酸性气体硫回收尾气的氨法脱硫一体化净化装置及方法与流程

本发明属于环保技术领域，特别涉及一种酸性气体硫回收尾气的氨法脱硫一体化净化装置及方法。

背景技术：

工业过程中排放的二氧化硫是酸雨和雾霾的重要来源，酸性气体通过焚烧后转化为大量二氧化硫。为改善环境质量、控制二氧化硫的排放量，脱硫治理势在必行。

在石油、天然气及煤化工生产过程中，会产生大量的含硫化氢酸性气体。通常采用克劳斯硫回收工艺脱除硫化氢、回收硫磺。为保证尾气达标排放，在常规二级克劳斯硫回收装置后设置超级或超优克劳斯、SCOT尾气再处理等工艺，存在工艺流程复杂、投资高、运行成本高、能耗高、操作难度大等缺点。

在酸性尾气治理上应用较多的是钠碱法，需消耗钠碱资源，所副产硫酸钠等产物市场需求少，难以实现高附加值，从而运行费用较高，可靠性差。

在含硫烟气脱硫过程中，氨法烟气脱硫具有脱硫效率高、无二次污染、能资源化回收、流程短、可实现与工厂锅炉烟气脱硫一体化等等特点，使氨法的应用领域更广。

技术实现要素：

针对上述问题，本发明的目的是提供一种酸性气体硫回收尾气的氨法脱硫一体化净化装置，该装置能有效脱硫，且能有效避免脱硫装置烟气出口拖尾白烟现象的发生。

为实现上述目的，本发明所采用的技术方案是：

一种酸性气体硫回收尾气的氨法脱硫一体化净化装置，包括焚烧装置，蒸汽过热器，余热回收锅炉，空气换热器，空气冷却器和脱硫装置；

所述蒸汽过热器位于所述焚烧装置内的尾端，通过管道分别与外部的产饱和蒸汽的设备和过热蒸汽管网连通；

所述余热回收锅炉位于所述蒸汽过热器和空气换热器之间，通过管道与所述焚烧装置连通；

所述空气换热器位于所述焚烧装置内的尾端；

所述空气冷却器通过管道分别与所述焚烧装置和脱硫装置连通。

进一步地，还包括鼓风装置，所述鼓风装置通过管道与所述焚烧装置的待焚烧气体的进口管连通；所述鼓风装置通过管道与所述焚烧装置的待焚烧气体的焚烧区连通；所述鼓风装置通过空气换热器与所述脱硫装置连通；所述鼓风装置通过管道与所述空气冷却器连通。

进一步地，所述脱硫装置上设置烟气进口和用于排放烟气的烟囱；

在所述烟气进口和烟囱之间，在所述脱硫装置内按烟气流动方法依次设置洗涤降温段喷淋器、第一升气盘、若干层一段吸收喷淋层、第二升气盘、若干层二段吸收喷淋层、高效吸收器、第三升气盘、除氨雾段和除雾器；

在烟气进口与所述脱硫装置的塔底之间，由上至下设置斜板、二段吸收液循环槽和一段吸收液循环槽；所述二段吸收液循环槽通过二段吸收循环泵与所述二段吸收喷淋层连通；所述一段吸收液循环槽通过一段吸收循环泵与所述一段吸收喷淋层连通；

所述第一升气盘通过管道分别与所述一段吸收液循环槽和外部的储氨罐连接；所述第二升气盘通过管道分别与所述二段吸收液循环槽和外部的储氨罐连接。

进一步地，还包括设置于所述脱硫装置外部的氧化槽、洗涤循环槽和工艺水槽；所述脱硫装置通过管道分别与所述氧化槽、洗涤循环槽和工艺水槽连通。

进一步地，所述氧化槽内设置有氧化曝气装置和若干层布液板；所述氧化曝气装置位于布液板的下方，通过管道与外部的氧化空气输送装置连通；所述氧化槽通过管道分别与所述一段吸收液循环槽、洗涤循环槽和工艺水槽连通；

所述洗涤循环槽内设有出液管；所述洗涤循环槽通过洗涤液循环泵与所述洗涤降温段喷淋器连接；所述洗涤循环槽通过晶浆泵与外部的硫铵液处理装置连接；所述出液管通过管道与开设于所述脱硫装置上且位于所述斜板上方的出液管道连通；

