CN111792651A - 一种制备亚硫酸盐的装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种制备亚硫酸盐的装置，含SO2原料气体经烟气调质单元后，依次进入酸式亚硫盐的制备单元、碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体再吸收单元后排出系统外，合成的中间浆液依次经过酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元，产品干燥单元，最终得到固相目标产品或液相目标产品。本发明可充分回收原料气中的氨，单位产品氨耗可降低1/4～1/2，目标产品的生产成本更低；目标产品的一次纯度高，不需要二次分离提纯，避开了提纯环节的损失，经验分析能提高目标产品收率0.8％～2.3％；一次目标产品纯度达98.5％～99.3％，一套工艺设备，可以副产多种产品，更能适应市场的需求。
Description
技术领域
本发明涉及一种制备亚硫酸盐的装置及方法，属于化工领域或以氨法脱硫技术的环保领域，具体涉及利用SO2烟气制备亚硫酸氨、亚硫酸氢铵、焦亚硫酸钠、亚硫酸钠的装置及方法。
背景技术
活性炭脱硫技术再生环节释放出含有SO2(体积分数10％～25％)、NH3(体积分数5％～15％)等成分的废气，可作为生产亚硫酸盐等附加值高的产品，如用于生产亚硫酸铵、亚硫酸氢铵等。因废气的原始成分复杂，直接用于生产亚硫酸盐时其目标产品的品质不好，没有市场竞争力。以往市场常用来生产对品质要求不高的硫酸铵，而生产硫酸铵的工艺却是一条持续赔本的路线。
对亚硫酸铵及硫酸铵市场调研后得出，当前市场上流通的亚硫酸铵按照硫元素来源可分为两条工艺路线，第一种为以高品位单质硫或硫化物矿物为原料的工艺路线，另一种为以含SO2工业烟气为原料的工艺路线，如氨法脱硫副产亚硫酸铵等。两种技术各有优缺点。第一种工艺路线目标明确，为单一生产过程，因硫元素需要外购，还要上环保设备，目标产品来之不易，单位产品综合成本高，市场竞争力不强。另一种，无需购买硫元素，单位产品综合成本低，因产品中硫酸盐含量高，目标产品的纯度不高，在高端产品市场中的竞争力很弱。已有的或已实施的典型专利技术有：
专利CN1334238A公布一种亚硫酸铵的生态工艺制备方法，利用高硫煤矸石经燃烧法提供硫元素，S(Ⅳ)氧化率高，目标产品的纯度低。
专利CN1970447A公布一种烟气氨法脱硫并副产亚硫酸铵的方法，氨法脱硫制备亚硫酸铵，烟气特征中含有一定浓度的氧和SO2，氧体积浓度2％，SO2浓度不高于2000ppm，是否该能适应高浓度SO2烟气的工况环境，专利中未做说明。
专利CN201609633U公布一种副产亚硫酸氢铵及亚硫酸铵的氨法烟气脱硫装置，采用双塔的氨法脱硫生产亚硫酸铵，SO2脱除率98％，SO3脱除率95％，不能适应当下的环保要求。
专利CN201120315603.2公布一种氨法烟气脱硫装置，采用氨法脱硫制亚硫酸铵，系统氧化率高，目标产品的纯度低。
发明内容
本发明要解决的技术问题是克服现有技术中亚硫酸铵及硫酸铵的生产方法纯度较低的缺陷，提供一种制备亚硫酸盐的装置及方法。本发明可利用活性焦法脱硫再生气、有机胺离子液法脱硫再生气、柠檬酸法脱硫再生气、有色冶炼生产中的SO2气体等工业含SO2废气作为硫源，生产工业附加值高度亚硫酸盐，如亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、亚硫酸钠、焦亚硫酸钠、焦亚硫酸钾等产品，所得目标产品的单位产品综合物料消耗量低，产品纯度高等特征。
为了解决上述技术问题，本发明提供了如下的技术方案：
一种制备亚硫酸盐的装置，包括五个单元，含SO2原料气体经烟气调质单元后，依次进入酸式亚硫盐的制备单元、碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体再吸收单元后排出系统外，合成的中间浆液依次经过酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元，产品干燥单元，最终得到固相目标产品或液相目标产品。
