專利名稱：可再生濕法煙氣脫硫工藝的制作方法
技術領域：
本發明屬于煙氣凈化技術領域，涉及一種可再生濕法煙氣脫硫工藝。
背景技術：
由二氧化硫等酸性氣體導致的酸沉降成為舉世關注的環境問題，其中冶煉廠、硫酸廠、造紙廠等企業排放的尾氣和煤炭、石油燃燒排放的煙氣，是大氣中二氧化硫的重要來源。隨著各國環保法規的日益完善，煙氣脫硫技術也得到了長足的發展。相對于傳統的“石灰石-石膏法”等拋棄法工藝，可再生濕法煙氣脫硫工藝不產生二次污染，可以將二氧化硫進行資源化回收利用，是一種更為綠色環保的煙氣脫硫技術。可再生濕法煙氣脫硫工藝中的富液在再生塔進行再生時，塔底重沸過程需要消耗大量的水蒸汽；這是制約該工藝推廣的重要原因。目前，可再生濕法煙氣脫硫技術應用比較 成功的是加拿大康世富公司的CANS0LV工藝和美國DuPond-BELCO公司的LABS0RB工藝，兩種工藝在再生時均采用水蒸汽作為重沸熱源介質；再生塔為正壓(常壓或加壓)操作，每再生出I噸二氧化硫，水蒸汽的消耗量均在15噸以上，在使用煙氣重沸器時也是如此。其它的可再生濕法煙氣脫硫工藝(例如中國專利CN101185838A公開的可再生濕法煙氣脫硫工藝)，再生塔也都是采用正壓操作，重沸熱源介質使用水蒸汽，每再生出I噸二氧化硫一般需要消耗15 20噸的水蒸汽，或更多。
發明內容
本發明的目的是提供一種可再生濕法煙氣脫硫工藝，以解決現有可再生濕法煙氣脫硫工藝所存在的富液在再生塔進行再生時水蒸汽消耗量過大的問題。為解決上述問題，本發明采用的技術方案是一種可再生濕法煙氣脫硫工藝，包括如下步驟A.煙氣冷卻吸收含SOx的煙氣經煙氣管線進入冷卻吸收塔，與吸收劑接觸被冷卻，冷卻的同時煙氣所含的二氧化硫、粉塵和部分三氧化硫被吸收脫除，所述的吸收劑為無機吸收劑；B.富液再生來自步驟A的富液進入再生塔進行汽提再生，其特征在于再生塔的塔頂壓力低于一個大氣壓，再生塔的重沸系統設有熱水或水蒸汽重沸器，重沸熱源介質為熱水或水蒸汽。采用本發明，具有如下的有益效果(I)富液在再生塔進行再生時，由于再生是在減壓條件下進行(再生塔的塔頂壓力低于一個大氣壓)，半貧液的沸點降低。所以，本發明可以使用熱水作為重沸熱源介質。使用水蒸汽作為重沸熱源介質時，與現有技術相比，水蒸汽的消耗量可以明顯減少。此外，富液在減壓條件下進行再生，有利于二氧化硫的解吸。
(2)本發明，重沸熱源介質可以為熱水或水蒸汽，擺脫了現有技術單純依賴水蒸汽的局面，使得重沸熱源介質的選擇、利用更為靈活。熱水的溫度通常不高于120°C，屬于低溫位余熱資源；本發明的重沸熱源介質使用熱水，可以達到節能的目的。在一些石油煉制、發電等企業，經常會產生一些過剩、無用的熱水，本發明能夠加以利用。(3)本發明采用無機吸收劑，同采用有機吸收劑的可再生濕法煙氣脫硫技術相比，避免了有機吸收劑高溫反應變質，可將煙氣的冷卻和吸收合并進行，從而節約裝置投資、降低操作費用及運行成本。本發明基本上不產生二次污染，有利于環境保護。本發明可用于石油煉制、發電、冶煉等企業，對煙氣進行脫硫處理。下面結合附圖具體實施方式
和實施例對本發明作進一步詳細的說明。附圖具體實施方式
和實施例并不限制本發明要求保護的范圍。