所述工艺水槽通过工艺水泵与位于所述除氨雾段和除雾器之间的喷淋器连接；所述工艺水槽与所述第三升气盘之间通过管道连接。

进一步地，还包括鼓风装置，所述鼓风装置通过空气换热器与所述脱硫装置上的烟囱连通。

进一步地，还包括反冲洗装置；所述反冲洗装置位于所述脱硫装置内，且置于所述洗涤降温段喷淋器和第一升气盘之间；所述反冲洗装置通过一段吸收循环泵与所述一段吸收液循环槽连通。

本发明还提供了一种利用所述装置处理酸性气体的方法，包括以下步骤：将酸性尾气在650℃-1000℃的条件下焚烧，焚烧后的高温尾气经二级余热回收及空气换热器回收热量冷却降温至300℃以下，再经空气冷却器直接冷却降温至180℃以下，然后脱硫。

优选的，所述酸性气体是含硫化物总含量在1.4％以下的气体。

优选的，所述硫化物为H₂S、COS、SO₂、S或CS₂中的一种，或它们的任意比例混合物。

优选的，利用空气换热器后的热空气，通过管道与脱硫装置上出口的烟囱连接，将所述脱硫后的净烟气升温至80℃以上。

本发明具有以下有益效果：

采用两级余热回收+空气换热器+空气冷却器降温预处理工艺，将高温烟气降温同时回收余热，再送入后续脱硫装置。同时为了进一步降低脱硫后烟气出口“白烟”现象的产生，利用空气换热器加热鼓风装置鼓出的部分空气升温至140℃送脱硫塔出口烟囱与净烟气混合，混合后净烟气升温至80℃以上，可避免脱硫装置出口拖尾白烟现象，净化尾气达标排放。脱硫装置采用单塔双循环装置，能有效提高烟气中高浓度SO₂的吸收效率，达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。同时生产化肥硫酸铵，解决脱硫装置出口烟气拖尾白烟比较严重的现象，从而实现无害化处理。

附图说明

图1为本发明的结构示意图；

图2为图1中脱硫装置的结构示意图。

其中，1-鼓风装置，2-焚烧装置，3-蒸汽过热器，4-余热回收锅炉，5-空气换热器，6-空气冷却器，7-脱硫装置，8-一段吸收液循环槽，9-二段吸收液循环槽，10-斜板，11-烟气进口，12-洗涤降温段喷淋器，13-第一升气盘，14-一段吸收喷淋层，15-第二升气盘，16-二段吸收喷淋层，17-高效吸收器，18-第三升气盘，19-除氨雾段，20-除雾器，21-烟囱，22-一段吸收循环泵，23-二段吸收循环泵，24-氧化槽，25-氧化曝气装置，26-布液板，27-洗涤循环槽，28-出液管，29-洗涤液循环泵，30-晶浆泵，31-工艺水槽，32-工艺水泵，33-反冲洗装置。

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。在此需要说明的是，对于这些实施方式的说明用于帮助理解本发明，但并不构成对本发明的限定。此外，下面所描述的本发明各个实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互组合。

如图1-2所示，一种酸性气体硫回收尾气的氨法脱硫一体化净化装置，包括焚烧装置2，蒸汽过热器3，余热回收锅炉4，空气换热器5，空气冷却器6和脱硫装置7；

蒸汽过热器3位于焚烧装置2内的尾端，通过管道分别与外部的产饱和蒸汽的设备和过热蒸汽管网连通；

余热回收锅炉4位于蒸汽过热器3和空气换热器5之间，通过管道与焚烧装置2连通；

空气换热器5位于焚烧装置2内的尾端；

空气冷却器6通过管道分别与焚烧装置2和脱硫装置7连通。

具体的，焚烧装置2可为焚烧炉。

待处理的烟气加入适量的燃料在焚烧炉内燃烧，焚烧后的烟气通过两级的蒸汽过热器3及余热回收锅炉4回收热量之后进入空气换热器5，使烟气温度降到300℃以下。再进入空气冷却器6直接冷却降温至180℃以下，最终通过降温后的尾气进入后续氨法脱硫的脱硫装置7。

