本发明涉及一种平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的方法及装置。
背景技术：
烟气氨法脱硫技术具有循环经济、无二次污染、脱硫效率高、副产品价值高等优点。但是氨法脱硫工艺还存在一些始终困扰全行业的问题，其中之一就是因为cl-、f-富集引起的设备、管道等的腐蚀问题，运行不稳定问题。
现有技术中，硫酸铵干燥大多采用流化床干燥器，由于氨法脱硫装置不排放废水，因此系统中水平衡以及有害物质如氟、氯的浓度较难控制；脱硫吸收液氧化、浓缩(塔内饱和结晶或蒸发结晶)后，经过旋流、离心分离出固体硫酸铵产品，离心分离出的固体硫酸铵含水约1-5％，可以带走部分cl-、f-离子，但大部分cl-、f-离子又随着分离液返回到浓缩系统，这些物质富集在循环液(吸收液、氧化液、浓缩液)中后，形成极强的腐蚀性介质，在平衡状态下，浓缩液中cl-、f-离子浓度可达到100000mg/l和20000mg/l以上。所以，在浓缩系统中的浆液具有极强的腐蚀性，而316l材质也只能在cl-离子含量20000mg/l以下使用。现有技术采用不断提高设备材质的档次，在吸收段使用316l，在浓缩段使用2205双相钢，在高温段使用2507双相钢或钛材等，但是这样增加了投资，且产品质量难以满足gb535-95《硫酸铵》和《肥料分级及要求》(即将颁布)的要求。
申请号cn201410267059.7的中国发明专利提供了一种降低cl-、f-离子含量的方法及装置，包括以下步骤：步骤1，经过多效真空蒸发结晶的浆液，在离心机中分离出固体硫酸铵后，得到含固量50％的离心分离液；步骤2，含固量50％的离心分离液进一步蒸发、干燥，得到水分含量5％的硫酸铵化肥产品，离心分离液中的cl-、f-离子以nh4cl、nh4f的形式固定在固态的硫酸铵化肥产品中；步骤3，收集硫酸铵化肥产品；步骤4，对含固量50％的离心分离液进一步蒸发、干燥时，会产生带有硫酸铵的二次汽，对带有硫酸铵的二次汽进行过滤；步骤5，对过滤后的二次汽进行冷凝冷却；步骤6，将冷凝冷却后的二次汽排放到脱硫塔中。所述降低cl-、f-离子含量的装置包括耙式真空蒸发干燥器、可拆式过滤器、冷凝冷却机构、真空泵、脱硫吸收塔及回收机构；该工艺存在投资大、蒸发结晶蒸汽消耗大、产品水含量不合格(gb535要求硫酸铵合格品水含量≤1％)等问题。
申请号cn201110242899.4提供了一种有效脱除氯、氟离子及重金属离子的氨法脱硫方法，其按以下步骤进行：(1)、含有二氧化硫的烟气首先从预洗塔下部烟气入口进入预洗塔，预洗塔采用空塔、塔板塔或湍球塔，预洗塔使用工业水和/或循环水作洗涤液，在塔内通过预洗塔循环泵循环喷淋；(2)、烟气与洗涤液充分接触，烟气中的cl-、f-90-95％被脱除，可溶性的金属离子比如：fe3+、hg2+、pb2+70％-80％被脱除，灰尘70％-80％被脱除；控制预洗塔内洗涤液ph值在2.2-2.8之间；(3)、洗涤掉绝大部分cl-、f-和大部分fe3+、hg2+、pb2+可溶性金属离子和灰尘的烟气离开预洗塔，通过除雾器除去夹带的液滴后进入脱硫塔；(4)、预洗塔塔底排出的含有泥浆废水送到废水处理系统进行处理达标排放，废水处理系统为目前通用的成熟的工艺和装置；该工艺存在投资大、需配套蒸发结晶蒸汽消耗大、有废水排放、处理成本高等缺点。
技术实现要素：
本发明要解决的技术问题是现有技术的氨法脱硫系统腐蚀严重、氯氟含量平衡工艺流程复杂、投资和能耗成本高、占地面积大的问题，提供了一种平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的方法及装置。
本发明通过下述技术方案来解决上述技术问题：
本发明提供了一种平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置，所述的装置为氨法脱硫装置输出的硫酸铵溶液和湿物料硫酸铵的一体化干燥塔，包括溶液干燥功能区、湿物料干燥功能区和干燥尾气除尘功能区，利用湿硫酸铵干燥尾气的余热蒸发部分硫酸铵溶液，通过控制硫酸铵溶液蒸发量平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量，减少占地，降低投资和运行成本。
本发明中，较佳地，所述溶液干燥功能区的顶部设有料液进口和第一热风进口，所述料液进口与设于所述溶液干燥功能区的内部的雾化器相连接，所述湿物料干燥功能区设有湿料进口和第二热风进口；所述溶液干燥功能区的底部与所述湿物料干燥功能区的顶部相连通，所述溶液干燥功能区的尾气出口与所述干燥尾气除尘功能区的进气口相连接。
