CN110585883A - 一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置及工艺 - Google Patents

一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置及工艺 Download PDF

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CN110585883A CN201910984384.8A CN201910984384A CN110585883A CN 110585883 A CN110585883 A CN 110585883A CN 201910984384 A CN201910984384 A CN 201910984384A CN 110585883 A CN110585883 A CN 110585883A
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张文军
杨慧
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Abstract

本发明公开了一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置，包括沿烟气流动方向设置的除尘器及脱硫塔，除尘器一路通过喷雾干燥塔和旋风分离器顺次连接至脱硫塔的烟气入口，另一路通过烟气换热器连接至脱硫塔的烟气入口；并且脱硫塔的烟气出口通过烟气换热器连接排气管道；其中，喷雾干燥塔的顶部设置便于高温烟气均匀进入的烟气分布器；脱硫塔包括在烟气入口下方的塔釜，在烟气入口上方至烟气出口之间由下至上依次设置的若干级喷淋吸收区、除雾器；塔釜内设置氧化风分布器；塔釜内浆液通过排液管道连通至喷雾干燥塔的入口上方的雾化器。同时提供了处理工艺。本发明不仅节能、节水、废水零排放，降低运行成本，而且实现了废水烟气脱硫除尘超净排放。

Description

一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置及工艺
技术领域
本发明属于烟气湿法脱硫技术领域，尤其涉及一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置及工艺。
背景技术
烟气湿法脱硫技术中，根据吸收剂的不同有钠法、钙法、氨法、镁法等，由于钠碱的反应活性最强，所以钠法脱硫是湿法脱硫中最稳定，效率最好的脱硫工艺，尤其适用于关键石油化工装置烟气的脱硫。但由于钠法脱硫产生浓盐废水，常规采用的浓缩结晶法浓盐水处理工艺不仅投资大，而且消耗大量的蒸汽，所以投资、运行成本高一直是钠碱法面临的瓶颈和难题。
为改变这一现状，中国专利文献CN109607653A公开了一种废水零排放和脱硫烟气消白一体化处理装置及处理方法，该方法采用高温烟气余热加热空气作为热风，再用热风喷雾干燥结晶浓盐水，经过收尘后，热风与脱硫后烟气混合，将脱硫后烟气由饱和烟气升温为过热烟气，消除白烟。但是该方案存在以下问题，(1)空气与高温烟气进行间接换热后，再用热空气对废水进行喷雾干燥，蒸发水进入热空气的同时，会夹带少量的尘和盐进入热空气，正常再用此热空气与脱硫后烟气混合，对外排烟气升温，虽然喷雾干燥后的热空气经过布袋除尘器除尘，正常工况下，不会影响烟气达标排放，但如果除尘器滤袋发生破损泄露，会引起外排烟气尘超标；(2)引入热空气间接加热蒸发脱硫废水，蒸发水直接进入热空气，对降低烟气脱硫的水耗帮助不大；(3)需要增加空气的动力、换热设备投资和运行动力消耗。
中国专利文献CN 208269179U公开了一种烟气余热回收用于电厂烟气超净排放和废水零排放的系统，包括干式电除尘器、低温湿式电除尘器、脱硫塔、喷雾干燥塔、空气烟气换热器、烟气降温换热器、烟气再热器、空气再热器、暖风器、布袋除尘收集装置、烟囱、第一增压风机、第二增压风机和循环泵；该系统耦合了烟气超净排放和消白烟的废水蒸发零排放系统，采用廉价的余热资源降低废水零排放系统能源成本，提高系统可靠性和稳定性。但其存在以下问题：(1)流程复杂，导致压降高，增加整体设备的动力消耗，也增加了换热设备的投资；(2)引入热空气间接加热蒸发废水，蒸发水直接进入热空气，对降低烟气脱硫的水耗帮助不大。
为了改变现有处理技术的缺陷，本领域技术人员亟需提供一种在结构简洁、操作简便的基础上节能、节水、降低运行成本且实现超净处理的钠法废水零排放脱硫除尘处理装置及工艺。
发明内容
针对上述现有技术中的不足，本发明提供了一种在结构简洁操作简便的基础上节能、节水、降低运行成本的废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置及工艺，通过该装置或工艺可实现废水烟气脱硫除尘超净排放。
为实现上述目的之一提供一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置，本发明采用了以下的技术方案：
