CN113457399B - 一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，包括冷凝分水系统、氨法吸收脱硫系统和蒸发结晶成型系统；冷凝分水系统包括高温段换热器、低温段换热器、酸性水混合罐和中性水排出泵，高温段换热器和低温段换热器上均设置冷却管道，冷却管道的起端自低温段换热器的另一端往高温段换热器的一端设置，高温段换热器的一端连接低温段换热器的一端，低温段换热器的另一端连接酸性水混合罐，酸性水混合罐的底部连通中性水排出泵；优点是减少在氨法吸收脱硫系统中设备的能耗，同时脱硫塔直径比现有技术缩小约30%，大大降低投入成本。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工行业的含硫尾气处理技术领域，尤其是涉及一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统及方法。
背景技术
氨法脱硫工艺在热电厂应用广泛，现有将该工艺应用在石油化工行业的硫磺回收装置上，但存在排放系统内水蒸气含量高的问题。硫磺回收装置排放的烟气相比电厂烟气二氧化硫含量高、烟气量小、水蒸气含量高，在于H2S在硫磺回收克劳斯工段总的反应为：2H2S +O2→2S + H2O，硫被回收，燃烧后的水蒸气在排放系统内；如果采用烧氨工艺，NH3燃烧后也产生水蒸气，该部分水蒸气在脱硫塔内会冷凝为水。由于硫磺回收装置的原烟气温度达300℃，为控制进入脱硫塔烟气温度在≤160℃，须在烟道上增加稀释风降低烟气温度，在此温度下饱和空气水含量为16%，烟气进入脱硫塔浓缩段后烟气非但带不走水分，原烟气中的水蒸气还会冷凝下来导致液位上升，液位上升至溢流口时不得不将浆液送入料液槽，浆液只能靠蒸发结晶工段进行浓缩，既增加了硫磺回收装置的蒸汽消耗，同时冷凝水比较难处理。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，以解决现有技术中排放系统内水蒸气含量高的问题。
为了实现上述目的，本发明提供了一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，所述排放系统包括：冷凝分水系统、氨法吸收脱硫系统和蒸发结晶成型系统；所述冷凝分水系统包括高温段换热器、低温段换热器、酸性水混合罐和中性水排出泵，所述高温段换热器和所述低温段换热器上均设置冷却管道，所述冷却管道的起端自所述低温段换热器的另一端往所述高温段换热器的一端设置，所述高温段换热器的一端连接所述低温段换热器的一端，所述低温段换热器的另一端连接酸性水混合罐，所述酸性水混合罐的底部连通所述中性水排出泵；经过硫磺回收装置排放的烟气经过所述冷凝分水系统分离液体和分离后烟气，所述液体经过中和后通过所述中性水排出泵排出；所述分离后烟气进入所述氨法吸收脱硫系统进行脱硫，脱硫后的烟气排出，脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统产出硫酸铵产品。
进一步地，在所述冷却管道内采用除盐水或冷凝水进行冷却，在所述酸性水混合罐中加入NaOH进行中和。冷凝水是蒸发结晶成型系统产生的，采用冷凝水利于回收利用，节约成本，降低耗材。烟气中二氧化硫含量高，所以冷凝的水显示酸性，加入NaOH中和至中性水，具有环保性。
进一步地，所述冷却管道沿所述低温段换热器和所述高温段换热器的两者外部或内部进行缠绕式设置。将冷却管道进行缠绕式设置，增加冷却面积和冷却方位上全面。
进一步地，所述高温段冷却器包括第一换热管，所述第一换热管采用316L材质，所述高温段冷却器的壳体内壁浇筑隔热防腐涂料；所述低温段冷却器包括第二换热管，所述第二换热管采用304材质，所述第二换热管的外壁及低温段冷却器的壳体内壁喷涂高性能聚合物耐腐蚀涂层。如此设置，增加耐腐蚀性，从而提供使用寿命。
进一步地，所述氨法吸收脱硫系统包括脱硫塔、二级循环泵、二级吸收泵、一级吸收泵、氨气混合系统和氧化风机，所述脱硫塔自底部起依次设置浓缩层、一级吸收层、二级吸收层、水洗层和排放口，所述浓缩层与所述二级循环泵相连，所述一级吸收层与所述一级吸收泵和氨气混合系统相连，所述二级吸收层与所述二级吸收泵相连，所述二级吸收层与所述二级吸收泵相连，所述水洗层与循环水泵相连，所述水洗层与所述排放口连通，所述氧化风机连通所述浓缩层。
