專利名稱：溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生流程的制作方法
技術領域：
本發明涉及到一種脫硫溶劑的加壓熱再生工藝流程，屬資源與環境技術領域，主要適用于鋼鐵、有色冶金、火電、化工、建材等行業中的采用溶劑循環吸收法進行煙氣脫硫的場合。
背景技術：
目前，國內采用的煙氣脫硫方法很多，如石灰石——石膏法、雙堿法、氧化鎂法等， 但上述脫硫方法同時也不同程度上存在如工藝復雜、設備投資高、操作費用高、占地面積大、脫硫副產物難利用以及廢棄物難以處置等缺點。而隨著技術的發展，近年來出現的溶劑循環吸收法煙氣脫硫技術由于其工藝流程簡短、脫硫溶劑可循環使用、脫硫副產物具有較高經濟價值等特點，已受到國內外廣泛的重視和發展。目前可用于溶劑循環吸收法煙氣脫硫的脫硫溶劑主要是有機胺和離子液。其中，有機胺脫硫劑主要以液態一元胺、二元胺或其混合物組成，如Cansolv公司的SO2脫除溶劑即為一種主要成分為二元胺的有機胺脫硫溶齊U。而離子液是由陰離子和陽離子組成的在室溫或接近室溫下呈液態的物質，其蒸汽壓很低，離子液通過特殊的分子設計后才具備極佳的SO2吸收選擇性、SO2吸收容 實質即為一種可用作脫硫劑的離子液。以離子液或有機胺作為脫硫溶劑時，該脫硫溶劑可在常溫下對煙氣中的302進行化學吸收，而在高溫情況下則由于逆反應而使SO2解吸而出，并可以進一步利用此SO2副產物為基本原料制備硫酸、硫磺等硫化工產品，這在我國普遍存在硫資源缺乏的情況下，具有煙氣脫硫治理和廢物資源化利用的雙重意義。但目前，與離子液或有機胺等脫硫溶劑相配套的現有溶劑循環吸收法煙氣脫硫工藝，其實質主要還是化工過程中傳統“吸收——再生循環”工藝，即脫硫溶劑貧液在常溫下通過吸收塔吸收煙氣中SO2形成脫硫溶劑富液，爾后脫硫溶劑富液再在再生塔中經加熱、汽提，使其解吸出SO2并使自身得以再生為脫硫溶劑貧液并循環使用。發明專利“從混合氣中脫除和回收二氧化硫的吸收劑”(申請號200710048743. 6)和文獻《康世富可再生胺法脫硫技術的應用》(硫酸工業，2007(1) :39 45)也對此脫硫工藝有所表述。但此脫硫工藝在脫硫溶劑的再生方面存在三個明顯的不足。首先，脫硫溶劑富液在再生塔中采用加熱、汽提的方式解吸SO2并使自身得以再生，這一再生方法由于需利用塔底再沸器提供大量汽化熱以便汽化部分脫硫溶劑作為汽提氣，因而再沸器內加熱蒸汽消耗量巨大，且由于汽化后的脫硫溶劑通常又需經循環水冷凝后作為回流液回流至再生塔，故該部分汽化熱也無法得到回收利用，因此脫硫溶劑再生能耗高。例如，采用離子液作為脫硫溶劑進行煙氣脫硫時，再生1噸脫硫溶劑富液則已需消耗高達0. 1 0. 2噸的0. 6MPa飽和水蒸汽。其次，由于采用了汽提的方式再生脫硫溶劑，該工藝為使氣、液充分接觸，通常在再生塔內裝填大量填料以及安裝液體分布器、填料緊固裝置、填料支撐等眾多塔內件，塔體結構復雜，這又進一步提高了再生裝置的造價。再者，由于該再生過程是在常壓左右進行，脫硫溶劑富液溫度只能被加熱到約100°C左右，而脫硫溶劑富液解吸SO2這一再生的反應卻是一典型的吸熱反應，所以該再生過程所采用的較低的再生溫度則不利于脫硫溶劑再生反應速度和再生率的提高。綜上所述，高能耗的再生方式、較低的再生速度和再生率、以及高投資的再生裝置就成為目前制約溶劑循環吸收法煙氣脫硫工藝進一步發展的技術瓶頸，并極大地阻礙了溶劑循環吸收法煙氣脫硫工藝的推廣應用。所以，從降低裝置能耗、減少煙氣脫硫裝置投資的角度出發，并最大限度發揮離子液、有機胺等脫硫溶劑在煙氣脫硫領域的應用優勢，有必要建立與溶劑循環吸收法煙氣脫硫相適應的脫硫溶劑再生新工藝。
發明內容
