CN109292863B - 一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，所述方法包括：酸洗废液与高温烟气接触进行预浓缩；将预浓缩的酸洗废液预热，然后进行负压闪蒸，闪蒸后的气相经冷凝得到盐酸溶液；闪蒸后的液相送入水解煅烧装置进行高温分解得到高温烟气，对高温烟气进行除尘处理；除尘后的高温烟气返回对酸洗废液进行预浓缩。本发明将浓缩后酸洗废液中含有的游离盐酸采用预热、闪蒸和冷凝等操作，实现酸洗废液中游离酸的提前脱除，大幅度提高现有装置废液处理能力，降低了水解煅烧装置的能耗和天然气的消耗量。

Description

一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生系统及方法
技术领域
本发明属于酸洗废液处理领域，涉及一种酸洗废液再生系统及方法，尤其涉及一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生系统及方法。
背景技术
在钢材的深加工加工过程中，需对其表面进行酸洗除锈处理，常用的酸洗液为质量分数为18-25％的盐酸溶液。在钢材的酸洗过程中，酸与铁及铁的氧化物作用，产生亚铁盐。随着酸洗钢材量的增加，酸洗液中的铁盐浓度不断提高，而酸的浓度愈来愈低，含量随酸洗工艺、操作温度、钢材品种和规格不同而异，一般含氯化亚铁10～20％，氯化氢3～10％，因此必须进行酸的再生处理。其中，钢铁热轧所产生的酸洗废液一般含有1-5g/L的氢离子和60-250g/L的亚铁离子。含酸废水会严重危害钢筋混凝土、下水管道等设备，严重抑制废水中的生物繁殖。若将含酸废水直接排放到环境中去，会导致庄稼枯死、鱼类死亡，严重危害生物作物生长。若含酸废水深入土壤中去，会严重损害土层松散状态，导致土质钙化。人畜长时间饮用高酸度水，会导致灼烧或肠胃炎。与此同时，酸洗过程中产生的酸雾，还会使设备、厂房受到腐蚀，使操作工人身体受到危害。由于酸洗废液严重的腐蚀性，已被列入《国家危险废物名录》。
酸洗废液按国家环保要求是不能直接排放的，传统的处理方法是采用中和法、蒸发结晶法和焙烧回收盐酸法等。中和法是现有钢铁企业普遍采用的方法，但其存在的缺点也较突出，一方面要消耗大量的碱性药剂，如烧碱、石灰等，处理成本十分昂贵，另一方面又会生成大量难以处置的含铁污泥，对环境造成二次污染；蒸发结晶法是通过对废酸液加热蒸发、冷凝器冷凝，形成稀盐酸，返回车间重新使用；通过蒸发浓缩、冷却浓缩液析出氯化亚铁结晶，得到固体产品，该技术能处理废酸液，盐酸回收率达到98％以上，盐酸浓度比废液浓度下降1％～4％；亚铁离子全部以氯化亚铁固体形式排出，设备简单，投资小，处理成本低；但是，此技术存在着极大的环境风险和市场风险，为了节约成本，用于酸洗的盐酸多采用其他化工行业的副产盐酸，含有大量的有机物，甚至是有毒有害物质，虽然对钢铁行业酸洗没有影响，但蒸发浓缩后获得的氯化亚铁等产品均不可避免的含有一些有机物甚至是有毒物质，而氯化亚铁一般是作为净水剂使用，一旦上述有毒的氯化亚铁产品用于水处理中，必然对所处理的水资源造成二次污染，后果不堪设想，加之净水剂的市场需求量不高，市场收益有限，也严重限制了该技术的推广。
目前，最主流的技术是奥地利安德里兹公司开发的Ruthner技术，它是将酸洗废液进入预浓缩器中进行溶液浓缩，浓缩后的溶液进入水解煅烧炉中进行焙烧，氯化亚铁等被分解为氧化铁和HCl，其中氧化铁作为产品销售，含有HCl的高温烟气进行旋风除尘，除尘后的烟气进入预浓缩器，与上述的酸洗废液进行气液接触，烟气被冷却，然后进入吸收塔，用水对烟气中的HCl进行吸收，获得18-20％的再生酸，烟气被进一步洗涤后达标排放。焙烧回收盐酸法将废液的加热、脱水、亚铁盐的氧化和水解、氯化氢气体的收集及吸收成盐酸有机地结合在一个系统内完成，具有处理能力大、设施紧凑、资源回收率高(可达98-99％)，再生酸浓度高、酸中含亚铁离子少、氧化铁品位高(可达98％以上)及应用广等特点得到普遍的使用。
CN206597419U公开了一种无红烟外排盐酸酸洗废液再生装置，所述装置包括依次连接的焙烧炉、浓缩塔、吸收塔和洗涤塔，焙烧炉的气体出口依次通过旋风除尘器和滤袋/电除尘器连接浓缩塔的气体入口，焙烧炉、旋风除尘器及滤袋/电除尘器的粉尘出口连接气力输送管道；浓缩塔的浓缩酸洗液出口及酸洗废液管道通过循环浓缩泵连接浓缩塔循环喷淋管道及焙烧炉给料泵；吸收塔的顶部气体出口连接洗涤塔的气体入口；洗涤塔顶部设尾气放空口，塔体一侧设脱盐水循环管道，其另外连接吸收塔上部的喷淋装置；吸收塔底部盐酸溶液出口通过吸收泵连接盐酸输出管道。本装置大大提高了除尘效率，过滤后烟气中粉尘量低于20mg/m3，彻底解决了外排氧化铁红粉尘的问题，同时减小了系统的压降损失，实现节能降耗，但对于焙烧炉提出了较高要求，可处理的酸洗废液量仍无法满足目前的工业需求。