本发明提供了还提供了一种利用上述系统实现硫磺回收装置的氨法脱硫方法，所述方法包括以下步骤：经过硫磺回收装置排放的烟气经过所述高温段换热器和所述低温段换热器冷却至80~90℃，所述烟气分离出液体和分离后烟气，所述液体经过酸性水混合罐进行混合为中性水，所述中性水通过所述中性水排出泵排出；所述分离后烟气进入所述氨法吸收脱硫系统进行脱硫，然后将脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统中进行制备硫酸铵。
进一步地，所述方法包括以下步骤：经过硫磺回收装置排放的烟气经过所述高温段换热器和所述低温段换热器冷却至80~90℃，所述烟气分离出液体和分离后烟气，所述液体经过酸性水混合罐进行混合为中性水，所述中性水通过所述中性水排出泵排出；所述分离后烟气进入所述脱硫塔的浓缩层，所述浓缩层的尾气与所述二级循环泵的出口中的硫酸铵浆液逆向接触，蒸发浆液中的部分水分；所述一级吸收层的烟气与所述一级吸收泵的出口的氨水溶液逆向接触，吸收烟气中的二氧化硫；所述二级吸收层的尾气与所述二级吸收泵的出口的亚硫酸铵溶液逆向接触，吸收烟气中剩余的二氧化硫；所述水洗层的尾气与所述循环水泵的出口的循环水逆向接触，洗涤携带走硫酸铵颗粒及NH3，最终烟气排出；在所述脱硫塔中脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统中进行制备硫酸铵。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
1、常用的技术是烟气脱硫前通过稀释风进行冷却，稀释风约占入脱硫塔总烟气量的1/3。本发明烟气入脱硫塔温度前通过冷凝分水系统进行冷却分离，分离液体后排出。
2、由于本发明不采用稀释风冷却，脱硫塔总烟气量减少，也相应减小脱硫塔的塔径，脱硫塔直径比现有技术缩小约30%，大大降低投入成本。
3、采用冷凝分水系统，冷却水带走高温烟气的部分热量，减少设备能耗。
附图说明
构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
图1为本发明的硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统的流程图；
图2为本发明的冷凝分水系统的结构示意图；
其中，上述附图包括以下附图标识：
冷凝分水系统1、高温段换热器1-1、低温段换热器1-2、酸性水混合罐1-3和中性水排出泵1-4、氨法吸收脱硫系统2、脱硫塔2-1、浓缩层A、一级吸收层B、二级吸收层C、水洗层D和排放口E、二级循环泵2-2、循环槽2-3、二级吸收泵2-4、一级吸收泵2-5、氧化风机2-6、冷凝水泵2-7、冷凝水槽2-8、排出泵2-9、循环水槽2-10、循环水泵2-11，氨水泵2-12和氨水槽2-13、蒸发结晶成型系统3、料液槽3-1、检修槽3-2、地坑3-3、地坑泵3-4、补液泵3-5、硫铵循环泵3-6 、蒸发加热器3-7、蒸发分离室3-8、冷凝器3-9、硫铵成型泵3-10、真空泵3-11、旋流分离器3-12、离心机3-13、干燥床3-14、料仓3-15、包装机3-16、输送机3-17、引风机3-18、旋风分离器3-19。
实施方式
本申请实施例通过提供一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，以解决现有技术中排放系统内水蒸气含量高的问题。
本申请实施例中的技术方案为解决上述排放系统内水蒸气含量高的问题，总体思路如下：
设置冷凝分水系统1，冷凝分水系统1包括高温段换热器1-1、低温段换热器1-2、酸性水混合罐1-3和中性水排出泵1-4，在高温段换热器1-1和低温段换热器1-2上均设置冷却管道，通过冷却管道中的冷却液（例如除盐水或冷凝水）使烟气温度降低到80~90℃，同时烟气在降温时会分离出液体和分离后烟气，液体经过酸性水混合罐1-3进行混合为中性水，再通过中性水排出泵1-4排出，也就是在烟气进入氨法吸收脱硫系统2前将烟气中的水份进行分离，减少在氨法吸收脱硫系统2中设备的能耗，同时脱硫塔2-1直径比现有技术缩小约30%，大大降低投入成本。