圖I是本發明的一種可再生濕法煙氣脫硫工藝的流程圖，該工藝采用第一種再生塔重沸流程。圖2是本發明的另一種可再生濕法煙氣脫硫工藝的流程圖，該工藝采用第二種再生塔重沸流程。
圖3是本發明第三種再生塔重沸流程的流程圖。圖4是本發明第四種再生塔重沸流程的流程圖。圖I至圖4中，相同附圖標記表示相同的技術特征。
具體實施例方式參見圖1，本發明的一種可再生濕法煙氣脫硫工藝，包括如下步驟A.煙氣冷卻吸收含SOx的煙氣I進入煙氣管線101，首先經過煙氣除塵器2除去其中夾帶的大部分粉塵，再經煙氣管線101進入冷卻吸收塔5的下部，與設于冷卻吸收塔5上部的噴頭42噴出的吸收劑接觸被冷卻。吸收劑與煙氣最好是逆流接觸。煙氣通常被冷卻至30 70°C ;冷卻的同時，煙氣所含的二氧化硫、殘余的粉塵和部分三氧化硫被吸收脫除。之后，煙氣經設于噴頭42上方的除酸霧器41除去殘余的三氧化硫所形成的酸霧后，得到凈化煙氣6。凈化煙氣6經凈化煙氣出口管線排入大氣。上述的SOx是指硫氧化物，即二氧化硫和三氧化硫。石油煉制企業的流化催化裂化裝置所產生的煙氣中的SOx，按重量計，二氧化硫約占95%。噴頭42噴出的吸收劑的溫度(在噴頭42處測量)，等于冷卻吸收塔5內煙氣被冷卻到的溫度(30 70°C );該溫度亦即冷卻吸收塔5的操作溫度。冷卻吸收塔5的塔頂壓力為常壓(絕對壓力)；冷卻吸收塔5內的液氣體積比一般為O. 001 O. 1，液氣體積比的定義是冷卻吸收塔5內吸收劑的實際體積流量與煙氣的實際體積流量之比。所述的吸收劑為無機吸收劑，例如常用的磷酸鈉鹽或磷酸鉀鹽緩沖水溶液(濃度為5 25重量％，重量％表示重量百分數)，pH值一般為5 8。由于煙氣冷卻吸收過程中凈化煙氣6會帶走部分水分，故需向冷卻吸收塔5內持續通入補水3，以維持體系的無機吸收劑濃度。在冷卻吸收塔5內吸收了二氧化硫的富液經富液泵10加壓后，一部分(一般為富液泵10出口富液重量流量的80% 99% )返回至冷卻吸收塔5 (噴頭42處)循環使用；另一部分流經過濾器7除去所含的少量粉塵，之后在貧富液換熱器8中與貧液換熱，升溫后進入再生塔12的上部。本發明所述的富液，為吸收了二氧化硫后的吸收劑；貧液為再生后含二氧化硫較少的、可用于吸收二氧化硫的吸收劑；半貧液為二氧化硫含量介于貧液和富液之間的吸收齊U。上述的定義也是本技術領域公知的。
B.富液再生來自步驟A的富液進入再生塔12進行汽提再生。再生塔12的塔頂壓力低于一個大氣壓，富液再生在減壓條件下進行。再生塔12的塔頂管線121上設有抽空器13，將再生塔12塔頂的氣體抽出，并以其維持再生塔12的塔頂壓力。抽出的氣體主要是富液解吸出的二氧化硫和水蒸汽，經塔頂冷卻器16冷卻至20 80°C之后，進入分液罐20分液。分液罐20分出的液相返回再生塔12的上部；分液罐20分出的氣相為富含二氧化硫的再生酸性氣17，可用于在后續工序中生產硫磺、硫酸，或是加壓液化生產液態二氧化硫。富液再生后成為貧液，積聚于再生塔12的塔底。再生塔12塔底的貧液由再生塔12的塔底流出，經貧液泵21加壓后，流經貧富液換熱器8與富液換熱，再流經貧液冷卻器9冷卻(冷卻至冷卻吸收塔5的操作溫度)，最后返回至冷卻吸收塔5 (噴頭42處)循環使用。由貧液泵21流出的貧液，如果熱穩定鹽的含量較高，可以將一部分貧液(貧液泵21流出貧液重量流量的3 20% )送入熱穩定鹽脫除器11脫除熱穩定鹽，脫除熱穩定鹽后的貧液返回貧液泵21的入口。這樣，就可以使進入貧富液換熱器8的貧液的熱穩定鹽含量不大于規定的數值，例如不大于20重量％。脫除熱穩定鹽的操作一般為間歇操作。
