一种用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置及其方法
【专利摘要】本发明公开了一种用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置，包括按一定方式连接的超重力脱硫装置、尾吸塔、吸收剂循环储槽、贫液罐、热交换器、再生塔、循环泵、贫液泵、富液泵、贫液冷却器、再生塔冷却器和再生塔分离器。本发明还公开了使用该装置脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法。本发明具有结构简单、脱硫效率高、生产成本低、安全环保的优点。
【专利说明】
一种用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置及其方法
技术领域
[0001]本发明涉及尾气处理技术领域，具体涉及一种用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置及其方法。
【背景技术】
[0002]2005年，我国二氧化硫排放总量高达2549万吨，居世界第一，二氧化硫排放造成的经济损失约为5000亿元，其经济损失约占⑶P的2.6 %。二氧化硫污染已成为制约我国经济、社会可持续发展的重要因素，控制二氧化硫污染势在必行。
[0003]烟气脱硫(FGD)是目前世界上唯一大规模商业化应用的脱硫方式，是控制二氧化硫污染的主要技术手段。国内应用的主要烟气脱硫技术主要有国外引进的“石灰石-石膏湿法”、“旋转喷雾干燥法”和国内的简易脱硫除尘一体化技术。这些方法都存在治理SO2污染的同时，产生的副产品无出路无市场，同时会带来废渣污染、氨氮污染、增加C02排放等环保问题。
[0004]其中石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺技术是我国的主流工艺技术，据统计，投运、在建的火电厂烟气脱硫工艺技术中，石灰石-石膏湿法技术占90%以上。该技术存在如下两个缺点:(I)副产品石膏再利用的价值不大，不得不作抛弃处理，产生了新的脱硫石膏污染。(2)每处理一吨二氧化硫要排放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。
[0005]近年来，随着超重力技术的发展，超重力脱硫设备如超重力旋转填料床、超重力机等在烟气脱硫中得到了广泛的应用。超重力脱硫设备是利用气液强化传质接触实现的，是将离心沉降、过滤、机械旋转碰撞、惯性碰撞捕获及扩散、水膜等多种除尘机理集于一体的脱流除尘设备。超重力脱硫设备极大地缩小了可脱硫设备尺寸与重量，极大地强化了传质、传热过程，提高了脱硫效率。
[0006]如中国专利公开号CN102049176 A，发明名称:超重力溶剂循环吸收法烟气脱硫工艺流程。该发明通过超重力旋转填料床在离子液、有机胺等脱硫溶剂的烟气脱硫过程及脱硫溶剂再生过程中的应用，以及采用氮气、空气等气体作为气提气参与脱硫溶剂中SO 2的解吸和脱硫溶剂的再生，并结合脱硫溶剂的过滤净化、吸附净化及除盐净化技术，形成了超重力溶剂循环吸收法烟气脱硫工艺。不足之处是工艺流程长，工序多，操作繁琐、运行成本高，且运行过程中产生大量废水和污泥，不环保。
【发明内容】
[0007]本发明针对现有技术存在的不足，提供了一种工艺简单、脱硫效率高、生产成本低、安全环保的用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置及其方法。
[0008]为实现上述目的，本发明采用的技术方案是:一种用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置，包括超重力脱硫装置、尾吸塔、吸收剂循环储槽、贫液罐、热交换器、再生塔、循环栗、贫液栗、富液栗、贫液冷却器、再生塔冷却器和再生塔分离器，所述的超重力脱硫装置的气相出口与所述的尾吸塔的气相进口相连，所述的超重力脱硫装置通过所述的富液栗与所述的热交换器的富液进口连接，所述的热交换器的富液出口与所述的再生塔的富液进口相连，所述的再生塔的塔顶气相出口通过所述的再生塔冷却器与所述的再生塔分离器的进口连接，所述再生塔分离器的液相出口与所述的再生塔的冷却液进口连接，所述的再生塔的塔釜液出口与所述的热交换器的贫液进口相连，所述的热交换器的贫液出口通过所述的贫液冷却器与所述的贫液罐和所述的贫液栗依次连接，所述的贫液栗的出口分别与所述的吸收剂循环储槽的吸收剂入口、所述的尾吸塔的吸收剂入口连接，所述的尾吸塔的塔釜液出口与所述的吸收剂循环储槽的富液进口连接，所述的吸收剂循环储槽的出口通过所述的循环栗与所述的超重力脱硫装置吸收剂入口相连。
[0009]所述的超重力脱硫装置优选为超重力机。
[0010]本发明还提供使用上述装置脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，包括如下步骤:
[0011 ] (a)含硫混合气进入超重力脱硫装置，与吸收剂充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，脱硫吸收富液经富液栗、热交换器至再生塔，在再生塔经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生混合气经再生塔冷却器、再生塔分离器冷却脱水得到SO2产品；
[0012](b)步骤(a)得到的经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔，在尾吸塔内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的S02，得到脱硫吸收贫液和净化气，将净化气从尾吸塔顶达标排放。
[0013]所述的含硫混合气温度优选为40?60°C。
[0014]所述的吸收剂可选用胍类、咪唑类、吡啶类和醇胺类等离子液体吸收剂中的一种或几种，优选为I，I，3，3_四甲基胍乳酸盐、乙醇胺和乙酸混合物、二乙醇胺和乳酸混合物中的一种。
[0015]所述的尾吸塔温度优选控制为30?50°C，部分脱硫后的尾气与吸收剂的质量比优选为1:1?3。
