一种半干法-湿法串联的SO2烟气脱硫工艺及装置的制作方法

本发明涉及一种半干法-湿法串联式脱硫系统治理高浓度so2烟气的工艺，属于烟气处理设备技术领域。

背景技术：

我国一次能源中煤炭约占70％，且在很长一段时间内，煤炭作为主体能源地位将不会改变。其中我国煤炭储量中相当一部分为高硫煤，高硫煤主要分布在西南地区，北方地区硫分低；不同煤层硫分不同，上层煤硫分低，下层硫分高。西南地区探明的高硫煤平均硫含量2.43％，其中贵州省六枝矿区炼焦煤的平均硫分在2％～6％，四川省内3/4为高硫煤，南桶、天府等煤田的平均硫分在4％左右。目前国内各类烟气脱硫治理普遍采用单塔湿法脱硫，以石灰石-石膏湿法脱硫工艺为主，该工艺仅能满足中低硫煤烟气超低排放，但对于燃烧高硫煤时产生的高浓度so2烟气，采用单塔喷淋工艺，通常采取增加喷淋层数和浆液循环量的措施，与此同时会增大浆液循环泵功率和扬程，需要多消耗成倍电能。虽然高硫煤比中低硫煤有较大的价格优势，高硫烟气达标排放需要较高的脱硫效率，其运行能耗较高，这也是限制高硫煤无法大面积替换中低硫煤的主要因素。

专利cn205007845u公开了一种串联塔湿法脱除烟气高浓度二氧化硫系统，该系统单塔效率低，高硫烟气需要在较大的液气比下脱硫才能实现超低排放，能耗较高、水耗量及废水量大、烟道防腐等级高，还存在两塔之间水平衡问题，系统操作运行要求高，此外，专利cn103446873a公开了一种高浓度so2烧结烟气的脱硫净化方法及设备，在烧结主抽风机后设置两个旋转喷雾干燥脱硫塔，双塔串联、两级脱硫工艺，能解决了高浓度so2烧结烟气的脱硫问题，虽然该工艺具有水耗低、运行阻力小、操作维护方便等优点，但将高浓度so2烟气净化处理后达到低于35mg/nm³超低排放的要求较为困难，而且钙/硫比大，消耗大量脱硫剂，副产物主要由大量氧化钙、氢氧化钙、亚硫酸钙以及硫酸钙和粉尘组成的混合物，其中亚硫酸钙不稳定，因此副产物难以实现综合利用，副产物处理也是急需解决的问题。

技术实现要素：

为克服现有技术的不足，本发明的目的是提供一种治理≥8000mg/nm³的高浓度so2烟气的脱硫工艺，以解决在低能耗下治理高浓度so2烟气超低排放的问题。

一种半干法-湿法串联的so2烟气脱硫工艺，包括如下步骤：

静电除尘器出来的低尘烟气进入半干法脱硫塔内，so2烟气经半干法脱硫塔一级脱硫后，再经布袋除尘器净化，布袋除尘器出来的烟气经增压风机增压后送入湿法喷淋脱硫塔内，烟气经塔内均布器整流后与喷淋浆液逆流接触进行二级脱硫，脱硫后的烟气经除雾净化后由烟囱外排；半干法脱硫塔底部和布袋除尘器收集的脱硫灰作为湿法脱硫塔的脱硫剂原料。

本发明采用双塔串联式两级脱硫的工艺，该工艺流程为：烟气经电除尘器除尘→一级脱硫→布袋除尘器除尘→二级脱硫→除雾器→烟囱外排；所述一级脱硫采用半干法脱硫塔脱硫，二级脱硫采用湿法脱硫塔脱硫。

优选地，湿法脱硫塔内塔釜外连氧化装置，内塔釜脱硫浆液输送至氧化装置内，另取增压风机后部分含so2烟气通入氧化装置内，完成氧化后的混合气体返回湿法脱硫塔内，氧化装置内的浆液由石膏排除泵输送至石膏脱硫系统。

半干法脱硫塔处理前端高浓度so2烟气，后端低浓度so2烟气采用湿法脱硫工艺，整个系统脱硫层次分明，总脱硫效率高；前端烟气先经除尘净化，再经过一级脱硫，其得到的半干法脱硫灰较为洁净，因此可以全部作为后端湿法脱硫系统的脱硫剂，从而使脱硫剂充分利用。此外，本发明提供的高浓度so2烟气脱硫的工艺中，设置塔外石膏氧化装置以解决单塔氧化大量亚硫酸钙能力不足的问题。利用含酸性so2烟气调节氧化装置内浆液的ph，提高氧化速率，将脱硫副产物最终变为品质较好的石膏产品。