圖I所示本發明的可再生濕法煙氣脫硫工藝，采用第一種再生塔重沸流程。再生塔12的重沸系統設有熱水或水蒸汽重沸器14，重沸熱源介質為熱水或水蒸汽。附圖標記18表示進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質；該介質進入熱水或水蒸汽重沸器14后，向由再生塔12進入熱水或水蒸汽重沸器14的半貧液放熱，之后由熱水或水蒸汽重沸器14流出。附圖標記19表示由熱水或水蒸汽重沸器流出的重沸熱源介質。再生塔12內的液態半貧液進入熱水或水蒸汽重沸器14，吸收重沸熱源介質的熱量后成為汽液混合物，再返回再生塔12。圖I所示本發明可再生濕法煙氣脫硫工藝的主要特征是①本發明富液在再生塔內的再生在減壓條件下進行，再生塔12的塔頂管線121上設有抽空器13，再生塔12的塔頂壓力、塔底溫度、半貧液的沸點較低可以使用熱水作為重沸熱源介質。除此以外，其余的工藝流程、操作步驟、操作條件、所使用的無機吸收劑和設備等，均與現有采用無機吸收劑的可再生濕法煙氣脫硫工藝(如LABS0RB工藝)基本相同。參見圖1，煙氣除塵器2設于煙氣管線101上，它可以采用靜電除塵器、布袋除塵器等。圖I所示的冷卻吸收塔5為一空塔，塔內的上部設有噴頭42，噴頭42的上方設有除酸霧器41。除酸霧器41可以采用文丘里管除霧器或絲網除霧器等，它還可以設于冷卻吸收塔5外部的凈化煙氣出口管線上(圖略)。冷卻吸收塔5也可以采用塔內設置用于強化傳質的塔盤或填料的冷卻吸收塔5 (圖略)。貧富液換熱器8 —般采用板式或管殼式換熱器；貧液冷卻器9和塔頂冷卻器16 —般采用板式或管殼式換熱器(冷卻介質通常為水)，還可以采用空氣冷卻器。熱穩定鹽脫除器11可以采用用于脫除熱穩定鹽的電滲析器或離子交換樹脂塔。再生塔12 —般采用板式塔，也可以采用填料塔。抽空器13可以使用蒸汽抽空器或真空泵，二者還可以串聯或并聯、組合起來使用(圖略)。抽空器13—般設于塔頂冷卻器16的前方(如圖I所示)，也可設于塔頂冷卻器16的后方(圖略)。富液泵10、貧液泵21一般均采用離心泵。熱水或水蒸汽重沸器14，以及圖2、圖3和圖4所示的煙氣重沸器15，一般采用釜式或熱虹吸式重沸器。圖4所示的煙氣換熱器22，一般采用板式或管殼式換熱器，或者采用釜式或熱虹吸式重沸器。以上所述的主要設備或部件，都是工業上常用的。對于新開發的設備或部件、新研制的無機吸收劑，也可考慮將其應用于本發明的方案，以進一步降低富液再生時的能耗。參見圖1，本發明，再生塔12的塔頂壓力一般為O. 075 O. 9個大氣壓(絕對壓力)，塔底溫度一般為40 105°C。再生塔12的塔底溫度(即再生塔12塔底貧液的溫度)，主要根據再生塔12塔頂的真空度而定。進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質18的溫度，一般應比熱水或水蒸汽重沸器14內半貧液的沸點溫度高出5°C以上。半貧液的沸點溫度，基本上等于再生塔12塔底貧液的溫度。