所述的烟气调质单元包括调质剂储罐、调质剂给料器、烟气调质器、除尘器和返料器等关键节点设备及工艺流程，其中除尘器和调质剂给料机与烟气调质器相连，调质剂给料机与调质剂储罐相连，所述的调质剂储罐与烟气调质器下部相连，烟气调质器的进气端与含SO2原料气相连；
所述的酸式亚硫盐的制备单元包含一级复喷管、一级分离室、清液槽和一级吸收循环泵等关键节点设备及工艺流程；除尘器的气相出口与一级复喷管相连，一级复喷管的另一端与一级分离室相连，一级分离室液相出口与清液槽相连，一级分离室的气相出口与二级复喷管相连，所述的清液槽底部与一级吸收循环泵相连，所述的一级吸收循环泵的出口分有四组支路，第一组支路与一级复喷管相连，第二组支路与中和槽相连，第三组支路与高位料槽相连，第四组支路为液相采出产品；
所述碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体再吸收单元至少包括二级复喷管、二级分离室、二级吸收循环泵、冷却器、三级吸收器和三级吸收循环泵等关键节点设备及工艺流程；其中二级复喷管的气相出口与二级分离室气相进口相连，二级分离室的气相出口与三级吸收器的气相进口相连；所述的二级分离室的底部与二级吸收循环泵相连，所述的二级吸收循环泵出口有冷却器，浆液出冷却器后分成两组分支，第一组分支与一级分离室相连，另一组分支与二级复喷管相连；
所述的三级吸收器的底部与三级吸收泵循环泵的进口相连，所述的三级吸收循环泵的出口分成两组支路，第一组支路与二级分离室相连，另一组分支与三级吸收器的上部相连。
所述的酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元包含中和槽、中和槽搅拌器、出料泵、高位料槽搅拌器、高位料槽、液固分离器和湿料给料机等关键节点设备及工艺流程；
所述中和槽下部与出料泵的进口相连，所述的出料泵的出口与高位料槽相连；所述的高位料槽下部与固液分离器相连，固液分离器的液相出口与清液槽相连，固液分离器的固相出口湿料给料机的进口相连，所述的湿料给料机的出口与干燥机进料口相连；
所述的产品干燥单元包含干燥气加热器、干燥机、成品料仓、旋风收尘器和干燥引风机等关键节点设备及工艺流程；
干燥机的气相出口与旋风除尘器相连，所述的旋风除尘器的固相出料口以及干燥机的固相出料口均与产品料仓相连，所述的旋风除尘器的气相出口与干燥机引风机入口相连，干燥机引风机出口与二级复喷管的气相进口相连。
一种制备亚硫酸盐的方法，该方法包括以下步骤：
S1、烟气调质：在烟气调质单元的烟气调质器内，利用从调质剂给料机来的碱性粉末材料吸收原料气中的HF、HCl、SO3等成分，生成固态颗粒物，固态颗粒物被除尘器截留，透过除尘器的烟气即为目标气体；烟气调质器的出口温度控制在180～440℃间，优选的温度范围320～360℃。
碱性粉末材料可以是碳酸氢钠、生石灰粉、熟石灰粉、碳酸钠、氢氧化钠材料中的一种或两种或两种以上的组合，碱性粉末的中位径介于30～100微米。烟气调质过程中，调质剂采用单一生石灰时，氧化钙的物质的量与氟氯离子的物质的量之和的比值在0.5～10.6，优选的比值3.7～4.3。
调质剂采用单一熟石灰时，氢氧化钙的物质的量与氟氯离子的物质的量之和的比值在0.5～10.6，优选的比值1.5～2.2。
调质剂采用单一碳酸氢钠时，碳酸氢钠的物质的量与氟氯离子的物质的量之和的比值在1.0～15，优选的比值1.2～1.5。
调质剂采用单一碳酸钠时，碳酸钠的物质的量与氟氯离子的物质的量之和的比值在0.5～10.6，优选的比值0.8～1.2。
烟气调质过程中，常用的组合式的调质剂方案有生石灰与熟石灰的组合，碳酸氢钠与碳酸钠的组合，熟石灰与碳酸氢钠的组合，所述的生石灰与熟石灰的物质的量之比可以为任意值，优选的比值在0.05～0.15；所述的碳酸钠与碳酸氢钠的物质的量之比可以为任意值，优选的比值在0.5～1.0；所述的熟石灰与碳酸氢钠的物质的量之比0.5～3.0，对应碳酸氢钠的物质的量与氟氯元素物质的量之和的比值在0.8～1.1。
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.3时，对应浆液的相对密度1.18～1.22,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至高位料槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管；