一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置，包括沿烟气流动方向在上、下游分别设置的除尘器及脱硫塔，所述除尘器一路通过喷雾干燥塔和旋风分离器顺次连接至脱硫塔的烟气入口，另一路通过烟气换热器连接至脱硫塔的烟气入口；并且所述脱硫塔的烟气出口通过烟气换热器连接排气管道；其中，所述喷雾干燥塔的顶部设置便于高温烟气均匀进入的烟气分布器；
所述脱硫塔包括在烟气入口下方的塔釜，在烟气入口上方至烟气出口之间由下至上依次设置的若干级烟气连通的喷淋吸收区、除雾器；所述塔釜内设置氧化风分布器，用于将氧化空气均匀分布到塔釜浆液中对浆液进行充分氧化；所述塔釜外排浆液通过排液管道连通至喷雾干燥塔的入口上方的雾化器，用于对脱硫后的浆液喷雾干燥而气固分离。具体的，雾化浆液在喷雾干燥塔内被高温烟气干燥，固体盐颗粒落入喷雾干燥塔底部锥斗，高温烟气经蒸发水分降温后，顺次进入旋风分离器，分离其夹带的微小盐粒后，再进入脱硫塔脱硫。
优选的，所述多级喷淋层包括由下及上的一级喷淋吸收区及二级喷淋吸收区，且所述一级喷淋吸收区的喷淋浆液浓度大于二级喷淋吸收区的喷淋浆液浓度。
进一步的，所述一级喷淋吸收区包括设于烟气入口上方的一级喷淋层；
所述二级喷淋吸收区包括设于一级喷淋层上方的二级喷淋层、位于二级喷淋层下侧的储液槽，所述储液槽固定在脱硫塔内、且储液槽的外径与脱硫塔的内径适配；所述脱硫塔内在除雾器与储液槽之间形成二级喷淋吸收区；并且，所述储液槽通过带二级循环泵的二级循环管道连接至二级喷淋层形成二级脱硫循环系统；
所述脱硫塔内储液槽和塔釜底部之间形成一级喷淋吸收区；并且，所述塔釜内浆液通过带一级循环泵的一级循环管道连接至一级喷淋层形成一级脱硫循环系统。
优选的，一级喷淋吸收区的空间内包含至少2层以上的一级喷淋层。
优选的，二级喷淋吸收区的空间内包含1～3层二级喷淋层。
进一步的，所述排液管道设置在一级脱硫循环系统中的一级循环管道上，用于连续定量外排浓盐废水。
进一步的，所述二级喷淋层下方还设置通气管，所述通气管穿设于储液槽中，且所述通气管的入口与一级喷淋吸收区连通、出口位于二级喷淋吸收区。
进一步的，所述储液槽内设置溢流降液管以控制储液槽液位，所述溢流降液管的末端悬伸至塔釜浆液中。
本发明的目的之二是提供一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理工艺，包括如下步骤：
S1、高温烟气进入除尘器，经除尘后排出，除尘后的烟气分为两路：一路进入烟气换热器与脱硫后饱和烟气换热，降温后进入脱硫塔脱硫；另一路进入喷雾干燥塔的烟气分布器，经分布后进入喷雾干燥塔内对浓盐废水进行喷雾干燥，同时降温，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气，经旋风分离器气固分离后进入脱硫塔脱硫；
S2、烟气进入脱硫塔后，先在一级喷淋吸收区与一级喷淋层喷淋下的高浓度浆液逆流接触，同步向塔釜内通入氧化风，浆液中亚硫酸钠被氧化为硫酸钠，脱除大部分硫后的烟气继续上行通过通气管进入二级喷淋吸收区，与二级喷淋层喷淋下的低浓度浆液逆流接触，进行深度脱硫，脱硫后烟气经除雾器除去其所夹带的游离水，进入烟气换热器与步骤S1中送入烟气换热器的高温烟气换热升温消白后，超净达标排放；
同时，浆液中充分氧化脱硫后的浓盐废水连续定量外排，进入喷雾干燥塔的雾化器，经雾化后与步骤S1中进入喷雾干燥塔的高温烟气均匀混合，浓盐废水中的水被高温烟气蒸发后进入烟气，盐则变成固体颗粒一部分落入喷雾干燥塔底部、一部分被烟气夹带进旋风分离器进行气固分离。
优选的，所述高温烟气进入换热器和干燥塔的流量比控制为1:(0.5～1.2)。
优选的，所述一级喷淋层中：浆液的盐浓度控制在20％～30wt％，浆液的喷淋粒径控制在500μm以下，浆液的PH值控制在6.5～7.5；喷淋覆盖率控制在180～250％范围内。
优选的，所述二级喷淋中：浆液的盐浓度控制在2wt％以下，浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm，浆液的PH值控制在7；喷淋覆盖率控制在250％～300％范围内。
优选的，所述除尘器采用气固分离精度为0.3～0.5μm的滤袋，控制除尘器出口烟气中的尘含量降低到5mg/Nm3以下。
优选的，所述氧化风的压头控制在50～80KPa之间，过剩系数2～3。
优选的，所述雾化器的入口压力控制为0.14～0.18MPa，使离心雾化器的雾化颗粒粒径在300～800μm之间，雾滴在喷雾干燥塔内的停留时间控制在2～3s之间，98％以上的成盐颗粒粒径控制在100μm以上。
优选的，所述塔釜内浆液通过一级循环泵、一级循环管道送至一级喷淋层进行一级脱硫循环。
优选的，所述二级喷淋层通过二级循环泵、二级循环管道连接有储液槽，所述储液槽内浆液循环送至二级喷淋层进行二级脱硫循环。
进一步的，补充水加入储液槽中，经溢流降液管进入塔釜，用于补充烟气急冷蒸发和外排浓盐水所消耗的水分。