熱水或水蒸汽重沸器14的重沸熱源介質為熱水時，進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質18的溫度一般為45 120°C。熱水放出熱量后成為熱水回水，由熱水或水蒸汽重沸器14流出。熱水或水蒸汽重沸器14的重沸熱源介質為水蒸汽時，進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質18的溫度一般為100 300°C。水蒸汽放出熱量后成為水蒸汽凝結水，由熱水或水蒸汽重沸器14流出。
圖2所示本發明的另一種可再生濕法煙氣脫硫工藝流程，采用第二種再生塔重沸流程。再生塔12的重沸系統除設有熱水或水蒸汽重沸器14之外，還設有煙氣重沸器15 ；煙氣重沸器15通過管道連接于煙氣管線101上。在為了節省熱水或水蒸汽重沸器14重沸熱源介質用量的情況下，設置煙氣重沸器15 ;煙氣重沸器15的重沸熱源介質為煙氣(指進入煙氣管線101的含SOx的高溫煙氣1，經過煙氣除塵器2除塵)。熱水或水蒸汽重沸器14與煙氣重沸器15串聯安裝，熱水或水蒸汽重沸器14可以設于煙氣重沸器15的前方(如圖2所示)或后方(圖略)。參見圖2，操作過程中，再生塔12內的液態半貧液首先進入熱水或水蒸汽重沸器14，一部分半貧液吸收重沸熱源介質(熱水或水蒸汽)的熱量后成為汽液混合物，返回再生塔12 (詳細的操作過程參見對圖I的有關說明)。另一部分半貧液經熱水或水蒸汽重沸器14進入煙氣重沸器15，吸收重沸熱源介質(煙氣)的熱量后成為汽液混合物，返回再生塔12。由煙氣重沸器15流出的放熱后的煙氣，再經煙氣管線101進入冷卻吸收塔5的下部。圖2所示的工藝流程與圖I相比，僅在于再生塔12的重沸流程和重沸系統的不同。除此以外，其余的工藝流程、操作步驟、操作條件、所使用的無機吸收劑和設備等，均與圖I所示的工藝相同(圖3、圖4的情況同此)。在同時設置熱水或水蒸汽重沸器14和煙氣重沸器15的情況下，再生塔12的塔底重沸熱量大部分仍由熱水或水蒸汽提供，煙氣提供一小部分。圖3是本發明第三種再生塔重沸流程的流程圖，熱水或水蒸汽重沸器14與煙氣重沸器15并聯安裝。操作過程中，再生塔12內的液態半貧液分兩路分別進入熱水或水蒸汽重沸器14和煙氣重沸器15，吸熱后成為汽液混合物，返回再生塔12。詳細的操作過程，參見對圖I、圖2的有關說明。圖4是本發明第四種再生塔重沸流程的流程圖。煙氣管線101上設有煙氣換熱器22，熱水或水蒸汽重沸器14與煙氣重沸器15串聯安裝(也可以并聯安裝，圖略)，煙氣重沸器15不通過管道連接于煙氣管線101上。煙氣換熱器22與煙氣重沸器15之間設有水熱媒循環管23，水熱媒循環管23內裝有水熱媒。熱水或水蒸汽重沸器14的操作過程參見對圖2以及圖I的有關說明。煙氣換熱器22與煙氣重沸器15的操作過程是進入煙氣管線101的含SOx的高溫煙氣I經過煙氣除塵器2除塵后進入煙氣換熱器22并放熱，水熱媒循環管23內的水熱媒吸熱后變成水蒸汽或熱水，循環流動至煙氣重沸器15并放熱；進入煙氣重沸器15的半貧液吸熱后成為汽液混合物，返回再生塔12。在煙氣重沸器15中放熱后的水熱媒，循環流動至煙氣換熱器22。由煙氣換熱器22流出的放熱后的煙氣，再經煙氣管線101進入冷卻吸收塔5的下部。圖4所示的重沸流程，通過水熱媒的循環間接地向煙氣重沸器15提供煙氣的熱量，使煙氣間接地作為煙氣重沸器15的重沸熱源介質；其優點是，煙氣溫度較高時，可以控制水熱媒循環管23內水蒸汽或熱水的溫度，以避免高溫煙氣直接進入煙氣重沸器15(如圖2、圖3所示)而使進入煙氣重沸器15的半貧液發生熱分解。圖I至圖4中，以箭頭示出各種介質的流動方向。實施例