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液；新鲜吸收剂来自系统外，其成分是与对应与碱式盐相同阳离子的碳酸盐、碳酸氢盐、亚硫酸盐或相同阳离子对应的水溶液等物质中的一种或多种物质的组合。
进一步，当目标产品是亚硫酸铵或亚硫酸氢铵时，常用的新鲜吸收剂有氨、质量浓度15％～33％的氨水、碳酸氢铵、碳酸铵等；
进一步，所述的选用新鲜吸收剂为氨或氨水时，二级分离室中浆液的PH值控制在5.1～10.0，优选的PH值控制范围6.5～8.2；
进一步，所述的选用新鲜吸收剂为碳酸氢铵碳酸铵时，二级分离室中浆液的PH值控制在5.1～10.0，优选的PH值控制范围5.6～8.0；
当目标产品是亚硫酸铵或亚硫酸氢铵时，一级分离室的温度控制在55～85℃，优选的温度60～70℃；
进一步，所述的清液槽中的浆液相对密度在1.19～1.48，以亚硫酸铵为目标产品时，优选的浆液相对密度1.18～1.20，浆液的终点PH值控制在3.8～4.9；以液相亚硫酸氢铵为目标产品时，优选的浆液相对密度1.18～1.22，浆液的终点PH值控制在3.8～4.3；
进一步，所述的二级分离室内的浆液温度控制在35～50℃，浆液的浆液相对密度控制在1.12～1.20，优选的浆液相对密度1.15～1.18；
进一步，所述的三级吸收器内浆液PH值控制在5.6～8.0，优选的PH值为6.2～6.7；所述的三级吸收器浆液相对密度控制在0.97～1.15，优选的浆液相对密度控制在1.01～1.05；
碱式亚硫酸盐的制备过程中，当目标产品是亚硫酸钠或亚硫酸氢钠、焦亚硫酸钠时，常用的新鲜吸收剂片碱、质量浓度25％～40％的氢氧化钠溶液、碳酸氢钠、碳酸钠等。
当目标产品是亚硫酸钾或亚硫酸氢钾、焦亚硫酸钾时，常用的新鲜吸收剂碳酸钾、氢氧化钾等。
S4、残余SO2气体的再吸收：未被二级复喷管吸收的残余气体进入三级吸收器中被进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐，尾气从三级吸收器顶部排到系统外；排放的尾气中SO2含量小于20mg/m3，排烟温度≤55℃。
S5、目标产品的分离：将S2得到的悬浊液送入液固分离器，经液固分离器分离得到湿产品和对应饱和亚硫酸氢铵的母液；
S6、产品干燥：将S5得到的湿产品进行烘干、包装即得干态成品。
采用碳铵法产固体亚硫酸铵的方法，该方法包括以下步骤：
S1、烟气调质：在烟气调质单元的烟气调质器内，利用从调质剂给料机来的碱性粉末材料吸收原料气，生成固态颗粒物，固态颗粒物被除尘器截留，透过除尘器的烟气即为目标气体；
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.9时，对应浆液的相对密度1.18～1.20,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至中和槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管；
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液；二级分离室中浆液的PH值控制5.1～10.0；
S4、残余SO2气体的再吸收：未被二级复喷管吸收的残余气体进入三级吸收器中被进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐，尾气从三级吸收器顶部排到系统外；
S5、酸式亚硫酸盐的调质：利用液氨或质量浓度15％～33％的氨水对中和槽内的浆液进行中和，搅拌速率控制在26～43r/min，当PH值达到7.3～7.6后,反应达到终点，即得亚硫酸铵浆液；采用液氨或氨水作为中和剂时，中和槽的反应终点7.5～8.0；采用碳酸铵或碳酸氢铵为中和剂时，中和槽的反应终点7.3～7.6
所述的酸式亚硫酸盐的制备单元及碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体的再吸收单元中，一级及二级吸收过程采用复喷管与分离室的组合结构，三级吸收采用塔式的填料吸收法。
S6、目标产品的分离：将S5得到的悬浊液送入液固分离器，经液固分离器分离得到湿产品和对应饱和亚硫酸盐的母液。