在实际应用中为了提升工艺过程的效率，结合现有技术中的自动化控制技术，补充水的量通过塔釜液位信号来控制，具体的，在塔釜内设置液位传感器，所述液位传感器电连接至PLC控制柜，PLC控制柜与补充水控制阀电连接，从而PLC控制柜可根据接收到的塔釜的液位数据控制补充水控制阀开启或关闭，进而实现对加入补充水量的调节。其中，液位传感器选用差压式液位变送器，差压式液位变送器的一端连接于塔釜底部，与塔釜内液相相接，另一端安装于塔釜上部，与塔釜的气相相接。
本发明能够带来以下有益效果：
1)本发明提供了废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置及工艺，通过对高温烟气设置两路处理，分别对浓盐废水进行蒸发、对脱硫后饱和烟气换热升温消白烟，使灰尘从除尘器的底部排出装置、盐粒从旋风分离器底部和喷雾干燥塔底部排出装置，实现了尘盐分开回收，可以得到高纯度的硫酸钠副产品；同时，避免了第三种空气介质的引入，降低投资和压降。从而，本发明实现了烟气脱硫除尘的超净排放。
2)本发明通过两级脱硫循环系统，一级脱硫循环系统采用较高浓度的浆液循环，二级脱硫循环系统采用较低浓度的浆液循环，可以进一步提高脱硫效率，并且废液量极少，实现废水零排放。
3)本发明中烟气直接蒸发，废水蒸发而得到的净水蒸汽直接进入烟气，随烟气一同再进入脱硫塔，从而可以减少脱硫塔内用于急冷烟气的水耗，达到水耗量少的目的。并且，本发明用烟气直接喷雾干燥脱硫废水，达到了节能的目的。
4)此外，本发明通过控制一级喷淋浆液及二级喷淋浆液的盐浓度及喷淋粒径参数、喷淋覆盖率及浆液的PH值，浓盐废水中盐的喷雾干燥粒径，可以有效高效脱硫，同时提高盐的单程回收率在98％以上。
综上所述，本发明不仅在结构简洁、运行成本低的基础上实现了烟气脱硫除尘超净排放，节能、节水，且基本实现了废水零排放；并且可以使尘盐分开回收，符合绿色工艺的处理需求。经过试验，本发明喷雾干燥和旋风分离处理后总的盐回收效率大于98％；干燥塔内排出烟气的温度控制在120～140℃；成品盐中的水含量小于2wt％，净化和分离回收效果优异；并且减少了20％以上的脱硫塔急冷补水量。
附图说明
下面将以明确易懂的方式，结合附图说明优选实施方式，对本发明的上述特性、技术特征、优点及其实现方式予以进一步说明。
图1是本发明废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置的结构示意图；
附图标号说明：
1-除尘器；
2-喷雾干燥塔，21-烟气分布器，22-雾化器；
3-旋风分离器；
4-脱硫塔，41-一级喷淋层，42-二级喷淋层，43-氧化风分布器，44-通气管，45-储液槽，46-溢流降液管，47-除雾器；
5-一级循环泵，50-一级循环管道；6-二级循环泵，60-二级循环管道；
A-排气管道，B-排液管道
具体实施方式
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对照附图说明本发明的具体实施方式。显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图，并获得其他的实施方式。
为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与本发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。
实施例1
本实施例为一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置，包括沿烟气流动方向在上、下游分别设置的除尘器1及脱硫塔4；
所述除尘器1一路通过喷雾干燥塔2和旋风分离器3顺次连接至脱硫塔4的烟气入口，另一路通过烟气换热器7连接至脱硫塔4的烟气入口；所述脱硫塔4的烟气出口通过烟气换热器7连接排气管道A；其中，喷雾干燥塔2顶部设置便于高温烟气均匀进入的烟气分布器21；
所述脱硫塔4包括在烟气入口下方的塔釜，在烟气入口上方至烟气出口之间由下至上依次设置的若干级烟气连通的喷淋吸收区、除雾器47；所述塔釜内设置氧化风分布器43，用于将氧化空气均匀分布到塔釜浆液中对浆液进行充分氧化；所述塔釜外排浆液通过排液管道B连通至喷雾干燥塔2的入口上方的雾化器22，用于对脱硫后的浆液喷雾干燥而气固分离。
本实施例中，高温烟气自除尘器高效除尘后，灰尘从除尘器的底部排出，除尘后的烟气分为两路：一路进入烟气换热器与自脱硫塔烟气出口排出的脱硫后饱和烟气换热，高温烟气降温后进入脱硫塔脱硫，同时对脱硫塔排出的饱和烟气进行加热，使外排烟气温度高于饱和温度20℃以上，从而实现无白烟排放；另一路进入喷雾干燥塔的烟气分布器，经分布后进入喷雾干燥塔内对来自塔釜外排浆液(浓盐废水)进行喷雾干燥，同时增湿降温，经干燥塔降温增湿后的烟气，再经旋风分离器气固分离后进入脱硫塔脱硫，而分离后的固态盐从旋风分离器和喷雾干燥塔的底部排出。并且，可根据实际脱硫处理需求，在脱硫塔内设置多级喷淋吸收区。
作为优选的实施例，所述的多级喷淋吸收区包括由下及上的一级喷淋吸收区及二级喷淋吸收区，且所述一级喷淋吸收区的喷淋浆液浓度大于二级喷淋吸收区的喷淋浆液浓度。
