CN112354332A - 一种膜分离装置应用于氨法脱硫的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种膜分离装置应用于氨法脱硫的方法，使用膜分离装置净化氨法脱硫装置的循环液，分别控制氨法脱硫装置每段循环吸收溶液的组成、温度及PH等，在保证吸收效率的前提下，优化吸收液的特性，抑制氨法脱硫氨逃逸及气溶胶生成，降低装置运行能耗、水耗，实现装置长周期稳定运行。

Description

一种膜分离装置应用于氨法脱硫的方法
技术领域
本发明属于环保技术领域，具体涉及一种膜分离装置应用于氨法脱硫的方法。
背景技术
世界各国都不同程度排放二氧化硫，中国二氧化硫排放量巨大，对环境和社会造成了巨大影响，2014年二氧化硫排放总量1974万吨，2015年二氧化硫排放总量1859.1万吨，2016年二氧化硫排放总量1102.9万吨，2017年二氧化硫排放总量875.4万吨，造成了巨大经济损失，严重影响中国生态环境和人民健康。
目前比较成熟的脱硫技术达上百种，其中湿法脱硫工艺应用最广，占世界脱硫总装机容量的85％左右。常见的湿法烟气脱硫技术有石灰石-石膏法、双碱法、碳酸钠法、氨法、氧化镁法等。氨法脱硫是采用氨作为吸收剂的一种湿法脱硫工艺，该法可在脱硫的同时生产硫酸铵化肥，是一种低能耗、高附加值、实现资源循环利用的绿色烟气治理方案。而化工行业在生产过程中有大量废氨水产生，因此化工行业锅炉尾气采用氨法脱硫有其独特的优势。
对于高水含量烟气，如超过8％的烟气，为了有效控制氨逃逸和气溶胶，需要控制吸收温度。在控制温度的同时产生大量的凝结水，造成系统水不平衡，需配套蒸发结晶工艺获得产物；烟气中水含量越高，冷却温度越低，析出水量越多，蒸发水量越大，其蒸汽用量越大，装置的经济性越差。
为保证出口颗粒物达到排放要求，如超低排放要求小于5mg/Nm3，不仅要控制气溶胶的生成，同时要控制水洗段的水洗效果，低的水洗循环液中硫铵浓度有利于提高洗涤效果，但需要加大新鲜工艺水补水量，补水量加大，不仅造成水资源消耗，同时还可能造成脱硫系统水不平衡，甚至无法进行塔内饱和结晶或塔外蒸发结晶水量增加，增加运行成本。
吸收管道及喷头堵塞是影响氨法脱硫长周期稳定运行的一个关键因素，如工艺补水硬度比较高的时，钙镁离子会在高PH的吸收段结垢堵塞喷嘴和管道，影响装置稳定运行。控制吸收段补充液-水洗循环液中硬度避免结垢具有非常重要的意义。
烟气氨法脱硫工艺存在以下技术难题：
1、系统水平衡
进脱硫系统烟气中的含水量和温度影响脱硫吸收温度及脱硫效果，对于高温、高含水量的烟气，需要设置冷却系统，控制脱硫温度，实现高的脱硫效果。在冷却的同时烟气中大量水析出，致使吸收液浓度降低，影响脱硫效果，同时后道蒸发结晶的水量需增加，能耗增加。
2、控制吸收段管道及喷嘴堵塞
脱硫系统需要工艺补水，不同地区工艺水的水质还不相同，高硬度的补水会造成吸收循环液中硬度增加，在高的PH条件下结垢堵塞管道和喷嘴，影响装置稳定运行和脱硫效果。
3、尾气夹带氨的回收
与其他碱性物质不同的是，氨易挥发。传统的逆流接触式吸收塔，不论是喷淋塔、填料塔还是板式塔，为保证脱硫效率及最终排放指标，在位于吸收区顶部的接触点，溶液的pH值最高，气体相中SO2浓度最低，氨在气相中的浓度将最高。这意味着氨随尾气溢出脱硫塔的量将很大。这既会造成氨的浪费损失，又会造成新的污染。
