一種用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置及其方法
【專利摘要】本發明公開了一種用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置，包括按一定方式連接的超重力脫硫裝置、尾吸塔、吸收劑循環儲槽、貧液罐、熱交換器、再生塔、循環泵、貧液泵、富液泵、貧液冷卻器、再生塔冷卻器和再生塔分離器。本發明還公開了使用該裝置脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法。本發明具有結構簡單、脫硫效率高、生產成本低、安全環保的優點。
【專利說明】
一種用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置及其方法
技術領域
[0001]本發明涉及尾氣處理技術領域，具體涉及一種用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置及其方法。
【背景技術】
[0002]2005年，我國二氧化硫排放總量高達2549萬噸，居世界第一，二氧化硫排放造成的經濟損失約為5000億元，其經濟損失約占⑶P的2.6 %。二氧化硫污染已成為制約我國經濟、社會可持續發展的重要因素，控制二氧化硫污染勢在必行。
[0003]煙氣脫硫(FGD)是目前世界上唯一大規模商業化應用的脫硫方式，是控制二氧化硫污染的主要技術手段。國內應用的主要煙氣脫硫技術主要有國外引進的“石灰石-石膏濕法”、“旋轉噴霧干燥法”和國內的簡易脫硫除塵一體化技術。這些方法都存在治理SO2污染的同時，產生的副產品無出路無市場，同時會帶來廢渣污染、氨氮污染、增加C02排放等環保問題。
[0004]其中石灰石-石膏濕法煙氣脫硫工藝技術是我國的主流工藝技術，據統計，投運、在建的火電廠煙氣脫硫工藝技術中，石灰石-石膏濕法技術占90%以上。該技術存在如下兩個缺點:(I)副產品石膏再利用的價值不大，不得不作拋棄處理，產生了新的脫硫石膏污染。(2)每處理一噸二氧化硫要排放0.7噸二氧化碳，治理了煙氣中的二氧化硫污染，又新增了溫室效應氣體二氧化碳的排放。
[0005]近年來，隨著超重力技術的發展，超重力脫硫設備如超重力旋轉填料床、超重力機等在煙氣脫硫中得到了廣泛的應用。超重力脫硫設備是利用氣液強化傳質接觸實現的，是將離心沉降、過濾、機械旋轉碰撞、慣性碰撞捕獲及擴散、水膜等多種除塵機理集于一體的脫流除塵設備。超重力脫硫設備極大地縮小了可脫硫設備尺寸與重量，極大地強化了傳質、傳熱過程，提高了脫硫效率。
[0006]如中國專利公開號CN102049176 A，發明名稱:超重力溶劑循環吸收法煙氣脫硫工藝流程。該發明通過超重力旋轉填料床在離子液、有機胺等脫硫溶劑的煙氣脫硫過程及脫硫溶劑再生過程中的應用，以及采用氮氣、空氣等氣體作為氣提氣參與脫硫溶劑中SO 2的解吸和脫硫溶劑的再生，并結合脫硫溶劑的過濾凈化、吸附凈化及除鹽凈化技術，形成了超重力溶劑循環吸收法煙氣脫硫工藝。不足之處是工藝流程長，工序多，操作繁瑣、運行成本高，且運行過程中產生大量廢水和污泥，不環保。
【發明內容】
[0007]本發明針對現有技術存在的不足，提供了一種工藝簡單、脫硫效率高、生產成本低、安全環保的用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置及其方法。
[0008]為實現上述目的，本發明采用的技術方案是:一種用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置，包括超重力脫硫裝置、尾吸塔、吸收劑循環儲槽、貧液罐、熱交換器、再生塔、循環栗、貧液栗、富液栗、貧液冷卻器、再生塔冷卻器和再生塔分離器，所述的超重力脫硫裝置的氣相出口與所述的尾吸塔的氣相進口相連，所述的超重力脫硫裝置通過所述的富液栗與所述的熱交換器的富液進口連接，所述的熱交換器的富液出口與所述的再生塔的富液進口相連，所述的再生塔的塔頂氣相出口通過所述的再生塔冷卻器與所述的再生塔分離器的進口連接，所述再生塔分離器的液相出口與所述的再生塔的冷卻液進口連接，所述的再生塔的塔釜液出口與所述的熱交換器的貧液進口相連，所述的熱交換器的貧液出口通過所述的貧液冷卻器與所述的貧液罐和所述的貧液栗依次連接，所述的貧液栗的出口分別與所述的吸收劑循環儲槽的吸收劑入口、所述的尾吸塔的吸收劑入口連接，所述的尾吸塔的塔釜液出口與所述的吸收劑循環儲槽的富液進口連接，所述的吸收劑循環儲槽的出口通過所述的循環栗與所述的超重力脫硫裝置吸收劑入口相連。
[0009]所述的超重力脫硫裝置優選為超重力機。