CN207537534U公开了一种不锈钢酸洗废液再生系统，水解煅烧炉的高温烟气出口连接预浓缩器的高温烟气入口，预浓缩器的循环液体出口通过预浓缩器循环泵连接预浓缩器的循环液体入口和焙烧炉给料泵的入口，焙烧炉给料泵的出口连接水解煅烧炉的液体入口；预浓缩器的烟气出口连接降膜冷凝吸收器的烟气入口，降膜冷凝吸收器的冷凝液出口通过吸收循环泵连接预浓缩器的补充酸液入口和酸再生产品外送管道；催化脱硝器设燃烧室和脱硝反应室，降膜冷凝吸收器的气体出口通过引风机连接脱硝反应室的气体入口，脱硝反应室还设有氨气入口和尾气出口。本实用新型采用冷却水对高温烟气进行降温，保证在35℃左右进行烟气的NOx吸收，使硝酸的回收率达到大幅度的提高。但仍未解决酸再生装置超负荷运行的问题。
CN107010598A公开了一种高浓酸洗废液再生工艺及系统，工艺过程为：(1)高浓度酸洗废液预浓缩后进入水解煅烧炉中；(2)高温分解后含HCl的高温烟气经除尘处理；(3)除尘后的气体送入预浓缩器，与高浓度酸洗废液进行接触，完成除尘、液体浓缩、气体降温过程；(4)预浓缩器后的气体冷凝后获得浓度为23wt％～25wt％的高浓度再生盐酸；(5)冷凝后的气体送入盐酸吸收塔用水吸收，获得浓度为23wt％～25wt％的高浓度再生盐酸。本发明将预浓缩器后的烟气直接进行冷凝，将烟气中的高浓度HCl与水冷凝下来，避开盐酸溶液的恒沸点，实现再生盐酸浓度超过22％以上的目标，冷凝后烟气中更高浓度的HCl在盐酸吸收塔中用水吸收，获得所需浓度的盐酸。但随着处理量的增大，在高温分解时对水解煅烧炉提出了更高的工艺要求，需要对水解煅烧炉进行扩建，加大了设备的投资成本。
目前，国内有两百余套焙烧法回收盐酸法装置在连续运行。但是，随着钢铁行业酸洗规模的不断放大，许多企业酸再生装置已经超负荷运行，无法满足企业要求，均考虑酸再生扩产。但酸再生装置涉及到水解煅烧炉的建设，投资大，占地大，大多数企业迫切在原有装置上进行改造，在保证酸再生效率的前提下扩大产能，减小设备改造成本。
发明内容
针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生系统及方法，本发明将浓缩后的酸洗废液中含有的游离盐酸采用预热、闪蒸和冷凝等操作，实现酸洗废液中游离酸的提前脱除，大幅度提高现有装置的废液处理能力，降低了水解煅烧装置的能耗和天然气的消耗量。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，所述方法包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触进行预浓缩；
(2)将预浓缩的酸洗废液预热，然后进行负压闪蒸，闪蒸后的气相经冷凝得到盐酸溶液；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧装置进行高温分解得到高温烟气，对高温烟气进行除尘处理；
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液进行预浓缩；
(5)步骤(2)预热后的烟气经吸收装置吸收其中的盐酸，吸收后的烟气洗涤后排放。
本发明将预浓缩后的酸洗废液中含有的游离酸采用预热、闪蒸和冷凝等操作，实现了酸洗废液中游离酸的提前脱除，这部分酸占总量的30％，这部分盐酸不参与循环，这样剩余的溶液体积减少，使用相同规模的水解焙烧装置，本发明提供的酸洗废液再生系统能够处理的溶液量得到了提高，同时，预浓缩装置输出的酸洗废液中游离酸不参与高温焙烧，则这部分盐酸不经历高温、降温等高能耗过程，运行成本和过程能耗大幅下降。
作为本发明优选的技术方案，步骤(1)中所述的预浓缩温度为80℃～100℃，例如可以是80℃、82℃、84℃、86℃、88℃、90℃、92℃、94℃、96℃、98℃或100℃，优选90℃～95℃，进一步优选92℃～93℃。
作为本发明优选的技术方案，步骤(2)中所述的预热温度为100℃～150℃，例如可以是100℃、110℃、120℃、130℃、140℃或150℃，优选预热至113℃～125℃，进一步优选预热至115℃～116℃。
优选地，所述预热的蒸汽压力为0.5MPa～1.0MPa，例如可以是0.5MPa、0.6MPa、0.7MPa、0.8MPa、0.9MPa或1MPa，优选预热的蒸汽压力为0.5MPa～0.8MPa，进一步优选0.4MPa～0.6MPa。