本發明所提供的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生工藝流程，其特別適用于采用離子液、有機胺等脫硫溶劑進行循環吸收法煙氣脫硫的場合。發明的目的在于形成與脫硫溶劑相適應的，具備低設備投資、低運行能耗、高再生速度和高再生率的脫硫溶劑再生新工藝。本發明所提供的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生工藝流程，其主要內容包括自脫硫段而來的脫硫溶劑富液依次與自連續式再生反應器而來的高溫再生氣、高溫脫硫溶劑貧液換熱而被升溫后，再送入連續式再生反應器再生；脫硫溶劑富液在連續式再生反應器內再生時，通過提供并維持高于常壓的再生壓力、略低于該再生壓力下脫硫溶劑沸點的再生溫度以及適宜的脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間，使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，再生所得再生氣和脫硫溶劑貧液被分別送出再生反應器并依次與待再生的脫硫溶劑富液換熱而被降溫。本發明中，脫硫溶劑富液在再生反應器內再生時，在再生反應器啟動初期，即在再生反應器內尚未注入脫硫溶劑富液時，向再生反應器內一次性注入壓縮空氣、氮氣或其它與脫硫溶劑反應惰性的氣體，使再生反應器內反應體系處于一高于常壓的特定壓力之下。 以該壓力為脫硫溶劑富液再生時的再生壓力，并在富液再生過程中通過再生氣的馳放控制以保持該再生壓力的穩定，該再生壓力為0·15ΜΙ^ 2.5MPa (絕對壓力)。在再生過程中， 脫硫溶劑富液被連續注入再生反應器內，注入的脫硫溶劑富液在反應器內被快速加熱升溫至一特定溫度，該溫度略低于脫硫溶劑富液在該再生壓力下所對應的沸點溫度，脫硫溶劑富液在該溫度下得以高溫再生，該再生溫度為105°C 200°C。脫硫溶劑富液在再生反應器內經高溫再生后，所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液連續送出再生反應器，并依次送與待再生處理的脫硫溶劑富液換熱降溫。
本發明中，將脫硫溶劑富液在高溫高壓的條件下完全以液態的方式進行再生，其目的在于
首先，通過再生壓力、再生溫度的控制使脫硫溶劑始終保持液態，可使整個脫硫溶劑再生過程中無沸騰等脫硫溶劑大量汽化現象的出現，雖然由于再生溫度大大高于原加熱汽提再生方式中的再生溫度而需提供更多的溫升熱量，但由于其極大地避免了巨大的汽化熱， 從而可大幅降低再生能耗。例如，采用本發明且再生壓力控制為0. 35MPa、再生溫度控制為130°C時進行脫硫溶劑再生，與通常的加熱汽提的再生方式相比，可降低再生能耗75 82%。
其次，由于在整個再生過程中沒有采取汽提的方式，而是僅通過再生反應器在控溫控壓條件下對脫硫溶劑富液的連續送入再生以及再生所得貧液和再生氣的連續送出這一簡單方式，對脫硫溶劑富液連續再生，故無需在再生反應器內裝填填料以及安裝內置件， 設備結構簡單，這極大地降低了再生裝置的造價。再者，由于脫硫溶劑再生反應為吸熱反應，所以本發明通過對再生溫度的提高，實現了對脫硫溶劑再生反應速度和再生率提高。同時，由于再生溫度的提高也利于再生反應所生成的游離態的Sh從液相向氣相的轉移，這一因素也進一步促進了脫硫溶劑再生率的提高。而隨著脫硫溶劑再生反應速度和再生率的提高，則可在此基礎上進一步促進再生裝置的小型化，從而降低再生裝置的造價。本發明中，脫硫段產生的脫硫溶劑富液先與自再生反應器而來的高溫再生氣換熱，其目的在于回收再生氣熱量、降低再生氣溫度，并使富液得以初步加熱。經初步加熱后的脫硫溶劑富液再與高溫脫硫溶劑貧液換熱，其目的在于回收高溫脫硫溶劑貧液熱量、降低脫硫溶劑貧液溫度，并使富液得以再次加熱。本發明中，脫硫溶劑富液在再生反應器內再生時采用連續再生，為兼顧再生過程的再生效率和再生裝置的處理能力，脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間應為2 10 分鐘。本發明的有利之處在于，通過在連續式再生反應器內維持高再生壓力、高再生溫度、適宜的平均停留時間的方法，使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液依次送與脫硫溶劑富液換熱降溫并回收熱量，從而形成具備低設備投資、低運行能耗的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生工藝流程。
