小型高浓酸洗废液无红烟再生系统及方法与流程

本发明涉及工业废弃物资源化及环保
技术领域：
，尤其涉及化工和钢铁领域中小型企业用的高浓度酸洗处理系统及处理方法。
背景技术：
：钢铁工业、金属制品业在生产过程中清除钢材表面氧化铁皮时通常使用盐酸进行酸洗，酸洗过程中会产生大量的废酸液，盐酸酸洗废液的成分主要是：游离酸、氯化亚铁和水，其含量随酸洗工艺、操作温度、钢材材质、规格不同而异；一般含氯化亚铁：20～30％，游离酸：5～8％，其余为水及其他杂质。现有的对盐酸废液的处理方法包括：1)直接煅烧法，其是利用fecl2在高温、有充足水蒸气和适量氧气的条件下能定量水解的特性，在煅烧炉中直接将fecl2转化为盐酸和fe2o3；2)回收铁盐法，利用加入铁粉、蒸发浓缩、扩散渗析等方法，获得氯化铁等产品；利用废液生产氯化铁等产品虽然可行，但氯化铁等产品存在着产品市场容量小，没有出路的问题，而一些企业使用其他企业副产的盐酸作为原料，会将其中一些有害的物质带到氯化铁中，造成二次污染，后果不堪设想。目前，利用直接煅烧法是解决酸洗废液问题最彻底的方法，可以实现盐酸的回用，但是其门槛较高，投资巨大，不是一般小型企业能够承受的；而且大多数的小型企业每天的废酸产量不足十吨，无法实现规模化处理。对于国内目前普遍采用的ruthner直接煅烧法技术，随着国家对环保要求愈来愈高及行业竞争愈来愈激烈，其在应用中也暴露出不少的问题：1)由于氧化铁粉尘脱除不彻底，存在着外排红烟的问题；2)工艺过程无法获得22％以上的再生盐酸，降低了上游酸洗工段的效率；3)无法实现小型化生产，投资太大，小企业接受不了，限制了其推广应用。针对冒红烟的问题，许多文献与专利均有论述，主要是利用已经获得的再生盐酸进入预浓缩器对氧化铁红粉尘进行洗涤，借助盐酸的酸性将氧化铁粉尘洗涤下来。但再生盐酸是经过氯化铁高温分解而来，其处置费用本身就高，让再生盐酸去处置粉尘，处理成本会进一步升高。针对盐酸浓度低的问题，由于ruthner煅烧技术中利用水对烟气中的hcl进行吸收，实际上是在hcl-h2o的汽液平衡在其中起到主导作用，当加入水进行吸收时增加了水的浓度，使得盐酸浓度最多只能达到常压下的恒沸浓度22％以下，因此很难获得高浓度盐酸。针对ruthner煅烧技术小型化的问题，需要在设备的小型化和设备造价上进行综合考虑。技术实现要素：本发明提供了一种小型高浓酸洗废液无红烟再生系统及方法，将进入喷淋预浓缩器的烟气中粉尘含量降至20mg/m3以下，彻底解决冒红烟的问题；采用下喷式水解煅烧炉，烟气流速从0.2～0.3m/s提高到2m/s，使煅烧设备体积缩小到常规煅烧设备的1/9；采用喷淋预浓缩器，比常规采用的文氏管预浓缩器成本低、压降小；将喷淋预浓缩器后的气体直接冷凝，从而获得高浓度的盐酸产品。为了达到上述目的，本发明采用以下技术方案实现：小型高浓酸洗废液无红烟再生系统，包括下喷式水解煅烧炉、多级除尘器、喷淋预浓缩器、多级冷凝器、盐酸吸收塔、空冷塔和洗涤塔；所述下喷式水解煅烧炉的顶部气体出口通过多级除尘器连接喷淋预浓缩器的下部气体入口；喷淋预浓缩器底部液体出口连接预浓缩循环泵入口，预浓缩循环泵出口一路连接喷淋预浓缩塔上部液体入口，另一路通过给料泵连接下喷式水解煅烧炉下部的气流式喷枪；喷淋预浓缩器的顶部气体出口通过多级冷凝器连接盐酸吸收塔的下部气体入口；多级冷凝器及盐酸吸收塔的液体出口连接成品盐酸输送管道；多级冷凝器的冷却水入口通过空冷循环泵连接空冷塔的冷却水出口，空冷循环泵的入口另外连接脱盐水输送管道；盐酸吸收塔顶部气体出口通过耐酸风机连接洗涤塔的下部气体入口，洗涤塔底部液体出口通过洗涤泵连接盐酸吸收塔顶部液体入口和洗涤塔顶部液体入口；洗涤塔顶部液体入口另外连接脱盐水输送管道。