WO2013053235A1

WO2013053235A1 - 一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的工艺

Info

Publication number: WO2013053235A1
Application number: PCT/CN2012/076048
Authority: WO
Inventors: 张志炳; 周政; 钱红亮; 吴平铿
Original assignee: 南京大学
Priority date: 2011-10-11
Filing date: 2012-05-25
Publication date: 2013-04-18
Also published as: CN102343201A

Abstract

一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的工艺，它是将烟道气通入到换热器Ⅰ中，烟道气的温度降低，进入脱硫吸收塔，而换热器管程中的水被加热汽化进入分相器，换热器和分相器组合成废热锅炉，产生的蒸汽压力为3~6大气压，而水蒸汽分成三股分别进入低压汽轮机Ⅰ和低压汽轮机Ⅱ和加热器，水蒸汽驱动低压汽轮机Ⅰ，作为制冷机的动力源，得到冷冻水，冷冻水则分别作为脱硫吸收塔、脱硝吸收塔和CO₂吸收塔的冷媒，使得它们的温度分别保持在各自所需的温度，第二股水蒸汽用于驱动低压汽轮机Ⅱ，压缩脱硫后的烟道气，并进入脱硝吸收塔，以脱除NO_x,同时产生稀硝酸，第三股蒸汽通过加热器H1为CO₂再生塔提供热源，以再生CO₂吸收液，循环使用，同时产生和收集CO₂。

Description

一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的工艺

技术领域

本发明涉及一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的工艺。背景技术

我国是世界上少数几个以煤说炭为主要能源的国家之一，是世界上最大的煤炭生产国和消费国。煤炭在我国的能源结构中仍占很大比例，我国以煤炭为主的能源消耗结构是引起我国大气污染日趋严重的最重要原因。据统计，我国 90%二氧化硫、 67%氮氧化物、 70%烟尘排放量来自于书煤炭的燃烧。其中，燃煤电站、燃煤工业锅炉、燃煤炉窑等烟气排放污染问题最为突出。以 2001-2010这 10年为样本，中国每年的发电量，煤电占了大约 75%。随着我国的工业化步伐加快，用电量也不断增加，需要用于发电的煤也就越来越多，由此导致的烟道气的排放对大气的污染也相应日益加重。以 100万千瓦燃煤发电厂为例，其二氧化硫排放量为 2.6万吨每年，氮氧化物排放量为 1.4万吨每年，二氧化碳排放量为 600万吨每年。而燃煤发电厂排放的烟道气中二氧化碳是引起温室效应的主要物质， S0₂、 NOx 又是造成大气污染如酸雨和光化学烟雾的主要来源。如何消除这些污染是一个亟待解决的问题。而燃煤发电厂排出的烟道气含有一定的余热，直接排放浪费了其中巨量的潜热，不符合节能的要求。针对以上情况，本发明提出一种利用烟道气余热脱除其所含的酸性气体的新工艺，该工艺既能充分利用烟道气中的余热，又能脱除烟道气中的硫氧化物、氮氧化物和 co₂，使得烟道气达到排放标准，符合节能减排的要求。同时部分回收利用其中的酸性物质，得到硝酸产品及 co₂。用于化工和现代农业等多个领域作为原料，从而创造价值。发明内容

本发明的目的是提供一种利用烟道气余热脱除其自身所含的酸性气体的新工艺，主要脱除硫氧化物、氮氧化物和二氧化碳，使烟道气排放达到相应的国家标准，并回收其中有用的化学资源。为实现上述目标，本发明的技术方案如下：

一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的工艺，它是由脱硫系统、脱硝系统和脱碳系统所组成。其流程如图 1所示，它包括以下步骤：

( 1 ) 烟道气首先经过电除尘装置，除去烟道气中的大部分灰尘，再将烟道气通过管道 2通入到换热器 I E1 中，水走管程，烟道气走壳程，经过换热后，烟道气的温度降低，进入脱硫吸收塔 Tl，而管程中的水被加热汽化后进入分相器 VI中，分相后的水返回到换热器 I E1中，换热器 E1和分相器 VI组合而成相当于一座废热锅炉，产生的蒸汽压力为 3~6 大气压，而水蒸汽经分流器 I S1 分成三股分别进入低压汽轮机 I TU1和低压汽轮机 II TU2和加热器 HI，水蒸汽驱动低压汽轮机 I TU1，该汽轮机 TU1作为制冷机 C1的动力源，使制冷机 C1 制冷，从而得到冷冻水（冰盐水等），冰盐水则通过分流器 II S2分别被送到冷却器 I C2、冷却器 II C3和冷却器 IIIC4作为脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2和 C0₂ 吸收塔 T3的冷媒，使得脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2和 C0₂吸收塔 T3温度分别保持在各自所需的温度，第二股水蒸汽用于驱动低压汽轮机 II TU2, 该汽轮机 II TU2作为压缩机 C01的动力源，使压缩机 C01做功，并压缩从脱硫吸收塔 T1塔顶排出的烟道气，使其压力由微正压提高到 0.25MPa以上，并进入脱硝吸收塔 T2，以脱除 ΝΟχ, 同时产生稀硝酸，第三股蒸汽通过加热器 HI为 C0₂再生塔 T4提供热源，以再生 C0₂吸收液，循环使用；

