CN214972862U - 一种脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型公开了一种脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，该装置包括凝液回收塔和脱硫塔；凝液回收塔自下而上依次包括洗涤段及冷凝段；脱硫塔自下而上依次包括氧化段、一级吸收段、二级吸收段及除雾段；凝液回收塔的洗涤段设置烟气入口，凝液回收塔的洗涤段与脱硫塔的除雾段连接，凝液回收塔出口与脱硫塔的一级吸收段连接。本实用新型的装置实现分部脱除高湿度烟气中的强酸性气体(SO₃、HCl等)、冷凝水及弱酸性气体(SO₂)等组分，并使回收的冷凝水经过简单的物化处理后，水质就能满足《城市污水再生利用工业用水水质》(GB/T 19923‑2005)要求。

Description

一种脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置

技术领域

本实用新型涉及一种脱除烟气中硫氧化物的装置，尤其涉及一种脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置。

背景技术

硫污染指硫及其化合物在环境中所造成的污染。硫在地壳中分布很广，各种矿物燃料(煤和石油等)都含有硫。硫在环境中大量以硫氧化物存在，还有部分以硫化氢与有机硫(如硫醇、硫醚、二甲硫等)存在，并发生刺激性很强的恶臭污染。硫在大气中的重要污染物是二氧化硫。

烟气中硫氧化物污染物主要是二氧化硫和三氧化硫。其中主体为二氧化硫，主要来自矿物燃料燃烧、含硫矿石冶炼、石油炼化硫回收焚烧尾气和硫酸、磷肥生产等。全世界SO₂的人为排放量每年约1.5亿吨，矿物燃料燃烧产生的SO₂占70％以上。

对于烟气中硫氧化物的脱除，目前主流的工艺为湿法脱硫工艺，但对于高氢含硫燃料焚烧产生的高湿度烟气中含硫氧化物的脱除(如石油炼化硫回收焚烧尾气)，由于烟气中水含量(体积分数)一般在25％以上，此时对应的烟气水露点温度在65℃，酸露点温度在150℃左右，为避免酸腐蚀，一般入塔前原烟气温度在200℃以上，为使进入脱硫塔的烟气温度控制在脱硫反应最适温度窗口从而保证脱硫效率，一般方法为通过大量低浓度吸收液或工艺水循环喷淋降温至脱硫反应最适温度窗口，此过程大量的冷凝水及强酸性气体进入到吸收液或循环工艺水中，而导致此部分脱硫溶液浓度较低无法达到饱和浓度，需通过外部热源蒸发结晶后再离心干燥生产商品硫酸盐固体，能耗较大，且生产过程产生的高氨氮高硫酸盐废水处理困难。

实用新型内容

实用新型目的：本实用新型的目的为提供一种实现分部脱除高湿度烟气中的强酸性气体(SO₃、HCl等)、冷凝水及弱酸性气体(SO₂)等组分，并回收冷凝水的脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置。

技术方案：本实用新型的脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，包括凝液回收塔和脱硫塔；

凝液回收塔自下而上依次包括洗涤段及冷凝段；

脱硫塔自下而上依次包括氧化段、一级吸收段、二级吸收段及除雾段；凝液回收塔的洗涤段设置烟气入口，凝液回收塔的洗涤段与脱硫塔的除雾段连接，凝液回收塔出口与脱硫塔的一级吸收段连接。

进一步地，洗涤段包括自下而上依次为填料、洗涤液喷淋层及除雾器；冷凝段自下而上依次为集液盘、填料、喷淋层及除雾器。洗涤段主要功能是脱除烟气中的98％以上的强酸性气体(SO₃、HCl等)及烟尘(若有)，同时使携带至冷凝段的雾滴含量小于20mg/Nm³，洗涤段可以为一段洗涤也可以为多段洗涤，各洗涤段之间通过集液盘实现气液分离，具体由入口烟气中强酸性气体(SO₃、HCl等)及烟尘(若有)浓度确定，冷凝段主要功能是使烟气温度降低至露点温度以下且满足脱硫塔入口烟气最适温度，并脱除烟气中的冷凝水。