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。以下对至少一个示例性实施例的描述实际上仅仅是说明性的，决不作为对本发明及其应用或使用的任何限制。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
如图1所示，一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，包括：冷凝分水系统1、氨法吸收脱硫系统2和蒸发结晶成型系统3；冷凝分水系统1包括高温段换热器1-1、低温段换热器1-2、酸性水混合罐1-3和中性水排出泵1-4，高温段换热器1-1和低温段换热器1-2上均设置冷却管道，冷却管道的起端自低温段换热器1-2的另一端往高温段换热器1-1的一端设置，高温段换热器1-1的一端连接低温段换热器1-2的一端，低温段换热器1-2的另一端连接酸性水混合罐1-3，酸性水混合罐1-3的底部连通中性水排出泵1-4；经过硫磺回收装置排放的烟气经过冷凝分水系统1分离液体和分离后烟气，液体经过中和后通过中性水排出泵1-4排出；分离后烟气进入氨法吸收脱硫系统2进行脱硫，脱硫后的烟气排出，脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统3产出硫酸铵产品。
本发明为实现硫磺回收装置的氨法脱硫的一种方法，使用硫酸铵浆液、氨水溶液和亚硫酸铵吸收烟气中二氧化硫，使烟气达标排放，并获得副产品硫酸铵。详细实施方法如下：经过硫磺回收装置排放的烟气经过高温段换热器1-1和低温段换热器1-2冷却至80~90℃，烟气分离出液体和分离后烟气，液体经过酸性水混合罐1-3进行混合为中性水，中性水通过中性水排出泵1-4排出；分离后烟气进入脱硫塔2-1的浓缩层A，浓缩层A的尾气与二级循环泵2-2的出口中的硫酸铵浆液逆向接触，蒸发浆液中的部分水分；一级吸收层B的烟气与一级吸收泵2-5的出口的氨水溶液逆向接触，吸收烟气中的二氧化硫；二级吸收层C的尾气与二级吸收泵2-4的出口的亚硫酸铵溶液逆向接触，吸收烟气中剩余的二氧化硫；水洗层D的尾气与循环水泵2-11的出口的循环水逆向接触，洗涤携带走硫酸铵颗粒及NH3，最终烟气排出；在脱硫塔2-1中脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统3中进行制备硫酸铵。
来自硫磺回收装置排放的烟气温度达300℃，高温烟气经高温段换热器1-1和低温段换热器1-2与冷凝水换热后冷却至90℃，冷凝下来的酸水进入酸性水混合罐1-3，加入NaOH中和至中性后经中性水排出泵1-4送污水管内。
脱水后的烟气进入脱硫塔2-1，烟气在依次经过脱硫塔2-1的浓缩层A、一级吸收层B、二级吸收层C、水洗层D。在浓缩层A烟气与二级循环泵2-2出口的硫酸铵浆液逆向接触，逆向接触是指气体从下往上走向，液体从上往下喷，二者接触后吸收气体中的二氧化硫，同时蒸发浆液中的部分水分；在一级吸收层B烟气与一级吸收泵2-5出口的氨水溶液逆向接触，吸收其中的二氧化硫，氨水槽2-13中的氨水不断通过氨水泵2-12打入循环槽2-3上部；在二级吸收层C烟气与二级吸收泵2-4出口的亚硫酸铵溶液逆向接触，吸收其中剩余的二氧化硫；在水洗层D烟气与循环水泵2-11出口的循环水逆向接触，洗涤携带走硫酸铵颗粒及NH3；经过浓缩层A、一级吸收层B、二级吸收层C和水洗层D的吸收后，烟气中的二氧化硫含量低于20ppm，烟气排放环保。
为了有效控制氨逃逸问题，采用如下手段：
1、分别在一级吸收泵2-5、二级吸收泵2-4和二级循环泵2-2的出口设置pH计，pH值设置在3-3.5，为实时可控pH值，pH计采用在线pH计。吸收段一级循环A泵pH控制在5.5-6.5，吸收段一级循环E泵pH控制在4-5；