经过半干法脱硫后烟气中的so2浓度小于2500mg/nm³，经过喷淋脱硫后的烟气中的so2浓度小于35mg/nm³。

优选地，控制氧化装置内浆液的ph值在4.0～5.0。进一步优选为4.5。

优选地，电除尘器出口烟气中尘含量低于30mg/nm³。

优选地，所述半干法脱硫塔为循环流化床脱硫塔或旋转喷雾脱硫塔。

优选地，所述半干法脱硫塔内脱硫剂的ca/s为1.2～1.5(以cao计)。半干法脱硫剂为cao或ca(oh)2，湿法脱硫剂为cao、ca(oh)2或石灰石等固体碱。

优选地，半干法脱硫塔外排的脱硫灰和布袋除尘器收集的脱硫灰与新鲜脱硫剂混合组成钙含量大于50％(以cao计)的脱硫剂用于湿法脱硫。

本发明还提供一种半干法-湿法串联的so2烟气脱硫装置，包括沿烟气流向顺次设置的电除尘器、半干法脱硫塔、布袋除尘器、增压风机、湿法脱硫塔和烟囱；所述半干法脱硫塔和布袋除尘器的底部脱硫灰出口接入所述湿法脱硫塔的制浆釜。

优选地，还包括氧化装置，所述氧化装置内设置搅拌器和鼓泡管；所述湿法脱硫塔的塔釜浆液出口接入该氧化装置内；所述增压风机的出风管路设置接入该氧化装置的鼓泡管。

优选地，所述湿法脱硫塔的入口烟道内设置so2烟气在线检测装置。时监控进入脱硫塔的烟气中so2浓度，及时调整一级脱硫和二级脱硫运行参数。

湿法脱硫塔采用喷淋塔，塔体内底部为塔釜，塔釜设置侧搅拌装置和曝气装置；塔釜上方设置至少一层烟气均布器，烟气均布器上方设置至少三层喷淋层，喷淋层与塔釜之间循环泵连接；喷淋层上方设置除雾器；除雾器上方为烟气出口；烟气入口位于烟气均布器下方的塔壁上。

半干法脱硫塔采用循环流化床脱硫塔或旋转喷雾脱硫塔；优选旋转喷雾脱硫塔。

本发明采用半干法脱硫塔和湿法脱硫塔串联工艺治理高浓度so2烟气，半干法脱硫塔具有80％～90％的脱硫效率，具有低水耗、低电耗以及无废水外排的优点，本发明提供的工艺中半干法脱硫灰可以作为二级湿法脱硫的脱硫剂，根据脱硫灰中的残钙含量及时补充新鲜脱硫剂，即可以保证二级脱硫塔处在较高的脱硫效率下运行，又能避免半干法脱硫灰的浪费，提高脱硫剂的利用率，降低运行费用。脱硫灰中含有大量亚硫酸钙、硫酸钙进入二级湿法脱硫系统，会导致湿法脱硫塔内的亚硫酸钙氧化负荷增大，亚硫酸钙氧化不完全，会导致石膏品质差。而本发明在湿法脱硫塔外设置氧化装置，并通入酸性so2气体调节氧化浆液的ph值在4.5左右，提高氧化速率和石膏脱水率，使得石膏产品纯度高。

与现有治理高浓度so2烟气工艺相比，本发明具有如下有益效果：

(1)低液气比、低水耗，节约能耗；

(2)脱硫剂利用率高，运行费用低；

(3)减少固废物外排，石膏品质好；

(4)脱硫系统操作简单，便于系统维护。

附图说明

图1是第一种实施方式的工艺流程示意图。

图2是第二种实施方式的工艺流程示意图。

图中所示附图标记如下：

1-原烟气2-静电除尘器3-粉尘灰仓

4-静电除尘后烟气5-高位储液箱6-旋转雾化器

7-旋转喷雾脱硫塔8-脱硫剂储仓a9-制浆釜a

10-供浆泵a11-布袋除尘器12-脱硫剂储仓b

13-制浆釜b14-供浆泵b15-增压引风机

16-烟气支路17-鼓泡装置18-氧化装置

19-so2在线监测装置20-喷淋塔入口烟气21-调节ph尾气

22-石膏外排泵23-塔釜排浆泵24-喷淋脱硫塔

25-循环泵26-均布器27-喷淋组件

28-除雾器29-烟囱外排30-工艺水

31-高位储仓32-循环流化床33-循环流化床塔进口

34-脱硫灰返塔入口35-脱硫灰外排至储仓

具体实施方式

下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，本发明的保护范围不受实施例的限制，本发明的保护范围由权利要求书决定。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

一种半干法-湿法串联式脱硫系统治理高浓度so2烟气的工艺，采用双塔串联两级脱硫的方法，一级脱硫采用半干法脱硫，二级脱硫采用湿法脱硫，其中一级脱硫包括旋转喷雾脱硫和循环流化床脱硫两种脱硫工艺。