其中，还包括鼓风装置1，鼓风装置1通过管道与焚烧装置2的待焚烧气体的进口管连通；鼓风装置1通过管道与焚烧装置2的待焚烧气体的焚烧区连通；鼓风装置1通过空气换热器5与脱硫装置7连通；鼓风装置1通过管道与空气冷却器6连通。

具体的，鼓风装置1可为鼓风机。

鼓风机鼓出的部分空气经尾气焚烧炉后段空气换热器5换热后进入后续的烟囱21与氨法脱硫装置出口净烟气混合升温至80℃以上，避免了脱硫装置7出口白烟拖尾现象，达标排放。

其中，脱硫装置7上设置烟气进口11和用于排放烟气的烟囱21；

在烟气进口11和烟囱21之间，在脱硫装置7内按烟气流动方法依次设置洗涤降温段喷淋器12、第一升气盘13、若干层一段吸收喷淋层14、第二升气盘15、若干层二段吸收喷淋层16、高效吸收器17、第三升气盘18、除氨雾段19和除雾器20；

在烟气进口11与脱硫装置7的塔底之间，由上至下设置斜板10、二段吸收液循环槽9和一段吸收液循环槽8；二段吸收液循环槽9通过二段吸收循环泵23与二段吸收喷淋层16连通；一段吸收液循环槽8通过一段吸收循环泵22与一段吸收喷淋层14连通；

第一升气盘13通过管道分别与一段吸收液循环槽8和外部的储氨罐连接；第二升气盘15通过管道分别与二段吸收液循环槽9和外部的储氨罐连接。

在高浓度SO₂烟气条件下，如采用单级吸收工艺，则吸收液操作pH值偏高，吸收液密度高，系统氧化率低，同时易造成气溶胶产生，排放颗粒物高，装置拖尾现象严重。

为解决以上问题，脱硫装置7采用单塔双循环系统，脱硫塔底部设置两段吸收循环槽，之间用隔板隔开。每段吸收相对独立，吸收液密度、pH值均分区独立控制。第一段吸收为SO₂主要脱除区，采用较高密度和pH值吸收液吸收；第二段吸收为SO₂辅助脱除区，采用较低密度和低pH值吸收液，以降低吸收液中的氨分压，达到减少排除烟气中的氨逃逸和气溶胶的目的。

在脱硫装置7的顶部设置氨除雾器19和除雾器20，一级氨除雾器通过对烟气带出NH₃的洗涤，回收微量氨和可溶硫酸盐，回收的液体返回脱硫系统循环利用；二级除雾器带拦液板通过液滴碰撞、离心力作用去除5～10μm的雾滴。该技术在SO₂吸收上既保证了高吸收效率、高氧化率，又达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。

其中，还包括设置于脱硫装置7外部的氧化槽24、洗涤循环槽27和工艺水槽31；脱硫装置7通过管道分别与氧化槽24、洗涤循环槽27和工艺水槽31连通。

采用氧化液与吸收液分置，有利于吸收过程pH值、密度分区控制，通过亚盐吸收和低pH值控制，可降低氨分压，由此防止气相氨与烟气中的SO₂接触而产生气溶胶，在SO₂吸收上既保证了高吸收效率、高氧化率，又达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。

氧化槽24内设置有氧化曝气装置25和若干层布液板26；氧化曝气装置25位于布液板26的下方，通过管道与外部的氧化空气输送装置连通；氧化槽24通过管道分别与一段吸收液循环槽8、洗涤循环槽27和工艺水槽31连通。

氧化槽24单独设置，能保证各级吸收、氧化互不影响。吸收液部分进入氧化槽24，通入压缩空气，经氧化段中部的氧化曝气装置25和布液板26，吸收液中的亚硫酸铵被氧化为硫酸铵，亚盐氧化率在99％以上。氧化过程加入催化剂，能处理高浓度SO₂及解决高浓度SO₂烟气条件下亚硫酸铵盐氧化率低的问题。可根据不同烟气条件，更合理的进行设备选型，降低投资；降低脱硫塔的高度，减少能耗，适用于不同SO₂浓度的烟气条件。