圖1是根據本發明內容所實施的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生工藝流程的示意圖。
具體實施例方式實施例1
以鋼鐵廠燒結煙氣的溶劑循環吸收法煙氣脫硫時脫硫溶劑的加壓熱再生為例，并結合圖1對本發明進行說明。以富液泵將自脫硫工段而來的約45°C的脫硫溶劑富液送入富液初熱器，在富液初熱器內，富液與自再生反應器而來105°C、0. 15MPa (絕對壓力)的高溫再生氣換熱，使得富液得以初步加熱至約49°C，而高溫再生氣得以初步冷卻至64°C。經初步冷卻后的再生氣送入再生氣冷卻器以循環水進行二次冷卻后，再送入氣液分離器進行氣液分離，分離所得分離液送至貧液貯罐，分離所得富SO2氣體送至后處理用以制硫酸或它用。而經初步加熱的富液被送入貧富液換熱器與自再生反應器而來的約105°C高溫脫硫溶劑貧液換熱，使貧液得以降溫并回收熱量，富液得以再次升溫。經降溫后的約65°C貧液送入貧液冷卻器冷卻至約40°C，冷卻后的低溫貧液送入貧液貯罐與自氣液分離器而來的分離液合并后再送至脫硫段用以煙氣脫硫。而在貧富液換熱器內得以再次升溫至88°C的富液被連續送入再生反應器，在再生反應器內，通過控制再生氣的馳放以及控制加熱的方式，維持再生反應器內再生絕對壓力為0. 15MPa、再生溫度為105°C，同時通過控制脫硫溶劑進出再生反應器的流量以維持脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間為10分鐘，從而使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液被分別送入富液初熱器和貧富液換熱器降溫并回收熱量。實施例2
以鋼鐵廠燒結煙氣的溶劑循環吸收法煙氣脫硫時脫硫溶劑的加壓熱再生為例，并結合圖1對本發明進行說明。以富液泵將自脫硫工段而來的48°C的脫硫溶劑富液送入富液初熱器，在富液初熱器內，富液與自再生反應器而來140°C、0. 5MPa (絕對壓力)的高溫再生氣換熱，使得富液得以初步加熱至M°C，而高溫再生氣得以初步冷卻至72°C。經初步冷卻后的再生氣送入再生氣冷卻器以循環水進行二次冷卻后，再送入氣液分離器進行氣液分離，分離所得分離液送至貧液貯罐，分離所得富SO2氣體送至后處理用以制硫酸或它用。而經初步加熱的富液被送入貧富液換熱器與自再生反應器而來的140°C高溫脫硫溶劑貧液換熱，使貧液得以降溫并回收熱量，富液得以再次升溫。經降溫后的69°C貧液送入貧液冷卻器冷卻至約40°C，冷卻后的低溫貧液送入貧液貯罐與自氣液分離器而來的分離液合并后再送至脫硫段用以煙氣脫硫。而在貧富液換熱器內得以再次升溫至122°C的富液被連續送入再生反應器，在再生反應器內，通過控制再生氣的馳放以及控制加熱的方式，維持再生反應器內再生絕對壓力為 0. 5MPa、再生溫度為140°C，同時通過控制脫硫溶劑進出再生反應器的流量以維持脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間為8分鐘，從而使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液被分別送入富液初熱器和貧富液換熱器降溫并回收熱量。實施例3