[0010]本發明還提供使用上述裝置脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，包括如下步驟:
[0011 ] (a)含硫混合氣進入超重力脫硫裝置，與吸收劑充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，脫硫吸收富液經富液栗、熱交換器至再生塔，在再生塔經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生混合氣經再生塔冷卻器、再生塔分離器冷卻脫水得到SO2產品；
[0012](b)步驟(a)得到的經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔，在尾吸塔內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的S02，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，將凈化氣從尾吸塔頂達標排放。
[0013]所述的含硫混合氣溫度優選為40?60°C。
[0014]所述的吸收劑可選用胍類、咪唑類、吡啶類和醇胺類等離子液體吸收劑中的一種或幾種，優選為I，I，3，3_四甲基胍乳酸鹽、乙醇胺和乙酸混合物、二乙醇胺和乳酸混合物中的一種。
[0015]所述的尾吸塔溫度優選控制為30?50°C，部分脫硫后的尾氣與吸收劑的質量比優選為1:1?3。
[0016]所述的超重力脫硫裝置溫度優選控制為30?70°C。
[0017]所述的再生塔溫度優選控制為100?130°C，壓力優選控制為30?70KPa。
[0018]所述的貧液冷卻器溫度優選控制為20?40°C，所述的再生塔冷卻器溫度優選控制為 20 ?40 °C。
[0019]作為本發明的優選實施方式，可將再生塔塔釜液經熱交換器初步降溫，再經貧液冷卻器進一步降溫后進入貧液罐中，然后經貧液栗加壓，回到尾吸塔吸收劑入口，依次循環吸收。再生塔塔釜液未達到飽和溶液狀態，將其返回到尾吸塔繼續吸收S02，可以使吸收劑循環使用，降低生產成本，并減少三廢排放。
[0020]作為本發明的優選實施方式，可將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽、循環栗回到超重力脫硫裝置，依次循環吸收。從尾吸塔得到的脫硫吸收貧液未達到飽和溶液狀態，將其返回到超重力脫硫裝置繼續吸收SO2，一方面可以使吸收劑循環使用，降低生產成本；另一方面二次吸收可以使繼續吸收SO2后的溶液達到飽和，進而在后續再生塔中回收高濃度的SO2時，提高回收效率。
[0021]本發明使用超重力脫硫裝置進行脫硫，在超重力環境下，不同大小分子間擴散和相間傳質過程均比常規重力場下的要快得多，能夠實現良好的氣液接觸和微觀混合，達到SO2的深度脫除。
[0022]本發明中的吸收劑對SO2氣體具有良好的吸收和解吸能力，在低溫下吸收二氧化硫，高溫下將吸收劑中二氧化硫再生出來，從而達到脫除和回收煙氣中SO2的目的。本發明中的吸收劑可以循環使用，進一步降低了生產成本。
[0023]本發明用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫，不僅可以達到SO2的深度脫除，而且可回收高濃度的SO2氣體，具有良好的社會和經濟效益。
[0024]與現有技術相比，本發明具有以下優點:
[0025]1、結構簡單、脫硫效率高，本發明用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫時，生產運行穩定可靠，操作條件溫和，實現了 SO2的深度脫除；
[0026]2、生產成本低，經濟效益好，本發明用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫時，不僅煙氣處理成本較低，SO2脫除效率高，而且可以回收純度在99.5%以上的S02，且吸收劑可以循環使用，進一步降低了生產成本，經濟和社會效益顯著；
[0027]3、三廢少，安全環保，本發明在高效脫除S02，回收高濃度的SO2的同時，無額外的副產品產生，吸收劑可以循環使用，三廢排放少，環境友好，符合綠色環保的發展要求。
【附圖說明】
[0028]圖1為本發明的工藝流程圖。
[0029]圖中:超重力脫硫裝置1、尾吸塔2、吸收劑循環儲槽3、貧液罐4、熱交換器5、再生塔
6、循環栗7、貧液栗8、富液栗9、貧液冷卻器10、再生塔冷卻器11、再生塔分離器12
【具體實施方式】