洗涤循环槽27内设有出液管28；洗涤循环槽27通过洗涤液循环泵29与洗涤降温段喷淋器连接；洗涤循环槽27通过晶浆泵30与外部的硫铵液处理装置连接；出液管28通过管道与开设于脱硫装置上且位于所述斜板10上方的出液管道连通。脱硫装置7与洗涤循环槽27之间通过洗涤液出液管和回流液管道构成一循环通路，让洗涤液不会保存在脱硫塔中，从而降低脱硫塔的负荷，提高脱硫的安全性，降低投资，减少能耗，解决硫酸铵在设备内沉积堵塞的问题。

工艺水槽31通过工艺水泵32与位于除氨雾段19和除雾器20之间的喷淋器连接；工艺水槽31与第三升气盘18之间通过管道连接。通过工艺水泵32可以冲洗顺喷、逆喷喷淋器，冲洗被捕集的液滴，返回脱硫系统循环利用。

具体的，为升高出口烟气的温度，还包括鼓风装置1，鼓风装置1通过空气换热器5与脱硫装置7上的烟囱21连通。

具体的，为能冲洗脱硫装置7内横梁等部位的遗留的沉积物，还包括反冲洗装置33；反冲洗装置33位于脱硫装置7内，且置于洗涤降温段喷淋器12和第一升气盘13之间；反冲洗装置33通过一段吸收循环泵22与所述一段吸收液循环槽8连通。

本发明采用两级余热回收+空气换热器+空气冷却器降温预处理，将高温烟气降温同时回收余热，再送入后续脱硫装置。同时为了进一步降低脱硫后烟气出口“白烟”现象的产生，利用空气换热器加热鼓风机鼓出的部分空气升温至140℃送脱硫塔出口烟囱与净烟气混合，混合后净烟气升温至80℃以上，可避免脱硫装置出口拖尾白烟现象，净化尾气达标排放。脱硫装置采用单塔双循环工艺，能有效提高烟气中高浓度SO₂的吸收效率，达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。同时生产化肥硫酸铵，解决脱硫装置出口烟气拖尾白烟比较严重的现象，从而实现无害化处理。

整个装置流程简单、系统结构简化、运行成本低廉，具有一定的经济效益。其装置的脱硫率≥99％、氧化率≥99％、氨回收率≥98.5％。

应用实例：

1)某石化项目克劳斯尾气，该实例中硫化物含量1.193％(kmol/h)，包括H₂S、SO₂、COS、单质S，该尾气无法直接进入脱硫装置，采用本发明装置，将尾气通入到焚烧炉中，通入适量的空气及燃料气，运行稳定可靠，投资及运行成本低。

提供的燃料为天然气，燃烧温度控制在650℃时，加入的天然气量800～1200Nm³/h，优选燃烧温度650℃，也可以为850℃或者1000℃，具体可根据实际的情况进行相应调整。设置降温预处理工艺装置。预处理工艺包括焚烧+两级余热回收+空气换热器+空气冷却器，其中焚烧通过控制加入燃料的量，使燃烧温度控制在650℃、入脱硫塔尾气SO₂的浓度40000mg/Nm³。焚烧后的烟气通过两级蒸汽过热器回收热量之后进入空气换热器间接冷却，使烟气温度降到300℃以下。本发明通过控制出口温度在300℃左右，不仅高于酸性气体的酸露点，有利于设备材质的选择，同时最大限度的回收了焚烧热量。

焚烧炉后设置空气冷却器器，出口尾气再进入空气冷却器直接冷却降温至180℃以下，最终通过降温后的尾气进入后续氨法脱硫装置。

鼓风机鼓出的部分空气被加热至140℃后进入烟囱与脱硫装置出口净烟气混合，混合烟气温度能控制在80℃左右，解决了脱硫装置出口烟气拖尾白烟现象。

该实例物料衡算如下：

以上结合附图对本发明的实施方式作了详细说明，但本发明不限于所描述的实施方式。对于本领域的技术人员而言，在不脱离本发明原理和精神的情况下，对这些实施方式进行多种变化、修改、替换和变型，仍落入本发明的保护范围内。