S7、产品干燥：将S6得到的湿产品进行烘干、包装即得干态成品。
进一步的，S5中中和槽内的搅拌速率控制在25～43r/min。
进一步的，干燥气体的热源来自于与经除尘器净化后的原料气或从外界来的蒸汽或外部来干净热烟气。
进一步，所述的一级复喷管和二级复喷管可以是水平安装或有一定倾斜角度安装，优选的一级复喷管垂直安装，二级复喷管水平安装倾斜角15°～37°。
上述方法中：该方法中气相物质与液相物质接触方式为逆向、错流、并流中任意一种或多种的组合流动接触。
上述方法中：所述的干燥气体的热源来自于与经除尘器净化后的原料气、从外界来的蒸汽、外部来干净热烟气，优选的热源来自于于经除尘器净化后的原料气。
进一步，所述的干燥气体可以是空气、低氧富氮混合气体、氮气、CO2气体等，优选的干燥气体为氮气。
进一步，所述的以亚硫酸铵或亚硫酸氢铵为目标产品时的干燥气体温度控制在65～120℃，优选的温度75～85℃。
进一步，所述的以亚硫酸钠或焦亚硫酸钠为目标产品时的干燥气体温度控制在125～180℃，优选的温度145～168℃。
进一步，所述的以焦亚硫酸钾为目标产品时的干燥气体温度控制在185～220℃。
上述方法中：所述的液固分离器型式有单级推料式的转鼓离心机，双级推料式的转鼓离心机、板框压滤机等，优选的双级推料式的转鼓离心机。
上述方法中：所述的干燥机型式有气流床干燥机或是振动流化床干燥机，优选的振动流化床干燥机。
上述方法中：制备亚硫酸铵时，需要走制备亚硫酸氢铵路线。
进一步，中和酸式亚硫酸盐的中和剂有氨、氨水、碳酸铵或碳酸氢铵的一种或几种物质的组合。
进一步，进入中和槽的中和剂和进入二级复喷管的新鲜脱硫剂可以是同一种物质，也可以是不同种物质，优选的选择同一种物质。
本发明的有益效果：
一、最大程度上做到了资源化的回收，与常规副产硫酸铵相比，前者是赔钱的，该工艺有着可观的经济效益；与常规制硫酸、制其它亚硫酸盐或制其它硫酸盐相比，本工艺技术无氨-氮废水产生。本工艺中烟气调质所得的钙基或钠基盐可用于水渣的调质剂等被直接利用，是一种真正解决活性炭脱硫再生气废气治理过程中普遍存在严重二次污染技术的替代性产品。
二、传统的以生产亚硫酸铵或亚硫酸氢铵为目标产品时，购买氨的费用约占目标产品生产成本的70％～85％，本发明可充分回收原料气中的氨，单位产品氨耗可降低1/4～1/2，目标产品的生产成本更低。
三、采用高温烟气调质与高温烟气除尘技术相结合的工艺技术，目标产品的一次纯度高，不需要二次分离提纯，避开了提纯环节的损失，经验分析能提高目标产品收率0.8％～2.3％，同时避免了含氨-氮废水的生成。
四、从原烟气中回收的热量可直接用于对目标产品的干燥，无需从外部提供热源，按物热衡算得出单位产品节约蒸汽0.55～0.7t/t，折合经济效益99～126元/t。
五、本发明的原料气中游离态氧含量极低，合成目标产品环节中的氧化率低，一次目标产品纯度达98.5％～99.3％，远高于其它工艺产品，与行业标准《工业用亚硫酸铵(HG/T 2784-2012)》中的产品纯度指标控制值或《工业用亚硫酸氢铵(HG/T 2785-2012)》中的产品纯度指标控制值相比，有着明显的优势。
六、一套工艺设备，可以副产多种产品，更能适应市场的需求。
附图说明
附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与本发明的实施例一起用于解释本发明，并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是本发明的制备亚硫酸盐的装置的结构示意图；
图2是本发明实施例的流程示意图之一；
图3是本发明实施例的流程示意图之二；
其中，10.含SO2原料气体；11.调质剂储罐；12.调质剂给料器；13.烟气调质器；14.除尘器；15.灰渣；16.返料器。21.一级复喷管；22.一级分离室；23.排渣口；24.清液槽；25.一级吸收循环泵；26.液相采出产品。31.新鲜脱硫剂；32.二级复喷管，33.二级分离室，34.二级吸收循环泵；35.冷却器，36.三级吸收器；37.三级吸收循环泵；38.冲洗水。41.亚硫酸氢盐中和剂；42.中和槽；43.中和槽搅拌器；44.出料泵；45.高位料槽搅拌器；46.高位料槽；47.液固分离器；48.湿料给料机。51.干燥气体；52.干燥气加热器；53.干燥机；54.成品料仓；55.产品；56.旋风收尘器；57.干燥引风机。