优选地，所述负压闪蒸的压力为-0.095MPa～-0.05MPa，例如可以是-0.095Mpa、-0.09MPa、-0.08MPa、-0.07MPa、-0.06MPa、-0.05MPa，优选的闪蒸压力为-0.095MPa～-0.08MPa，进一步优选闪蒸压力-0.095MPa～-0.09MPa。
优选地，所述冷凝的温度为30℃～50℃，例如可以是30℃、35℃、40℃、45℃或50℃，优选的冷凝温度为33℃～40℃，进一步优选的冷凝温度为35℃～38℃。
优选地，所述盐酸溶液的质量分数为10％～30％，例如可以是10％、12％、14％、16％、18％、20％、22％、24％、26％、28％或30％，优选为18％～25％，进一步优选为20％～23％。
作为本发明优选的技术方案，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的顶部温度为300℃～500℃，例如可以是300℃、320℃、340℃、360℃、380℃、400℃、420℃、440℃、460℃、480℃或500℃，优选350℃～450℃，进一步优选370℃～430℃。
优选地，水解煅烧装置的底部温度为600℃～800℃，例如可以是600℃、620℃、640℃、660℃、680℃、700℃、720℃、740℃、760℃、780℃或800℃，优选650℃～750℃，进一步优选670℃～730℃。
优选地，分解压力为-300Pa～-50Pa，例如可以是-300Pa、-250Pa、-200Pa、-150Pa、-100Pa或-50Pa，优选的分解压力为-200Pa～-50Pa，进一步优选-150Pa～-100Pa。
优选地，分解温度为600℃～900℃，例如可以是600℃、700℃、800℃或900℃，优选的分解温度为690℃～730℃，进一步优选的分解温度为690℃～710℃。
优选地，所述除尘处理回收烟气中95％～100％的固体粉末，例如可以是95％、96％、97％、98％、99％或100％，优选96％～99％，进一步优选97％～98％。
作为本发明优选的技术方案，步骤(4)中所述预浓缩的温度为80℃～100℃，例如可以是80℃、82℃、84℃、86℃、88℃、90℃、92℃、94℃、96℃、98℃或100℃，优选90℃～94℃，进一步优选93℃～94℃。
作为本发明优选的技术方案，步骤(5)中所述再生盐酸溶液的质量分数为10％～30％，例如可以是10％、12％、14％、16％、18％、20％、22％、24％、26％、28％或30％，优选为18％～22％，进一步优选为18.5％～20.5％。
作为本发明优选的技术方案，所述方法包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触，在80℃～100℃下进行预浓缩；
(2)将预浓缩的酸洗废液在0.5MPa～1.0MPa下预热至100℃～150℃，然后在-0.095MPa～-0.05MPa下进行负压闪蒸，闪蒸后的气相在30℃～50℃下冷凝后得到质量分数为10％～30％的盐酸溶液；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧装置，在-300Pa～-50Pa的分解压力和600℃～900℃的分解温度下进行分解得到高温烟气，对高温烟气进行除尘处理，并回收其中95％～100％的固体粉末，其中，水解煅烧装置的顶部温度为300℃～500℃，底部温度为600℃～800℃；
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液在80℃～100℃下进行预浓缩；
(5)步骤(2)预热后的烟气经吸收装置吸收其中的盐酸，得到质量分数为10％～30％的盐酸溶液，吸收后的烟气洗涤后排放。
第二方面，本发明提供了一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生系统，所述系统按工艺流程的先后顺序，包括顺次连接的水解煅烧单元、除尘单元、预浓缩单元、预热单元和分离单元，还包括串联的吸收单元和洗涤单元。
所述的分离单元包括串联的闪蒸装置和冷凝装置，其中，闪蒸装置的入口连接预热单元的出口，闪蒸装置的出口连接水解煅烧单元的入口。
所述的预热单元和洗涤单元的出口均与吸收单元的入口连接。
作为本发明优选的技术方案，所述的分离单元还包括串联的气液分离装置和抽真空装置，其中，气液分离装置的入口连接冷凝装置的出口。
作为本发明优选的技术方案，所述系统还包括气力输送装置。
优选地，所述的水解煅烧单元包括水解煅烧装置。
优选地，所述的除尘单元包括旋风分离装置。