其中，一般来讲，所述湿料进口设于所述湿物料干燥功能区的上部，所述第二热风进口设于所述湿物料干燥功能区的下部。
其中，一般来讲，所述湿物料干燥功能区的物料出口、所述湿物料干燥功能区的底部下料口和所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口均与所述一体化干燥塔的出料口相连接，所述干燥尾气除尘功能区的尾气出口与所述一体化干燥塔的尾气出口相连接。
本发明中，所述第一热风进口较佳地以与所述料液进口并流的方式与所述雾化器连接，以实现料液蒸发和物料干燥。
本发明中，所述第一热风进口前较佳地设有至少一加热器，所述加热器为本领域常规使用的气体加热器。
本发明中，所述雾化器较佳地为离心式雾化器或喷嘴式雾化器；当所述雾化器为所述离心式雾化器时，所述雾化器更佳地还包括一与所述离心式雾化器电机连接的变频器，所述变频器为本领域常规使用的变频器，以方便调节处理量及雾化效果；当所述雾化器为喷嘴式雾化器时，所述喷嘴式雾化器更佳地以下喷方式设置于所述溶液干燥功能区的上部和/或以上喷方式设置于所述溶液干燥功能区的下部。
本发明中，所述第二热风进口前较佳地设有一加热器，所述加热器为本领域常规使用的气体加热器。
本发明中，所述第二热风进口后较佳地设有一流态化布风板，所述流态化布风板为本领域常规使用的流态化布风板。
本发明中，所述干燥尾气除尘功能区较佳地包括一除尘设备；所述除尘设备为本领域常规的除尘设备，较佳地为旋风除尘器、布袋除尘器和电除尘器中的一种或多种。
本发明中，所述一体化干燥塔较佳地还包括一冷却功能区；所述冷却功能区的底部设有冷风进口，所述湿物料干燥功能区的物料出口和所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口均与所述冷却功能区的进料口相连接。其中，一般来讲，所述湿物料干燥功能区的底部下料口、所述冷却功能区的底部下料口和所述冷却功能区的物料出口均与所述一体化干燥塔的出料口相连接，所述干燥尾气除尘功能区的尾气出口和所述冷却功能区的尾气出口均与所述一体化干燥塔的尾气出口相连接；
更佳地，所述一体化干燥塔还包括一冷却尾气除尘功能区；所述冷却功能区的尾气出口与所述冷却尾气除尘功能区的进气口相连接。其中，一般来讲，所述湿物料干燥功能区的底部下料口、所述冷却功能区的底部下料口、所述冷却功能区的物料出口和所述冷却尾气除尘功能区的底部下料口均与所述一体化干燥塔的出料口相连接，所述干燥尾气除尘功能区的尾气出口和所述冷却尾气除尘功能区的尾气出口均与所述一体化干燥塔的尾气出口相连接。
本发明中，所述冷却功能区较佳地包括一流态化冷却设备，所述流态化冷却设备为本领域常规使用的流态化冷却设备。
本发明中，所述冷却功能区较佳地设于所述一体化干燥塔的外部。
本发明中，所述冷却尾气除尘功能区较佳地包括一除尘设备；所述除尘设备为本领域常规的除尘设备，较佳地为旋风除尘器、布袋除尘器和电除尘器中的一种或多种。
本发明中，所述溶液干燥功能区、所述湿物料干燥功能区、所述干燥尾气除尘功能区之间较佳地通过法兰连接或焊接连接；所述冷却功能区和所述冷却尾气除尘功能区之间通过管道连接。
本发明中，所述一体化干燥塔的塔体上较佳地设有温度测量装置，所述温度测量装置为本领域常规使用的温度测量装置。
本发明中，所述一体化干燥塔的塔体上较佳地设有压力测量装置，所述压力测量装置为本领域常规使用的压力测量装置。
本发明中，所述一体化干燥塔的塔体上较佳地设有观察装置，所述观察装置较佳地为观察门、视镜和摄像头中的一种或多种。
本发明还提供了一种应用上述平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置的工艺，其包括以下步骤：
s1，包括步骤(1)与步骤(2)的至少其中之一；
(1)由料液进口将料液通入溶液干燥功能区并雾化后，与由第一热风进口通入的热风接触以实现料液的蒸发干燥，得到料液干燥物料和料液干燥尾气，所述料液干燥物料经湿物料干燥功能区处理后回收，所述料液干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后排放；
(2)由湿料进口将湿物料通入所述湿物料干燥功能区，与由第二热风进口通入的热风接触以实现湿料的干燥，得到湿料干燥物料和湿料干燥尾气，所述湿料干燥物料直接回收，所述湿料干燥尾气经所述干燥尾气除尘功能区处理后排放；