具体实施方式
以下结合附图对本发明的优选实施例进行说明，应当理解，此处所描述的优选实施例仅用于说明和解释本发明，并不用于限定本发明。
实施例1
一种制备亚硫酸盐的装置该装置如下：
包括五个单元过程，含SO2原料气体经烟气调质单元后，依次进入酸式亚硫盐的制备单元，碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体的再吸收单元后排出系统外，合成的中间浆液依次经过酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元，产品干燥单元，最终得到固相目标产品或液相目标产品。
所述的烟气调质单元包含调质剂储罐11、调质剂给料器12、烟气调质器13、除尘器14、返料器16等关键节点设备及工艺流程；所述的酸式亚硫盐的制备单元包含一级复喷管21、一级分离室22、清液槽24、一级吸收循环泵25等关键节点设备及工艺流程；
所述的碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体的再吸收单元包含二级复喷管32、二级分离室33、二级吸收循环泵34、冷却器35、三级吸收器36、三级吸收循环泵(37)等关键节点设备及工艺流程；
所述的酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元包含中和槽42、中和槽搅拌器43、出料泵44、高位料槽搅拌器45、高位料槽46、液固分离器47、湿料给料机48等关键节点设备及工艺流程；
所述的产品干燥单元包含干燥气加热器52、干燥机53、成品料仓54、旋风收尘器56、干燥引风机57等关键节点设备及工艺流程。
具体有，调质剂给料器12的出料口与烟气调质器13的下部相连，所述的调质剂给料器12的进料口与调质剂储罐12的底部排料口相连，所述的烟气调质器13的进气端与含SO2原料气10相连，另一端与除尘器14的气相进口相连，所述的除尘器14的气相出口去一级复喷管21的气相进口相连，除尘器14的底部灰斗排料口与返料器16的进料口相连，所述的返料器16的另一端与烟气调质器13的下部相连。
一级复喷管21的另一端与一级分离室22相连，一级分离室22的清液区与清液槽24相连，所述的清液槽24与一级吸收循环泵25的入口相连，所述的一级吸收循环泵25的出口有四组分支，第一组支路与与一级复喷管21相连，第二组支路与中和槽42相连，第三组支路与高位料槽46相连，第四组支路即为液相产品。
所述的一级分离室22的气相出口与二级复喷管32的气相进口相连，二级复喷管32的气相出口与二级分离室33相连，二级分离室33的底部与二级吸收循环泵34的进口相连，二级吸收循环泵34的出口与冷却器35的管程进口相连，冷却器35的管程出口分有两组支路，第一组支路与一级分离室22相连，另一组支路分别与二级复喷管32相连。
所述的二级分离室33的气相出口与三级吸收器36的气相进口相连，三级吸收器36的底部与三级吸收循环泵37的进口相连，三级吸收循环泵37的出口有两组支路，一组与二级分离室33的下部相连，另一组与三级吸收器36的上部相连。
中和槽42的下部与出料泵44的进口相连，所述的出料泵44的出口与高位料槽46相连，所述的高位料槽46的底部与液固分离器47的进料口相连，液固分离器47的液相出口与清液槽24相连，液固分离器47的固相出口与湿料给料机48的进料口相连，湿料给料机48的出料口与干燥机53的进料口相连，干燥机53的气相出口与旋风收尘器56相连，出旋风收尘器56的气体与干燥机引风机57的进口相连，干燥机引风机57的出口与二级复喷管32的气相进口相连。所述的旋风除尘器56的底部固相出口以及所述的干燥机53的固相出口均与成品料仓54的顶部相连，从成品料仓54的底部排料口55排出的粉料即为固相目标产品。
干燥气加热器52的壳程出口与干燥机53的气相进口相连，根据干燥气加热器52的管程介质不同有两种模式，第一种为干燥气加热器52的管程进口与除尘器14的气相出口相连，干燥气加热器52的管程出口与一级复喷管21的气相进口相连；另一种为干燥气加热器52采用蒸汽加热。
实施例2氨法产固体亚硫酸铵