上述的难题导致氨法在过去长期未能很好发展的一个重要原因，针对气溶胶及氨逃逸问题，在控制吸收过程气溶胶产生的同时，高效水洗是非常有效的辅助方法。循环水洗中氨及硫铵浓度是影响水洗效果的重要因素，常规技术采用加大新鲜水置换量来降低氨及硫铵浓度，这样不仅造成水资源浪费，同时还影响系统水平衡，需要新的方法控制循环液中氨浓度及硫铵浓度。
申请号CN02136906.2的中国发明专利申请提出一种烟气中SO2的脱出和回收方法及装置，控制亚硫酸铵的浓度在0.1-5％(wt)之间，最好在0.5-2.0％之间，以创造最有利于氧化的条件，降低氧化的能耗和投资，确保高的脱硫效率，吸收液氨/硫比＝1.3-1.8(摩尔比)，吸收气/液比为2000-5000(体积比)，利用热烟气热量浓缩硫酸铵溶液，热烟气温度降低到50-55℃，硫酸铵浓度可增加到40-50％(wt)，送往硫铵结晶器，加工成商品硫铵化肥。氧化段设有纵分隔板，使未氧化的亚硫酸铵溶液与氧化的硫铵溶液尽量分开，不发生返混。该法未关注吸收过程中的氨逃逸及气溶胶产生的控制，需要设置再热器消除白烟。
申请号CN201510680578.0的中国发明专利申请提出了一种氨法双循环脱硫脱硝除尘系统，包括洗涤吸收塔(1)和氧化循环槽(9)；所述洗涤吸收塔(1)依次由高效除水雾段(2)、强化除氨雾段(3)、吸收液除雾段(4)、二级吸收段(5)、一级吸收段(6)、洗涤降温段(7)组成；在烟气进入所述一级吸收段(6)时，采用密度为1.1～1.15kg/L、pH值为6.5～7的含有硝酸铵的硫酸铵溶液作为吸收液来主要脱除SO2；在烟气进入所述二级吸收段(5)时，采用密度为1.05～1.1kg/L、pH值为5.5～6的含有硝酸铵的硫酸铵溶液作为吸收液来辅助脱除SO2。该工艺流程复杂，吸收过程中氨过量，气溶胶、氨逃逸严重，简单的水洗除雾难以保证最终排放指标。
申请号CN201611207184.4的中国发明专利申请提出一种在氨法脱硫工艺中节水和控制气溶胶的工艺，锅炉烟气进入脱硫塔内，喷淋液对进入脱硫塔内含SO2的烟气进行喷淋吸收，喷淋液采用浓度为5-35％的硫酸铵/亚硫酸铵溶液，再通过填料层与填料层上的冷却水接触，再与水洗喷淋层接触，填料层底部的冷却水落入水洗积液盘上回流至凉水塔，再进入水洗池通过水洗水输送泵打到水洗喷淋层进行循环利用；系统流程简单、冷却效果好、运行成本低等优点，喷淋冷却水吸收锅炉烟气中的(NH4)2SO4颗粒、SO2、NH3物质，锅炉烟气中的饱和水蒸汽以(NH4)2SO4颗粒为核结露形成水滴，捕集锅炉烟气中的(NH4)2SO4颗粒，降低气溶胶，使氨法脱硫工艺排放锅炉烟气中的颗粒物浓度低于30mg/m3。该工艺采用低温水洗工艺，虽可以强化氨逃逸、气溶胶的控制，但低温水洗的能耗高，净烟气中颗粒物浓度低于30mg/m3，不能满足最新排放标准。
公开号CN109111009A的中国发明专利申请公开了一种废水零排放专利，脱硫产生的废水通过加碱吹脱废水中的氨进入脱硝系统利用，废水采用膜分离系统进行净化，清液返回使用，浓液进入喷雾干燥塔，干燥脱盐。本发明针对钙法脱硫废水零排放而开发的废水处理膜分离系统。
公开号CN108793569A的中国发明专利申请公开了一种废水零排放专利-一种高氨氮、高有机物脱硫废水碟管式膜处理系统及方法，包括脱硫吸收塔出水管道、调节池、预沉池、氢氧化钙加药装置、有机硫加药装置、混凝剂加药装置、助凝剂加药装置、#1反应池、#1澄清池、NaClO加药装置、曝气反应池、澄清池、NaOH加药装置、微滤系统、碟管式纳滤系统、碟管式反渗透系统、预热器、冷凝水罐、结晶器及蒸汽压缩机等，实现脱硫废水的集中处理，脱硫废水的零排放。
发明内容