本实施例中采用两级喷淋吸收区的设置，对常规尺寸下的脱硫塔更加适用，当然也可根据实际需要增加设置级数。利用两级喷淋吸收区形成浓度梯度，可以提高脱硫效率并且减少废液量。
上述实施例中，所述一级喷淋吸收区包括设于烟气入口上方的一级喷淋层41；所述二级喷淋吸收区包括设于一级喷淋层41上方的二级喷淋层42、位于二级喷淋层42下侧的储液槽45，所述储液槽45固定在脱硫塔4内、且储液槽45的外径与脱硫塔4的内径适配；所述脱硫塔内在除雾器47与储液槽45之间形成二级喷淋吸收区；并且，所述储液槽45通过带二级循环泵6的二级循环管道60(二级循环泵6设于二级循环管道60上)连接至二级喷淋层42形成二级脱硫循环系统；更具体的，二级喷淋吸收区包括1～3层的喷淋吸收层；
所述脱硫塔4内储液槽45和塔釜底部之间形成一级喷淋吸收区，更具体的，一级喷吸收淋区包含至少2层以上的一级喷淋层；并且，所述塔釜内浆液通过带一级循环泵5的一级循环管道50(一级循环泵5设于一级循环管道50上)连接至一级喷淋层41形成一级脱硫循环系统。本实施例中提供了一级脱硫循环系统的设置形式，利用塔釜的高浓度浆液进行循环喷淋，与烟气逆流接触，可以脱除烟气中的大部分硫。其中，一级喷淋层可以根据需要设为多层，如图示，设为2层。
更优的，所述排液管道B设置在一级脱硫循环系统中的一级循环管道50上，用于连续定量外排浓盐废水。
本优选例中，在一级脱硫循环系统的一级循环管道50上设置分支的排液管道B，并且将排液管道B连接至所述喷雾干燥塔2上的雾化器22，借助进入喷雾干燥塔2的高温烟气进行热交换，使来自塔釜浆液的浓盐废水中的水蒸发，从而可以便捷的对浓盐废水中的盐进行分离。
更优的，所述二级喷淋层42下方还设置通气管44，所述通气管44穿设于储液槽45中，且所述通气管44的入口与一级喷淋吸收区连通、出口位于二级喷淋吸收区内。
上述优选例提供了一级脱硫循环系统及二级脱硫循环系统的设置形式，通过在脱硫塔4内的二级喷淋层42下方连通设置储液槽45，利用储液槽45中浓度较低的浆液进行循环喷淋，与经过一级脱硫后继续上行自通气管44进入二级喷淋层42下侧的烟气逆流接触，进行深度脱硫；从而进一步保障脱硫效率。
更优的，所述储液槽45内设置溢流降液管46，所述溢流降液管46的末端悬伸至塔釜浆液中。从而，烟气急冷降温需要的补充水可以直接进入储液槽45中，储液槽45到达满液位后吸收液通过溢流降液管46进入塔釜，通过一级脱硫循环系统进行浓缩，结构简洁，且便捷的实现了补水功能。
上述实施例中，雾化器采用市售的常规离心雾化器，购买自无锡市谷得传动搅拌设备有限公司或其他同类厂商。
实施例2
本实施例为一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理工艺，包括如下步骤：
S1、高温烟气从下部进入除尘器1，经除尘后从除尘器1的上部排除，除尘后的烟气分为两路：一路进入烟气换热器7与脱硫后饱和烟气换热，降温后进入脱硫塔4脱硫；另一路进入喷雾干燥塔2的烟气分布器21，经分布后进入喷雾干燥塔2内对浓盐废水进行喷雾干燥、同时降温，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气，再经旋风分离器3气固分离，回收烟气所夹带的固体盐颗粒后进入脱硫塔4脱硫；
S2、烟气进入脱硫塔4后，先在一级喷淋吸收区与一级喷淋层41喷淋下的高浓度浆液逆流接触降温脱硫，同步向塔釜内通入氧化风，浆液中亚硫酸钠被氧化为硫酸钠，脱除大部分硫后：烟气继续上行通过通气管44进入二级喷淋吸收区，与二级喷淋层42喷淋下的低浓度浆液逆流接触，进行深度脱硫，脱硫后烟气经除雾器47除去其所夹带的游离水，进入烟气换热器7与步骤S1中送入烟气换热器7的高温烟气换热升温消白后，超净达标排放；同时，浆液中充分氧化脱硫后的硫酸钠浓盐废水连续定量外排，进入喷雾干燥塔2的雾化器21，经雾化后与步骤S1中进入喷雾干燥塔2的高温烟气均匀混合，浓盐废水中的水被高温烟气蒸发后进入烟气，钠盐则变成固体颗粒一部分落入喷雾干燥塔2底部、一部分被烟气夹带进旋风分离器3进行气固分离。
本实施例中，高温烟气平行两路：一路进入烟气换热器7与脱硫后饱和烟气换热，使脱硫后烟气换热升温、消除白烟；另一路进入喷雾干燥塔2对塔釜内脱硫后的浓盐废水进行喷雾干燥，浓盐废水中的水被高温烟气蒸发进入烟气，硫酸钠盐变成固体颗粒落入喷雾干燥塔2底部，小的盐粒则被烟气夹带进入旋风分离器3(为常规市售产品，购自杭州南方环境净化设备有限公司或其它同类厂商)，分离后，小盐粒落入旋风分离器3的锥底，气固分离后的烟气进入脱硫塔4。从而本方案通过设置两路分别进行蒸发废水和消白烟，盐粒从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，实现了尘盐分开回收，可以得到高纯度的硫酸钠副产品；同时，避免第三种空气介质的引入，降低投资和压降。此外，通过两级脱硫循环系统，一级脱硫循环系统采用较高浓度的浆液循环，二级脱硫循环系统采用较低浓度的浆液循环，可以提高脱硫效率，减少废液量；从而，本发明实现了烟气脱硫除尘的超净排放。
作为优选的实施例，所述高温烟气进入烟气换热器和喷雾干燥塔的流量比控制为1:(0.5～1.2)。在实际应用中，通过在两路上分别设置流量调节阀来实现流量比的控制。