s2，将由所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘和所述湿物料干燥功能区的底部下料口所得的尾料一同回收。
本发明的步骤(1)与步骤(2)中，所述干燥尾气除尘功能区处理后较佳地均还进一步送脱硫吸收塔处理后再排放。
本发明中，当所述一体化干燥塔包括冷却功能区时，
步骤(1)中，较佳地将所述料液干燥物料依次经湿物料干燥功能区和冷却功能区处理后再回收；
步骤(2)中，当所述湿料干燥物料的温度大于80℃时，较佳地将所述湿料干燥物料经所述冷却功能区处理后再回收；
步骤s2中，较佳地将由所述冷却功能区所得的冷却干燥尾气经除尘处理后排放，并将由所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘经所述冷却功能区处理后回收；
更佳地，当所述一体化干燥塔还包括冷却尾气除尘功能区时，步骤s2中，将由所述冷却功能区所得的冷却干燥尾气经冷却尾气除尘功能区处理后排放，并将由所述冷却尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘与所述湿物料干燥功能区的底部下料口所得的尾料一同回收。
本发明中，当所述干燥工艺用于氨法脱硫装置时，所述料液较佳地为硫酸铵溶液，所述料液的浓度较佳地为20～41％，更佳地为25～38％，所述百分比为质量百分比；所述湿物料较佳地为硫酸铵湿料，所述湿物料的含水率较佳地为1～15％，更佳地为1～5％，所述百分比为质量百分比；所述料液与所述湿物料的质量比较佳地为(0～5)：1；一般来说，以平衡氨法脱硫循环液中氟离子浓度≤4000mg/l，氯离子浓度≤20000mg/l。
本发明中，所述热风为本领域常规，一般为经常规加热设备加热后的空气或由其他设备产生的锅炉二次热风、锅炉烟气、硫回收尾气等；所述第一热风进口通入的所述热风的温度较佳地为160～320℃，所述第二热风进口通入的所述热风的温度较佳地为120～170℃。
本发明中，所述冷却功能区较佳地采用5～20℃的冷风作为冷源。
本发明中，经干燥尾气除尘功能区处理后排放的干燥尾气的尘含量较佳地不大于20mg/nm3，更佳地不大于5mg/nm3。
本发明中，经所述冷却功能区处理后回收的干燥物料的水含量较佳地不大于0.5％，所述百分比为质量百分比。
在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。
本发明的积极进步效果在于：本发明的平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的方法及装置可用于同时处理含湿固体物料和溶液型物料，通过雾化溶液量和湿物料的物料比调节，能够控制系统水平衡、有害物质含量；例如，当用于氨法脱硫装置时，本发明集硫酸铵溶液干燥、硫酸铵湿料干燥、硫酸铵粒径控制，系统有害物质如氟、氯、重金属浓度控制，系统水平衡控制功能于一体，极大地减少了装置投资和占地面积，提高了装置运行稳定性和生产效益。
附图说明
图1为本发明实施例1的装置示意图。
图2为本发明实施例3的装置示意图。
附图标记说明：
1-溶液干燥功能区、11-料液进口、12-第一热风进口、13-雾化器、14加热器、2-湿物料干燥功能区、21-湿料进口、22-第二热风进口、23-加热器、24-流态化布风板、3-干燥尾气除尘功能区、4-冷却功能区、41-冷风进口、5-冷却尾气除尘功能区、6-观察装置。
具体实施方式
下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。
实施例1
如图1所示，本实施例提供了平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置，具体为氨法脱硫装置输出的硫酸铵溶液和湿物料硫酸铵的一体化干燥塔，包括溶液干燥功能区1、湿物料干燥功能区2、干燥尾气除尘功能区3，利用湿硫酸铵干燥尾气的余热蒸发部分硫酸铵溶液，通过控制硫酸铵溶液蒸发量平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量，减少占地，降低投资和运行成本。