实施例1：

工艺a:一级脱硫采用旋转喷雾脱硫，二级脱硫采用湿法脱硫的两级串联式脱硫工艺流程示意图如图1所示。

脱硫装置包括沿烟气流向顺次设置的静电除尘器2、旋转雾化脱硫塔7、布袋除尘器11、增压引风机15和喷淋脱硫塔24。

静电除尘器底部连接粉尘灰仓3，旋转雾化脱硫塔7为常规的旋转喷雾脱硫塔，包括塔体和设置于塔体内的旋转喷雾器6，旋转喷雾器外接高位储液罐5，旋转喷雾脱硫塔的脱硫剂供给装置包括顺次设置的脱硫剂仓a8、制浆釜a9和供浆泵a10，供浆泵a接入高位储液罐5中。

喷淋脱硫塔24包括塔体，塔体内底部为内塔釜，内塔釜内设置氧化管和搅拌器，内塔釜上方设置至少一层均布器26，均布器26上方设置至少三层喷淋组件27，喷淋组件与塔釜之间循环泵25连接，喷淋组件上方设置除雾器29，顶部烟气出口通过烟囱排放，烟气入口位于塔釜与均布器之间的塔壁上，入口烟道上设置so2在线监测装置19。

喷淋脱硫塔的脱硫剂供浆组件包括顺次连接的脱硫剂储仓b12、制浆釜b13和供浆泵b14，供浆泵b接入脱硫塔的内塔釜。旋转雾化脱硫塔和布袋除尘器的底部脱硫灰出口均通过管路接入制浆釜b。

喷淋脱硫塔的塔釜外设置氧化装置18，氧化装置19内设置搅拌器和鼓泡管17，塔釜内浆液通过塔釜排浆泵23引入该氧化装置内，增压引风机15的烟气支路16接入鼓泡管，氧化后的混合烟气返回喷淋脱硫塔内。

高浓度so2烟气依次经静电除尘器2除尘-旋转喷雾脱硫塔7脱硫-布袋除尘器11除尘-湿法喷淋塔24脱硫-烟囱29外排；湿法喷淋塔24内的浆液输送至塔外的氧化装置18，并向氧化装置内鼓入so2酸性烟气调节氧化浆液的ph值，完全氧化后的石膏浆液由石膏排出泵22输送至石膏脱硫系统。

静电除尘器2出来的尘含量低于30mg/nm³的烟气，由旋转喷雾脱硫塔上部4沿圆周进气，经旋转喷雾塔顶部烟气分布器导流后旋转进入旋转喷雾脱硫塔7内，脱硫剂储仓8输送固体粉末脱硫剂至制浆釜9，制备ca(oh)2脱硫液由供浆泵输送至旋转喷雾脱硫塔7侧上方的高位储料箱5，ca/s比为1.2～1.5的脱硫液流入旋转雾化器6雾化成细小雾滴喷出，高浓度so2烟气脱硫液雾滴接触混合，脱硫液雾滴中的水分被烟气的显热快速蒸发，而so2同时被脱硫液吸收，高浓度so2烟气完成一级脱硫。烟气中so2浓度降至低于2500mg/nm³，出口烟气温度须大于70℃，防治塔壁结垢。脱硫后灰渣一部分沉降至在旋转喷雾脱硫塔的底部，另一部分随烟气进入布袋除尘器7，净化后的烟气由增压引风机15输送至湿法喷淋吸收塔24内。

进入喷淋脱硫塔内的烟气21首选经烟道入口上方的烟气均布器26整流上升，上升的烟气与喷淋组件27喷淋出的脱硫液滴逐层逆流接触，烟气中so2被脱硫液吸收，洗涤后的液滴落入喷淋塔釜，烟气完成二级脱硫，净化后含so2浓度低于35mg/nm³的烟气经除雾器28除雾，经烟囱29外排。旋转喷雾脱硫塔底部和布袋除尘器收集的脱硫灰输送至制浆釜13，用于制作湿法脱硫系统脱硫剂，根据脱硫灰中的残钙含量，外加一定量新鲜脱硫剂12，保证进入湿法脱硫液制浆系统中混合脱硫剂的cao含量在50％以上，使送入喷淋层的脱硫液有足够的活性对烟气进行脱硫。湿法脱硫塔24内塔釜外连氧化装置，取增压引风机15后部分含so2酸性烟气通入氧化装置内，调节氧化浆液的ph值在4.5～5.0左右，完成氧化后的混合气体21返回湿法脱硫塔，氧化装置内的浆液由石膏排除泵22输送至石膏脱硫系统。