优选地，所述气力输送装置与所述水解煅烧装置的底部入口和所述旋风分离装置的底部入口均连接。
优选地，所述的预浓缩单元包括预浓缩装置和循环装置，预浓缩装置的顶部入口连接循环装置的出口，循环装置的入口连接预浓缩装置的底部出口。
优选地，所述的预热单元包括蒸汽预热装置。
优选地，所述的吸收单元包括风机和吸收装置，其中，风机的入口连接吸收装置的顶部出口。
优选地，所述的洗涤单元包括洗涤泵和洗涤装置，其中，洗涤泵入口连接洗涤装置底部出口，洗涤泵出口连接吸收装置的顶部入口，风机出口连接洗涤装置的底部入口，洗涤装置的顶部设有洗涤液入口和尾气出口。
本发明所述的数值范围不仅包括上述例举的点值，还包括没有例举出的上述数值范围之间的任意的点值，限于篇幅及出于简明的考虑，本发明不再穷尽列举所述范围包括的具体点值。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
1、本发明将预浓缩后的酸洗废液中含有的游离酸采用预热、闪蒸和冷凝等操作，实现了酸洗废液中游离酸的提前脱除，这部分酸占总量的30％，这部分盐酸不参与循环，这样剩余的溶液体积减少，使用相同规模的水解焙烧装置，本发明提供的酸洗废液再生系统能够处理的溶液量提高了25％，大幅提高了现有装置的废液处理能力。
2、预浓缩装置输出的酸洗废液中游离酸不参与高温焙烧，则这部分盐酸不经历高温、降温等高能耗过程，水解煅烧阶段的天然气消耗量降低了10-15％，运行成本和过程能耗大幅下降。
附图说明
图1为本发明一种实施方式提供的酸洗废液再生系统的工艺流程图。
图2为本发明一种实施方式提供的酸洗废液再生系统的设备示意图。
其中，1-水解煅烧炉；2-旋风分离器；3-气力输送风机；4-预浓缩器；5-循环浓缩泵；6-预热器；7-闪蒸器；8-水解焙烧炉给料泵；9-冷凝器；10-气液分离器；11-真空泵；12-空冷塔；13-空冷循环泵；14-盐酸吸收塔；15-盐酸泵；16-耐酸风机；17-洗涤塔；18-洗涤泵。
具体实施方式
下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。
本发明提供了一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，所述方法的工艺流程如图1所示，包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触进行预浓缩；
(2)将预浓缩的酸洗废液预热，然后进行负压闪蒸，闪蒸后的气相经冷凝得到盐酸溶液；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧装置进行高温分解得到高温烟气，对高温烟气进行除尘处理；
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液进行预浓缩；
(5)步骤(2)预热后的烟气经吸收装置吸收其中的盐酸，吸收后的烟气洗涤后排放。
本发明提供了一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生系统，所述系统如图2所示，按工艺流程的先后顺序，包括顺次连接的水解煅烧单元、除尘单元、预浓缩单元、预热单元和分离单元，还包括串联的吸收单元和洗涤单元；
所述水解煅烧单元包括水解煅烧炉1；
所述除尘单元包括旋风分离器2；
所述酸洗废液再生系统还包括气力输送风机3，气力输送风机3与水解煅烧炉1的底部入口和旋风分离器2的底部入口均连接；
所述的预浓缩单元包括预浓缩器4和循环浓缩泵5，预浓缩器4的顶部入口连接循环浓缩泵5的出口，循环浓缩泵5的入口连接预浓缩器4的底部出口；
所述的预热单元包括预热器6，预热器6的出口连接预浓缩器4的顶部入口；
所述的分离单元包括串联的闪蒸器7和冷凝器9，其中，闪蒸器7的入口连接预热器6的出口，闪蒸器7的底部出口通过水解焙烧炉给料泵8与水解煅烧炉1的入口连接，闪蒸汽7的顶部出口连接冷凝器9的入口；
所述的分离单元还包括串联的气液分离器10和真空泵11，其中，气液分离器10的入口连接冷凝器9的出口，气液分离器10的顶部出口连接真空泵11；
所述的分离单元还包括与冷凝器9并联的空冷塔12和空冷循环泵13，其中冷凝器9的顶部出口连接空冷塔12的入口，空冷塔12的出口连接空冷循环泵13的入口，空冷循环泵13的出口连接冷凝器9的底部入口；
所述的吸收单元包括盐酸吸收塔14、盐酸泵15和耐酸风机16，其中，盐酸吸收塔14的顶部出口连接耐酸风机16的入口，盐酸吸收塔14的底部出口连接盐酸泵15的入口；