氧化段内部设有吸收剂分布管和氧化空气分布管，一级吸收液循环泵入口设置在氧化段中上部液位处，母液输送泵入口设置在氧化段底部液位处；一级吸收段自下而上依次为一级吸收段喷淋层及集液盘底部反冲洗喷淋层，反冲洗喷淋液作为氧化段及一级吸收段的补液；二级吸收段自下而上依次为二级吸收段喷淋层及除雾器；除雾段自下而上依次为填料、洗涤喷淋层、除雾器及换热器。

氧化段的主要功能是对脱硫后吸收液氧化中和生成硫酸盐，并通过反应产物的增加及反应过程产生的反应热实现浆液提浓至过饱和，同时通过吸入口设置的高度不同，实现浆液在氧化段不同液位处的氧化率、PH值及密度的差异化分布，从而保证母液输送泵输出浆液氧化率及含固量满足硫酸盐后处理设施要求，并使一级吸收液中亚硫酸根离子浓度满足脱除烟气中大部分二氧化硫的要求。

一级吸收段主要功能是脱除烟气中大部分二氧化硫，由于一级吸收段循环喷淋为过饱和溶液，集液盘气窗位置可能形成硫铵晶垢而使烟气通过集液盘时的阻力增加，所以需定期通过集液盘底部反冲洗喷淋层去除集液盘气窗位置形成的硫铵晶垢，同时此部分反冲洗喷淋液作为氧化段及一级吸收段的补液而使氧化段维持在稳定液位。二级吸收段主要功能是脱除烟气中剩余的二氧化硫并通过除雾器去除烟气中夹带的吸收液雾滴。除雾段主要功能是脱除烟气中逃逸氨(氨法脱硫中存在)、高浓度硫酸盐雾滴及气溶胶，及通过换热器与高温洗涤液换热升温，使排烟温度高于净烟气露点温度5～10℃，实现烟气消白。

脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置还包括凝液回收罐、吸收罐、SO₂吹脱罐、PH值调节罐、凝液换热器、膜处理设施、洗涤液循环泵、冷凝液循环泵、一级吸收液循环泵、二级吸收液循环泵、母液输送泵、加压泵及循环烟气风机。

SO₂吹脱罐由罐本体、换热盘管(吹脱汽为低压蒸汽时不含)、吹脱气(汽)体分布管组成，其主要功能是吹脱溶解于冷凝水中的SO₂气体，高温洗涤液通过换热盘管对SO₂吹脱罐中的冷凝水加热至80℃左右，并通过通入吹脱气体使溶解于冷凝水中的SO₂吹脱至气相中，相应含SO₂吹脱气体通过管路返回至凝液回收塔中。

作为优选，吹脱气(汽)体应采用不含氧及酸性气的洁净气(汽)体，宜采用洁净氮气或低压蒸汽，当采用洁净氮气为吹脱气体时，吹脱SO₂后气体宜通过低温低浓度碱液洗涤脱除SO₂后重复利用。作为优选，凝液回收塔洗涤段填料宜选用蓄热性能及导热性能好的材料，如陶瓷填料。

在凝液回收塔洗涤段顶部与烟气入口之间设置循环烟气风机。从凝液回收塔洗涤段除雾器顶部抽取部分烟气与高温原烟气混合，从而降低入口烟气的温度，使烟气中的热能更多的以洗涤液升温的显热形式被带走，从而降低冷凝段的换热负荷，同时烟气循环后降低了入口烟气中的强酸性气体(SO₃、HCl等)及烟尘(若有)的浓度，烟气流速不变条件下，相应脱除效率有较大提高。作为优选，若入口原烟气中强酸性气体(SO₃、HCl等)浓度≥200mg/Nm³、烟气中烟尘浓度≥5mg/Nm³或脱硫剂为液氨或氨水时，凝液回收塔洗涤段宜为两段及以上，各洗涤段之间通过集液盘实现气液分离，从而保证冷凝段中冷凝水氨氮浓度≤10mg/L，进入冷凝段中的烟气中强酸性气体(SO₃、HCl等)浓度≤5mg/Nm³，烟气中烟尘浓度≤1mg/Nm³。