S1烟气调质：在烟气调质器内，利用从调质剂给料机来的碱性粉末材料吸收原料气中的HF、HCl、SO3等成分，生成固态颗粒物，固态颗粒物被除尘器截留，透过除尘器的烟气即为目标气体。碱性粉末材料选用生石灰粉与熟石灰粉，并按照物质的量之比(0.05～0.15):1组合，粉末的中位径介于30～100微米。
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.9时，对应浆液的相对密度1.18～1.20,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至中和槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管。
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液。新鲜吸收剂来自系统外的液氨或质量浓度15％～33％的氨水。
进一步，二级分离室中浆液的PH值控制5.1～10.0，优选的PH值控制范围6.5～8.2；
S4、残余SO2气体的再吸收：未被二级复喷管吸收的残余气体进入三级吸收器中被进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐，尾气从三级吸收器顶部排到系统外。排放的尾气中SO2含量小于20mg/m3，排烟温度≤55℃。
S5、酸式亚硫酸盐的调质：利用液氨或质量浓度15％～33％的氨水对中和槽内的浆液进行中和，搅拌速率控制在26～43r/min，当PH值达到7.8～8.0后,反应达到终点，即得亚硫酸铵浆液。
S6、目标产品的分离：将S5得到的悬浊液送入液固分离器，经液固分离器分离得到湿产品和对应饱和亚硫酸盐的母液。
S7、产品干燥：将S6得到的湿产品进行烘干、包装即得干态成品。
实施例3碳铵法产固体亚硫酸铵
S1、烟气调质：同实例2。
S2、酸式亚硫酸盐的制备：同实例2。
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液。新鲜吸收剂来自系统外的固体碳酸铵或碳酸氢铵。
进一步，二级分离室中浆液的PH值控制5.1～10.0，优选的PH值控制范围5.6～8.0；
S4、残余SO2气体的再吸收：同实施例2。
S5、酸式亚硫酸盐的调质：利用液氨或质量浓度15％～33％的氨水对中和槽内的浆液进行中和，搅拌速率控制在26～43r/min，当PH值达到7.3～7.6后,反应达到终点，即得亚硫酸铵浆液。
S6、目标产品的分离：同实例2。
S7、产品干燥：同实例2。
实施例4产固体亚硫酸氢铵
S1、烟气调质：同实例2
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.3时，对应浆液的相对密度1.18～1.22,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至高位料槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管。
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液。新鲜吸收剂来自系统外的氨、质量浓度15％～33％的氨水、碳酸氢铵或碳酸铵。
进一步，以液氨或质量浓度15％～33％的氨水时，二级分离室内浆液的PH值控制5.1～10.0，优选的PH值控制范围6.5～8.2；
进一步，以碳酸铵或碳酸氢铵时，二级分离室内浆液的PH值控制5.1～10.0，优选的PH值控制范围5.6～8.0；
S4、残余SO2气体的再吸收：同实例2。
S5、目标产品的分离：将S2得到的悬浊液送入液固分离器，经液固分离器分离得到湿产品和对应饱和亚硫酸氢铵的母液。
S6、产品干燥：将S5得到的湿产品进行烘干、包装即得干态成品。
实施例5产液体亚硫酸氢铵
S1、烟气调质：同实例2
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.3时，对应浆液的相对密度1.18～1.22,反应达到终点，清液槽中的浆液即为目标产品。
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：同实例4。
S4、残余SO2气体的再吸收：同实例2。
实施例5碳酸钠法产固体亚硫酸钠
S1、烟气调质：同实例2。