所述的洗涤单元包括洗涤塔17和洗涤泵18，其中，耐酸风机16的出口连接洗涤塔17的底部入口，洗涤塔17底部出口连接洗涤泵18入口连接，洗涤泵18出口连接盐酸吸收塔14的顶部入口，洗涤塔17的顶部设有洗涤液入口和尾气出口。
实施例1
一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，所述方法包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触，在95℃下进行预浓缩，所处理的酸洗废液组成为：
成分 g/L kg/h 备注
FeCl<sub>3</sub> 38.3 122.57 Fe<sup>3+</sup>＝13.2g/L
FeCl<sub>2</sub> 272.36 872.56 Fe<sup>2+</sup>＝120.0g/L
HCl 43.4 138.88
H<sub>2</sub>O 927.84 2969.1
总计 1243.60 3979.54
每小时处理废液的体积为3.2m3；
预浓缩后的酸洗废液组成为：
成分 g/L kg/h 备注
FeCl<sub>3</sub> 51.11 122.68 Fe<sup>3+</sup>＝17.6g/L
FeCl<sub>2</sub> 363.15 871.56 Fe<sup>2+</sup>＝160g/L
HCl 101.01 244.83
H<sub>2</sub>O 862.96 2071.11
总计 1379.24 3310.18
(2)将预浓缩的酸洗废液在0.5MPa下预热至115℃，然后在-0.095MPa下进行负压闪蒸，闪蒸后的气相在35℃下冷凝后得到质量分数为18.9％的盐酸溶液，获得盐酸溶液的质量流量为852.66kg/h；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧炉1，在-150Pa的分解压力和690℃的分解温度下进行分解得到高温烟气，水解煅烧炉1炉底收集烟气的质量流量为521.67kg/h，水解煅烧炉1的顶部温度为400℃，底部温度为700℃；对高温烟气进行除尘处理，旋风分离器收集物料的质量流量为87.84kg/h，其中，Fe2O3的质量分数为98.8％，Cl的质量分数为1.01％，闪蒸后的液相组成为：
成分 g/L kg/h 备注
FeCl<sub>3</sub> 75.81 122.68 Fe<sup>3+</sup>＝26.13g/L
FeCl<sub>2</sub> 538.6 871.56 Fe<sup>2+</sup>＝237.5g/L
HCl 52.12 244.83
H<sub>2</sub>O 853.4 2071.11
总计 1519.98 3310.18
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液在93.5℃下进行预浓缩，预浓缩后的气体组成为：
成分 ％体积
HCl 5.68
H<sub>2</sub>O 53.38
O<sub>2</sub> 1.57
N<sub>2</sub> 33.0
CO<sub>2</sub> 6.37
合计 100
气体总体积为：6930m3/h，密度：1.08kg/m3；
(5)步骤(2)预热后的气体与洗涤液接触，吸收盐酸气体，得到质量分数为18％的再生盐酸溶液，再生盐酸的质量流量为3560.83kg/h，剩余气体作为废气通过洗涤塔后排出，排出的废气的体积流量为5748m3/h，废气组成为：
成分 ％体积
HCl 10ppm
H<sub>2</sub>O 50.65
O<sub>2</sub> 1.90
N<sub>2</sub> 39.79
CO<sub>2</sub> 7.66
合计 100
实施例2
一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，所述方法包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触，在90℃下进行预浓缩，所处理的酸洗废液组成为：
成分 g/L kg/h 备注
FeCl<sub>3</sub> 32.5 104.0 Fe<sup>3+</sup>＝11.2g/L
FeCl<sub>2</sub> 294.82 943.43 Fe<sup>2+</sup>＝130.0g/L
HCl 35.7 114.24
H<sub>2</sub>O 930.10 2976.7
总计 1293.2 4138.37
每小时处理废液：3.2m3；
预浓缩后的酸洗废液组成为：
Figure BDA0001835029350000131