经过试验，本实施例提供的两路流量分配比例能够获得优异的超净排放效果，同时尘盐分开回收效率高。若大于此比例值，使高温烟气进烟气换热器的比例偏多、进喷雾干燥塔的偏少，容易造成盐含水量大；若小于此比例值，使进烟气换热器的烟气偏少，进喷雾干燥塔的烟气偏多，不仅消白烟效果差，而且容易造成所需的喷雾干燥器体积过大。
作为优选的另一实施例，所述一级喷淋层41中：浆液的盐浓度控制在20％～30wt％，低于此浓度，不仅喷雾干燥塔投资增加，而且喷雾干燥塔2产出的成盐粒度容易偏小，降低后续旋分处理的盐回收效率；高于此浓度，使成盐粒度过大，容易夹带蒸发水从而导致喷雾干燥塔内成盐的含水量增加；浆液的喷淋粒径控制在500μm以下，降低喷淋的粒径分布，提高气液接触面积，提高浆液对SO2的吸收效率；浆液的PH值控制在6.5～7.5，喷淋覆盖率控制在180～250％范围内，进一步提高喷淋液对SO2的吸收效率和选择性，提高气液传质的接触面积和脱硫效率。
作为优选的另一实施例，所述二级喷淋层42中：浆液的盐浓度控制在2wt％以下，以降低喷淋液的表面张力，降低气液传质阻力，提高深度脱硫效率；浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm，提高喷淋液的沉降速率，降低烟气对浆液的夹带；浆液的PH值控制在7，提高喷淋液对SO2的吸收效率和选择性；喷淋覆盖率控制在250％～300％范围内，提高气液传质的接触面积和脱硫效率。
作为优选的另一实施例，所述除尘器1采用气固分离精度为0.3～0.5μm的滤袋，控制除尘器1出口烟气中的尘含量降低到5mg/Nm3以下。从而减少喷雾干燥中的晶核量，提高硫酸钠盐颗粒的平均粒径；除尘后的尘含量如果大于5mg/Nm3，容易造成下游喷雾干燥的盐粒径太小，回收效率低。更优的，所述氧化风的压头控制在50～80KPa之间，过剩系数2～3，以确保氧化效率大于99％以上。更优的，所述雾化器22的入口压力控制为0.14～0.18MPa，使离心雾化器的雾化颗粒粒径在300～800μm之间，雾滴在喷雾干燥塔内的停留时间控制在2～3s之间，从而使98％以上的成盐颗粒粒径控制在100μm以上，以提高盐的分离效率和烟气经旋风分离的净化效率。
作为优选的另一实施例，所述塔釜内浆液通过一级循环泵5、一级循环管道50送至一级喷淋层41进行一级脱硫喷淋循环。作为优选的另一实施例，所述二级喷淋层42通过二级循环泵6、二级循环管道60连接有储液槽45，所述储液槽45内浆液循环送至二级喷淋层42进行二级脱硫喷淋循环。更优的，烟气进入脱硫塔后，补充水加入储液槽45中经溢流降液管46进入塔釜，从而对烟气进行急冷。在实际应用中为了提升工艺过程的处理效率，结合现有技术中的自动化控制技术，比如PLC自动控制技术，补充水的量通过塔釜液位信号来控制，具体的，在塔釜内设置液位传感器，所述液位传感器电连接至PLC控制柜(包含PLC控制系统，PLC控制系统是在传统的顺序控制器的基础上引入了微电子技术、计算机技术、自动控制技术和通讯技术而形成的一代新型工业控制装置，目的是用来取代继电器、执行逻辑、记时、计数等顺序控制功能，建立柔性的远程控制系统，可选用西门子S7-1200或S7-1500系列PLC)，PLC控制柜与补充水控制阀电连接，从而PLC控制柜可根据接收到的塔釜的液位数据控制补充水控制阀开启或关闭，进而实现对加入补充水量的调节。其中，液位传感器选用差压式液位变送器，差压式液位变送器的一端连接于塔釜底部，与塔釜内液相相接，另一端安装于塔釜上部，与塔釜的气相相接。
试验例3
本例包括如下步骤：
S1、流量为20Nm3/h、温度为180℃的高温烟气从下部进入除尘器1，烟气中初始SO2的含量为2000mg/m3、初始粉尘浓度1g/m3，经除尘后从除尘器1的上部排除，除尘后的烟气分为两路：一路进入烟气换热器7与脱硫后饱和烟气换热，降温后进入脱硫塔4脱硫；另一路进入喷雾干燥塔2的烟气分布器21，经分布后进入喷雾干燥塔2内对浓盐废水进行喷雾干燥、同时降温，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度控制在130℃以上，再经旋风分离器3气固分离后进入脱硫塔4脱硫；其中，控制进入烟气换热器7及喷雾干燥塔2的流量比为1:0.9；
S2、烟气进入脱硫塔4后，先在一级喷淋吸收区与一级喷淋层41喷淋下的高浓度浆液逆流接触，浆液的盐浓度控制在25wt％，浆液的喷淋粒径控制在500μm以下，喷淋覆盖率控制在250％，浆液的PH值控制为6.8；同步向塔釜内通入氧化风，浆液中亚硫酸钠被氧化为硫酸钠，脱除大部分硫后：
烟气继续上行通过通气管44进入二级喷淋吸收区，与二级喷淋层42喷淋下的低浓度浆液逆流接触，浆液的盐浓度控制在2wt％以下，浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm范围内，浆液的PH值控制为7，喷淋覆盖率控制在250％范围内，进行深度脱硫，脱硫后饱和烟气经除雾器47除去其所夹带的游离水，进入烟气换热器7与步骤S1中送入烟气换热器7的高温烟气换热升温(使外排烟气高于饱和温度20℃以上)消白后，超净达标排放；