所述下喷式水解煅烧炉由燃烧室、反应室和气流式喷枪组成，燃烧室位于下喷式水解煅烧炉底部，与燃料输送管道连接；反应室位于下喷式水解煅烧炉上部，由耐酸耐火砖砌筑而成；气流式喷枪位于下喷式水解煅烧炉的下部，其压缩气体入口通过压缩气体管道与空压机相连。所述多级除尘器至少包括旋风除尘器和耐高温布袋除尘器，且旋风除尘器设置在耐高温布袋除尘器的上游。所述耐高温布袋除尘器中的布袋采用不锈钢、钛材、碳化硅、刚玉材质制成，耐温400℃以上。所述多级冷凝器至少包括第一冷凝器和第二冷凝器，且第一冷凝器与第二冷凝器均为耐酸冷凝器。所述耐酸冷凝器的材质为石墨、钛钯合金。所述喷淋预浓缩器的主体结构采用耐酸耐高温材质制成，喷淋预浓缩器的顶部设多层喷淋管，喷淋管下方设筛板。基于所述系统的高浓酸洗废液无红烟再生方法，包括如下步骤：1)温度为85～95℃的喷淋浓缩液与压缩空气混合后自下向上喷入下喷式水解煅烧炉，与底部燃烧室生成的高温烟气在上部反应室内混合进行高温分解；下喷式水解煅烧炉的炉顶温度为350～450℃，炉底温度为650～750℃，炉内压力为-100～-500pa微负压；热解后的烟气从炉顶排出，经过多级除尘器将烟气中的粉尘含量降低至20mg/m3以下；多级除尘器收集的粉末作为氧化铁红产品外运；2)铁离子浓度为140～170g/l的高浓酸性废液送入喷淋预浓缩器中，与除尘后的气体进行接触，同时进行浓缩、除尘和热交换过程；浓缩后的液体中铁离子的浓度为180～220g/l，气体降温至85～95℃，3)将降温后的气体送往多级冷凝器进行冷凝，温度降低至50℃以下，多级冷凝器的冷却介质采用空冷塔生成的循环冷却水；气体冷凝后分离出高浓度盐酸产品，分离出的气体进入盐酸吸收塔中进一步吸收其中的hcl，获得另外一部分高浓度盐酸产品，高浓度盐酸产品中hcl浓度为23～25％wt；4)盐酸吸收塔后的气体增压后送往洗涤塔洗涤，洗涤后的烟气达标排放，烟气中的hcl浓度低于10mg/m3。所述喷淋浓缩液与压缩空气的混合比为1：1～1.5。所述多级除尘器的除尘效率为99.9％以上。与现有技术相比，本发明的有益效果是：1)采用多级除尘器，并且在旋风除尘器后加设耐高温布袋除尘器，实现进入喷淋预浓缩器的烟气粉尘含量低于20mg/m3，彻底解决冒红烟的问题；2)将现有的水解煅烧炉结构进行改进，将顶部压力喷液、下部热风反应的方式改为底部液体进料，采用气流式喷枪将雾化后的液体向上喷入反应室的方式，烟气流速从0.2～0.3m/s提高到2m/s；并且在保证同等处理能力的前提下，下喷式水解煅烧炉的体积缩小到常规水解煅烧炉体积的1/9，实现了设备小型化目标；3)采用喷淋浓缩器替代常规的文氏管预浓缩器，其压降小，设备阻力从2.5kpa降低至不足1kpa；同时设备造价低，大幅度减少了设备投资；4)在喷淋预浓缩器中经过降温后的烟气不直接进入盐酸吸收塔，而是先进行多级冷凝，将烟气中hcl与水直接冷凝下来，在恒沸点以上形成盐酸水溶液，从而获得高浓度的盐酸产品，回用后有利于提高酸洗效率；5)由于采用了喷淋预浓缩器和多级冷凝器，大幅度降低了烟气的流量与温度，使得后续的风机负荷大幅度降低，从而降低了系统运行费用；6)本发明所述高浓酸洗废液无红烟再生系统及方法，可广泛应用于镀锌、电镀、金属制品、机械制造、钢铁、金属材料等行业。