Figure BDA0001835029350000141
(2)将预浓缩的酸洗废液在0.4MPa下预热至113℃，然后在-0.09MPa下进行负压闪蒸，闪蒸后的气相在30℃下冷凝后得到质量分数为20.3％的盐酸溶液，盐酸溶液的质量流量为849.78kg/h；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧炉1，在-200Pa的分解压力和710℃的分解温度下进行分解得到高温烟气，水解煅烧炉1炉底收集烟气的质量流量为521.67kg/h，水解煅烧炉1的顶部温度为400℃，底部温度为700℃；对高温烟气进行除尘处理，旋风分离器收集物料的质量流量为87.84kg/h，其中，Fe2O3的质量分数为98.8％，Cl的质量分数为1.01％，闪蒸后的液相组成为：
成分 g/L kg/h 备注
FeCl<sub>3</sub> 65.79 102.43 Fe<sup>3+</sup>＝22.67g/L
FeCl<sub>2</sub> 605.42 942.64 Fe<sup>2+</sup>＝266.96g/L
HCl 41.9 64.24
H<sub>2</sub>O 856.96 1334.29
总计 1570.07 2445
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液在93.5℃下进行预浓缩，预浓缩后的气体组成为：
Figure BDA0001835029350000142
Figure BDA0001835029350000151
气体总体积为：7000m3/h，密度：1.06kg/m3；
(5)步骤(2)预热后的气体与洗涤液接触，吸收盐酸气体，得到质量分数为19％的再生盐酸溶液，再生盐酸的质量流量为3368.42kg/h，剩余气体作为废气通过洗涤塔后排出，排出的废气的体积流量为5800m3/h，排出的废气组成为：
成分 ％体积
HCl 10ppm
H<sub>2</sub>O 50.65
O<sub>2</sub> 2.10
N<sub>2</sub> 40.10
CO<sub>2</sub> 7.15
合计 100
实施例3
一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，所述方法包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触，在92℃下进行预浓缩，所处理的酸洗废液组成为：
Figure BDA0001835029350000152
Figure BDA0001835029350000161
每小时处理废液：3.2m3；
预浓缩后的酸洗废液组成为：
成分 g/L kg/h 备注
FeCl<sub>3</sub> 51.11 122.57 Fe<sup>3+</sup>＝14.74g/L
FeCl<sub>2</sub> 453.57 1088.57 Fe<sup>2+</sup>＝173.3g/L
HCl 99.46 238.7
H<sub>2</sub>O 786 1886.4
总计 1390.14 3336.24
(2)将预浓缩的酸洗废液在0.6MPa下预热至116℃，然后在-0.095MPa下进行负压闪蒸，闪蒸后的气相在33℃下冷凝后得到质量分数为23.5％的盐酸溶液，盐酸溶液的质量分数为856.54kg/h；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧炉1，在-200Pa的分解压力和730℃的分解温度下进行分解得到高温烟气，水解煅烧炉1炉底收集烟气的质量流量为613kg/h，水解煅烧炉1的顶部温度为400℃，底部温度为700℃；对高温烟气进行除尘处理，旋风分离器收集物料的质量流量为101kg/h，其中，Fe2O3的质量分数为98.8％，Cl的质量分数为1.01％，闪蒸后的液相组成为：
Figure BDA0001835029350000162
Figure BDA0001835029350000171
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液在94℃下进行预浓缩，预浓缩后的气体组成为：
成分 ％体积
HCl 5.89
H<sub>2</sub>O 54.0
O<sub>2</sub> 1.66
N<sub>2</sub> 33.0
CO<sub>2</sub> 5.45
合计 100
气体总体积为：7100m3/h，密度：1.06kg/m3；