同时，浆液中充分氧化脱硫后的硫酸钠浓盐废水连续定量外排，进入喷雾干燥塔2的雾化器21，控制雾化器21的入口压力为0.18MPa，使雾化器的雾化颗粒粒径分布在300～800μm之间，雾滴在干燥塔内的停留时间控制在2～3s之间，从而使98％的成盐颗粒粒径大于100μm；经雾化后与步骤S1中进入喷雾干燥塔2的高温烟气均匀混合，浓盐废水中的水被高温烟气蒸发后进入烟气，钠盐则变成固体颗粒一部分落入喷雾干燥塔2底部、一部分被烟气夹带进旋风分离器3进行气固分离；
并且，在上述步骤中，烟气急冷所需的补充水加入二级喷淋吸收区的储液槽45中经溢流降液管46进入塔釜，补充因烟气急冷降温和浆液外排损失的水分。经过20小时，处理400Nm3/h的烟气，实际所用的补充水用量为36升。
本例中，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.78kg(100％收集应为1.775kg无水盐)，成品盐中的水含量约为1wt％，总的盐的量回收效率达到99％；排放烟气中：SO2含量12mg/m3、粉尘浓度4.6mg/m3。
试验例4
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S1中：(1)以流量为20Nm3/h、温度为200℃的高温烟气从下部进入除尘器1，烟气中初始SO2的含量为1500mg/m3、初始粉尘浓度0.9g/m3；(2)经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度控制在140℃以上；(3)控制进入烟气换热器7及喷雾干燥塔2的流量比为1:1.1；
步骤S2中：(1)一级喷淋层41喷淋下的高浓度浆液，浆液的盐浓度控制在30wt％，喷淋粒径控制在500μm以下，喷淋覆盖率控制在200％浆液的PH值控制为7；(2)二级喷淋层42喷淋下的低浓度浆液，浆液的盐浓度控制在2wt％以下，浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm，浆液的PH值控制为7，喷淋覆盖率控制在250％。
本例中，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.34kg(100％收集应为1.33kg无水盐)，成品盐中的水含量约为1.9wt％，总的盐回收效率达到98.8％；排放烟气中：SO2含量18mg/m3、粉尘浓度4.6mg/m3。
试验例5
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S1中：(1)以流量为20Nm3/h、温度为160℃的高温烟气从下部进入除尘器1，烟气中初始SO2的含量为1200mg/m3、初始粉尘浓度12g/m3；(2)经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度控制在120℃以上；(3)控制进入烟气换热器7及喷雾干燥塔2的流量比为1:0.5；
步骤S2中：(1)一级喷淋层41喷淋下的高浓度浆液，浆液的盐浓度控制在28wt％，喷淋粒径控制在500μm以下，喷淋覆盖率控制在200％，浆液的PH值控制为6.5；(2)二级喷淋层42喷淋下的低浓度浆液，浆液的盐浓度控制在2wt％以下，浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm，浆液的PH值控制为7，喷淋覆盖率控制在300％；
本例中，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.062kg(100％收集应为1.065kg无水盐)，成品盐中的水含量约为1.2wt％，总的盐回收效率达到98.5％；排放烟气中：SO2含量20mg/m3、粉尘浓度3.8mg/m3。
对比例6
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S1中：控制进入烟气换热器7及喷雾干燥塔2的流量比为1:0.4；
本例中，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度控制在90℃以上，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.775kg(100％收集应为1.775kg无水盐)，成品盐中的水含量约为8wt％，总的盐回收效率达到92％；排放烟气中：SO2含量12.1mg/m3、粉尘浓度4.8mg/m3。
分析由于除尘后的两路烟气进烟气换热器的偏多、进喷雾干燥塔的偏少，从而，使喷雾干燥塔中对浓盐废水的蒸发热量不够，不仅导致对固态盐的含水量大，而且未经蒸发的小粒径浆液被烟气重新带入脱硫塔，降低了盐的回收效率，相应的副产品盐的含水量也有所增加。
对比例7
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S1中：控制进入烟气换热器7及喷雾干燥塔2的流量比为1:1.8；
