcal/h，196300Nm3/h的20℃冷却空气经管线(216)进入风冷降温器9，与脱硫废水直接气液接触换热，冷却空气温度由20℃升至60℃后外排，冷却空气含水率由1.5％(v/v)升至12.71％(v/v，相对湿度59.9％)，风冷降温过程汽化水量20.26t/h随冷却空气外排，脱硫废水的温度由80℃降温至28℃，其中的亚硫酸镁被冷却空气氧化成硫酸镁，脱硫废水在此过程中被提浓、冷却、结晶生成7水硫酸镁结晶物3.13t/h。冷却后的脱硫废水由管线(217)经管线(211)回到烟气冷却段4继续换热升温。从风冷降温器9经管线(218)排出7水硫酸镁结晶物进行后处理。由管线(219)从风冷降温器9引出2.4t/h风冷降温后的脱硫废水(氯离子含量50000mg/l)进入脱硫废水蒸发段1，通过烟气蒸发实现脱硫废水零排放。
与实施例1相比，实施例2通过采用部分原烟气与脱硫废水直接接触换热的方式，达到了同样的“脱白”控制参数要求，以及脱硫废水零排放的目的。其优势在于：1)气液直接接触换热方式，省去了采用钛合金材料的烟气降温换热器，提高了气—液换热效率，使原烟气的温降更大，甚至达到了直接对原烟气冷凝脱水的目的(生成冷凝水6.08t/h)，也使只需通过对25％原烟气的深度降温即达到与实施例1对全部烟气间壁换热降温同样的效果；2)脱硫废水与原烟气直接换热，在实现脱硫废水升温的同时，也实现对烟气中的SO2和氯离子的预脱除，降低了后续处理脱硫要求，也实现了对脱硫产物的提浓；3)脱硫废水在脱硫系统外部风冷降温过程，实现了烟气热量的对外释放，也同时达到了浓缩脱硫产物，脱硫废水减量的目的；更有价值的是，上述过程同时也实现了一次脱硫产物亚硫酸镁的氧化，以及最终脱硫产物硫酸镁结晶生成7水硫酸镁产品；7水硫酸镁产品结晶过程带出的结晶水也减少了脱硫废水的排放量；4)烟气冷却段的烟风阻力大幅度降低，而其在停运状态的烟风阻力降为零。

Claims (9)

1.一种湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是它包括以下步骤：
步骤1：将湿法烟气脱硫吸收塔排出的脱硫废水与原烟气换热，在降低原烟气温度的同时，实现对脱硫废水的升温；
步骤2：将步骤1升温后的脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温，脱硫废水中的部分水分汽化后进入冷却空气；
步骤3：将风冷降温后的脱硫废水继续与原烟气换热升温，然后再继续与冷却空气直接接触风冷降温，并重复本循环过程。
2.根据权利要求1所述的湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是：外排部分风冷降温后的脱硫废水以维持系统的水平衡和物料平衡。
3.根据权利要求1所述的湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是：所述的脱硫废水与原烟气换热是指脱硫废水与部分的原烟气换热。
4.根据权利要求1所述的湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是：所述的脱硫废水与原烟气换热是指脱硫废水与原烟气直接气液接触换热。
5.根据权利要求4所述的脱硫废水与原烟气直接气液接触换热的方法，其特征是：脱硫废水在与原烟气换热的同时，吸收原烟气中的SO2和氯离子。
6.根据权利要求4所述的脱硫废水与原烟气直接气液接触换热的方法，其特征是：脱硫废水在与原烟气直接气液接触换热后，采用脱硫剂中和脱硫废水至PH大于5.8，再与冷却空气直接接触风冷降温。
7.根据权利要求1所述的湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是：所述的脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温过程中，脱硫废水中的亚硫酸盐被冷却空气氧化为硫酸盐。
8.根据权利要求1所述的湿法脱硫烟气脱白及脱硫废水减排的方法，其特征是：所述的脱硫废水与冷却空气直接接触风冷降温过程中，脱硫废水中的可溶性盐形成结晶物。
9.根据权利要求2所述的外排部分风冷降温后的脱硫废水以维持系统的水平衡和物料平衡，其特征是：将外排的风冷降温后的脱硫废水，在除尘器前直接与原烟气接触干化成固体颗粒并被除尘器收集。
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