(5)步骤(2)预热后的气体与洗涤液接触，吸收盐酸气体，得到质量分数为20％的再生盐酸溶液，再生盐酸的质量流量为3200kg/h，剩余气体作为废气通过洗涤塔后排出，排出的废气的体积流量为5900m3/h，废气组成为：
Figure BDA0001835029350000172
Figure BDA0001835029350000181
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (47)

1.一种提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法，其特征在于，所述方法包括：
(1)酸洗废液与高温烟气接触进行预浓缩；
(2)将预浓缩的酸洗废液预热，预热温度为100℃～150℃，然后进行负压闪蒸，负压闪蒸的压力为-0.095MPa～-0.05MPa，闪蒸后的气相经冷凝得到盐酸溶液，冷凝的温度为30℃～50℃；
(3)将闪蒸后的液相送入水解煅烧装置进行高温分解得到高温烟气，对高温烟气进行除尘处理；
(4)除尘后的高温烟气返回步骤(1)对酸洗废液进行预浓缩；
(5)步骤(2)预热后的烟气经吸收装置吸收其中的盐酸，吸收后的烟气洗涤后排放。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述的预浓缩温度为80℃～100℃。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述的预浓缩温度为90℃～95℃。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述的预浓缩温度为92℃～93℃。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述的预热温度为113℃～125℃。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述的预热温度为115℃～116℃。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述的预热的蒸汽压力为0.5MPa～1.0MPa。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述的预热的蒸汽压力为0.5MPa～0.8MPa。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述的预热的蒸汽压力为0.4MPa～0.6MPa。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述负压闪蒸压力为-0.095MPa～-0.08MPa。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述负压闪蒸压力-0.095MPa～-0.09MPa。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述冷凝温度为33℃～40℃。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述冷凝温度为35℃～38℃。
14.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述盐酸溶液的质量分数为10％～30％。
15.根据权利要求14所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述盐酸溶液的质量分数为18％～25％。
16.根据权利要求15所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述盐酸溶液的质量分数为20％～23％。
17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的顶部温度为300℃～500℃。
18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的顶部温度为350℃～450℃。
19.根据权利要求18所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的顶部温度为370℃～430℃。
20.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的底部温度为600℃～800℃。