2、脱硫塔2-1的水洗层D采用蒸发结晶冷凝水，冷凝水中含少量硫酸铵，当浓度高时，硫酸铵雾滴会排出烟囱，形成气溶胶，通过控制循环水槽2-10中硫酸铵含量的pH在5-6，不会形成气溶胶，解决氨逃逸问题。
氧化风机2-6将空气鼓入脱硫塔2-1浓缩层A，将亚硫酸铵氧化成为(NH4)2SO4，浓缩层A的硫酸铵浆液经排出泵2-9排入料液槽3-1。
在装置检修时硫铵排出泵2-9排入检修槽3-2，装置内的废液排入地坑3-3，通过地坑泵3-4送至料液槽3-1回收。
在蒸发结晶成型系统3，浆液经硫铵循环泵3-6、蒸发加热器3-7、蒸发分离室3-8不断加热循环，系统中的不凝气经真空泵3-11抽出，在负压状态下利用浆液中的水分蒸发，水蒸气经冷凝器3-9冷凝成液态进入冷凝水槽2-8。
浓缩的硫酸铵浆液经硫铵成型泵3-10进入旋流分离器3-12，进一步分离水分，分水后的硫酸铵依次进入离心机3-13脱水、干燥床3-14干燥、料仓3-15、包装机3-16包装成为产品，皮带输送机3-17输送出厂。由于浓缩的硫酸铵浆液具有强腐蚀性，传统的脱硫塔2-1及脱硫塔2-1内的料液槽3-1采用316L材质，管道、蒸发加热器3-7、蒸发分离室3-8均采用2507双相不锈钢材质，造成投资成本高，且耐腐蚀性弱。本申请中的脱硫塔2-1、脱硫塔2-1内的料液槽3-1、蒸发分离室3-8均采用316L材质，脱硫塔2-1的浓缩层A内壁及接管、料液槽3-1、蒸发分离室3-8内壁均喷涂高性能聚合物耐腐蚀涂层或内衬聚四氟乙烯涂层；管道采用碳钢内衬聚四氟乙烯复合管道，经过材料上替换，彻底解决腐蚀问题，投资成本相应也降低。
旋流分离器3-12分离出的母液进入料液槽3-1继续浓缩。随着不断蒸发、结晶，蒸发补液泵3-5不断向系统补充浆液。
真空泵3-11出口的不凝气送至脱硫塔2-1烟气入口进一步洗涤吸收。
干燥床3-14、料仓3-15、包装机3-16处的粉尘经引风机3-18抽负压、旋风分离器3-19气固分离，分离出的硫酸铵固体颗粒送回料仓3-15，分离后的气体与真空泵3-11出口的不凝气体一起进脱硫塔2-1烟气入口。
冷凝水槽2-8中的冷凝水经冷凝水泵2-7送至低温段换热器1-2和高温段换热器1-1，将冷凝水换热至约120℃、压力0.2MPa，然后进入蒸发加热器3-7给硫酸铵浆液加热，蒸发加热器3-7内的换热器采用石墨材质，石墨材质相较传统氨法脱硫工艺选用的双相不锈钢2507材质，成本减少60%，同时石墨材质耐腐蚀，有效提高了蒸发加热器3-7的使用寿命，相应使得排放系统运行稳定。
采用蒸发结晶产生的冷凝水与高温烟气换热，除去烟气中自带的水分并处理成中性水排至污水处理场，相较现有技术通过蒸发结晶系统蒸发脱除，节约了能耗。将冷凝水换热用于加热蒸发硫酸铵浆液，进一步降低了能耗。
当循环水槽2-10液位降低时，冷凝水经冷凝水泵2-7给循环水槽2-10补液。
需要说明的是，本申请的说明书和权利要求书中的术语“第一”、“第二”等是用于区别类似的对象，而不必用于描述特定的顺序或先后次序。应当理解这样使用的数据在适当情况下可以互换，以便这里描述的本申请的实施方式例如能够以除了在这里图示或描述的那些以外的顺序实施。
以上仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可能有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何的修改、赞同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (7)
1.一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，其特征在于，所述排放系统包括：
冷凝分水系统、氨法吸收脱硫系统和蒸发结晶成型系统；
所述冷凝分水系统包括高温段换热器、低温段换热器、酸性水混合罐和中性水排出泵，所述高温段换热器和所述低温段换热器上均设置冷却管道，所述冷却管道的起端自所述低温段换热器的另一端往所述高温段换热器的一端设置，所述高温段换热器的一端连接所述低温段换热器的一端，所述低温段换热器的另一端连接酸性水混合罐，所述酸性水混合罐的底部连通所述中性水排出泵；