作为优选，若入口原烟气中含有烟尘时，宜设置烟尘过滤设施去除洗涤液中烟尘。

通过凝液换热器对循环冷凝水降温，可采用空气冷却或循环水进行换热。

脱硫塔氧化段、一级吸收段及二级吸收段、吸收罐及相应管线阀门宜保温处理，减少相应区域的热耗散，使反应过程产生的反应热在循环喷淋过程中主要用于吸收液中水分的蒸发，从而保证装置的水平衡。

对于吸收并氧化二氧化硫的反应热较高的脱硫工艺(如氨法脱除高浓度二氧化硫烟气)，宜通过反应热对吸收液的蒸发提浓，实现塔内饱和结晶，降低生产能耗；对于脱硫副产物为溶解度较低的物质的脱硫工艺(如钙法)，宜将离心脱水设施产生的部分滤液调PH沉淀处理后返回至洗涤段，实现装置的水平衡，而使装置稳定运行；对于吸收并氧化二氧化硫的反应热较少的脱硫工艺，如入口烟气温度较高(一般要求原烟气温度需比酸露点温度高100℃以上)，可设置喷雾干燥设施，利用前端高温原烟气余热直接将脱硫后产生的硫酸盐溶液干燥得到固体硫酸盐，具体工艺流程见附图2，如入口原烟气温度仅高于酸露点温度高20℃左右时，可在洗涤塔前端设置浓缩设施，通过原烟气与脱硫后产生的硫酸盐溶液直接接触换热，将硫酸盐溶液提浓至过饱和后输送至副产物离心脱水设施生产商品硫酸盐固体，离心脱水设施产生的饱和滤液返回浓缩设施，具体工艺流程见图3。

有益效果：与现有技术相比，本实用新型具有如下显著优点：

(1)装置实现分部脱除高湿度烟气中的强酸性气体(SO₃、HCl等)、冷凝水及弱酸性气体(SO₂)等组分，使烟气排放指标满足所属行业大气污染物排放指标要求，并使回收的冷凝水经过简单的物化处理后，水质就能满足《城市污水再生利用工业用水水质》(GB/T19923-2005)要求，实现装置废水零排放；

(2)由于烟气中烟尘在凝液回收塔洗涤段中被去除，从而保证了后处理设施生产的副产物硫酸盐固体杂质含量低，提高了产品品质，商业价值高；

(3)通过凝液回收塔对高湿度原烟气中的大部分水蒸汽冷凝回收，降低了进入脱硫塔烟气的体积流量，在脱硫塔烟气流速不变下，脱硫塔直径减少，降低了脱硫塔设备投资；

(4)通过凝液回收塔对高湿度原烟气中的降温，使脱硫塔入口烟气温度降低至最适温度区间，从而保证了脱硫塔的脱硫效率；

(5)通过凝液回收塔对高湿度原烟气中的预处理，降低了高湿度原烟气温度、湿度、强酸性气体(SO₃、HCl等)浓度及烟尘浓度变化对脱硫塔的影响，提高了装置的运行稳定性；

(6)对于氨法脱硫工艺，此装置在凝液回收塔洗涤段中对烟气中的强酸性气体(SO₃、HCl等)进行了脱除，从源头消减脱硫过程气溶胶的产生。

附图说明

图1为本实用新型的脱除高湿度烟气中硫氧化物的工艺流程示意图；

图2为本实用新型的脱除高温高湿度烟气中硫氧化物的低反应热脱硫工艺流程示意图；

图3为本实用新型的脱除中温高湿度烟气中硫氧化物的低反应热脱硫工艺流程示意图。

具体实施方式

下面结合实施例对本实用新型的技术方案作进一步说明。

用于某炼化企业硫回收焚烧后尾气氨法脱硫装置侧线处理装置，液氨作为脱硫剂，副产物为硫酸铵，烟气处理量为1000Nm³/h(湿基)，原烟气中水蒸汽体积分数为28.5％、温度为200℃、SO₂含量为10000mg/Nm³，SO₃含量为200mg/Nm³，烟气中无烟尘。