21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的底部温度为650℃～750℃。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的水解煅烧装置的底部温度为670℃～730℃。
23.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的分解压力为-300Pa～-50Pa。
24.根据权利要求23所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的分解压力为-200Pa～-50Pa。
25.根据权利要求24所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的分解压力为-150Pa～-100Pa。
26.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的分解温度为600℃～900℃。
27.根据权利要求26所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的分解温度为690℃～730℃。
28.根据权利要求27所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述的分解温度为690℃～710℃。
29.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述所述除尘处理回收烟气中95％～100％的固体粉末。
30.根据权利要求29所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述除尘处理回收烟气中96％～99％的固体粉末。
31.根据权利要求30所述的方法，其特征在于，步骤(3)中所述除尘处理回收烟气中97％～98％的固体粉末。
32.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(4)中所述预浓缩的温度为80℃～100℃。
33.根据权利要求32所述的方法，其特征在于，步骤(4)中所述预浓缩的温度为90℃～94℃。
34.根据权利要求33所述的方法，其特征在于，步骤(4)中所述预浓缩的温度为93℃～94℃。
35.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(5)中所述吸收盐酸后得到10％～30％的盐酸溶液。
36.根据权利要求35所述的方法，其特征在于，步骤(5)中所述吸收盐酸后得到18％～22％的盐酸溶液。
37.根据权利要求36所述的方法，其特征在于，步骤(5)中所述吸收盐酸后得到18.5％～20.5％的盐酸溶液。
38.一种实现权利要求1-37任一项所述的提前脱除游离酸的酸洗废液再生方法的再生系统，其特征在于，所述系统按工艺流程的先后顺序，包括顺次连接的水解煅烧单元、除尘单元、预浓缩单元、预热单元和分离单元，还包括串联的吸收单元和洗涤单元；
所述的分离单元包括串联的闪蒸装置和冷凝装置，其中，闪蒸装置的入口连接预热单元的出口，闪蒸装置的出口连接水解煅烧单元的入口；
所述的预热单元和洗涤单元的出口均与吸收单元的入口连接。
39.根据权利要求38所述的系统，其特征在于，所述的分离单元还包括串联的气液分离装置和抽真空装置，其中，气液分离装置的入口连接冷凝装置的出口。
40.根据权利要求38所述的系统，其特征在于，所述系统还包括气力输送装置。
41.根据权利要求40所述的系统，其特征在于，所述的水解煅烧单元包括水解煅烧装置。
42.根据权利要求41所述的系统，其特征在于，所述的除尘单元包括旋风分离装置。
43.根据权利要求42所述的系统，其特征在于，所述气力输送装置与所述水解煅烧装置的底部入口和所述旋风分离装置的底部入口均连接。
44.根据权利要求43所述的系统，其特征在于，所述的预浓缩单元包括预浓缩装置和循环装置，预浓缩装置的顶部入口连接循环装置的出口，循环装置的入口连接预浓缩装置的底部出口。
45.根据权利要求44所述的系统，其特征在于，所述的预热单元包括预热装置。
46.根据权利要求45所述的系统，其特征在于，所述的吸收单元包括风机和吸收装置，其中，风机的入口连接吸收装置的顶部出口。
47.根据权利要求46所述的系统，其特征在于，所述的洗涤单元包括洗涤泵和洗涤装置，其中，洗涤泵入口连接洗涤装置底部出口，洗涤泵出口连接吸收装置的顶部入口，风机出口连接洗涤装置的底部入口，洗涤装置的顶部设有洗涤液入口和尾气出口。
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