附图说明图1是本发明所述小型高浓酸洗废液无红烟再生系统的结构示意图。图2是本发明所述高浓酸洗废液无红烟再生方法的工艺流程图。图中：1.空压机2.下喷式水解煅烧炉3.旋风分离器4.耐温布袋除尘器5.喷淋预浓缩器6.预浓缩循环泵7.给料泵8.第一冷凝器9.第二冷凝器10.盐酸吸收塔11.空冷塔12.空冷循环泵13.耐酸风机14.洗涤塔15.洗涤泵具体实施方式下面结合附图对本发明的具体实施方式作进一步说明：如图1所示，本发明所述小型高浓酸洗废液无红烟再生系统，包括下喷式水解煅烧炉、多级除尘器、喷淋预浓缩器、多级冷凝器、盐酸吸收塔、空冷塔和洗涤塔；所述下喷式水解煅烧炉的顶部气体出口通过多级除尘器连接喷淋预浓缩器的下部气体入口；喷淋预浓缩器底部液体出口连接预浓缩循环泵入口，预浓缩循环泵出口一路连接喷淋预浓缩塔上部液体入口，另一路通过给料泵连接下喷式水解煅烧炉下部的气流式喷枪；喷淋预浓缩器的顶部气体出口通过多级冷凝器连接盐酸吸收塔的下部气体入口；多级冷凝器及盐酸吸收塔的液体出口连接成品盐酸输送管道；多级冷凝器的冷却水入口通过空冷循环泵连接空冷塔的冷却水出口，空冷循环泵的入口另外连接脱盐水输送管道；盐酸吸收塔顶部气体出口通过耐酸风机连接洗涤塔的下部气体入口，洗涤塔底部液体出口通过洗涤泵连接盐酸吸收塔顶部液体入口和洗涤塔顶部液体入口；洗涤塔顶部液体入口另外连接脱盐水输送管道。所述下喷式水解煅烧炉由燃烧室、反应室和气流式喷枪组成，燃烧室位于下喷式水解煅烧炉底部，与燃料输送管道连接；反应室位于下喷式水解煅烧炉上部，由耐酸耐火砖砌筑而成；气流式喷枪位于下喷式水解煅烧炉的下部，其压缩气体入口通过压缩气体管道与空压机相连。所述多级除尘器至少包括旋风除尘器和耐高温布袋除尘器，且旋风除尘器设置在耐高温布袋除尘器的上游。所述耐高温布袋除尘器中的布袋采用不锈钢、钛材、碳化硅、刚玉材质制成，耐温400℃以上。所述多级冷凝器至少包括第一冷凝器和第二冷凝器，且第一冷凝器与第二冷凝器均为耐酸冷凝器。所述耐酸冷凝器的材质为石墨、钛钯合金。所述喷淋预浓缩器的主体结构采用耐酸耐高温材质制成，喷淋预浓缩器的顶部设多层喷淋管，喷淋管下方设筛板。如图2所示，基于所述系统的高浓酸洗废液无红烟再生方法，包括如下步骤：1)温度为85～95℃的喷淋浓缩液与压缩空气混合后自下向上喷入下喷式水解煅烧炉，与底部燃烧室生成的高温烟气在上部反应室内混合进行高温分解；下喷式水解煅烧炉的炉顶温度为350～450℃，炉底温度为650～750℃，炉内压力为-100～-500pa微负压；热解后的烟气从炉顶排出，经过多级除尘器将烟气中的粉尘含量降低至20mg/m3以下；多级除尘器收集的粉末作为氧化铁红产品外运；2)铁离子浓度为140～170g/l的高浓酸性废液送入喷淋预浓缩器中，与除尘后的气体进行接触，同时进行浓缩、除尘和热交换过程；浓缩后的液体中铁离子的浓度为180～220g/l，气体降温至85～95℃，3)将降温后的气体送往多级冷凝器进行冷凝，温度降低至50℃以下，多级冷凝器的冷却介质采用空冷塔生成的循环冷却水；气体冷凝后分离出高浓度盐酸产品，分离出的气体进入盐酸吸收塔中进一步吸收其中的hcl，获得另外一部分高浓度盐酸产品，高浓度盐酸产品中hcl浓度为23～25％wt；4)盐酸吸收塔后的气体增压后送往洗涤塔洗涤，洗涤后的烟气达标排放，烟气中的hcl浓度低于10mg/m3。所述喷淋浓缩液与压缩空气的混合比为1：1～1.5。所述多级除尘器的除尘效率为99.9％以上。