步骤S2中：脱硫后饱和烟气与高温烟气换热升温后仍然存在白烟排放；
本例中，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度在160℃以上，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.72kg(100％收集应为1.775kg无水)，成品盐中的水含量约为1wt％，总的盐回收效率达到96％；排放烟气中：SO2含量12mg/m3、粉尘浓度4.5mg/m3。
分析由于除尘后的两路烟气进烟气换热器的偏少、进喷雾干燥塔的偏多，从而，使烟气换热器中对脱硫后饱和烟气的升温热量不够，导致对外排烟气的消白烟效果造成负面影响。并且，若进一步增加步骤S1中的流量比值，将增加喷雾干燥器2的处理能力需求，导致喷雾干燥器2的体积偏大，相应增加设备的能耗。
对比例8
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S2中：一级喷淋层41喷淋下的高浓度浆液，浆液的盐浓度控制在18wt％，喷淋粒径控制在500μm以下，喷淋覆盖率控制在200％之间，浆液的PH值控制为7。
本例中，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度在100℃以上，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.62kg(100％收集应为1.775kg无水盐)，成品盐中的水含量约为7wt％，的总的盐回收效率达到85.2％；排放烟气中：SO2含量10mg/m3、粉尘浓度3.26mg/m3。
分析原因，由于一级喷淋浆液的盐浓度较低，导致喷雾干燥塔内产出的成盐粒度偏小，从而降低了旋风分离的盐回收效率。并且由于降低了浓盐废水的处理效率，也相应增加了喷雾干燥塔的投资成本。
对比例9
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S2中：一级喷淋层41喷淋下的高浓度浆液，浆液的盐浓度控制在31％～35wt％，喷淋粒径控制在2000μm以下，喷淋覆盖率180％，浆液的PH值控制为7。
本例中，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度在140℃以上，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3的实际收集总盐量为1.887kg(100％收集应为1.775kg无水盐)，成品盐中的水含量约为6.8wt％，总的盐回收效率达到99.1％；排放烟气中：SO2含量36mg/m3、粉尘浓度8.6mg/m3。
分析原因，虽然由于一级喷淋浆液的盐浓度较高，高浓盐水量少，盐粒度过大，虽然盐的收率高，但致喷雾干燥塔内成盐的含水量增加。
此外，由于浆液盐浓度高，导致浆液表面张力过大，喷淋粒径增大，气液接触面积减少，气液传质效率变差，一级SO2的吸收效率变低脱硫效率降低，导致二级喷淋的负荷增加，总的脱硫效率变低，外排烟气硫含量达不到超净排放。
对比例10
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
步骤S2中：二级喷淋层42喷淋下的低浓度浆液，浆液的盐浓度为5wt％，浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm，浆液的PH值控制为7，喷淋覆盖率控制在250％。
本例中，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气温度在130℃以上，固态盐从旋风分离器3底部和喷雾干燥塔2底部排出装置，灰尘从除尘器1的底部排出装置，喷雾干燥塔2和旋风分离器3实际收集总盐量为1.78kg(100％收集应为1.775kg无水盐)，成品盐中的水含量约为1wt％，总的盐的量回收效率达到99％；排放烟气中：SO2含量38.6mg/m3、粉尘浓度13.2mg/m3。
分析原因，由于二级喷淋浆液的盐浓度较大，增加了喷淋液的表面张力，相应也增加了气液传质阻力，降低了深度脱硫效率。同时二级浆液浓度的提高，也增加了外排烟气的盐夹带，导致外排烟气的尘含量也达不到超净排放的标准。
对比例11
本例与试验例3基本相同，不同之处仅在于：
外排浆液按常规技术直接外排，用蒸汽加热蒸发，而不是用高温烟气喷雾干燥。经过20小时，处理400Nm3/h的烟气，实际所用的补充水用量为45kg/hr。外排废水7.2Kg。比实施例3多消耗补水25％。而且产出废水二次污染。
表明，本发明提供的处理装置及工艺减少了20％的脱硫塔急冷补水量。
应当说明的是，上述实施例均可根据需要自由组合，对于其它的众多组合，此处不再一一赘述。以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理装置，包括沿烟气流动方向在上、下游分别设置的除尘器及脱硫塔，其特征在于：
