一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备及其方法与流程

本发明涉及一种脱硫设备，具体是一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备。

背景技术：

石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺技术是我国的主流烟气脱硫工艺技术，据统计，每处理1吨二氧化硫要排放0.7吨二氧化碳，治理了烟气中的二氧化硫污染，又新增了温室效应气体二氧化碳的排放。

技术实现要素：

本发明的目的在于提供一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备，以解决上述背景技术中提出的问题。

为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备，包括增压风机1、吸收塔2、富液泵3、再生塔4和贫液泵5，所述增压风机1通过管路连接至吸收塔2下部，所述吸收塔2内部底端通过管路连接有循环泵21，循环泵21通过管路连接有喷淋头22，喷淋头22位于吸收塔2内部下端且设有三层，同时该管路上还设有第一水冷器23，吸收塔2中部设有填料层24，填料层24下方设有富液槽25，富液槽25为焊接在吸收塔2内壁上的环形槽，富液槽25上方设有收集盖26，收集盖26为一锥形顶盖，且该锥形顶盖外径大于环形槽的内径且小于吸收塔2内壁的内径；填料层24上方设有离子液喷洒头27，所述富液槽25通过管路连接至富液泵3，富液泵3的通过管路连接至再生塔4，且该管路上依次设有冷凝器31和贫富液换热器32，所述再生塔4下部通过贫液泵5、贫富液换热器32和第二水冷器6连接至离子液喷洒头27，所述再生塔4顶部连接有液滴分离器41，液滴分离器41经由压缩机42连接至再沸器43的蒸汽进口，再沸器43的蒸汽出口连接至第一气液分离罐44，第一气液分离罐44的液体出口连接至再生塔顶部，第一气液分离罐44的气体出口经由冷凝器31连接至第二气液分离罐45，第二气液分离罐45的气体出口连接至二氧化硫储存罐46，第二气液分离罐45的气体出口的液体出口连接至第一气液分离罐44，所述再沸器43的循环液进口连接至再生塔4底部，再沸器43的循环液出口连接至的再沸器43的蒸汽进口。

一种离子液循环吸收法烟气脱硫方法，包括以下步骤：

1)从锅炉出来的烟气，经增压风机升压后，分别进入吸收塔下部，在吸收塔下部经三层喷淋水洗除尘、降温后，进入吸收塔中部，与从吸收塔上部进入的脱硫贫液逆流接触，吸收塔内设不锈钢填料，气体中的so2与离子液反应被吸收，脱除了so2的净烟气从吸收塔顶烟囱放空。

2)从吸收塔出来的洗涤水经循环泵增压后，经第一水冷器降温，送到吸收塔上部，重新冷却烟气，吸收so2后的富液，从吸收塔底流至富液槽25，经富液泵3加压后，进入贫富液换热器，与热贫液换热后，进入再生塔再生。

3)来自吸收塔的富液经冷凝器被来自再生塔塔顶的高温再生气预热，再经贫富液换热器32与来自再生塔塔釜的贫液换热后，被加热至90-100℃后进入再生塔，在塔内填料上与塔釜上升蒸气进行逆流接触，以解吸出其中所含so2，

4)解吸后的贫液自塔釜出料，经贫富液换热器32与富液换热后进贫液冷凝器，降至约40℃后进入吸收塔循环吸收烟气中的so2。塔顶上升蒸气(0-20kpag，100℃)经液滴分离器除去液滴后，进入高温高压蒸汽驱动的透平压缩机，被压缩机升压至0.3～0.4mpag，温度升至250～300℃，压缩机出口的高温高压过热蒸气在塔釜再沸器中冷却至露点140℃左右开始冷凝，蒸气冷凝放出大量潜热，将再沸器中的釜液加热至105～110℃，产生富液再生所需上升蒸气，由于过热蒸气中的少量so2气体无法在再沸器中冷凝，因此出再沸器的气液混合物进气液分离器进行分离，因再生气经压缩机压缩后压力较高，因此气液分离器底部的冷凝液可直接经节流阀节流降压后送塔顶做回流液，顶部含水蒸气的so2气体经冷凝器被吸收塔来的富液冷却至约45℃，节流降压后做为原料气送制酸机组，冷凝器中冷凝下来的凝液回气液分离器，送塔顶做回流液，该再生流程系开式热泵流程，即制热工质本身即为工艺介质，且可完全取消再生系统蒸汽消耗。

与现有技术相比，本发明的有益效果是：从再生塔底出来的贫液经贫富液换热器初步降温后，经贫液泵加压，再经贫液冷凝器降温，送至吸收塔上部，重新吸收so2，从再生塔内解析出的so2随同蒸汽由再生塔塔顶引出，进入冷凝器，冷却至40℃，然后去分离器，分离出水分后的so2气体送去制酸，冷凝液经回流液泵送回再生塔顶以维持系统水平衡。再生塔底部设置再沸器，保证塔底温度在105～110℃左右，维持溶液再生，在脱除烟气中so2的同时，副产高纯so2，回收了宝贵的硫资源，高纯二氧化硫可作为生产液体二氧化硫、硫酸、硫磺和其它化工产品的优良原料。

