CN111068486B - 一种利用纯碱脱除冶炼烟气的so2生产亚硫酸钠产品的方法 - Google Patents

一种利用纯碱脱除冶炼烟气的so2生产亚硫酸钠产品的方法 Download PDF

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Abstract

一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，是将冶炼烟气用水进行二次喷淋洗涤后，采用双填料喷淋吸收脱硫塔用Na2CO3溶液进行交替切换吸收脱硫，直至产出的吸收液中亚硫酸钠相对氧化率稳定小于8％；然后于产出的吸收液中加入NaOH溶液使吸收液中的NaHSO3转化成Na2SO3，压滤分离，清液预热后蒸发浓缩到临界饱和溶解度，浓缩液入蒸汽盘管搅拌蒸发釜，通过蒸发速度和搅拌速度控制过饱和析出的晶粒直径，再通过旋流分级、稠厚器后进行离心分离，所得湿晶烘干，即得亚硫酸钠产品，含水量＜1.5％，含量为90～96％，白度≥85％。

Description

一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法
技术领域
本发明涉及无机化工及环保技术领域，具体涉及一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法。
背景技术
在有色冶炼行业，冶炼烟气都会含SO2，一般浓度较低，为1000～8000mg/m 3，烟气流量相对于发电厂而言规模较小，但不可避免地总是含有一些由收尘系统问题引发泄漏的金属或氧化物粉尘，这种低SO2的烟尘不利用制酸回收，将对大气造成污染。对于大规模的发电厂烟气，广泛采用石灰石法，因投资规模大，工艺成熟运行控制良好，故效果良好。而相对于有色冶炼行业的较小规模烟气来说，受投资规模限制，有不少企业选择投资较小的碱法脱硫方法，由于运行时要不断地消耗成本高昂的碱，产出的亚硫酸钠混合盐因达不到合格产品质量标准，而无法被市场接受，故此法有待技术改进升级。有人对此作了深入研究，一方面冶炼烟气中不仅含有SO2，也同时含有一定占比的SO3，其与碱反应生成 Na2SO4，对亚硫酸钠产品含量造成不利影响，故应在前期用水洗去；另一方面在有色冶炼烟气中含有的微量金属尘粒对碱吸收SO2产生的亚硫酸钠构成一种强烈催化氧化作用，使已产出的亚硫酸钠在脱硫塔内被氧化成硫酸钠，使亚硫酸钠产品含量变低，经常低于30～40％。有人据此强化了对冶炼烟气的预先洗涤，但还是不能完全有效提高亚硫酸钠产品含量。
发明内容
本发明的目的是，针对现有技术中存在的上述问题，提供一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，在强化对冶炼烟气的预先洗涤基础上，用双吸收塔交替运行方式彻底地解决亚硫酸钠产品被微量有色金属尘粒长时间累积催化氧化的问题，达到提高亚硫酸钠产品含量的目的，同时采用多效蒸发浓缩来调控结晶粒度条件，使得产出的亚硫酸钠产品有合适的结晶粒度和白度。