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.9时，对应浆液的相对密度1.32～1.46,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至中和槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管。
进一步，所述的二级复喷管水平安装倾斜角30°～90°，优选的二级复喷管垂直安装。
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液。新鲜吸收剂来自系统外的固体碳酸钠。
进一步，二级分离室中浆液的PH值控制5.1～8.0，优选的PH值控制范围5.3～6.5；
S4、残余SO2气体的再吸收：同实例2。
S5、酸式亚硫酸盐的调质：利用固体碳酸钠对中和槽内的浆液进行中和，搅拌速率控制在26～43r/min，当PH值达到7.5～9.6后,反应达到终点，即得亚硫酸钠浆液。
S6、目标产品的分离：同实例2。
S7、产品干燥：同实例2。
最后应说明的是：以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，对于本领域的技术人员来说，其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (11)
1.一种制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，含SO2原料气体经烟气调质单元后，依次进入酸式亚硫盐的制备单元、碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体再吸收单元后排出系统外，合成的中间浆液依次经过酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元，产品干燥单元，最终得到固相目标产品或液相目标产品。
2.如权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，所述的烟气调质单元包括调质剂储罐、调质剂给料器、烟气调质器、除尘器和返料器，其中除尘器和调质剂给料机与烟气调质器相连，调质剂给料机与调质剂储罐相连，所述的调质剂储罐与烟气调质器下部相连，烟气调质器的进气端与含SO2原料气相连。
3.如权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，所述的酸式亚硫盐的制备单元包含一级复喷管、一级分离室、清液槽和一级吸收循环泵；除尘器的气相出口与一级复喷管相连，一级复喷管的另一端与一级分离室相连，一级分离室液相出口与清液槽相连，一级分离室的气相出口与二级复喷管相连，所述的清液槽底部与一级吸收循环泵相连，所述的一级吸收循环泵的出口分有四组支路，第一组支路与一级复喷管相连，第二组支路与中和槽相连，第三组支路与高位料槽相连，第四组支路为液相采出产品。
4.如权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，所述碱式亚硫酸盐浆液的制备和残余SO2气体再吸收单元至少包括二级复喷管、二级分离室、二级吸收循环泵、冷却器、三级吸收器和三级吸收循环泵；其中二级复喷管的气相出口与二级分离室气相进口相连，二级分离室的气相出口与三级吸收器的气相进口相连；所述的二级分离室的底部与二级吸收循环泵相连，所述的二级吸收循环泵出口有冷却器，浆液出冷却器后分成两组分支，第一组分支与一级分离室相连，另一组分支与二级复喷管相连；
所述的三级吸收器的底部与三级吸收泵循环泵的进口相连，所述的三级吸收循环泵的出口分成两组支路，第一组支路与二级分离室相连，另一组分支与三级吸收器的上部相连。
5.如权利要求4所述的制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，一级复喷管垂直安装，二级复喷管水平安装倾斜角15°～37°。
6.如权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，所述的酸式亚硫酸盐的调质和目标产品的分离单元包含中和槽、中和槽搅拌器、出料泵、高位料槽搅拌器、高位料槽、液固分离器和湿料给料机；