按圖2所示的工藝流程在實驗室進行試驗，參見對圖2以及圖I的有關說明。實施例與圖2所示工藝流程的區別是①不設置煙氣除塵器2，含SOx的煙氣I進入煙氣管線101后不經其除塵不設置過濾器7，流向貧富液換熱器8的富液不經過濾器7除塵，直接進入貧富液換熱器8 ;③不設置熱穩定鹽脫除器11，由貧液泵21流出的貧液全部進入貧富液換熱器8。試驗所用主要設備或部件的說明如下冷卻吸收塔5的內直徑為360毫米，高度為3米。除酸霧器41采用絲網除霧器，貧富液換熱器8采用管殼式換熱器。貧液冷卻器9和塔頂冷卻器16均采用管殼式換熱器，冷卻介質均為25°C的自來水。再生塔12的內直徑為200毫米，高度為4米，內裝DN38的矩鞍環填料，填料床層高度為2. 5米。抽空器13使用一臺水環真空泵，富液泵10、貧液泵21均采用離心泵。熱水或水蒸汽重沸器14、煙氣重沸器15均采用熱虹吸式重沸器。主要的操作條件如下所述(除說明的以外適用于實施例I 實施例9)，并參見表
I。試驗裝置的處理量為1000標準立方米/小時。冷卻吸收塔5的塔頂壓力為常壓(絕對壓力)。無機吸收劑為磷酸鈉(Na3PO4)和磷酸氫鈉(Na2HPO4)混合物的緩沖水溶液，配制出的無機吸收劑的濃度為15重量％，pH值為6. 5。富液泵10出口富液重量流量的95%返回至冷卻吸收塔5 (噴頭42處)循環使用；5%去貧富液換熱器8與貧液換熱后進入再生塔12的上部。試驗過程中向冷卻吸收塔5內持續通入補水3(25°C的自來水)，以維持無機吸收劑的濃度。煙氣為自制的模擬煙氣，由氮氣和二氧化硫組成；脫除二氧化硫前后煙氣中的二氧化硫重量流量見表2。進入煙氣管線101的含二氧化硫的煙氣I的溫度為180°C，由煙氣重沸器15流出的放熱后的煙氣溫度為150°C。進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質18為熱水時，流量為5噸/小時；為水蒸汽時，流量見表3。由熱水或水蒸汽重沸器流出的重沸熱源介質19的溫度，當重沸熱源介質為熱水時，熱水回水的溫度為90°C (實施例I 實施例3，實施例6 實施例9);當重沸熱源介質為水蒸汽時，水蒸汽凝結水的溫度為1220C (實施例4 實施例5)。由再生塔12塔頂抽出的氣體經塔頂冷卻器16冷卻后進入分液罐20分液；實施例I中塔頂冷卻器16將所述的氣體冷卻至30°C，實施例2 實施例9中塔頂冷卻器16將所述的氣體冷卻至50°C。參見表2，試驗結果表明各種煙氣在不同的操作條件下，二氧化硫脫除率均達到90%以上。煙氣的二氧化硫脫除率=[(脫除二氧化硫前煙氣中的二氧化硫重量流量-脫除二氧化硫后煙氣中的二氧化硫重量流量)+脫除二氧化硫前煙氣中的二氧化硫重量流量]X 100% ;煙氣中二氧化硫重量流量的單位是千克/小時。實施例4 實施例5采用水蒸汽作為熱水或水蒸汽重沸器14的重沸熱源介質，水蒸汽的具體消耗量見表3。由表3可見，采用本發明的減壓再生方案后，每再生出I千克二氧化硫，水蒸汽的消耗量為13. 88千克(實施例4)和14. 23千克(實施例5);相當于每再生出I噸二氧化硫，水蒸汽的消耗量為13. 88噸(實施例4)和14. 23噸(實施例5)，均低于現有可再生濕法煙氣脫硫工藝的水蒸汽消耗量。表I