本发明针对现有技术未完全掌握氨法脱硫技术关键，未能系统控制氨逃逸和气溶胶，这一重大技术难题；同时针对高含水烟气，在脱硫过程中，影响系统水平衡，造成能耗增加；高硬度补水在脱硫阶段结垢，影响系统稳定运行等问题；本发明在系统研究氨法脱硫技术基础上，重点关注控制氨逃逸及气溶胶产生原因，增强水洗效果，降低水洗循环液的离子浓度及消耗，节省能耗。通过增加膜分离装置，对水洗循环液、预洗循环液、、吸收循环液、浓缩循环液进行净化处理，有效控制氨逃逸和气溶胶，降低水的消耗，节省能耗，形成了本发明的技术方案。
本发明的技术方案采用如下技术手段，这些技术手段可以单独或结合使用：
一种应用于氨法脱硫的膜分离装置，膜分离装置可采用超滤装置、纳滤装置、反渗透装置或其组合，优选纳滤装置。膜分离装置中设置预处理装置，可采用沉淀、多介质过滤、超滤，和/或温度、PH调节措施。本发明技术方案中的氨法脱硫吸收塔包括冷却降温段、吸收段、水洗除雾段。膜分离装置与水洗除雾段、冷却降温段、吸收段中的一个或多个相连。吸收塔中一段或多段循环液设有冷却降温设施，吸收塔排烟温度为40-60℃，优选45-55℃。
当膜分离系统与冷却降温段连接，处理冷却降温段的预洗循环液，浓液管道和吸收段、硫铵后系统中至少一个连接，清液和工艺水系统、水洗循环液中至少一个连接。
当膜分离装置与水洗除雾段连接，处理水洗除雾段的水洗循环液，浓液管道和吸收段、冷却降温段中至少一个连接，清液和工艺水系统或水洗循环液管道连接。
当膜分离装置与吸收段连接，处理吸收段循环液，浓液管道和冷却降温段连接，清液和水洗除雾段/工艺水系统连接。
本发明处理高含水量烟气较优，烟气水含量≥8％，优选≥12％，更优≥15％。
水洗循环液的(亚)硫酸铵、亚硫酸氢铵浓度之和为0.01-30g/L，优选0.1-10g/L，更优0.3-5g/L；水洗循环液的硬度(以CaCO3计)1-4mmol/L，优选1.5-2.5mmol/L。
冷却降温段、吸收段、水洗除雾段中至少一段与冷却设备通过循环管道连接，控制烟气温度30-60℃，优选控制40-55℃。
冷却降温段的预洗液进入膜分离装置前加氨调节PH为>2,优选3-7；膜分离液的PH为2-7，温度10-55℃。优选PH为3-6，温度30-50℃。
本发明的组合方案说明如下，包括但不限于下列说明方案：
(1)一种膜分离应用于氨法脱硫的方法，包括如下步骤：
烟气从冷却降温段进入，经冷却降温段冷却降温、烟气中水冷凝析出、吸收段吸收二氧化硫、水洗除雾洗涤去除夹带的氨、硫酸盐等气溶胶后排放。
取出部分预洗液，送入膜分离装置，进行浓缩分离，浓液返回吸收段，清液作为工艺水回用。
控制预洗循环液温度30-60℃，优选40-55℃。
(2)一种膜分离应用于氨法脱硫的方法，包括如下步骤：
烟气从冷却降温段进入，经冷却降温段冷却降温、吸收段吸收二氧化硫、水洗除雾段洗涤去除夹带的氨、硫酸盐等气溶胶后排放。
取出部分水洗循环液，送入膜分离装置，进行浓缩分离，浓液返回吸收段，清液返回水洗除雾段或作为工艺水回用。
控制预洗循环液温度30-60℃，优选40-55℃。
(3)一种膜分离应用于氨法脱硫的方法，包括如下步骤：
烟气从冷却降温段进入，经冷却降温段冷却降温、吸收段吸收二氧化硫、水洗除雾洗涤去除夹带的氨、硫酸盐等气溶胶后排放。
取出部分预洗循环液、水洗循环液，送入膜分离装置，进行浓缩分离，浓液返回吸收段，清液作为工艺水回用。
控制预洗循环液温度30-60℃，优选40-55℃。
(4)一种膜分离应用于氨法脱硫的方法，包括如下步骤：
烟气从冷却降温段进入，经冷却降温段和吸收段冷却降温、吸收段吸收二氧化硫、水洗除雾段洗涤去除夹带的氨、硫酸盐等气溶胶后排放。