(2) 经过换热器 I E1换热的烟道气进入脱硫吸收塔 T1底部，与从脱硫吸收塔 T1顶部管道 3进料的硫吸收液（通常为氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液）充分接触，脱硫后的烟道气从脱硫吸收塔 T1顶部排出，与从管道 12进入的空气混合后（混入空气的量依据烟道气中所含 NO的量由化学计算决定）进入由汽轮机 II TU2驱动的压缩机 C01中，使气体的压强增加到 0.25MPa以上后从底部进入脱硝吸收塔 T2中，而硫吸收液则沿脱硫塔下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用；

(3 ) 加压后的烟道气与空气的混合物进入脱硝吸收塔 T2 后，与经过脱硝吸收塔 T2顶部的管道 5进入的 NOx吸收液（通常为水）逆流接触，从脱硝吸收塔 T2塔顶排出，再进入 C0₂吸收塔 T3，而沿脱硝塔自上而下下降的吸收液（稀硝酸）进入脱硝塔塔底，并通过管道 6输送至硝酸产品储罐； (4)脱硝后的烟道气从底部进入 C0₂吸收塔 T3， C0₂吸收液一般采用热钾碱溶液或有机胺，烟道气中的 C0₂在脱碳塔 T3中被吸收后，从塔顶经管道 7排出，这时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，其中， SOx和 NOx可分别被控制在 50ml/m³和 30ml/m³以下， C0₂则可低于 5000ml/m³以下，从 C0₂吸收塔 T3 自上而下下降的 C0₂吸收液，则通过塔底泵送至换热器 II E2换热后进入 C0₂再生塔 T4上部；

( 5 )在 C0₂再生塔 T4中 C0₂被重新解吸出，从塔顶经过管道 11进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品，再生后的 C0₂吸收液经 T4塔底通过泵 ΠΙΡ3返回换热器 Π Ε2换热后，通过混合器 M2进入脱碳吸收塔 T3循环使用， C0₂再生塔 T4需要的热量由分相器 VI提供的蒸汽经加热器 HI得到，而冷凝下来的液体通过泵 I P1返回混合器 Ml循环使用，冷却器 I C2、冷却器 II C3和冷却器 IIIC4出口的冷媒则经过泵 P2泵回至冷媒制冷机 C1中再次制冷，循环使用。

通过以上五个步骤可以源源不断地利用烟道气中的热源为脱除其中的硫氧化物、氮氧化物和 C0₂提供所需的能源（其中包括热能、压力能和冷能），并使烟气达到排放标准。需要指出的是，以上步骤连续进行，在稳定工况下，五个步骤同时进行，并且有机结合，不是间歇操作，本发明只是为了描述方便才分成五个步骤叙述。

经全流程能量平衡计算，对于 300°C以上的烟道气，烟道气中所含的能量远远高于该过程脱除酸性物质所需的总能量（约为 2倍以上）。因此，考虑能量转换过程的损失和热利用效率的影响，只要流程和设备设计和选型恰当，该过程脱除酸性物质的能量完全可以自给自足。

上述的脱除其酸性气体的工艺，所述的硫氧化物的脱除方法选择氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液（溶液中氢氧化钙和氢氧化钠质量分数为 10-40%、氢氧化钙和氢氧化钠质量比为 4: 1 )作为吸收液，烟道气进吸收塔塔温度为 120°C以上，硫氧化物脱除率为 90%以上。

上述的脱除其酸性气体的工艺，所述的氮氧化物的脱除方法选择使用空气和水作为吸收液，温度保持在 5~30°C。含 NOx的烟道气和空气的比例确定方法如下： 1体积 NO消耗 0.75体积的 0₂， 1体积 N0₂消耗 0.25体积的 0₂, 1体积空气中含 0.2的体积的 0₂。根据烟道气中 NO、 N0₂的含量、比例和流量，计算出理论空气流量，实际空气流量与理论空气流量之比为 1.5~2: 1，从而得出所需的实际空气的量。