本发明中，下喷式水解煅烧炉底部燃烧室应用清洁燃料进行燃烧，清洁燃料为天然气、柴油或醇基燃料等。气流式喷枪以空压机产生的压缩空气作为动力，将进料液体雾化为细小的颗粒，并与燃烧产生的高温烟气充分混合。压缩空气与液体的比例为(1～1.5)：1，例如1.5:1、1.4:1、1.3:1、1.2:1、1.1:1或1:1。下喷式水解煅烧炉内的反应压力为微负压-100～-500pa，例如-100pa、-200pa、-300pa、-400pa或-500pa。炉顶温度为350～450℃，炉底温度650～750℃，炉顶和炉底温度有多种组合方式，例如350和650℃、400和650℃、450和650℃、350和700℃、350和750℃、450和650℃、450和700℃、450和750℃等。多级除尘器的除尘效率应达到99.9％以上，并保证烟气中粉尘含量低于20mg/m3。喷淋预浓缩器中酸洗废液采用用喷淋方式进入设备中，喷淋装置可以采用发电厂脱硫用的喷淋管及喷头，多层喷淋管的下方设筛板，有利于气体均匀分布。酸洗废液中铁离子的浓度为140～170g/l，例如140g/l、150g/l、160g/l、170g/l或180g/l，喷淋浓缩后液体中铁离子的浓度为180～220g/l，例如180g/l、190g/l、200g/l、210g/l或220g/l。喷淋预浓缩器的操作温度为85～95℃，例如85℃、90℃、95℃。多级冷凝器可以为一级、两级、三级或者更多，气体冷凝温度最终达到50℃以下；冷凝后获得盐酸产品的浓度达到23～25％wt，例如23％wt，24％wt，25％wt。经过盐酸吸收塔吸收后得到的另外一部分盐酸产品的浓度达到23～25％wt，例如23％wt，24％wt，25％wt。以下实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。下述实施例中所用方法如无特别说明均为常规方法。【实施例1】本实施例将常温、流量为1000kg/h的高浓度酸洗废液送入喷淋预浓缩器中，与下喷式水解煅烧炉生成的高温烟气进行接触，获得浓缩后的液体，酸洗废液与浓缩后液体的成分组成如下表所示：成分酸洗废液g/l浓缩液g/lfecl349.1766.56fecl2337.23450.23hcl70.38130.77h2o911.1686.32总计1367.881333.88在下喷式水解煅烧炉中与浓缩后酸洗废液高温水解后的高温烟气，先后中进入旋风除尘器与耐高温布袋除尘器中除尘，回收粉尘173kg，其中fe2o3含量98.9％wt，cl含量0.87％wt，堆密度190kg/m3。除尘后烟气中的粉尘含量为15mg/m3。经喷淋预浓缩器后，高温烟气与喷淋浓缩后的烟气成分组成分别如下表所示：成分体积(高温烟气)％体积(浓缩后烟气)％hcl10.47.80h2o39.950.1o23.743.39n241.8935.2co24.073.51气体总体积m3/h3270(温度400℃)2145(温度93.5℃)经过喷淋浓缩后的气体先后进入第一冷凝器、第二冷凝器和盐酸吸收塔，洗涤塔后获得高浓度盐酸产品，烟气达标排放；其中：第一冷凝器冷凝温度：70℃，第二冷凝器温度50℃。吸收塔的液体量为75kg/h，其中hcl含量为2％wt。经过两级冷凝，然后经过盐酸吸收后获得的盐酸量为870.3kg/h，浓度为23％wt。