本发明方法的设计思路之一是：在工艺过程中，无论采用多么精细的对烟气预洗涤措施，由于效率不可能达到100％，设备运行可靠性不可能达到100％，故总有极微量的含有色金属元素的烟尘颗粒泄漏进入吸收脱硫塔中的吸收液中。工业实践中的具体现象是当传统的吸收脱硫塔中的吸收液pH值降到6～7后，一开始的前期亚硫酸钠的含量通常可达到80％～90％，传统上在线部分抽出吸收液并补充新碱液形成正常操作循环后，随着运行时间增长到2～3天后，塔内吸收液中的亚硫酸钠含量一般都会降低到占比20～40％，看似不可思议，其实这是极微量的催化氧化烟尘粒在吸收液中长时间累积催化氧化反应的结果，大幅降低了亚硫酸钠的含量。针对此种工业实践结果，本发明方法创造性地设计双填料喷淋吸收脱硫塔，按交替运行模式操作，当A塔吸收SO2的吸收液pH降到6～ 7时，将烟气切换到B塔继续运行，将离线的A塔中的亚硫酸钠吸收液全部抽排不留存，抽排进入后续精制步骤，再向A塔内补充新碱液备用；当B塔循环吸收液pH值降到6～7时，将烟气切向A塔继续运行，B塔按A塔模式抽排循吸收液后补充新碱液备用；依次交替循环运行，这样就可使产出的亚硫酸钠产品含量高达90～96％，彻底解决长时间累积氧化问题。创意思路之二是：本发明人注意到在按传统的三效蒸发或者四效蒸发浓缩模式下，只注重热能的高效利用，而忽略了十分重要的亚硫酸钠产品结晶粒度的控制，产出的亚硫酸钠大多是细粉状的晶粒，使产品卖相很差(降级)，而且传统模式的蒸发结晶器易堵管，不易调控，不易清洗维护。本发明创造性地设计二级可控结晶粒度多效蒸发浓缩方式，一级预浓缩到溶液临界过饱和溶解度，避免析出过多的晶种，二级采用易调控操作参数的内盘管搅拌蒸发釜，使过饱和速度精确可控。
为此，本发明所采用的技术方案是：一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，该方法步骤如下，结合参见图1：
步骤1.冶炼烟气一级喷淋塔洗涤：将冶炼烟气送入一级喷淋塔进行一次洗涤，一级喷淋塔的烟气空塔气速为0.6～1.5m/s、喷淋塔液气质量比为0.2～0.8，且洗涤循环用水的pH值＜3；
步骤2.烟气二级填料喷淋塔洗涤：将经一次洗涤后的烟气送入二级填料喷淋塔进行二次洗涤，二级填料喷淋塔的烟气空塔气速为0.6～1.5m/s、喷淋液气质量比为0.2～0.8，填料床高度为0.5～1.2m，且洗涤循环用水的pH值＜3；
当上述一级喷淋塔及二级填料喷淋塔中的洗涤循环用水的pH＜3时，分批在线抽出10～30％的洗涤循环用水送净化再生，同时补充再生水；
于上述一级喷淋塔及二级填料喷淋塔送出的洗涤冶炼烟气后的pH值＜3的洗涤循环用水中加入石灰至溶液终点pH为6～8，使洗涤循环用水中的H2SO4转化为CaSO4和H2O，反应式为：H2SO4+Ca(OH)2＝CaSO4↓+2H2O，压滤分离，得石膏渣堆存备用或送铅冶炼配料加钙用，产出的滤液处理水返回一级喷淋塔及二级填料喷淋塔作洗涤循环用水回收利用。
步骤3.双填料喷淋吸收脱硫塔交替脱硫：设置相同的填料喷淋吸收脱硫塔 A塔和B塔，两塔的烟气空塔气速为0.6～1.5m/s，喷淋塔液气质量比为0.2～ 0.8，吸收液为12～18％质量浓度的Na2CO3溶液，填料高度为0.6～1.2m，塔内气阻小于30～50mm水柱，在烟气含SO2浓度为1000～10000mg/Nm3时，净化后排烟 SO2浓度达到10～100mg/Nm3；采用A、B塔交替运行模式，当A塔循环吸收液pH 下降到6～7时，将烟气切换到B塔继续进行吸收脱硫，A塔离线，将A塔底的吸收液全部抽排送至后续的精制步骤，并补充新碱液备用；当B塔循环吸收液pH值降到6～7时，将烟气切换到A塔，B塔离线，将B塔底的吸收液全部抽排送至后续的精制步骤，并重新补充新碱液备用，AB两塔依次交替循环运行，直至产出的吸收液中亚硫酸钠相对氧化率小于8％，并维持稳定；