[0030]以下通過實施例對本發明進行進一步詳細描述，但本發明并不局限于此。任何以本發明為基礎，為實現基本相同的技術效果，所作出的簡單變化、等同替換或者修飾等，皆涵蓋在本發明的保護范圍之內。
[0031]如圖1所示，本發明的用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置，包括超重力脫硫裝置1、尾吸塔2、吸收劑循環儲槽3、貧液罐4、熱交換器5、再生塔6、循環栗7、貧液栗8、富液栗9、貧液冷卻器10、再生塔冷卻器11和再生塔分離器12，超重力脫硫裝置I的氣相出口與尾吸塔2的氣相進口相連，超重力脫硫裝置I通過富液栗9與熱交換器5的富液進口連接，熱交換器5的富液出口與再生塔6的富液進口相連，再生塔6的塔頂氣相出口通過再生塔冷卻器11與再生塔分尚器12的進口連接，再生塔分尚器12的液相出口與再生塔6的冷卻液進口連接，再生塔6的塔釜液出口與熱交換器5的貧液進口相連，熱交換器5的貧液出口通過貧液冷卻器10與貧液罐4和貧液栗8依次連接，貧液栗8的出口分別與吸收劑循環儲槽3的吸收劑入口、尾吸塔2的吸收劑入口連接，尾吸塔2的塔釜液出口與吸收劑循環儲槽3的富液進口連接，吸收劑循環儲槽3的出口通過循環栗7與超重力脫硫裝置I吸收劑入口相連。
[0032]使用上述裝置脫除和回收混合氣體中二氧化硫時，工藝流程為:開車前向貧液罐4中加入吸收劑，通過貧液栗8分別打入超重力脫硫裝置I和尾吸塔2，在裝置運行過程中定期補加吸收劑。含硫混合氣進入超重力脫硫裝置I，與吸收劑充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，脫硫吸收富液經富液栗9、熱交換器5至再生塔6，在再生塔6經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生混合氣經再生塔冷卻器11、再生塔分離器12冷卻、脫水后通過再生塔分離器12氣相出口得到SO2產品。再生塔塔釜液經熱交換器5初步降溫，再經貧液冷卻器10進一步降溫后進入貧液罐4中，然后經貧液栗8加壓，回到尾吸塔2吸收劑入口，依次循環吸收。經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔2，在尾吸塔2內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的SO2，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，將凈化氣從尾吸塔頂達標排放。將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽3、循環栗7回到超重力脫硫裝置I，依次循環吸收。
[0033]實施例1
[0034]含硫混合氣體流量為120000Nm3/h，溫度為50°C，S02含量為5%。含硫混合氣進入超重力機1(葫蘆島中超機械有限公司，Φ2000*2500)，與二乙醇胺和乳酸組成的吸收劑充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，超重力機I操作溫度控制為70°C，脫硫吸收液經富液栗9、熱交換器5至再生塔6，在再生塔6經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生塔操作條件為:溫度120°C，壓力50KPa，再生混合氣經再生塔冷卻器11、再生塔分離器12冷卻脫水得到SO2產品，再生塔冷卻器11溫度控制為20°C。再生塔塔釜液經熱交換器5初步降溫，再經貧液冷卻器10進一步降溫后進入貧液罐4中，然后經貧液栗8加壓，回到尾吸塔2吸收劑入口，依次循環吸收，貧液冷卻器10溫度控制為30°C。經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔2，在尾吸塔2內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的S02，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，尾吸塔溫度控制為30°C，部分脫硫后的尾氣與吸收劑的質量比為1:1。將凈化氣從尾吸塔頂達標排放，從尾吸塔頂氣相管取樣分析，未檢測到S02。將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽3、循環栗7回到超重力機I，依次循環吸收。
[0035]從再生塔分離器12氣相出口取樣分析，302氣體純度99.5%。
[0036]實施例2