所述中和槽下部与出料泵的进口相连，所述的出料泵的出口与高位料槽相连；所述的高位料槽下部与固液分离器相连，固液分离器的液相出口与清液槽相连，固液分离器的固相出口湿料给料机的进口相连，所述的湿料给料机的出口与干燥机进料口相连。
7.如权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置，其特征在于，所述的产品干燥单元包含干燥气加热器、干燥机、成品料仓、旋风收尘器和干燥引风机；
干燥机的气相出口与旋风除尘器相连，所述的旋风除尘器的固相出料口以及干燥机的固相出料口均与产品料仓相连，所述的旋风除尘器的气相出口与干燥机引风机入口相连，干燥机引风机出口与二级复喷管的气相进口相连。
8.一种权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置制备亚硫酸盐的方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
S1、烟气调质：在烟气调质单元的烟气调质器内，利用从调质剂给料机来的碱性粉末材料吸收原料气，生成固态颗粒物，固态颗粒物被除尘器截留，透过除尘器的烟气即为目标气体；
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.3时，对应浆液的相对密度1.18～1.22,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至高位料槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管；
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液；
S4、残余SO2气体的再吸收：未被二级复喷管吸收的残余气体进入三级吸收器中被进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐，尾气从三级吸收器顶部排到系统外；
S5、目标产品的分离：将S2得到的悬浊液送入液固分离器，经液固分离器分离得到湿产品和对应饱和亚硫酸氢铵的母液；
S6、产品干燥：将S5得到的湿产品进行烘干、包装即得干态成品。
9.一种权利要求1所述的制备亚硫酸盐的装置碳铵法产固体亚硫酸铵的方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
S1、烟气调质：在烟气调质单元的烟气调质器内，利用从调质剂给料机来的碱性粉末材料吸收原料气，生成固态颗粒物，固态颗粒物被除尘器截留，透过除尘器的烟气即为目标气体；
S2、酸式亚硫酸盐的制备：透过除尘器的烟气在一级复喷管内与吸收剂进行错流接触，生成酸式亚硫酸盐，一级分离室内浆液PH值达到3.8～4.9时，对应浆液的相对密度1.18～1.20,反应达到终点，清液槽中的浆液转移至中和槽，未被吸收的残余气体进入二级复喷管；
S3、碱式亚硫酸盐浆液的制备：未被一级复喷管吸收的残余气体经二级复喷管进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐浆液；二级分离室中浆液的PH值控制5.1～10.0；
S4、残余SO2气体的再吸收：未被二级复喷管吸收的残余气体进入三级吸收器中被进一步吸收，生成碱式亚硫酸盐，尾气从三级吸收器顶部排到系统外；
S5、酸式亚硫酸盐的调质：利用液氨或质量浓度15％～33％的氨水对中和槽内的浆液进行中和，搅拌速率控制在26～43r/min，当PH值达到7.3～7.6后,反应达到终点，即得亚硫酸铵浆液；
S6、目标产品的分离：将S5得到的悬浊液送入液固分离器，经液固分离器分离得到湿产品和对应饱和亚硫酸盐的母液；
S7、产品干燥：将S6得到的湿产品进行烘干、包装即得干态成品。
10.如权利要求9所述的碳铵法产固体亚硫酸铵的方法，其特征在于，S5中中和槽内的搅拌速率控制在25～43r/min。
11.如权利要求9所述的碳铵法产固体亚硫酸铵的方法，其特征在于，干燥气体的热源来自于与经除尘器净化后的原料气或从外界来的蒸汽或外部来干净热烟气。
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