取出部分吸收循环液，送入膜分离装置，进行提浓，浓液去冷却降温段，清液去水洗除雾段或作为工艺水回用。
控制吸收循环液(浓缩循环液)温度30-60℃，优选40-55℃。
(5)一种应用于氨法脱硫的膜分离方法，包括如下步骤：
烟气从冷却降温段进入，经冷却降温段和吸收段冷却降温、吸收段吸收二氧化硫、水洗除雾段洗涤去除夹带的氨、硫酸盐等气溶胶后排放。
取出部分冷却降温段循环液，送入膜分离装置，进行提浓，浓液去硫铵后系统，清液去水洗除雾段或作为工艺水回用。
控制吸收循环液(浓缩循环液)温度30-60℃，优选40-55℃。
本发明实现的方法如下：
1.气体净化过程包括气体预洗循环和细微颗粒物洗涤循环，气体净化过程中的循环液包括预洗循环液和细微颗粒物洗涤循环液。预洗循环液主要用来初步净化烟气并控制脱硫过程中的气溶胶产生，细微颗粒物洗涤循环液在进一步保证脱硫效率的同时，对烟气进行细微颗粒物控制，并最终确保颗粒物、游离氨排放合格。
2.控制吸收条件，降低烟气温度，吸收温度控制在30-60℃，以最大程度的降低吸收过程中产生的氨逃逸、气溶胶。
3.设置膜分离装置，膜分离装置包括预洗循环液膜分离、水洗循环液膜分离和吸收液膜分离。通过预洗/浓缩循环液膜分离将烟气冷凝水净化为工艺水，将循环液净化回用，减少脱硫系统补水。通过吸收/浓缩液膜分离降低蒸发结晶蒸发水量，节省能耗。
4.通过对冷却降温液进行冷却，降低冷却降温段出口烟气温度，提高脱硫吸收段吸收效率，降低吸收过程中产生的氨逃逸和气溶胶的生成；
5、通过水洗/吸收循环液膜分离降低水洗循环液中硬度，减少吸收循环高PH环境下管道和喷头结垢问题。
6、对高水含量烟气，通过对预洗循环液进行冷却和膜分离，避免烟气中大量水在吸收阶段冷却，降低吸收液中硫铵浓度，进而降低后道硫铵系统的能耗。
7、通过控制最佳的膜分离条件如PH、温度、膜材料等，得到最佳的膜分离效果。
本发明人通过勤勉的劳动，发现并实现以上技术方案的最佳方式是设置膜分离装置，并和吸收塔结合，吸收塔由预洗/冷却降温段、吸收段、水洗除雾段组成，膜分离装置至少净化一段吸收液，控制吸收液中组成、浓度、温度及PH等，控制氨逃逸和气溶胶。吸收液中设有温度冷却措施。净化后的水可以作为工艺水回用，节约脱硫用水。
通过在预洗循环液或浓缩循环液设置换热器降低烟气温度。
最终本发明通过以下技术方案解决上述技术问题。
一种膜分离应用于氨法脱硫的方法，在脱硫塔的基础上，增设膜分离装置，脱硫塔通过对烟气的预洗、冷却，控制吸收反应温度30-60℃，膜分离装置对至少一股吸收循环液进行净化操作，控制吸收循环液的组成、浓度、温度及PH等，实现在高效脱硫除尘的同时控制氨逃逸、气溶胶。通过膜分离，对预洗循环液、吸收循环液、水洗循环液中至少一种进行净化，控制循环液中的组成、浓度、温度及PH等，使循环液充分洗涤烟气，进一步控制氨逃逸和气溶胶。多余的预洗循环液经膜分离后，用于工艺补水，同时避免了烟气中水在吸收段的冷凝析出，降低吸收液中硫铵浓度，增加硫铵后系统能耗。
吸收反应温度30-60℃，优选40-55℃，最优45-53℃。
水洗循环液的硫酸铵、亚硫酸铵、亚硫酸氢铵浓度之和为0.01-30g/L，优选0.1-10g/L，更优0.3-5g/L。
吸收循环液的浓度15-35％，优选20-30％。
预洗液进入膜分离装置前加氨调节PH。PH>2，优选PH 5-8。
烟气的水含量、吸收温度通过循环液冷却装置控制，冷却方式包括风冷、水冷、冰机冷，冷却设备包括列管式换热器、蒸发冷却器、风冷却器、板式换热器，循环水/一次水有富余的地区优选板式换热器。
附图说明
图1为本发明实施例1示意图。