步骤4.吸收液精制：将AB两塔底抽排出的吸收液合并，加入25～40％质量浓度的NaOH溶液，搅拌(转速12～25转/min)，使吸收液中的NaHSO3转化成Na2SO3，反应式为：NaHSO3+NaOH＝Na2SO3+H2O，当转化液pH上升到11.0～12.5时停止加 NaOH溶液，因为液相pH升高转化液会出析出微量的金属氢氧化物，此杂质对产品白度有较大影响；然后将转化液压滤分离，得亚硫酸钠清液，清液中亚硫酸钠的质量浓度为16～22％，被氧化的亚硫酸钠相对占比小于8％；滤渣则送冶炼配料回收。
步骤5.蒸汽预蒸发浓缩：将亚硫酸钠清液打入气液换热器预热到70～90℃后蒸发浓缩到临界饱和溶解度24～26％，以避免析出大量晶种，利于后续步骤对析晶晶粒尺寸的控制。
本步骤一方面能利用后续步骤6蒸汽盘管搅拌蒸发釜的二次蒸汽，一方面也产出三次蒸汽，能用于上述气液换热器，提高热能利用效率。
步骤6.蒸汽盘管搅拌蒸发釜析晶：将浓缩液打入蒸汽盘管搅拌蒸发釜，于盘管内通入蒸汽进行加热蒸发，使过饱和析出的晶种有足够长的晶种生长时间，过饱和析出的晶粒直径60％以上为0.1-0.5mm；
步骤7.旋流分级粗晶入稠厚器：将蒸汽盘管搅拌蒸发釜产出的晶浆送入旋流分离器进行离心分级，粒度小于0.1mm的晶粒返回步骤6的蒸汽盘管搅拌蒸发釜处理，而其他晶体落入稠厚器；
步骤8.离心分离：将稠厚器放出的晶浆进行离心分离，得到亚硫酸钠湿晶和滤液，亚硫酸钠湿晶含水量为4～6％，滤液则返回步骤6的蒸汽盘管搅拌蒸发釜处理；
步骤9.烘干：将上述湿晶烘干至含水量＜1.5％，烘干温度不超过130℃，得亚硫酸钠产品，含量为90～96％，白度≥85％。
上述二级填料喷淋塔及填料喷淋吸收脱硫塔中的填料可为塑料或陶瓷等工业上适用的填料。
本发明的优点：本方法针对现有技术的困局，创造性的设计出简单实用可靠的双吸收脱硫塔交替运行技术，根本性地解决了有色冶炼烟气的纯碱脱硫产出亚硫酸钠产品含量不稳过低的历史性问题，同时创造性地设计出二级多效蒸发浓缩易控结晶的技术，使得产品晶粒尺寸较大，更符合市场需求。这样的技术进步使得用纯碱脱硫能产出高含量的亚硫酸钠产品且能被市场接受，使脱硫用碱的高昂成本得以用其付产产品对冲平衡并且增值收益，使原本一直严重亏本的环保脱硫工序变成了有利可得的项目，对冶炼企业的硫污染治理环保事业起了极大的促进作用，具有巨大的环保社会效益和经济效益。
附图说明
图1是本发明方法的工艺流程图。
具体实施方式
实施例1
本实施例于湖南某冶炼企业进行。企业冶炼烟气条件是合并冶炼烟气，平均烟气流量120000Nm3/h，平均烟气含SO26500mg/Nm3。具体实施步骤如下：
步骤1：冶炼烟气一级喷淋塔洗涤
将冶炼烟气送入一级喷淋塔进行一次洗涤。一级喷淋塔要求：空塔上升气速0.6～1.5m/s，喷淋液气质量比选择0.2～0.8，四层喷咀布置，经一级洗涤后的烟气中残余SO3低于20PPM，粉尘颗粒小于50mg/m3，烟气温度由80℃降到 40～50℃平衡温度，洗涤循环用水的pH由7降到3后，开始每批次5m3/批抽排并等量补充。
步骤2：二级填料喷淋塔洗涤
将经一次洗涤后的烟气送入二级填料喷淋塔进行二次洗涤。二级填料喷淋塔填料高度0.6～1.2m，选用耐腐蚀的通用型填料，采用四层喷咀布置，并要求：空塔上升气速0.6～1.5m/s、总喷淋液气质量比为0.2～0.8，经二级洗涤后的烟气中残留SO3低于2PPM，粉尘粒小于2mg/m3，烟气温度维持在45～50℃之间，洗涤循环用水的pH降到3后开始按5m3/批抽排等量补充。
步骤3：双填料喷淋吸收脱硫塔交替脱硫