[0037]含硫混合氣體流量為130000Nm3/h，溫度為60°C，S02含量為4%。含硫混合氣進入超重力機1(葫蘆島中超機械有限公司，Φ2500*2500)，與吸收劑1，1，3，3_四甲基胍乳酸鹽充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，超重力機I操作溫度控制為55°C，脫硫吸收液經富液栗9、熱交換器5至再生塔6，在再生塔6經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生塔操作條件為:溫度130°C，壓力70KPa，再生混合氣經再生塔冷卻器11、再生塔分離器12冷卻脫水得到SO2產品，再生塔冷卻器11溫度控制為40°C。再生塔塔釜液經熱交換器5初步降溫，再經貧液冷卻器10進一步降溫后進入貧液罐4中，然后經貧液栗8加壓，回到尾吸塔2吸收劑入口，依次循環吸收，貧液冷卻器10溫度控制為20°C。經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔2，在尾吸塔2內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的S02，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，尾吸塔溫度控制為35°C，部分脫硫后的尾氣與吸收劑的質量比為1:1.5，將凈化氣從尾吸塔頂達標排放，從尾吸塔頂氣相管取樣分析，未檢測到S02。將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽3、循環栗7回到超重力機I，依次循環吸收。
[0038]從再生塔分離器12氣相出口取樣分析，302氣體純度99.6%。
[0039]實施例3
[0040]含硫混合氣體流量為10000NmVh，溫度為45°C，SO2含量為8%。含硫混合氣進入超重力機1(葫蘆島中超機械有限公司，Φ2000*2000)，與乙醇胺和乙酸組成的吸收劑充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，超重力機I操作溫度控制為40°C，脫硫吸收液經富液栗9、熱交換器5至再生塔6，在再生塔6經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生塔操作條件為:溫度110°C，壓力40KPa，再生混合氣經再生塔冷卻器11、再生塔分離器12冷卻脫水得到SO2產品，再生塔冷卻器11溫度控制為30°C。再生塔塔釜液經熱交換器5初步降溫，再經貧液冷卻器10進一步降溫后進入貧液罐4中，然后經貧液栗8加壓，回到尾吸塔2吸收劑入口，依次循環吸收，貧液冷卻器10溫度控制為40°C。經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔2，在尾吸塔2內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的S02，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，尾吸塔溫度控制為40°C，部分脫硫后的尾氣與吸收劑的質量比為1:2，將凈化氣從尾吸塔頂達標排放，從尾吸塔頂氣相管取樣分析，未檢測到S02。將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽3、循環栗7回到超重力機I，依次循環吸收。
[0041 ] 從再生塔分離器12氣相出口取樣分析，SO2氣體純度99 J %。
[0042]實施例4
[0043]含硫混合氣體流量為110000Nm3/h，溫度為55°C，S02含量為7%。含硫混合氣進入超重力機1(葫蘆島中超機械有限公司，Φ2000*2500)，與吸收劑1，1，3，3_四甲基胍乳酸鹽充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，超重力機I操作溫度控制為30°C，脫硫吸收液經富液栗9、熱交換器5至再生塔6，在再生塔6經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生塔操作條件為:溫度100°C，壓力30KPa，再生混合氣經再生塔冷卻器11、再生塔分離器12冷卻脫水得到SO2產品，再生塔冷卻器11溫度控制為35°C。再生塔塔釜液經熱交換器5初步降溫，再經貧液冷卻器10進一步降溫后進入貧液罐4中，然后經貧液栗8加壓，回到尾吸塔2吸收劑入口，依次循環吸收，貧液冷卻器10溫度控制為35°C。