经过硫磺回收装置排放的烟气经过所述冷凝分水系统分离液体和分离后烟气，所述液体经过中和后通过所述中性水排出泵排出；所述分离后烟气进入所述氨法吸收脱硫系统进行脱硫，脱硫后的烟气排出，脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统产出硫酸铵产品；
所述蒸发结晶成型系统包括硫铵循环泵、蒸发加热器、蒸发分离室、真空泵、冷凝器、冷凝水槽、冷凝水泵和循环水槽，浆液经所述硫铵循环泵、所述蒸发加热器和所述蒸发分离室不断加热循环，所述蒸发结晶成型系统中的不凝气经所述真空泵抽出，在负压状态下利用浆液中的水分蒸发，水蒸气经所述冷凝器冷凝成液态进入所述冷凝水槽，所述冷凝水槽的冷凝水经所述冷凝水泵送至所述低温段换热器和所述高温段换热器，然后进入所述蒸发加热器给硫酸铵浆液加热；当所述循环水槽液位降低时，所述冷凝水泵给所述循环水槽补液。
2.根据权利要求1所述的一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，其特征在于，在所述冷却管道内采用除盐水或冷凝水进行冷却，在所述酸性水混合罐中加入NaOH进行中和。
3.根据权利要求2所述的一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，其特征在于，所述冷却管道沿所述低温段换热器和所述高温段换热器的两者外部或内部进行缠绕式设置。
4.根据权利要求1至3任一项所述的一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，其特征在于，所述高温段冷却器包括第一换热管，所述第一换热管采用316L材质，所述高温段冷却器的壳体内壁浇筑隔热防腐涂料；所述低温段冷却器包括第二换热管，所述第二换热管采用304材质，所述第二换热管的外壁及低温段冷却器的壳体内壁喷涂高性能聚合物耐腐蚀涂层。
5.根据权利要求1所述的一种硫磺回收装置的氨法脱硫排放系统，其特征在于，所述氨法吸收脱硫系统包括脱硫塔、二级循环泵、二级吸收泵、一级吸收泵、氨气混合系统和氧化风机，所述脱硫塔自底部起依次设置浓缩层、一级吸收层、二级吸收层、水洗层和排放口，所述浓缩层与所述二级循环泵相连，所述一级吸收层与所述一级吸收泵和氨气混合系统相连，所述二级吸收层与所述二级吸收泵相连，所述二级吸收层与所述二级吸收泵相连，所述水洗层与循环水泵相连，所述水洗层与所述排放口连通，所述氧化风机连通所述浓缩层。
6.一种利用权利要求1所述的系统实现硫磺回收装置的氨法脱硫方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
经过硫磺回收装置排放的烟气经过所述高温段换热器和所述低温段换热器冷却至80~90℃，所述烟气分离出液体和分离后烟气，所述液体经过酸性水混合罐进行混合为中性水，所述中性水通过所述中性水排出泵排出；
所述分离后烟气进入所述氨法吸收脱硫系统进行脱硫，然后将脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统中进行制备硫酸铵。
7.一种利用权利要求5所述的系统实现硫磺回收装置的氨法脱硫方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
经过硫磺回收装置排放的烟气经过所述高温段换热器和所述低温段换热器冷却至80~90℃，所述烟气分离出液体和分离后烟气，所述液体经过酸性水混合罐进行混合为中性水，所述中性水通过所述中性水排出泵排出；
所述分离后烟气进入所述脱硫塔的浓缩层，所述浓缩层的尾气与所述二级循环泵的出口中的硫酸铵浆液逆向接触，蒸发浆液中的部分水分；所述一级吸收层的烟气与所述一级吸收泵的出口的氨水溶液逆向接触，吸收烟气中的二氧化硫；所述二级吸收层的尾气与所述二级吸收泵的出口的亚硫酸铵溶液逆向接触，吸收烟气中剩余的二氧化硫；所述水洗层的尾气与所述循环水泵的出口的循环水逆向接触，洗涤携带走硫酸铵颗粒及NH3，最终烟气排出；
在所述脱硫塔中脱硫后的溶液输送至蒸发结晶成型系统中进行制备硫酸铵。
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