上述的脱除其酸性气体的工艺，所述的 C0₂的脱除方法一般采用热钾碱（成分为 K₂C0₃，质量分数为 30%时吸收效果最佳）溶液，或可采用有机胺（工业上应用成熟的一乙醇胺 CMEA)。二乙醇胺 CDEA)、三乙醇胺 (TEA)或 N—甲基二乙醇胺 (MDEA)) 作为吸收液，吸收反应是可逆反应，温度需要保持在各自所需的温度，有机胺作为吸收液温度保持在 20~40°C，而热钾碱溶液温度需保持在 95~105°C。

上述的脱除其酸性气体的工艺，所述的 co₂的再生方法选择使用蒸汽加热，使得温度保持在 110°C左右即可。其原理是吸收 co₂的吸收液形成的物质在溶液温度升高或低压时，反应逆向进行，既可放出 C0₂，溶液又可得到再生。

上述的脱除其酸性气体的工艺，根据烟道气中是否含氮氧化物，决定工艺中是否需要脱硝吸收塔 T2的脱硝步骤。

本发明的利用烟道气余热脱除其酸性气体的新工艺具有以下几点优越之处：

( 1 ) 本发明针对目前煤电项目中烟道气含有大量的硫氧化物、氮氧化物和 C0₂等污染物，如直接排放，会对环境造成严重的污染，目前脱硫、脱硝和脱碳及 C0₂再生在技术上已很成熟，但是由于脱硫、脱硝和脱碳系统需要的是低温高压情况下才能进行，尤其是得到高压体系需要额外消耗能量，另外脱硫、脱硝和脱碳装置采用吸收液吸收方法，由于吸收过程是一个强放热过程，如果在各吸收段不及时转移放出的热量，吸收效果就会不理想。压缩机 C01，冷却器 Cl、 C2、 C3、 C4，加热器 HI都需要额外能量输入。而烟道气自身含有一定的余热，直接排放不符合节能的要求。本发明针对这一情况，通过换热器 E1和分相器 VI 得到加热后的水蒸汽，为压缩机 C01，冷却器 Cl、 C2、 C3、 C4，加热器 HI提供能量来源。新工艺不仅充分利用烟道气中的余热，又能脱除烟道气中的硫氧化物、氮氧化物和 C0₂并收集其中的 C0₂，使得烟道气的达到排放标准，而无需额外的能量输入，符合节能减排的要求。

(2) 文献中脱硫、脱硝、脱碳以及 C0₂再生单独研究很多，一体化技术研究很少。本发明使脱硫系统-脱硝系统 -C0₂吸收系统 -C0₂再生系统有机地耦合在一起，使得烟道气的脱硫、脱硝、脱碳以及 co₂再生一体化。在实际使用中，可根据烟道气中氮氧化物、硫氧化物和 co₂的含量确定需要脱硫、脱硝、脱碳以及 C0₂再生装置的一种或几种。

(3 ) 本专利不是单纯对脱除烟道气中的酸性物质，而是把脱除的酸性物质资源化，部分回收利用其中的酸性物质，得到硝酸产品及 C0₂。用于化工和现代农业等多个领域作为原料，从而创造价值。

附图说明

图 1 为本发明的一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的生产工艺与装置的工艺流程示意图，其中： T1为脱硫吸收塔； T2为脱硝吸收塔； T3为 C0₂吸收塔； T4为 C0₂再生塔； E1为换热器 I ; E2为换热器 Π ; C1为冷冻机； C2为冷却器 I； C3为冷却器 II； C4为冷却器 III; TU1为低压汽轮机 I； TU2为低压汽轮机 Π ; C01为压缩机； P1为泵 I； P2为泵 Π ; P3为泵 III， Ml , M2， M3， M4为混合器， Sl、 S2为分流器， HI为加热器， 1为补充新鲜水进料管道， 2为烟道气进料管道， 3为脱硫吸收液进料管道， 4为硫酸出料管道， 5为脱硝吸收液进料管道， 6 为硝酸出料管道， 7 为脱硫脱硝和脱碳后的烟道气排出管道， 8 为液态水进料管道， 9、 10分别为加入的脱硝吸收液和解吸塔返回的吸收液进料管道， 11为 C0₂收集管道， 12为空气管道。具体实施方式

下面通过实施例对本发明进行具体描述，但不能理解为对本发明专利保护范围的限制。

实施例 1:

现处理烟道气，以体积分数计，其含 C0₂为 13.98%， 0₂为 3.49%, N₂为 72.87%， S0₂为 0.21%， ¾0为 9.45%，烟气量为 1124980 m³/h，烟气温度为 300 °C。由上述含量可知，由于其中不含氮氧化物，含有 S0₂和 C0₂酸性气体，需脱硫吸收塔 T1和 C0₂吸收塔 T3以及 C0₂再生塔 T4，无需脱硝吸收塔 Τ2。烟道气通过管道 2进入换热器 El，使得烟道气的温度由 300°C降为 120°C，同时加热水，得到的水蒸气和液态水的混合物进入分相器 VI，分相后水返回换热器 E1 再循环。蒸汽经分流器 S I分成为两股，一股作为加热源，通过加热器 HI为 C0₂再生塔 T4加热，使得解吸塔 T4温度为 110°C。另一股进入低压汽轮机 I TU1，把热能转化为机械能，使得制冷机 C1制冷，从而得到冰盐水，冰盐水则通过冷却器 C2使脱硫塔 T1保持恒温 120°C，通过冷却器 C4使得 C0₂吸收塔保持恒温 25 V , 防止温度升高不利于硫氧化物和碳氧化物的吸收。经过换热器 I E1 冷却下来的烟道气进入脱硫吸收塔 Tl，脱硫吸收塔 T1采用填料塔，塔径 9.9米，塔高 59.5米，利用溶质质量分数为 20%的氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液作为吸收液，通过管道 3从塔顶进料，其流量为 18585 kg . h- 吸收后硫吸收液沿脱硫吸收塔 T1下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用。脱硫后的烟道气进入 C0₂吸收塔 T3。 C0₂吸收塔 Τ3采用填料塔，直径为 9.8米，塔高为 49米，一乙醇胺 (MEAM乍为吸收液，通过管道 9进入 C0₂ 吸收塔 T3，其流量为 396826 kg ^-¹，吸收后的烟道气从管道 7进入烟囱后排入大气，由于此时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，符合排放标准。从 C0₂ 吸收塔 T3 自上而下下降的 C0₂吸收液，则通过塔底泵送至 E2换热后进入 C0₂ 再生塔 T4上部。利用分相器 VI 中的部分蒸汽提供热源加热，解吸塔 T4塔径 4.3米，塔高 21.5米，塔内温度保持在 110°C左右。在 C0₂再生塔 T4中 C0₂被重新解吸出，流量为 ZSSZSSkg*!^,从塔顶经管道 11进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品。塔底的一乙醇胺 (MEA)通过泵 P3回流到 C0₂吸收塔 T3循环使用。

实施例 2:

现处理烟道气，以体积分数计，其含 C0₂为 7.6%， 0₂为 10%, N₂为 54%， ¾0 为 28%，每立方米含 S0₃质量为 1500 mg，含 NO_x主要为 NO，为 1200 mg，烟气量为 12000 m³/h，烟气温度为 300°C。由上述含量可知，由于其中含有氮氧化物、 S0₂和 C0₂酸性气体，需脱硫吸收塔 T1、脱硝塔吸收 T2、 C0₂吸收塔 T3和 C0₂ 再生塔 T4。先把烟道气通过换热器 El，使得烟道气的温度由 300°C降为 120°C，同时从管道 1经混合器 Ml的水经过换热器 El后被加热，加热后的水和蒸汽的混合物进入分相器 VI，经过分相后的液态水经过混合器 Ml返回换热器 El循环使用。分相后的水蒸汽通过分流器 S 1分为三股，一股作为加热源，经过加热器 HI为 C0₂再生塔 T4加热，第二股进入低压汽轮机 I TU1，该汽轮机 I TU1作为制冷机 CI的动力源，使制冷机 C1制冷，从而得到冷冻水（冰盐水等）。冰盐水则通过分流器 S2分别被送到冷却器 I C2、冷却器 II C3和冷却器 IIIC4作为脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2和 C0₂吸收塔 Τ3的冷媒，使得脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2和 C0₂吸收塔 T3温度分别保持 120°C、 20°C和 25 °C，防止温度升高不利于硫氧化物、氮氧化物和 C0₂的吸收。第三股水蒸汽经过低压汽轮机 II TU2, 该汽轮机 TU2作为压缩机 C01的动力源，使压缩机 C01做功，并压缩从脱硫吸收塔 T1塔顶排出的烟道气，使其压力由微正压提高到 0.25MPa以上，并进入脱硝吸收塔 T2。

经过换热器 El冷却下来的烟道气进入脱硫吸收塔 Tl，采用填料塔，其塔径为 1米，塔高为 7米，利用溶质质量分数为 10%的氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液作为吸收液，通过管道 3从塔顶进料，其流量为 85 kg . h- 吸收后硫吸收液沿脱硫吸收塔 T1下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用。脱硫后的烟道气与从管道 12通入的流量为 66 m³ 的空气混合，进入压缩机 C01加压后进入脱硝吸收塔 T2。脱硝吸收塔 Τ2采用填料塔，塔径为 0.9米，塔高 5米。经塔顶的管道 5通入 ΝΟχ吸收液水。沿脱硝塔自上而下下降的吸收液（稀硝酸）进入脱硝吸收塔 Τ2塔底，并通过管道 6输送至硝酸产品储罐。而脱销后的烟道气从脱硝吸收塔 Τ2塔顶出来，进入 C0₂吸收塔 Τ3。 C0₂吸收塔 Τ3采用填料塔，塔径 1.1米，高 5.5米。二乙醇胺 (DEA)作为吸收液从管道 9经混合器 M2进入 C0₂吸收塔 T3，流量为 2300 kg · h ¹。充分接触后的烟道气从塔顶经过管道 7后从烟 S中排出，由于此时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，符合排放标准。吸收 C0₂的有机胺吸收液从 C0₂吸收塔 T3经过换热器 Π Ε2加热后进入 C0₂再生塔 T4，利用分相器 VI的部分蒸汽加热，使得温度保持在 115 °C左右，解吸后从塔顶的管道 11以流量为 1659 kg . h-¹进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品。塔底的二乙醇胺 (DEA)经过泵 P3经过换热器 II E2换热后，经混合器 M2回流到 C0₂吸收塔 T3循环使用。实施例 3:

现处理烟道气，以体积分数计，其含 C0₂为 12.06%， 0₂为 10.1%, N₂为 60.54%, S0₂为 0.12%， NOx为 0.1%， H₂0为 17.08%，烟气量为 1442650 m³/h，烟气温度为 415 °C。由上述含量可知，由于其中含有氮氧化物、 S0₂和 C0₂酸性气体，需脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 T2、 C0₂吸收塔 Τ3和 C0₂再生塔 Τ4。先把烟道气通过换热器 Ι Ε1，使得烟道气的温度由 415 °C降为 120°C，同时从管道 1经混合器 Ml的水经过换热器 El后被加热，加热后的水和蒸汽的混合物进入分相器 VI，经过分相后的液态水经过混合器 Ml返回换热器 I E1循环使用。分相后的水蒸汽通过分流器 S1分为三股，一股作为加热源，经过加热器 HI为 C0₂ 再生塔 T4加热，第二股进入低压汽轮机 I TU1，该汽轮机 I TU1作为制冷机 C1 的动力源，使制冷机 C1 制冷，从而得到冷冻水（冰盐水等）。冰盐水则通过分流器 S2分别被送到冷却器 I C2、冷却器 II C3和冷却器 IIIC4作为脱硫吸收塔 T1、脱硝吸收塔 T2和 C0₂吸收塔 T3的冷媒，使得脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2 和 C0₂吸收塔 T3温度分别保持 130°C、 30°C和 40°C，防止温度升高不利于硫氧化物、氮氧化物和 C0₂的吸收。第三股水蒸汽经过低压汽轮机 II TU2，该汽轮机 II TU2作为压缩机 C01 的动力源，使压缩机 C01 做功，并压缩从脱硫吸收塔 T1塔顶排出的烟道气，使其压力由微正压提高到 0.25MPa以上，并进入脱硝吸收塔 T2。

经过换热器 I E1冷却下来的烟道气进入脱硫吸收塔 Tl，脱硫吸收塔 T1采用填料塔，塔径 11.29米，塔高 60米，利用溶质质量分数为 40%的氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液作为吸收液，通过管道 3 从塔顶进料，其流量为 13618 kg .1T¹，吸收后硫吸收液沿脱硫吸收塔 T1下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用。脱硫后的烟道气与从管道 12通入的流量为 5500 m³，！!-¹的空气混合，进入压缩机 C01加压后进入脱硝吸收塔 T2。脱硝塔 Τ2采用填料塔，塔径为 10.97米，塔高 48米。经塔顶的管道 5通入 NOx 吸收液水。沿脱硝吸收塔 T2自上而下下降的吸收液（稀硝酸）进入脱硝吸收塔 T2塔底，并通过管道 6输送至硝酸产品储罐。而脱销后的烟道气从脱硝吸收塔 T2塔顶出来，进入 C0₂吸收塔 T3。

脱硝后的烟道气进入 C0₂吸收塔 T3。 C0₂吸收塔 Τ3采用填料塔，直径为 9 米，塔高为 38米，三乙醇胺 (TEAM乍为吸收液，通过管道 9进入 C0₂吸收塔 T3，其流量为 441402 kg，！!-¹，吸收后的烟道气从管道 7进入烟囱后排入大气，由于此时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，符合排放标准。从 C0₂吸收塔 T3 自上而下下降的 C0₂吸收液，则通过塔底泵送至换热器 II E2换热后进入 C0₂再生塔 T4上部。利用分相器中的部分蒸汽提供热源加热，解吸塔 T4塔径 4米，塔高 19米，塔内温度保持在 115 °C左右。在 C0₂再生塔 T4中 C0₂被重新解吸出，流量为 318389 kg . h- 从塔顶经管道 11进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品。塔底的三乙醇胺 (TEA)通过泵 P3回流到 C0₂吸收塔 T3循环使用。实施例 4:

现处理烟道气，以体积分数计，其含 C0₂为 12.06%， 0₂为 10.1%, N₂为 60.54%, S0₂为 0.12%， NOx为 0.1%， H₂0为 17.08%，烟气量为 1442650 m³/h，烟气温度为 360°C。由上述含量可知，由于其中含有氮氧化物、 S0₂和 C0₂酸性气体，需脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 T2、 C0₂吸收塔 Τ3和 C0₂再生塔 Τ4。先把烟道气通过换热器 Ι Ε1，使得烟道气的温度由 360°C降为 120°C，同时从管道 1经混合器 Ml的水经过换热器 I E1后被加热，加热后的水和蒸汽的混合物进入分相器 VI，经过分相后的液态水经过混合器 Ml返回换热器 E1循环使用。分相后的水蒸汽通过分流器 S1分为三股，一股作为加热源，经过加热器 HI为 C0₂ 再生塔 T4加热，第二股进入低压汽轮机 I TU1，该汽轮机 I TU1作为制冷机 C1 的动力源，使制冷机 C1 制冷，从而得到冷冻水（冰盐水等）。冰盐水则通过分流器 S2分别被送到冷却器 I C2、冷却器 II C3和冷却器 IIIC4作为脱硫吸收塔 T1、脱硝吸收塔 T2和 C0₂吸收塔 T3的冷媒，使得脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2 和 C0₂吸收塔 T3温度分别保持 120°C、 25 °C和 95 °C，防止温度升高不利于硫氧化物、氮氧化物和 C0₂的吸收。第三股水蒸汽经过低压汽轮机 II TU2，该汽轮机 TU2作为压缩机 C01的动力源，使压缩机 C01做功，并压缩从脱硫吸收塔 T1 塔顶排出的烟道气，使其压力由微正压提高到 0.25MPa 以上，并进入脱硝吸收塔 T2。

经过换热器 I E1冷却下来的烟道气进入脱硫吸收塔 Tl，脱硫吸收塔 T1采用填料塔，塔径 11.29米，塔高 60米，利用溶质质量分数为 30%的氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液作为吸收液，通过管道 3 从塔顶进料，其流量为 13618 kg .1T¹，吸收后硫吸收液沿脱硫吸收塔 Tl下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用。脱硫后的烟道气与从管道 12通入的流量为 5500 m³，！!-¹的空气混合，进入压缩机 C01加压后进入脱硝吸收塔 T2。脱硝吸收塔 Τ2采用填料塔，塔径为 10.97米，塔高 48米。经塔顶的管道 5通入 NOx 吸收液水。沿脱硝吸收塔自上而下下降的吸收液（稀硝酸）进入脱硝塔塔底，并通过管道 6输送至硝酸产品储罐。而脱销后的烟道气从脱硝吸收塔 T2塔顶出来，进入 C0₂吸收塔 T3。

脱硝后的烟道气进入 C0₂吸收塔 T3。 C0₂吸收塔 T3采用填料塔，直径为 10米，塔高为 48米，热钾碱作为吸收液，通过管道 9进入 C0₂吸收塔 T3，其流量为 3328622 kg，！!-¹，吸收后的烟道气从管道 7进入烟囱后排入大气，由于此时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，符合排放标准。从 C0₂吸收塔 T3 自上而下下降的 C0₂吸收液，则通过塔底泵送至换热器 II E2换热后进入 C0₂再生塔 T4上部。利用分相器中的部分蒸汽提供热源加热，解吸塔 T4塔径 4米，塔高 19米，塔内温度保持在 120°C左右。在 C0₂再生塔 T4中 C0₂被重新解吸出，流量为 318389 kg . h- 从塔顶经管道 11进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品。塔底的热钾碱溶液通过泵 P3 回流到 C0₂吸收塔 T3 循环使用。实施例 5:

现处理烟道气，以体积分数计，其含 C0₂为 7.6%， 0₂为 10%, N₂为 54%， ¾0 为 28%，每立方米含 S0₃质量为 1500 mg，含 NO_x主要为 NO，为 1200 mg，烟气量为 12000 m³/h，烟气温度为 415°C。由上述含量可知，由于其中含有氮氧化物、 S0₂和 C0₂酸性气体，需脱硫吸收塔 T1、脱硝吸收塔 T2、 C0₂吸收塔 T3和 C0₂ 再生塔 T4。先把烟道气通过换热器 I E1，使得烟道气的温度由 415°C降为 120°C，同时从管道 1经混合器 Ml的水经过换热器 I E1后被加热，加热后的水和蒸汽的混合物进入分相器 VI，经过分相后的液态水经过混合器 Ml返回换热器 I E1 循环使用。分相后的水蒸汽通过分流器 S1分为三股，一股作为加热源，经过加热器 HI为 C0₂再生塔 T4加热，第二股进入低压汽轮机 I TU1，该汽轮机 TU1 作为制冷机 CI的动力源，使制冷机 C1制冷，从而得到冷冻水（冰盐水等）。冰盐水则通过分流器 S2分别被送到冷却器 I C2、冷却器 II C3和冷却器 IIIC4作为脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2和 C0₂吸收塔 Τ3的冷媒，使得脱硫吸收塔 Tl、脱硝吸收塔 Τ2和 C0₂吸收塔 T3温度分别保持 130°C、 30°C和 105 °C，防止温度升高不利于硫氧化物、氮氧化物和 C0₂的吸收。第三股水蒸汽经过低压汽轮机 II TU2, 该汽轮机 TU2作为压缩机 C01的动力源，使压缩机 C01做功，并压缩从脱硫吸收塔 T1塔顶排出的烟道气，使其压力由微正压提高到 0.25MPa以上，并进入脱硝吸收塔 T2。

经过换热器 I El冷却下来的烟道气进入脱硫吸收塔 Tl，采用填料塔，其塔径为 1米，塔高为 7米，利用溶质质量分数为 20%的氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液作为吸收液，通过管道 3从塔顶进料，其流量为 85 kg - h ¹ , 吸收后硫吸收液沿脱硫吸收塔 T1下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用。脱硫后的烟道气与从管道 12通入的流量为 66 m³，！!-¹的空气混合，进入压缩机 C01加压后进入脱硝吸收塔 T2。脱硝吸收塔 Τ2采用填料塔，塔径为 0.9米，塔高 5米。经塔顶的管道 5通入 ΝΟχ吸收液水。沿脱硝塔自上而下下降的吸收液（稀硝酸）进入脱硝塔塔底，并通过管道 6输送至硝酸产品储罐。而脱销后的烟道气从脱硝吸收塔 Τ2塔顶出来，进入 C0₂吸收塔 T3。 C0₂ 吸收塔 T3采用填料塔，塔径 1.1米，高 5.5米。热钾碱溶液作为吸收液从管道 9 经混合器 Μ2进入 C0₂吸收塔 Τ3，流量为 17352 kg . h- 充分接触后的烟道气从塔顶经过管道 7 后从烟 S中排出，由于此时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，符合排放标准。吸收 C0₂的热钾碱吸收液从 C0₂吸收塔 T3经过换热器 Π Ε2 加热后进入 C0₂再生塔 T4，利用分相器 VI 的部分蒸汽加热，使得温度保持在

120°C左右， C0₂解吸后从塔顶的管道 11以流量为 1659 kg . h-¹进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品。塔底的热钾碱溶液经过泵 III P3经过换热器 II E2换热后，经混合器 M2回流到 C0₂吸收塔 T3循环使用。

Claims

权利要求书

1. 一种利用烟道气余热脱除其酸性气体的工艺，它是由脱硫系统、脱硝系统和脱碳系统所组成，其特征是它包括以下步骤：

(1) 烟道气首先经过电除尘装置，除去烟道气中的大部分灰尘，再将烟道气通过管道（2) 通入到换热器 I (E1) 中，水走管程，烟道气走壳程，经过换热后，烟道气的温度降低，进入脱硫吸收塔（Tl)，而管程中的水被加热汽化后进入分相器（VI) 中，分相后的水返回到换热器 I (E1) 中，换热器 I (E1) 和分相器（VI)组合而成相当于一座废热锅炉，产生的蒸汽压力为 3~6大气压，而水蒸汽经分流器（S1)分成三股，分别进入低压汽轮机 I (TU1)和低压汽轮机 II (TU2)和加热器（Hl)，水蒸汽驱动低压汽轮机 I (TU1)，该汽轮机（TU1) 作为制冷机（C1) 的动力源，使制冷机（C1) 制冷，从而得到冷冻水，冷冻水则通过分流器（S2)分别被送到冷却器 I (C2)、冷却器 II (C3)和冷却器 III (C4) 作为脱硫吸收塔（Tl)、脱硝吸收塔（Τ2)和 C0₂吸收塔（T3) 的冷媒，使得脱硫吸收塔（Tl)、脱硝吸收塔（Τ2)和 C0₂吸收塔（T3)温度分别保持在各自所需的温度，第二股水蒸汽用于驱动低压汽轮机 Π (TU2), 该汽轮机 II (TU2) 作为压缩机（C01)的动力源，使压缩机（C01)做功，并压缩从脱硫吸收塔（T1) 塔顶排出的烟道气，使其压力由微正压提高到 0.25MPa 以上，并进入脱硝吸收塔（T2)，以脱除 ΝΟχ, 同时产生稀硝酸，第三股蒸汽通过加热器（HI) 为 C0₂ 再生塔（T4) 提供热源，以再生 C0₂吸收液，循环使用；