图2为本发明实施例2示意图。
图3为本发明实施例3示意图。
图4为本发明实施例4示意图。
图5为本发明实施例5示意图。
图6为对比实施例6示意图。
1、吸收塔；2、氧化设备；3、水洗循环槽；4、冷却降温段；5、吸收段；6、水洗除雾段；7、吸收循环液；8、净烟气出口；9、烟气入口；10、水洗循环液；11、气液分离器；12、预洗循环液；13、氨；14、氧化空气；15、工艺水；16、硫铵后处理系统；17、蒸发结晶系统；18、换热设备；19、固液分离设备；20、离心机；21、干燥设备；22、包装机；23、硫酸铵成品；24、膜分离装置。
实施例
实施例1：一种膜分离应用于氨法脱硫的方法及装置
如图1，装置由脱硫塔和膜分离装置组成，烟气从冷却降温段4进入，被预洗循环液12降温洗涤到50℃，再经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、水洗除雾段6被水洗循环液10除去细微颗粒物后排出；预洗循环液12主要为烟气冷凝液，预洗循环液通过膜分离装置24净化后清液去工艺水总管，浓液去吸收氧化系统。
吸收循环液7在氧化系统氧化，并从氧化系统的氧化设备2不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
水洗除雾段6通过工艺水15补入。
烟气的水含量、吸收温度通过换热设备18控制。
部分吸收循环液7经蒸发结晶系统17后送硫铵后处理系统16，经固液分离、离心、干燥、包装得到硫酸铵成品23。
主要烟气及操作条件如下：烟气量2100000Nm3/h，温度158℃，水含量21.6％，SO2浓度6800mg/Nm3。预洗循环液12流量10000m3/h，循环管线上的冷却装置将循环液冷却到48℃，喷淋烟气后，烟气温度为50℃；烟气中的水冷凝析出，一并进入循环液中，多余的循环液172.5m3/h进入膜分离装置，采用氨水调节PH为4，进入多介质过滤、纳滤膜、反渗透分离系统，清液进入工艺水总管用于其它单元或用于水洗补水，清液回收率85％，浓液进入吸收段。
吸收循环液7流量15000m3/h；水洗循环液10流量3400m3/h。吸收液送入蒸发结晶系统，蒸发冷凝水去水洗循环槽或外排。湿硫铵干燥后得到硫酸铵成品23产量为30t/h。
冷却降温段4出口烟气温度控制为50℃，水洗循环液10硫铵浓度控制在0.5％以下。
采用此方法，净烟气出口8氨逃逸指标3mg/Nm3、尘含量5mg/Nm3，SO2含量35mg/Nm3，蒸发水量116t/h。
实施例2：一种膜分离应用于氨法脱硫的方法及装置
如图2，装置由脱硫塔和膜分离装置组成，烟气从冷却降温段4进入，被预洗循环液12降温洗涤，再经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、水洗除雾段6被水洗循环液10除去细微颗粒物后排出；
烟气通过预洗循环液12冷却至适宜温度。
吸收循环液7在氧化系统2氧化，并从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
水洗除雾段6通过工艺水15补入，水洗循环液10通过膜分离装置24净化后回水洗槽3或去工艺水总管，浓液去吸收氧化系统。
预洗循环管线上设有冷却装置，采用冷却后的浓缩循环液进行喷淋，烟气的水含量、吸收温度通过换热设备18控制。
部分水洗循环液经膜分离装置24处理后，清夜去工艺水总管，浓液去吸收氧化系统。部分预洗循环液12经蒸发结晶系统17后送硫铵后处理系统16，经固液分离、离心、干燥、包装得到硫酸铵成品23。