附图说明

图1为一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备的结构示意图。

图2为一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备中富液槽的结构示意图。

具体实施方式

下面结合具体实施方式对本专利的技术方案作进一步详细地说明。

请参阅图1-2，一种离子液循环吸收法烟气脱硫设备，包括增压风机1、吸收塔2、富液泵3、再生塔4和贫液泵5，所述增压风机1通过管路连接至吸收塔2下部，所述吸收塔2内部底端通过管路连接有循环泵21，循环泵21通过管路连接有喷淋头22，喷淋头22位于吸收塔2内部下端且设有三层，同时该管路上还设有第一水冷器23，吸收塔2中部设有填料层24，填料层24下方设有富液槽25，富液槽25为焊接在吸收塔2内壁上的环形槽，富液槽25上方设有收集盖26，收集盖26为一锥形顶盖，且该锥形顶盖外径大于环形槽的内径且小于吸收塔2内壁的内径；填料层24上方设有离子液喷洒头27，所述富液槽25通过管路连接至富液泵3，富液泵3的通过管路连接至再生塔4，且该管路上依次设有冷凝器31和贫富液换热器32，所述再生塔4下部通过贫液泵5、贫富液换热器32和第二水冷器6连接至离子液喷洒头27，所述再生塔4顶部连接有液滴分离器41，液滴分离器41经由压缩机42连接至再沸器43的蒸汽进口，再沸器43的蒸汽出口连接至第一气液分离罐44，第一气液分离罐44的液体出口连接至再生塔顶部，第一气液分离罐44的气体出口经由冷凝器31连接至第二气液分离罐45，第二气液分离罐45的气体出口连接至二氧化硫储存罐46，第二气液分离罐45的气体出口的液体出口连接至第一气液分离罐44，所述再沸器43的循环液进口连接至再生塔4底部，再沸器43的循环液出口连接至的再沸器43的蒸汽进口；

一种离子液循环吸收法烟气脱硫方法，从锅炉出来的烟气，经增压风机升压后，分别进入吸收塔下部，在吸收塔下部经三层喷淋水洗除尘、降温后，进入吸收塔中部，与从吸收塔上部进入的脱硫贫液逆流接触，吸收塔内设不锈钢填料，气体中的so2与离子液反应被吸收，脱除了so2的净烟气从吸收塔顶烟囱放空。

从吸收塔2出来的洗涤水经循环泵21增压后，经第一水冷器23降温，送到吸收塔2上部，重新冷却烟气。吸收so2后的溶液称为富液，从吸收塔底流至富液槽25，经富液泵3加压后，进入贫富液换热器32，与热贫液换热后，进入再生塔再生。

来自吸收塔的富液经冷凝器被来自再生塔塔顶的高温再生气预热，再经贫富液换热器32与来自再生塔塔釜的贫液换热后，被加热至90-100℃后进入再生塔，在塔内填料上与塔釜上升蒸气进行逆流接触，以解吸出其中所含so2，

解吸后的贫液自塔釜出料，经贫富液换热器32与富液换热后进贫液冷凝器，降至约40℃后进入吸收塔循环吸收烟气中的so2。塔顶上升蒸气(0-20kpag，100℃)经液滴分离器除去液滴后，进入高温高压蒸汽驱动的透平压缩机，被压缩机升压至0.3～0.4mpag，温度升至250～300℃，压缩机出口的高温高压过热蒸气在塔釜再沸器中冷却至露点140℃左右开始冷凝，蒸气冷凝放出大量潜热，将再沸器中的釜液加热至105～110℃，产生富液再生所需上升蒸气，由于过热蒸气中的少量so2气体无法在再沸器中冷凝，因此出再沸器的气液混合物进气液分离器进行分离，因再生气经压缩机压缩后压力较高，因此气液分离器底部的冷凝液可直接经节流阀节流降压后送塔顶做回流液，顶部含水蒸气的so2气体经冷凝器被吸收塔来的富液冷却至～45℃，节流降压后做为原料气送制酸机组，冷凝器中冷凝下来的凝液回气液分离器，送塔顶做回流液。该再生流程系开式热泵流程，即制热工质本身即为工艺介质，且可完全取消再生系统蒸汽消耗。

从再生塔底出来的贫液经贫富液换热器32初步降温后，经贫液泵加压，再经贫液冷凝器降温，送至吸收塔2上部，重新吸收so2，从再生塔内解析出的so2随同蒸汽由再生塔塔顶引出，进入冷凝器31，冷却至40℃，然后去分离器。分离出水分后的so2气体送去制酸。冷凝液经回流液泵送回再生塔顶以维持系统水平衡。再生塔底部设置再沸器，保证塔底温度在105～110℃左右，维持溶液再生。

上面对本专利的较佳实施方式作了详细说明，但是本专利并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本专利宗旨的前提下做出各种变化。