(2) 经过换热器 I (E1) 换热的烟道气进入脱硫吸收塔（T1) 底部，与从脱硫吸收塔（T1) 顶部管道（3) 进料的硫吸收液（通常为氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液）充分接触，脱硫后的烟道气从脱硫吸收塔（T1) 顶部排出，与从管道 12进入的空气混合后，进入由汽轮机 II (TU2) 驱动的压缩机（C01) 中，使气体的压强增加到 0.25MPa 以上后从底部进入脱硝吸收塔（T2) 中，而硫吸收液则沿脱硫塔下降至塔底部，经过固液分离除去固相，液相可再回到脱硫液配液槽循环使用；

(3) 加压后的烟道气与空气的混合物进入脱硝吸收塔（T2) 后，与经过脱硝吸收塔（T2)顶部的管道（5)进入的 NOx吸收液逆流接触，从脱硝吸收塔（T2) 塔顶排出，再进入 C0₂吸收塔（T3 )，而沿脱硝塔自上而下下降的吸收液（稀硝酸）进入脱硝塔塔底，并通过管道（6) 输送至硝酸产品储罐；

(4) 脱硝后的烟道气从底部进入 C0₂吸收塔（T3 )， C0₂吸收液一般采用热钾碱溶液或有机胺，烟道气中的 C0₂在脱碳塔（T3 ) 中被吸收后，从塔顶经管道（7) 排出，这时烟道气中的酸性成分基本上均被脱除，其中， SOx和 NOx 可分别被控制在 50ml/m³和 30ml/m³以下， C0₂则可低于 5000ml/m³以下，从 C0₂ 吸收塔（T3 ) 自上而下下降的 C0₂吸收液，则通过塔底泵送至换热器 II (E2) 换热后进入 C0₂再生塔（T4) 上部；

( 5 )在 C0₂再生塔（T4) 中 C0₂被重新解吸出，从塔顶经过管道（11 )进入灌装系统，加压灌装得到 C0₂产品，销售或用作制造其它产品，再生后的 C0₂ 吸收液经 C0₂再生塔（T4) 塔底通过泵 III (P3 ) 返回换热器 II (E2) 换热后，通过混合器（M2) 进入脱碳吸收塔（T3 ) 循环使用。 C0₂再生塔（T4) 需要的热量由分相器（VI ) 提供的蒸汽经加热器（HI ) 得到，而冷凝下来的液体通过泵 I (P1 ) 返回混合器（Ml ) 循环使用，冷却器 I (C2)、冷却器 II ( C3 ) 和冷却器 III (C4)出口的冷媒则经过泵 II (P2)泵回至冷媒制冷机 C1中再次制冷，循环使用。

2. 根据权利要求 1 所述的脱除其酸性气体的工艺，其特征是：所述的硫氧化物的脱除方法选择氢氧化钙和氢氧化钠的混合溶液,溶液中氢氧化钙和氢氧化钠质量分数为 10-40%、氢氧化钙和氢氧化钠质量比为 4: 1，作为吸收液，烟道气进吸收塔塔温度为 120°C以上，硫氧化物脱除率为 90%以上。

3. 根据权利要求 1 所述的脱除其酸性气体的工艺，其特征是：所述的氮氧化物的脱除方法选择使用空气和水作为吸收液，温度保持在 5~30°C，含 NOx的烟道气和空气的比例确定方法如下： 1体积 NO消耗 0.75体积的 0₂， 1体积 N0₂ 消耗 0.25体积的 0₂,1体积空气中含 0.2的体积的 0₂。根据烟道气中 NO、 N0₂ 的含量、比例和流量，计算出理论空气流量，实际空气流量与理论空气流量之比为 1.5~2: 1，从而得出所需的实际空气的量。

4. 根据权利要求 1所述的脱除其酸性气体的工艺，其特征是：所述的 C0₂ 的脱除方法一般采用热钾碱溶液或者有机胺作为吸收液，吸收反应是可逆反应，温度需要保持在各自所需的温度，有机胺作为吸收液温度保持在 20~40°C，而热钾碱溶液温度需保持在 95 105 °C。

5. 根据权利要求 4所述的脱除其酸性气体的工艺，其特征是：所述的有机胺是一乙醇胺、二乙醇胺、三乙醇胺或 N—甲基二乙醇胺。

6. 根据权利要求 1所述的脱除其酸性气体的工艺，其特征是：所述的 C0₂ 的再生方法选择使用蒸汽加热，使得温度保持在 110°C即可。

7. 根据权利要求 1 所述的脱除其酸性气体的工艺，其特征是：根据烟道气中是否含氮氧化物，决定工艺中是否需要脱硝吸收塔 T2的脱硝步骤。