设置相同的2座直径6m高15m四层喷咀布置的填料喷淋吸收脱硫塔，要求：空塔气速为0.6～1.5m/s，喷淋液气质量比选择0.2～0.8，循环吸收液为12～ 18％质量浓度的Na2CO3溶液。一般A塔先通烟气运行，当A塔塔底循环池中的循环吸收液pH下降到6～7时，将烟气切换到B塔继续进行吸收脱硫，A塔离线，将A塔底的吸收液全部抽排干净送至后续的精制步骤，并重新补充新碱液备用；当B塔循环吸收液pH值降到6～7时，将烟气切换到A塔，B塔离线，将B塔塔底循环池中的吸收液全部抽排干净送至后续的精制步骤，并重新补充新碱液备用，AB两塔依次交替循环运行，直至产出的吸收液中亚硫酸钠相对氧化率小于 8％，并维持长期稳定。
步骤4：吸收液精制
将由两填料喷淋吸收脱硫塔送出的吸收液泵入搅拌反应槽，向槽内加入 25～40％质量浓度的NaOH溶液，搅拌机转速调到15～25转/分，使吸收液中的 NaHSO3转化成Na2SO3，当槽内溶液pH升到11.5-12.5时停止加NaOH溶液；然后泵入压滤机进行压滤分离，滤渣收集送冶炼系统配料回收利用，分离滤出的亚硫酸钠清液送后续步骤。
步骤5：蒸汽预浓缩
将步骤4滤出的亚硫酸钠清液通入气液换热器预热到70～80℃后进入蒸发器内蒸发浓缩，直到浓缩液含量浓度达到24～26％，不需过度蒸发以避免产生很多晶种，影响后续步骤结晶粒度。
步骤6：蒸汽盘管搅拌蒸发釜析晶
将上述达到饱和溶解度的亚硫酸钠浓缩液送入蒸汽盘管搅拌蒸发釜，于盘管内通入新蒸汽进行加热并蒸发浓缩液，产出的二次蒸汽返回步骤5作预热回收利用，按析晶粒度适时调节控制搅拌转速和蒸发速度，创造适宜晶种适当产生并有足够时间生长的结晶环境条件，使产生的晶粒尺寸有60～80％的能达到 0.1～0.5mm要求，按实际结晶状况适时调节，当长时间运行盘管上有粘结晶垢后放空，并通水溶解清理，恢复后再运行。
步骤7：旋流分级粗晶入稠厚器
将蒸汽盘管搅拌蒸发釜产出的晶浆泵入旋流分离器进行离心分级，粒径小于0.1mm的细晶粒溢流返回蒸汽盘管搅拌蒸发釜，合格粒径的晶体落入稠厚器中。
步骤8：离心分离
将稠厚器放出的晶浆入卧式连续离心机离心分离，得到的亚硫酸钠湿晶含水量一般为3～5％，滤液则返回步骤6的蒸汽盘管搅拌蒸发釜。
步骤9：烘干
将上述湿晶入蒸汽加热气流烘干机进行烘干至含水量为0.5～1.5％，烘干温度＜130℃，得亚硫酸钠产品，含量为90～96％，结晶粒度0.1～0.5mm，白度≥85％，能满足销售市场对质量的要求。
对比实施例
作为对比案例，与实施例1设备相同，但具体操作不同，其一，在步骤3 只用A塔进行吸收脱硫的运行，不交替切换，结果导致运行72小时后，产出的循环吸收液中亚硫酸钠累积被氧化率超过30～65％，产品质量严重不合格；其二，在步骤5时，不控制浓缩的过饱和度，使预浓缩液中产出了大量晶种，致使其后总产出的亚硫酸钠晶粒尺寸能达到0.1～0.5mm仅占20～40％，产品卖相不好，并要求降价交易。

Claims (7)

1.一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，该方法步骤如下：
步骤1.冶炼烟气一级喷淋塔洗涤：将冶炼烟气送入一级喷淋塔进行一次洗涤，一级喷淋塔的烟气空塔气速为0.6～1.5m/s、喷淋塔液气质量比为0.2～0.8，且洗涤循环用水的pH值＜3；
步骤2.烟气二级填料喷淋塔洗涤：将经一次洗涤后的烟气送入二级填料喷淋塔进行二次洗涤，二级填料喷淋塔的烟气空塔气速为0.6～1.5m/s、喷淋液气质量比为0.2～0.8，填料床高度为0.5～1.2m，且洗涤循环用水的pH值＜3；