經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔2，在尾吸塔2內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的S02，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，尾吸塔溫度控制為50°C，部分脫硫后的尾氣與吸收劑的質量比為1:3，將凈化氣從尾吸塔頂達標排放，從尾吸塔頂氣相管取樣分析，未檢測到S02。可將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽3、循環栗7回到超重力機I，依次循環吸收。
[0044]從再生塔分離器12氣相出口取樣分析，302氣體純度99.8%。
【主權項】
1.一種用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置，包括超重力脫硫裝置、尾吸塔、吸收劑循環儲槽、貧液罐、熱交換器、再生塔、循環栗、貧液栗、富液栗、貧液冷卻器、再生塔冷卻器和再生塔分離器，其特征在于所述的超重力脫硫裝置的氣相出口與所述的尾吸塔的氣相進口相連，所述的超重力脫硫裝置通過所述的富液栗與所述的熱交換器的富液進口連接，所述的熱交換器的富液出口與所述的再生塔的富液進口相連，所述的再生塔的塔頂氣相出口通過所述的再生塔冷卻器與所述的再生塔分離器的進口連接，所述再生塔分離器的液相出口與所述的再生塔的冷卻液進口連接，所述的再生塔的塔釜液出口與所述的熱交換器的貧液進口相連，所述的熱交換器的貧液出口通過所述的貧液冷卻器與所述的貧液罐和所述的貧液栗依次連接，所述的貧液栗的出口分別與所述的吸收劑循環儲槽的吸收劑入口、所述的尾吸塔的吸收劑入口連接，所述的尾吸塔的塔釜液出口與所述的吸收劑循環儲槽的富液進口連接，所述的吸收劑循環儲槽的出口通過所述的循環栗與所述的超重力脫硫裝置吸收劑入口相連。2.根據權利要求1所述的用于脫除和回收混合氣體中二氧化硫的裝置，其特征在于所述的超重力脫硫裝置為超重力機。3.使用權利要求1所述的裝置脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于包括如下步驟: (a)含硫混合氣進入超重力脫硫裝置，與吸收劑充分接觸，氣體中的SO2與吸收劑反應被吸收，得到脫硫吸收富液和經部分脫硫后的尾氣，脫硫吸收富液經富液栗、熱交換器至再生塔，在再生塔經汽提蒸汽加熱解析，得到再生混合氣和再生塔塔釜液，再生混合氣經再生塔冷卻器、再生塔分離器冷卻脫水得到SO2產品； (b)步驟(a)得到的經部分脫硫后的尾氣進入尾吸塔，在尾吸塔內與從塔上部進入的吸收劑逆流接觸，進一步吸收尾氣中的SO2，得到脫硫吸收貧液和凈化氣，將凈化氣從尾吸塔頂達標排放。4.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于所述的含硫混合氣溫度為40?60 °C。5.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于所述的吸收劑為I，I，3，3_四甲基胍乳酸鹽、乙醇胺和乙酸混合物、二乙醇胺和乳酸混合物中的一種。6.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于所述的尾吸塔溫度控制為30?50°C，部分脫硫后的尾氣與吸收劑的質量比為1:1?3。7.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于所述的超重力脫硫裝置溫度控制為30?70°C。8.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于所述的再生塔溫度控制為100?130°C，壓力控制為30?70KP，所述的貧液冷卻器溫度控制為20?400C，所述的再生塔冷卻器溫度控制為20?40°C。9.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于將再生塔塔釜液經熱交換器初步降溫，再經貧液冷卻器進一步降溫后進入貧液罐中，然后經貧液栗加壓，回到尾吸塔吸收劑入口，依次循環吸收。10.根據權利要求3所述的脫除和回收混合氣體中二氧化硫的方法，其特征在于將脫硫吸收貧液經吸收劑循環儲槽、循環栗回到超重力脫硫裝置，依次循環吸收。
【文檔編號】B01D53/18GK105935540SQ201610383137
【公開日】2016年9月14日
【申請日】2016年5月31日
【發明人】夏碧波, 戴如康, 付文英, 朱海峰, 吳尤嘉
【申請人】衢州巨化錦綸有限責任公司