權利要求
1.一種可再生濕法煙氣脫硫工藝，包括如下步驟A.煙氣冷卻吸收含SOx的煙氣(I)經煙氣管線(101)進入冷卻吸收塔(5)，與吸收劑接觸被冷卻，冷卻的同時煙氣所含的二氧化硫、粉塵和部分三氧 化硫被吸收脫除，所述的吸收劑為無機吸收劑；B.富液再生來自步驟A的富液進入再生塔(12)進行汽提再生，其特征在于再生塔(12)的塔頂壓力低于一個大氣壓，再生塔(12)的重沸系統設有熱水或水蒸汽重沸器(14)，重沸熱源介質為熱水或水蒸汽。
2.根據權利要求I所述的可再生濕法煙氣脫硫工藝，其特征在于再生塔(12)的塔頂壓力為O. 075 O. 9個大氣壓，塔底溫度為40 105°C，熱水或水蒸汽重沸器(14)的重沸熱源介質為熱水時，進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質(18)的溫度為45 120°C，熱水或水蒸汽重沸器(14)的重沸熱源介質為水蒸汽時，進入熱水或水蒸汽重沸器的重沸熱源介質(18)的溫度為100 300°C。
3.根據權利要求I或2所述的可再生濕法煙氣脫硫工藝，其特征在于再生塔(12)的塔頂管線(121)上設有抽空器(13)，以維持再生塔(12)的塔頂壓力，抽空器(13)為蒸汽抽空器和/或真空泵。
4.根據權利要求I或2所述的可再生濕法煙氣脫硫工藝，其特征在于再生塔(12)的重沸系統還設有煙氣重沸器(15)，煙氣重沸器(15)的重沸熱源介質為煙氣，熱水或水蒸汽重沸器(14)與煙氣重沸器(15)串聯或并聯安裝。
5.根據權利要求4所述的可再生濕法煙氣脫硫工藝，其特征在于煙氣管線(101)上設有煙氣換熱器(22)，煙氣換熱器(22)與煙氣重沸器(15)之間設有水熱媒循環管(23)，水熱媒循環管(23)內裝有水熱媒，通過水熱媒的循環間接地向煙氣重沸器(15)提供煙氣的熱量，使煙氣間接地作為煙氣重沸器(15)的重沸熱源介質。
全文摘要
本發明公開了一種可再生濕法煙氣脫硫工藝，以解決現有可再生濕法煙氣脫硫工藝所存在的富液在再生塔進行再生時水蒸汽消耗量過大的問題。本發明包括如下步驟A.煙氣冷卻吸收，所用的吸收劑為無機吸收劑；B.富液再生。富液再生在再生塔(12)內進行，再生塔(12)的塔頂壓力低于一個大氣壓，再生在減壓條件下進行。再生塔(12)的重沸系統設有熱水或水蒸汽重沸器(14)，重沸熱源介質為熱水或水蒸汽。本發明可用于石油煉制、發電、冶煉等企業，對煙氣進行脫硫處理。
文檔編號B01D53/18GK102895848SQ20111021114
公開日2013年1月30日 申請日期2011年7月27日 優先權日2011年7月27日
發明者湯紅年, 郭宏昶, 朱雷鳴, 胡敏, 王刻文 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中石化洛陽工程有限公司