烟气参数及操作条件如下：2100000Nm3/h，温度158℃，水含量21.6％，SO2浓度6800mg/Nm3。
预洗循环液12流量10000m3/h，经冷却装置冷却后循环液温度48℃，喷淋后烟气温度为50℃，吸收循环液7流量15000m3/h，水洗循环液10流量3400m3/h。水洗循环液71m3/h进入膜分离装置，采用多介质过滤、纳滤膜分离系统，膜分离后清液60m3/h返回水洗循环槽或去工艺水总管，浓液进入氧化循环槽；冷却降温段溶液送入蒸发结晶系统，蒸发冷凝水去水洗循环槽或外排。硫酸铵成品23产量为30t/h。
冷却降温段4出口烟气温度控制为50℃，水洗循环液10硫铵浓度控制在0.3％以下。
采用此方法，净烟气出口8氨逃逸小于3mg/Nm3、尘含量小于4mg/Nm3，SO2含量35mg/Nm3，蒸发结晶系统17蒸发量为213t/h。
实施例3：一种膜分离应用于氨法脱硫的方法及装置
如图3，装置由脱硫塔和膜分离装置组成，烟气从冷却降温段4进入，被预洗循环液12降温洗涤到50℃，再经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、水洗除雾段6被水洗循环液10除去细微颗粒物后排出；预洗循环液12主要为烟气冷凝液，预洗循环液12通过膜分离装置24净化后清液去工艺水总管，浓液去吸收氧化系统。
吸收循环液7在氧化系统氧化，并从氧化系统氧化设备2不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
水洗除雾段6通过工艺水15补入，水洗循环液10通过膜分离装置24净化后，清液回水洗槽3或去工艺水总管，浓液去吸收氧化系统。
烟气的水含量、吸收温度通过换热设备18控制。
部分吸收循环液7经蒸发结晶系统17后送硫铵后处理系统16，经固液分离、离心、干燥、包装得到硫酸铵成品23。
主要烟气及操作条件如下：烟气量2100000Nm3/h，温度158℃，水含量21.6％，SO2浓度6800mg/Nm3。预洗循环液12流量10000m3/h，循环管线上的冷却装置将循环液冷却到48℃，喷淋烟气后，烟气温度为50℃；烟气中的水冷凝析出，一并进入循环液中，多余的循环液173m3/h进入膜分离装置，采用氨水调节PH为4，进入多介质过滤、纳滤膜、反渗透分离系统，清液进入工艺水总管用于其它单元或用于水洗补水，清液回收率85％，浓液进入吸收段。
吸收循环液7流量15000m3/h；水洗循环液10流量3400m3/h。水洗循环液71m3/h进入膜分离装置，膜分离后清液60m3/h返回水洗循环槽，浓液进入氧化循环槽；吸收段溶液送入蒸发结晶系统，蒸发冷凝水去水洗循环槽或外排。硫酸铵成品23产量为30t/h。
冷区降温段4出口烟气温度控制为50℃，水洗循环液10硫铵浓度控制在0.3％以下。
采用此方法，净烟气出口8氨逃逸指标3mg/Nm3、尘含量4mg/Nm3，SO2含量35mg/Nm3，蒸发结晶系统17蒸发量为67t/h。
实施例4：一种膜分离应用于氨法脱硫的方法及装置
如图4，装置由脱硫塔和膜分离装置组成，烟气从冷却降温段4进入，被预洗循环液12降温洗涤，再经吸收段5被吸收循环液7降温洗涤同时脱硫、水洗除雾段6被水洗循环液10除去细微颗粒物后排出；
烟气通过预洗循环液12和吸收循环液7冷却至适宜温度。吸收循环管线上设有冷却装置，采用冷却后的浓缩循环液进行喷淋，烟气的水含量、吸收温度通过换热设备18控制。