经过洗涤塔后的气体成分组成如下表所示：成分体积％hcl1.0×10-3h2o8.82o27.45n276.5co27.23气体体积900m3/h，温度41℃【实施例2】本实施例将常温、流量为1000kg/h的高浓度酸洗废液送入喷淋预浓缩器中，与下喷式水解煅烧炉生成的高温烟气进行接触，获得浓缩后的液体，酸洗废液与浓缩后液体的成分组成如下表所示：成分酸洗废液g/l浓缩液g/lfecl349.1760.28fecl2337.23433.19hcl70.38132.1h2o911.1700.23总计1367.881325.8在下喷式水解煅烧炉中与浓缩后酸洗废液高温水解后的高温烟气，先后中进入旋风除尘器与耐高温布袋除尘器中除尘，回收粉尘171kg，其中fe2o3含量98.2％wt，cl含量1.11％wt，堆密度170kg/m3。除尘后烟气中的粉尘含量为10mg/m3。经喷淋预浓缩器后，高温烟气与喷淋浓缩后的烟气成分组成分别如下表所示：成分体积(高温烟气)％体积(浓缩后烟气)％hcl10.17.81h2o39.948.1o23.903.60n242.136.8co24.003.69气体总体积m3/h2850(温度350℃)1940(温度92.5℃)经过喷淋浓缩后的气体先后进入第一冷凝器，第二冷凝器和盐酸吸收塔，洗涤塔后获得高浓度盐酸产品，烟气达标排放；其中：第一冷凝器冷凝温度：70℃，第二冷凝器温度50℃。吸收塔的液体量为75kg/h，其中hcl含量为2％wt。经过两级冷凝，然后经过盐酸吸收后获得的盐酸量为770kg/h，浓度为23％wt。经过洗涤塔后的气体成分组成如下表所示：成分体积％hcl1.0×10-3h2o5.42o28.95n274.4co211.23气体体积：846m3/h，温度41℃。【实施例3】本实施例将常温、流量为1000kg/h的高浓度酸洗废液送入喷淋预浓缩器中，与下喷式水解煅烧炉生成的高温烟气进行接触，获得浓缩后的液体，酸洗废液与浓缩后液体的成分组成如下表所示：成分酸洗废液g/l浓缩液g/lfecl349.1764.78fecl2337.23460.3hcl70.38134.1h2o911.1723.3总计1367.881382.48在下喷式水解煅烧炉中与浓缩后酸洗废液高温水解后的高温烟气，先后中进入旋风除尘器与耐高温布袋除尘器中除尘，回收粉尘172kg，其中fe2o3含量99.1％wt，cl含量0.87％wt，堆密度190kg/m3。除尘后烟气中的粉尘含量为18mg/m3。经喷淋预浓缩器后，高温烟气与喷淋浓缩后的烟气成分组成分别如下表所示：成分体积(高温烟气)％体积(浓缩后气体)％hcl10.17.90h2o39.0150.45o24.033.50n242.9834.97co23.883.18气体总体积m3/h3530(温度450℃)2200(温度93.5℃)经过喷淋浓缩后的气体先后进入第一冷凝器、第二冷凝器和盐酸吸收塔，洗涤塔后获得高浓度盐酸产品，烟气达标排放；其中：第一冷凝器冷凝温度：70℃，第二冷凝器温度50℃。吸收塔的液体量为85kg/h，其中hcl含量为2％wt。经过两级冷凝，然后经过盐酸吸收后获得的盐酸量为914kg/h，浓度为23％wt。经过洗涤塔后的气体成分组成如下表所示：成分体积％hcl1.0×10-3h2o8.89o27.71n276.0co27.40气体体积：927m3/h，温度42℃.以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本
技术领域：
的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。当前第1页12