所述一体化干燥塔还包括冷却功能区4和冷却尾气除尘功能区5，所述溶液干燥功能区1的顶部设有料液进口11和第一热风进口12，所述料液进口11与设于所述溶液干燥功能区1的内部的雾化器13相连接，所述湿物料干燥功能区2的上部设有湿料进口21，所述湿物料干燥功能区2的下部设有第二热风进口22，所述冷却功能区4的底部设有冷风进口41；所述溶液干燥功能区1的底部与所述湿物料干燥功能区2的顶部相连通，所述溶液干燥功能区1的尾气出口与所述干燥尾气除尘功能区3的进气口相连接，所述湿物料干燥功能区2的物料出口和所述干燥尾气除尘功能区3的底部下料口均与所述冷却功能区4相连接，所述冷却功能区4的尾气出口与所述冷却尾气除尘功能区5的进气口相连接；所述湿物料干燥功能区2的底部下料口、所述冷却功能区4的底部下料口、所述冷却功能区4的物料出口和所述冷却尾气除尘功能区5的底部下料口均与所述一体化干燥塔的出料口相连接，所述一体化干燥塔的出料口与料仓连接，所述干燥尾气除尘功能区3的尾气出口和所述冷却尾气除尘功能区5的尾气出口均与所述一体化干燥塔的尾气出口相连接，所述一体化干燥塔的尾气出口与引风机连接。所述第一热风进口12以与所述料液进口11并流的方式与所述雾化器13连接。所述第一热风进口12前设有两个加热器14。所述雾化器13为喷嘴式雾化器，所述喷嘴式雾化器以下喷方式设置于所述溶液干燥功能区1的上部。所述第二热风进口前设有一加热器23。所述第二热风进口22后设有一流态化布风板24。所述干燥尾气除尘功能区3和所述冷却尾气除尘功能区5均包括一除尘设备，所述除尘设备为旋风除尘器。所述冷却功能区4包括一流态化冷却设备。所述冷却功能区4设于所述一体化干燥塔的外部。所述溶液干燥功能区1、所述湿物料干燥功能区2、所述干燥尾气除尘功能区3通过法兰连接，所述冷却功能区4和所述冷却尾气除尘功能区5之间通过管道连接。所述一体化干燥塔的塔体上设有温度测量装置、压力测量装置和观察装置6，所述观察装置6为视镜。
本实施例的应用平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置的工艺包括以下步骤：
(1)由料液进口将料液通入溶液干燥功能区并雾化后，与由第一热风进口通入的热风接触以实现料液的蒸发干燥，得到料液干燥物料和料液干燥尾气，所述料液干燥物料依次经湿物料干燥功能区和冷却功能区处理后回收，所述料液干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后，进一步水洗处理后排放；
(2)由湿料进口将湿物料通入所述湿物料干燥功能区，与由第二热风进口通入的热风接触以实现湿料的干燥，得到湿料干燥物料和湿料干燥尾气，所述湿料干燥物料经所述冷却功能区处理后回收，所述湿料干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后排放；
(3)由所述冷却功能区所得的冷却干燥尾气经冷却尾气除尘功能区处理后，进一步脱硫吸收塔处理后排放；
(4)由所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘经所述冷却功能区处理后回收，所述冷却尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘与所述湿物料干燥功能区的底部下料口所得的尾料一同回收。
其中，所述料液为硫酸铵溶液，所述硫酸铵溶液的浓度为20～41％，所述湿物料为湿硫酸铵，所述湿硫酸铵的含水率为1～10％，所述百分比为质量百分比；所述硫酸铵溶液的流量为0～0.1t/h，所述湿硫酸铵的流量为2t/h；所述第一热风进口通入的所述热风的温度为200～220℃，流量为2000～6000nm3/h，所述第二热风进口通入的所述热风的温度为140～160℃，流量为8000～16000nm3/h；所述冷却功能区采用10～20℃的冷风作为冷源，冷风流量1600～5000nm3/h。
经干燥尾气除尘功能区处理后排放的干燥尾气的尘含量≤20mg/nm3，经所述冷却功能区处理后回收的干燥物料的水含量≤0.3％；氨法脱硫系统循环液中氟离子浓度≤1180mg/l，氯离子浓度≤13700mg/l。
实施例2
本实施例的平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置与实施例1基本相同，区别在于：本实施例的所述除尘设备为布袋除尘器。
本实施例的干燥工艺包括以下步骤：
(1)由湿料进口将湿物料通入所述湿物料干燥功能区，与由第二热风进口通入的热风接触以实现湿料的干燥，得到湿料干燥物料和湿料干燥尾气，所述湿料干燥物料经所述冷却功能区处理后回收，所述湿料干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后排放；