吸收循环液7在氧化系统2氧化，并从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。部分吸收循环液7通过膜分离装置24提浓后，净水去工艺水总管，浓液去冷却降温段。
水洗除雾段6通过工艺水15补入。
部分预洗循环液12经蒸发结晶系统17后送硫铵后处理系统16，经固液分离、离心、干燥、包装得到硫酸铵成品23。
烟气参数及操作条件如下：2100000Nm3/h，温度158℃，水含量21.6％，SO2浓度6800mg/Nm3。
预洗循环液12流量10000m3/h，吸收循环液7流量15000m3/h，水洗循环液10流量3400m3/h，预洗循环液和吸收循环液管道上的冷却装置将烟气温度降至50℃。吸收循环液143m3/h进入膜分离装置，采用多介质过滤、纳滤膜、反渗透分离系统，膜分离后清液57m3/h返回工艺水总管，浓液进入冷却降温段，浓度为26％；冷却降温段溶液送入蒸发结晶系统，蒸发冷凝水去水洗循环槽或外排。硫酸铵成品23产量为30t/h。
冷却降温段4出口烟气温度控制为50℃，水洗循环液10硫铵浓度控制在0.5％以下。
采用此方法，净烟气出口8氨逃逸指标3mg/Nm3、尘含量5mg/Nm3，SO2含量35mg/Nm3，蒸发结晶系统17蒸发量为206t/h。
实施例5：一种膜分离应用于氨法脱硫的方法及装置
如图5，装置由脱硫塔和膜分离装置组成，烟气从冷却降温段4进入，被预洗循环液12降温洗涤，再经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、水洗除雾段6被水洗循环液10除去细微颗粒物后排出；
烟气通过预洗循环液12冷却至适宜温度。预洗循环管线上设有冷却装置，采用冷却后的预洗循环液进行喷淋，烟气的水含量、吸收温度通过换热设备18控制。
吸收循环液7在氧化系统2氧化，并从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
水洗除雾段6通过工艺水15补入。
部分预洗循环液经膜分离装置24处理后，清夜去工艺水总管，浓液去蒸发结晶系统17。经蒸发结晶后送硫铵后处理系统16，经固液分离、离心、干燥、包装得到硫酸铵成品23。
烟气参数及操作条件如下：2100000Nm3/h，温度158℃，水含量21.6％，SO2浓度6800mg/Nm3。
预洗循环液12流量10000m3/h，经冷却装置冷却后循环液温度48℃，喷淋后烟气温度为50℃，吸收循环液7流量15000m3/h，水洗循环液10流量3400m3/h。浓缩循环液263m3/h进入膜分离装置，采用多介质过滤、纳滤膜、反渗透分离系统，膜分离后清液171m3/h返回水洗循环槽或工艺水总管，浓液进入蒸发结晶系统17，浓度为25％，蒸发冷凝水去水洗循环槽或外排。硫酸铵成品23产量为30t/h。
冷却降温段4出口烟气温度控制为50℃，水洗循环液10硫铵浓度控制在0.3％以下。
采用此方法，净烟气出口8氨逃逸指标3mg/Nm3、尘含量4mg/Nm3，SO2含量35mg/Nm3，蒸发结晶系统蒸发量为92t/h。
实施例6：对比实施例
如图6，装置由常规脱硫塔组成，烟气从冷却降温段4进入，被预洗循环液12降温洗涤，再经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、水洗除雾段6被水洗循环液10除去细微颗粒物后排出；
吸收循环液7在氧化系统2氧化，并从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
水洗除雾段6通过工艺水15补入，水洗循环液喷淋水洗脱除气溶胶和颗粒物。