本实施例中，脱硫剂采用cao或ca(oh)2。

运用该工艺的实施例如下：

某热电厂，2台35wm机组烟气脱硫新建工程采用本发明的方法，一级采用旋转喷雾脱硫，二级选用湿法脱硫。进入旋转喷雾脱硫塔的烟气中so2浓度为16500mg/nm³，尘含量18mg/nm³，旋转雾化器脱硫液ca/s为1.3，旋转喷雾脱硫塔出口so2浓度为1874mg/nm³，烟温73℃；喷淋脱硫塔内设置3层喷淋层和一层均布器，每层液气比为6l/nm³，烟囱出口so2浓度为18mg/nm³，氧化装置内浆液ph值控制在4.5-4.8。

实施例2：

工艺b：一级脱硫采用循环流化床脱硫，二级脱硫采用湿法脱硫的两级串联式脱硫工艺流程示意图如图2所示。

装置部分除半干法脱硫塔外，其他同实施方案a。

本实施方案中，半干法脱硫塔采用循环流化床32，循环流化床带有循环流化床塔进口33、脱硫灰返塔入口34，循环流化床塔进口33连接静电除尘器出口，脱硫灰返塔入口34连接布袋除尘器11的脱硫灰出口，脱硫剂仓a8连接高位储仓31，高位储仓31接入循环流化床32内。

高浓度so2烟气依次经静电除尘器2除尘-循环流化床脱硫塔32脱硫-布袋除尘器11除尘-湿法喷淋塔24脱硫-烟囱29外排；循环流化床脱硫塔为常规设备，湿法喷淋塔24内的浆液输送至塔外氧化装置18，并向氧化装置内鼓入so2酸性烟气16调节氧化浆液的ph值，完全氧化后的石膏浆液由石膏排出泵22输送至石膏脱硫系统。

静电除尘器2出来的尘含量低于30mg/nm³的烟气，由循环流化床脱硫塔低部进气，烟气经循环流化床中部工艺水30冷却降温，脱硫剂储仓a8的固体粉末脱硫剂输送高位储仓31，沿输送管送至工艺水喷嘴上方，ca/s比为1.2～1.5的固体粉末脱硫在上升烟气吹托下在循环流化床上部形成流化床层，降温增湿的烟气穿过流化床层的固体粉末脱硫剂后，烟气经过一次脱硫。烟气中so2浓度降至低于2500mg/nm³，出口烟气温度须大于70℃，防治塔壁结垢。脱硫后灰渣一部分沉降至在循环流化床塔的底部，另一部分随烟气进入布袋除尘器11，布袋除尘器截留的脱硫灰一部分返塔，另一部分输送至制浆釜b13，净化后的烟气由增压引风机15输送至湿法喷淋吸收塔24内。

进入喷淋脱硫塔内的烟气20首选经烟道入口上方的烟气均布器26整流上升，上升的烟气与喷淋组件27喷淋出的脱硫液滴逐层逆流接触，烟气中so2被脱硫液吸收，洗涤后的液滴落入喷淋塔釜，烟气完成二级脱硫，净化后含so2浓度低于35mg/nm³的烟气经除雾器28除雾，经烟囱29外排。循环流化床脱硫塔底部和布袋除尘器收集的脱硫灰输送至制浆釜b13，用于制作湿法脱硫系统脱硫剂，根据脱硫灰中的残钙含量，由脱硫剂储仓b12外加一定量新鲜脱硫剂，保证进入湿法脱硫液制浆系统中混合脱硫剂的cao含量在50％以上，使送入喷淋层的脱硫液有足够的活性对烟气进行脱硫。湿法脱硫塔24内塔釜外连氧化装置，取增压引风机15后部分含so2酸性烟气16通入氧化装置内，调节氧化浆液的ph值在4.5～5.0左右，完成氧化后的混合气体21返回湿法脱硫塔，氧化装置内的浆液由石膏排除泵22输送至石膏脱硫系统。

本实施例中，脱硫剂采用cao或ca(oh)2。

运用该工艺的实施例如下：

某铜镍冶炼厂，对环集烟气和转炉烟气进行脱硫处理采用本工艺，一级采用循环流化床脱硫，二级采用湿法脱硫。烟气量为40～45万nm³/h，烟气中so2浓度为19720mg/m³，循环流化床脱硫塔入口烟气中粉尘浓度为25mg/nm³，流化床层ca/s为1.5，循环流化床脱硫塔出口so2浓度为2214mg/nm³，烟温71℃；喷淋脱硫塔内设置4层喷淋层和一层均布器，每层液气比为5l/nm³，浆液ph值为5～5.5；烟囱出口so2浓度为23mg/nm³，氧化装置内浆液ph值控制在4.6～5.0。

以上所述仅为本发明专利的具体实施案例，但本发明专利的技术特征并不局限于此，任何相关领域的技术人员在本发明的领域内，所作的变化或修饰皆涵盖在本发明的专利范围之中。