以鋼鐵廠燒結煙氣的溶劑循環吸收法煙氣脫硫時脫硫溶劑的加壓熱再生為例，并結合圖1對本發明進行說明。以富液泵將自脫硫工段而來的約45°C的脫硫溶劑富液送入富液初熱器，在富液初熱器內，富液與自再生反應器而來165°C、1.2MPa (絕對壓力)的高溫再生氣換熱，使得富液得以初步加熱至53°C，而高溫再生氣得以初步冷卻至70°C。經初步冷卻后的再生氣送入再生氣冷卻器以循環水進行二次冷卻后，再送入氣液分離器進行氣液分離，分離所得分離液送至貧液貯罐，分離所得富氣體送至后處理用以制硫酸或它用。而經初步加熱的富液被送入貧富液換熱器與自再生反應器而來的約165°C高溫脫硫溶劑貧液換熱，使貧液得以降溫并回收熱量，富液得以再次升溫。經降溫后的約68°C貧液送入貧液冷卻器冷卻至約 40°C，冷卻后的低溫貧液送入貧液貯罐與自氣液分離器而來的分離液合并后再送至脫硫段用以煙氣脫硫。而在貧富液換熱器內得以再次升溫至146°C的富液被連續送入再生反應器， 在再生反應器內，通過控制再生氣的馳放以及控制加熱的方式，維持再生反應器內再生絕對壓力為1. 2MPa、再生溫度為165°C，同時通過控制脫硫溶劑進出再生反應器的流量以維持脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間為5分鐘，從而使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液被分別送入富液初熱器和貧富液換熱器降溫并回收熱量。
實施例4
以鋼鐵廠燒結煙氣的溶劑循環吸收法煙氣脫硫時脫硫溶劑的加壓熱再生為例，并結合圖1對本發明進行說明。以富液泵將自脫硫工段而來的46°C的脫硫溶劑富液送入富液初熱器，在富液初熱器內，富液與自再生反應器而來180°C、1. 9MPa (絕壓)的高溫再生氣換熱，使得富液得以初步加熱至陽！，而高溫再生氣得以初步冷卻至72°C。經初步冷卻后的再生氣送入再生氣冷卻器以循環水進行二次冷卻后，再送入氣液分離器進行氣液分離，分離所得分離液送至貧液貯罐，分離所得富SO2氣體送至后處理用以制硫酸或它用。而經初步加熱的富液被送入貧富液換熱器與自再生反應器而來的180°C高溫脫硫溶劑貧液換熱，使貧液得以降溫并回收熱量，富液得以再次升溫。經降溫后的71°C貧液送入貧液冷卻器冷卻至約40°C，冷卻后的低溫貧液送入貧液貯罐與自氣液分離器而來的分離液合并后再送至脫硫段用以煙氣脫硫。而在貧富液換熱器內得以再次升溫至162°C的富液被連續送入再生反應器，在再生反應器內，通過控制再生氣的馳放以及控制加熱的方式，維持再生反應器內再生絕對壓力為
1.9MPa、再生溫度為180°C，同時通過控制脫硫溶劑進出再生反應器的流量以維持脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間為3分鐘，從而使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液被分別送入富液初熱器和貧富液換熱器降溫并回收熱量。實施例5
以鋼鐵廠燒結煙氣的溶劑循環吸收法煙氣脫硫時脫硫溶劑的加壓熱再生為例，并結合圖1對本發明進行說明。以富液泵將自脫硫工段而來的46°C的脫硫溶劑富液送入富液初熱器，在富液初熱器內，富液與自再生反應器而來200°C、2.5MPa (絕壓)的高溫再生氣換熱，使得富液得以初步加熱至58°C，而高溫再生氣得以初步冷卻至76°C。經初步冷卻后的再生氣送入再生氣冷卻器以循環水進行二次冷卻后，再送入氣液分離器進行氣液分離，分離所得分離液送至貧液貯罐，分離所得富SO2氣體送至后處理用以制硫酸或它用。而經初步加熱的富液被送入貧富液換熱器與自再生反應器而來的200°C高溫脫硫溶劑貧液換熱，使貧液得以降溫并回收熱量，富液得以再次升溫。經降溫后的74°C貧液送入貧液冷卻器冷卻至約40°C，冷卻后的低溫貧液送入貧液貯罐與自氣液分離器而來的分離液合并后再送至脫硫段用以煙氣脫硫。而在貧富液換熱器內得以再次升溫至182°C的富液被連續送入再生反應器，在再生反應器內，通過控制再生氣的馳放以及控制加熱的方式，維持再生反應器內再生絕對壓力為