部分预洗循环液12经蒸发结晶系统17后送硫铵后处理系统16，经固液分离、离心、干燥、包装得到硫酸铵成品23。
烟气参数及操作条件如下：2100000Nm3/h，温度158℃，水含量21.6％，SO2浓度6800mg/Nm3。
预洗循环液12流量10000m3/h，喷淋后烟气温度为66℃，吸收循环液7流量15000m3/h，水洗循环液10流量3400m3/h。硫酸铵成品23产量为30t/h。另需外界补充水量87t/h。
冷却降温段4出口烟气温度控制为66℃，塔内饱和结晶。采用此方法，净烟气出口8氨逃逸10mg/Nm3、尘含量25mg/Nm3，SO2含量100mg/Nm3。

Claims (15)

1.一种膜分离装置应用于氨法脱硫的方法，其特征在于：膜分离装置应用于氨法脱硫装置循环液的净化。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，膜分离装置包括超滤装置、纳滤装置、反渗透装置或其组合。
3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，膜分离装置设置预处理设备，包括沉淀、沙滤、超滤，和/或温度、PH调节设备。
4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，还包括脱硫塔，脱硫塔包括冷却降温段、吸收段、水洗除雾段，膜分离装置与脱硫塔任意一段或多段相连；分离的浓液与脱硫塔中任意一段或多段相连，清液与脱硫塔水洗除雾段或工艺水系统相连。
5.如权利要求4所述的方法，其特征在于，脱硫塔至少一段设有冷却降温设备，排烟温度为40-60℃。
6.如权利要求4所述的方法，其特征在于，入脱硫塔烟气水含量≥8％，优选≥12％，更优选≥15％。
7.如权利要求4所述的方法，其特征在于，循环液进入膜分离装置前加氨调节PH>2,优选3-7。
8.如权利要求1所述的方法，其特征在于，膜分离装置的操作温度10-55℃，优选30-50℃。
9.一种将膜分离装置应用于氨法脱硫的方法，包括氨法脱硫装置和膜分离装置，氨法脱硫装置包括吸收塔，吸收塔使用循环液脱硫，水洗循环液洗涤脱硫后的烟气，其特征在于：将氨法脱硫装置循环液送入膜分离装置处理，处理后浓液返回氨法脱硫装置，膜分离装置清液送工艺水系统或水洗循环液。
10.如权利要求9所述的方法，其特征在于，水洗循环液的(亚)硫酸铵、亚硫酸氢铵浓度之和为0.01-30g/L。
11.如权利要求9所述的方法，其特征在于，水洗循环液的硬度(以CaCO3计)1-4mmol/L，优选1.5-2.5mmol/L。
12.如权利要求1所述的方法，其特征在于，膜分离装置用于处理水洗循环液、预洗循环液、吸收循环液或浓缩循环液。
13.一种氨法脱硫循环液净化方法，包括如下步骤：
1)循环液洗涤初步净化后的烟气，脱除烟气中的SO2，并在进一步水洗循环液洗涤、除雾后排出烟气；
2)将部分循环液送膜分离装置净化，净化得到的浓液返回循环液，清液送工艺水系统或作为水洗循环液的补水；
3)通过调节水洗循环液的补水量和补水水质，控制水洗循环液的(亚)硫酸铵、亚硫酸氢铵浓度之和为0.01-30g/L。
14.如权利要求13所述的方法，其特征在于，入脱硫塔烟气水含量≥8％，优选≥12％，更优选≥15％。
15.如权利要求13所述的方法，其特征在于，膜分离装置用于处理水洗循环液、预洗循环液、吸收循环液或浓缩循环液。
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