所述除尘器一路通过喷雾干燥塔和旋风分离器顺次连接至脱硫塔的烟气入口，另一路通过烟气换热器连接至脱硫塔的烟气入口；并且所述脱硫塔的烟气出口通过烟气换热器连接排气管道；其中，所述喷雾干燥塔的顶部设置便于高温烟气均匀进入的烟气分布器；
所述脱硫塔包括在烟气入口下方的塔釜，在烟气入口上方至烟气出口之间由下至上依次设置的若干级烟气连通的喷淋吸收区、除雾器；所述塔釜内设置氧化风分布器，用于将氧化空气均匀分布到塔釜浆液中对浆液进行充分氧化；所述塔釜内外排浆液通过排液管道连通至喷雾干燥塔的入口上方的雾化器，用于对脱硫后的浆液喷雾干燥而气固分离。
2.根据权利要求1所述的处理装置，其特征在于：
所述多级喷淋层包括由下及上的一级喷淋吸收区及二级喷淋吸收区，且所述一级喷淋吸收区的喷淋浆液浓度大于二级喷淋吸收区的喷淋浆液浓度。
3.根据权利要求2所述的处理装置，其特征在于：
所述一级喷淋吸收区包括设于烟气入口上方的一级喷淋层；
所述二级喷淋吸收区包括设于一级喷淋层上方的二级喷淋层、位于二级喷淋层下侧的储液槽，所述储液槽固定在脱硫塔内、且储液槽的外径与脱硫塔的内径适配；所述脱硫塔内在除雾器与储液槽之间形成二级喷淋吸收区；并且，所述储液槽通过带二级循环泵的二级循环管道连接至二级喷淋层形成二级脱硫循环系统；
所述脱硫塔内储液槽和塔釜底部之间形成一级喷淋吸收区；并且，所述塔釜内浆液通过带一级循环泵的一级循环管道连接至一级喷淋层形成一级脱硫循环系统。
4.根据权利要求3所述的处理装置，其特征在于：
所述二级喷淋层下方还设置通气管，所述通气管穿设于储液槽中，且所述通气管的入口与一级喷淋吸收区连通、出口位于二级喷淋吸收区；和/或，
所述排液管道设置在一级脱硫循环系统中的一级循环管道上，用于连续定量外排浓盐废水。
5.根据权利要求3所述的处理装置，其特征在于：
所述储液槽内设置溢流降液管，所述溢流降液管的末端悬伸至塔釜浆液中。
6.一种废水零排放的钠法烟气脱硫除尘处理工艺，其特征在于，包括如下步骤：
S1、高温烟气进入除尘器，经除尘后排出，除尘后的烟气分为两路：一路进入烟气换热器与脱硫后饱和烟气换热，降温后进入脱硫塔脱硫；另一路进入喷雾干燥塔的烟气分布器，经分布后进入喷雾干燥塔内对浓盐废水进行喷雾干燥，同时降温，经喷雾干燥塔降温增湿后的烟气，经旋风分离器气固分离后进入脱硫塔脱硫；
S2、烟气进入脱硫塔后，先在一级喷淋吸收区与一级喷淋层喷淋下的高浓度浆液逆流接触，同步向塔釜内通入氧化风，浆液中亚硫酸钠被氧化为硫酸钠，脱除大部分硫后烟气继续上行通过通气管进入二级喷淋吸收区，与二级喷淋层喷淋下的低浓度浆液逆流接触，进行深度脱硫，脱硫后烟气经除雾器除去其所夹带的游离水，进入烟气换热器与步骤S1中送入烟气换热器的高温烟气换热升温消白后，超净达标排放；
同时，浆液中充分氧化脱硫后的浓盐废水连续定量外排，进入喷雾干燥塔的雾化器，经雾化后与步骤S1中进入喷雾干燥塔的高温烟气均匀混合，浓盐废水中的水被高温烟气蒸发后进入烟气，盐则变成固体颗粒一部分落入喷雾干燥塔底部、一部分被烟气夹带进旋风分离器进行气固分离。
7.根据权利要求6所述的处理工艺，其特征在于：
所述高温烟气进入烟气换热器和喷雾干燥塔的流量比控制为1:(0.5～1.2)。
8.根据权利要求6所述的处理工艺，其特征在于：
所述一级喷淋层中：浆液的盐浓度控制在20％～30wt％，浆液的喷淋粒径控制在500μm以下，浆液的PH值控制在6.5～7.5；喷淋覆盖率控制在180～250％范围内；和/或，
所述二级喷淋层中：浆液的盐浓度控制在2wt％以下，浆液的喷淋粒径控制在500～1000μm，浆液的PH值控制在7；喷淋覆盖率控制在200％～300％范围内。
9.根据权利要求6所述的处理工艺，其特征在于：
所述除尘器采用气固分离精度为0.3～0.5μm的滤袋，控制除尘器出口烟气中的尘含量降低到5mg/Nm3以下；和/或，
所述氧化风的压头控制在50～80KPa之间；和/或，
所述雾化器的入口压力控制为0.14～0.18MPa，使离心雾化器的雾化颗粒粒径在300～800μm之间，雾滴在喷雾干燥塔内的停留时间控制在2～3s之间，98％以上的成盐颗粒粒径控制在100μm以上。
10.根据权利要求6所述的处理工艺，其特征在于：
所述塔釜内浆液通过一级循环泵、一级循环管道送至一级喷淋层进行一级脱硫喷淋循环；和/或，
所述二级喷淋层通过二级循环泵、二级循环管道连接有储液槽，所述储液槽内浆液循环送至二级喷淋层进行二级脱硫喷淋循环；
烟气进入脱硫塔后，补充水加入储液槽后经溢流降液管进入塔釜，从而对烟气进行急冷，并补充外排浓盐水所消耗的水分。
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Inventor after: Yang Guangping

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Inventor before: Ma Hongxi

Inventor before: Zhang Wenjun

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