2.5MPa、再生溫度為200°C，同時通過控制脫硫溶劑進出再生反應器的流量以維持脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間為2分鐘，從而使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液被分別送入富液初熱器和貧富液換熱器降溫并回收熱量。實施例6
在煙氣含量為3500 5100mg/Nm3、煙氣處理規模為550000Nm7h的溶劑循環吸收法燒結煙氣脫硫裝置上，以上述加壓熱再生工藝對脫硫溶劑貧液進行再生處理時，加熱蒸汽(0. 飽和蒸汽)消耗量為每小時5. 8 8. 7噸，而采用常規加熱汽提的再生方式對脫硫溶劑貧液進行再生處理時，則每小時加熱蒸汽消耗量為32 35噸。
由此可見，本發明所述溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生工藝與常規加熱汽提的再生方式相比，具備明顯節能優勢。
權利要求
1.溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生流程，其特征在于A、自脫硫段而來的脫硫溶劑富液依次與自連續式再生反應器而來的再生氣、脫硫溶劑貧液換熱而被升溫后，再送入連續式再生反應器再生；B、脫硫溶劑富液在連續式再生反應器內再生時，通過提供并維持高于常壓的再生壓力、略低于該再生壓力下脫硫溶劑沸點的再生溫度以及適宜的脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間，使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，再生所得再生氣和脫硫溶劑貧液被分別送出再生反應器并依次與待再生的脫硫溶劑富液換熱而被降溫。
2.根據權利要求1所述的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生流程，其特征在于在步驟B中所述的脫硫溶劑富液在再生反應器內連續再生時，再生絕對壓力為 0. 15 2. 5MPa。
3.根據權利要求1所述的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生流程，其特征在于在步驟B中所述的脫硫溶劑富液在再生反應器內連續再生時，再生溫度為105 200 "C。
4.根據權利要求1所述的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生流程，其特征在于在步驟B中所述的脫硫溶劑富液在再生反應器內連續再生時，脫硫溶劑于再生反應器內的平均停留時間為2 10分鐘。
全文摘要
本發明涉及溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生流程，通過在連續式再生反應器內維持高再生壓力、高再生溫度、適宜的平均停留時間的方法，使脫硫溶劑富液以高溫液態的方式得以連續再生，而再生所得高溫再生氣和高溫脫硫溶劑貧液依次送與脫硫溶劑富液換熱降溫并回收熱量，從而形成具備低運行能耗、低設備投資特點的溶劑循環吸收法煙氣脫硫中脫硫溶劑的加壓熱再生工藝流程。本發明所述技術內容可廣泛應用于鋼鐵、有色冶金、火電、化工、建材等行業的煙氣脫硫領域。
文檔編號B01D53/14GK102258928SQ201110128228
公開日2011年11月30日 申請日期2011年5月18日 優先權日2011年5月18日
發明者李東林, 郎治 申請人:成都華西工業氣體有限公司