步骤3.双填料喷淋吸收脱硫塔交替脱硫：设置相同的填料喷淋吸收脱硫塔A塔和B塔，两塔的烟气空塔气速为0.6～1.5m/s，喷淋塔液气质量比为0.2～0.8，循环吸收液为12～18％质量浓度的Na2CO3溶液，填料高度为0.6～1.2m，塔内气阻小于30～50mm水柱，在烟气含SO2浓度为1000～10000mg/Nm3时，净化后排烟SO2浓度达到10～100mg/Nm3；采用A、B塔交替运行模式，当A塔循环吸收液pH下降到6～7时，将烟气切换到B塔继续进行吸收脱硫，A塔离线，将A塔底的吸收液全部抽排，并补充新碱液备用；当B塔循环吸收液pH值降到6～7时，将烟气切换到A塔，B塔离线，将B塔底的吸收液全部抽排，并重新补充新碱液备用，AB两塔依次交替循环运行，直至产出的吸收液中亚硫酸钠相对氧化率小于8％；
步骤4.吸收液精制：将AB两塔底抽排出的吸收液合并，加入25～40％质量浓度的NaOH溶液，使吸收液中的NaHSO3转化成Na2SO3，当槽内溶液pH上升到11.0～12.5时停止加NaOH溶液，压滤分离，得亚硫酸钠清液；
步骤5.蒸汽预蒸发浓缩：将亚硫酸钠清液打入气液换热器预热到70～90℃后蒸发浓缩到临界饱和度24～26％；
步骤6.蒸汽盘管搅拌蒸发釜析晶：将浓缩液打入蒸汽盘管搅拌蒸发釜，于盘管内通入蒸汽进行加热蒸发，使过饱和析出的晶粒直径60％以上为0.1-0.5mm；
步骤7.旋流分级粗晶入稠厚器：将步骤6所得的晶浆送入旋流分离器进行离心分级，粒度小于0.1mm的晶粒返回步骤6的蒸汽盘管搅拌蒸发釜处理，而其他晶体落入稠厚器；
步骤8.离心分离：将稠厚器放出的晶浆进行离心分离，得到亚硫酸钠湿晶，含水量为4～6％；
步骤9.烘干：将上述湿晶烘干至含水量＜1.5％，烘干温度不超过130℃，得亚硫酸钠产品，亚硫酸钠产品含量为90～96％，白度≥85％。
2.如权利要求1所述的一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，于所述步骤1和步骤2送出的洗涤冶炼烟气后的pH值＜3的洗涤循环用水中加入石灰至溶液终点pH为6～8，使洗涤循环用水中的H2SO4转化为CaSO4和H2O。
3.如权利要求2所述的一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，将加石灰后的转化液压滤分离，得石膏渣堆存备用，产出的滤液处理水返回步骤1和步骤2作洗涤循环用水回收利用。
4.如权利要求1所述的一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，当步骤1和步骤2中的洗涤循环用水的pH＜3时，分批在线抽出10～30％的洗涤循环用水送净化再生，同时补充再生水。
5.如权利要求1所述的一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，所述步骤4的亚硫酸钠清液中亚硫酸钠的质量浓度为16～22％。
6.如权利要求1所述的一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，所述步骤4中压滤分离所得滤渣送冶炼配料回收。
7.如权利要求1所述的一种利用纯碱脱除冶炼烟气的SO2生产亚硫酸钠产品的方法，其特征在于，所述步骤8离心分离后的滤液返回步骤6的蒸汽盘管搅拌蒸发釜处理。
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