(2)由所述冷却功能区所得的冷却干燥尾气经冷却尾气除尘功能区处理后排放；
(3)由所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘经所述冷却功能区处理后回收，所述冷却尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘与所述湿物料干燥功能区的底部下料口所得的尾料经处理后回收。
其中，所述湿硫酸铵的含水率为1～3％，所述百分比为质量百分比，所述湿硫酸铵的流量为2t/h；所述第二热风进口通入的所述热风的温度为140～170℃，流量为14000nm3/h；所述冷却功能区采用5～20℃的冷风作为冷源，冷风流量3700nm3/h。
经干燥尾气除尘功能区处理后排放的干燥尾气的尘含量≤15mg/nm3，经所述冷却功能区处理后回收的干燥物料的水含量≤0.2％，90％产品粒径2.5～4mm。氨法脱硫系统循环液中氟离子浓度1360mg/l，氯离子浓度15900mg/l。
实施例3
本实施例的平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置与实施例1基本相同，区别在于：本实施例不包含冷却功能区和冷却尾气除尘功能区，如图2所示。
本实施例的干燥工艺包括以下步骤：
(1)由料液进口将料液通入溶液干燥功能区并雾化后，与由第一热风进口通入的热风接触以实现料液的蒸发干燥，得到料液干燥物料和料液干燥尾气，所述料液干燥物料经湿物料干燥功能区处理后回收，所述料液干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后排放；
(2)将由所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘和所述湿物料干燥功能区的底部下料口所得的尾料一同回收。
其中，所述料液为硫酸铵溶液，所述硫酸铵溶液的浓度为20～40％，所述百分比为质量百分比，所述硫酸铵溶液的流量为0.5t/h；所述第一热风进口通入的所述热风的温度为260～320℃，流量为4500nm3/h。
经干燥尾气除尘功能区处理后排放的干燥尾气的尘含量≤5mg/nm3，经回收的干燥物料的水含量≤0.5％；氨法脱硫系统循环液中氟离子浓度≤698mg/l，氯离子浓度≤8900mg/l。
实施例4
本实施例的平衡氨法脱硫循环液中cl-、f-含量的装置与实施例1基本相同，区别在于：本实施例不包含冷却尾气除尘功能区，本实施例的所述除尘设备为电除尘器。
本实施例的干燥工艺包括以下步骤：
(1)由料液进口将料液通入溶液干燥功能区并雾化后，与由第一热风进口通入的热风接触以实现料液的蒸发干燥，得到料液干燥物料和料液干燥尾气，所述料液干燥物料经湿物料干燥功能区处理后回收，所述料液干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后排放；
(2)由湿料进口将湿物料通入所述湿物料干燥功能区，与由第二热风进口通入的热风接触以实现湿料的干燥，得到湿料干燥物料和湿料干燥尾气，所述湿料干燥物料直接回收，所述湿料干燥尾气经干燥尾气除尘功能区处理后排放；
(3)将由所述冷却功能区所得的冷却干燥尾气直接排放，由所述干燥尾气除尘功能区的底部下料口所得的尾气尘经所述冷却功能区处理后回收，所述湿物料干燥功能区的底部下料口所得的尾料经处理后回收。
其中，所述料液为硫酸铵溶液，所述硫酸铵溶液的浓度为30～40％，所述湿物料为湿硫酸铵，所述湿硫酸铵的含水率为2～15％，所述百分比为质量百分比；所述硫酸铵溶液的流量为1.2t/h，所述湿硫酸铵的流量为12t/h；所述第一热风进口通入的所述热风的温度为160～290℃，流量为9700nm3/h，所述第二热风进口通入的所述热风的温度为120～160℃，流量为35000nm3/h；所述冷却功能区采用15～20℃的冷风作为冷源，冷风流量17500nm3/h。
经干燥尾气除尘功能区处理后排放的干燥尾气的尘含量≤10mg/nm3，经所述冷却功能区处理后回收的干燥物料的水含量≤0.2％；系统氟离子浓度≤1145mg/l，氯离子浓度≤16500mg/l。
虽然以上描述了本发明的具体实施方式，但是本领域的技术人员应当理解，这些仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方式做出多种变更或修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。