流程参见图1，该图示为本实用新型脱除高湿度烟气中硫氧化物的工艺流程：

原烟气进入凝液回收塔1洗涤段2，洗涤段2为两段洗涤，各洗涤段之间通过集液盘实现气液分离，其中凝液回收塔1一段洗涤液与脱硫塔2除雾段洗涤液共用，同时脱除凝液回收塔1烟气中的强酸性气体及脱除脱硫塔4烟气中的逃逸氨，一段洗涤液补水来自二段洗涤液，一段洗涤液无需外源补充吸收剂，PH值稳定在2.8至3.2左右，循环量为2.5Nm³/h，洗涤液中溶解性总固体含量≤30000mg/L，二段洗涤液补水来自凝液回收塔1冷凝段3冷凝水，PH值稳定在2.5至2.8左右，循环量为3Nm³/h，洗涤液中溶解性总固体含量≤3000mg/L，洗涤后烟气通过除雾器去除烟气中夹带的洗涤液雾滴进入凝液回收塔1冷凝段3；

经过洗涤段2处理后的近饱和湿烟气进入凝液回收塔1冷凝段3与低温循环冷凝水逆流接触，烟气温度降低至50℃，烟气冷凝水产量约170kg/h，其中约111kg/h冷凝水用于装置补水，其余59kg/h冷凝水经过加热、吹脱及加碱液调PH值后作为企业工业用水回用；3)冷凝后烟气进入脱硫塔4一级吸收段6及二级吸收段7脱除烟气中二氧化硫，脱硫吸收液通过氧化浓缩后输送至副产物离心脱水设施生产商品硫酸盐固体21kg/h；4)脱除二氧化硫后的烟气进入除雾段，通过温度为70℃左右的洗涤液循环喷淋脱除烟气夹带至除雾段的逃逸氨、高浓度硫酸盐雾滴、气溶胶，并提高烟气温度至60℃左右，洗涤液循环量为2.5Nm³/h，洗涤后的烟气经过除雾器除雾后通过换热器加热至65℃，实现烟气消白。

装置投运后，脱硫塔出口烟气SO₂浓度25mg/Nm³、粉尘浓度5mg/Nm³、氨逃逸浓度3mg/Nm³，优于《石油化学工业污染物排放标准》(GB 31571-2015)相关要求；烟气排烟温度为65℃，高于净烟气露点温度5℃左右，实现烟气消白；回收冷凝水水质经检测满足《城市污水再生利用工业用水水质》(GB/T 19923-2005)中工艺与产品用水回用水标准，其中硫酸盐浓度≤100mg/Nm³、氯离子浓度≤100mg/Nm³、氨氮浓度≤8mg/L。

Claims (5)

1.一种脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，其特征在于：包括凝液回收塔(1)和脱硫塔(4)；

所述凝液回收塔(1)自下而上依次包括洗涤段(2)及冷凝段(3)；

所述脱硫塔(4)自下而上依次包括氧化段(5)、一级吸收段(6)、二级吸收段(7)及除雾段(8)；所述凝液回收塔(1)的洗涤段(2)设置烟气入口，所述凝液回收塔(1)的洗涤段(2)与脱硫塔(4)的除雾段(8)连接，所述凝液回收塔(1)出口与脱硫塔(4)的一级吸收段(6)连接。

2.根据权利要求1所述脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，其特征在于：所述洗涤段(2)包括自下而上依次为填料、洗涤液喷淋层及除雾器；所述冷凝段(3)自下而上依次为集液盘、填料、喷淋层及除雾器。

3.根据权利要求1所述脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，其特征在于：所述氧化段(5)内部设有吸收液分布管和氧化空气分布管，一级吸收液循环泵入口设置在氧化段(5)中上部液位处，母液输送泵(19)入口设置在氧化段(5)底部液位处；一级吸收段(6)自下而上依次为一级吸收段喷淋层及集液盘底部反冲洗喷淋层，所述反冲洗喷淋液作为氧化段(5)及一级吸收段(6)的补液；所述二级吸收段(7)自下而上依次为二级吸收段喷淋层及除雾器；所述除雾段(8)自下而上依次为填料、洗涤喷淋层、除雾器及换热器。

4.根据权利要求1所述脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，其特征在于：在凝液回收塔(1)洗涤段(2)顶部与烟气入口之间设置循环烟气风机(21)。

5.根据权利要求1所述脱除高湿度烟气中硫氧化物的装置，其特征在于：所述凝液回收塔(1)洗涤段(2)为两段及以上。

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