[0016]所述的超重力脱硫装置温度优选控制为30?70°C。
[0017]所述的再生塔温度优选控制为100?130°C，压力优选控制为30?70KPa。
[0018]所述的贫液冷却器温度优选控制为20?40°C，所述的再生塔冷却器温度优选控制为 20 ?40 °C。
[0019]作为本发明的优选实施方式，可将再生塔塔釜液经热交换器初步降温，再经贫液冷却器进一步降温后进入贫液罐中，然后经贫液栗加压，回到尾吸塔吸收剂入口，依次循环吸收。再生塔塔釜液未达到饱和溶液状态，将其返回到尾吸塔继续吸收S02，可以使吸收剂循环使用，降低生产成本，并减少三废排放。
[0020]作为本发明的优选实施方式，可将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽、循环栗回到超重力脱硫装置，依次循环吸收。从尾吸塔得到的脱硫吸收贫液未达到饱和溶液状态，将其返回到超重力脱硫装置继续吸收SO2，一方面可以使吸收剂循环使用，降低生产成本；另一方面二次吸收可以使继续吸收SO2后的溶液达到饱和，进而在后续再生塔中回收高浓度的SO2时，提高回收效率。
[0021]本发明使用超重力脱硫装置进行脱硫，在超重力环境下，不同大小分子间扩散和相间传质过程均比常规重力场下的要快得多，能够实现良好的气液接触和微观混合，达到SO2的深度脱除。
[0022]本发明中的吸收剂对SO2气体具有良好的吸收和解吸能力，在低温下吸收二氧化硫，高温下将吸收剂中二氧化硫再生出来，从而达到脱除和回收烟气中SO2的目的。本发明中的吸收剂可以循环使用，进一步降低了生产成本。
[0023]本发明用于脱除和回收混合气体中二氧化硫，不仅可以达到SO2的深度脱除，而且可回收高浓度的SO2气体，具有良好的社会和经济效益。
[0024]与现有技术相比，本发明具有以下优点:
[0025]1、结构简单、脱硫效率高，本发明用于脱除和回收混合气体中二氧化硫时，生产运行稳定可靠，操作条件温和，实现了 SO2的深度脱除；
[0026]2、生产成本低，经济效益好，本发明用于脱除和回收混合气体中二氧化硫时，不仅烟气处理成本较低，SO2脱除效率高，而且可以回收纯度在99.5%以上的S02，且吸收剂可以循环使用，进一步降低了生产成本，经济和社会效益显著；
[0027]3、三废少，安全环保，本发明在高效脱除S02，回收高浓度的SO2的同时，无额外的副产品产生，吸收剂可以循环使用，三废排放少，环境友好，符合绿色环保的发展要求。
【附图说明】
[0028]图1为本发明的工艺流程图。
[0029]图中:超重力脱硫装置1、尾吸塔2、吸收剂循环储槽3、贫液罐4、热交换器5、再生塔
6、循环栗7、贫液栗8、富液栗9、贫液冷却器10、再生塔冷却器11、再生塔分离器12
【具体实施方式】
[0030]以下通过实施例对本发明进行进一步详细描述，但本发明并不局限于此。任何以本发明为基础，为实现基本相同的技术效果，所作出的简单变化、等同替换或者修饰等，皆涵盖在本发明的保护范围之内。
[0031]如图1所示，本发明的用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置，包括超重力脱硫装置1、尾吸塔2、吸收剂循环储槽3、贫液罐4、热交换器5、再生塔6、循环栗7、贫液栗8、富液栗9、贫液冷却器10、再生塔冷却器11和再生塔分离器12，超重力脱硫装置I的气相出口与尾吸塔2的气相进口相连，超重力脱硫装置I通过富液栗9与热交换器5的富液进口连接，热交换器5的富液出口与再生塔6的富液进口相连，再生塔6的塔顶气相出口通过再生塔冷却器11与再生塔分尚器12的进口连接，再生塔分尚器12的液相出口与再生塔6的冷却液进口连接，再生塔6的塔釜液出口与热交换器5的贫液进口相连，热交换器5的贫液出口通过贫液冷却器10与贫液罐4和贫液栗8依次连接，贫液栗8的出口分别与吸收剂循环储槽3的吸收剂入口、尾吸塔2的吸收剂入口连接，尾吸塔2的塔釜液出口与吸收剂循环储槽3的富液进口连接，吸收剂循环储槽3的出口通过循环栗7与超重力脱硫装置I吸收剂入口相连。
[0032]使用上述装置脱除和回收混合气体中二氧化硫时，工艺流程为:开车前向贫液罐4中加入吸收剂，通过贫液栗8分别打入超重力脱硫装置I和尾吸塔2，在装置运行过程中定期补加吸收剂。含硫混合气进入超重力脱硫装置I，与吸收剂充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，脱硫吸收富液经富液栗9、热交换器5至再生塔6，在再生塔6经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生混合气经再生塔冷却器11、再生塔分离器12冷却、脱水后通过再生塔分离器12气相出口得到SO2产品。再生塔塔釜液经热交换器5初步降温，再经贫液冷却器10进一步降温后进入贫液罐4中，然后经贫液栗8加压，回到尾吸塔2吸收剂入口，依次循环吸收。经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔2，在尾吸塔2内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的SO2，得到脱硫吸收贫液和净化气，将净化气从尾吸塔顶达标排放。将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽3、循环栗7回到超重力脱硫装置I，依次循环吸收。
[0033]实施例1
[0034]含硫混合气体流量为120000Nm3/h，温度为50°C，S02含量为5%。含硫混合气进入超重力机1(葫芦岛中超机械有限公司，Φ2000*2500)，与二乙醇胺和乳酸组成的吸收剂充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，超重力机I操作温度控制为70°C，脱硫吸收液经富液栗9、热交换器5至再生塔6，在再生塔6经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生塔操作条件为:温度120°C，压力50KPa，再生混合气经再生塔冷却器11、再生塔分离器12冷却脱水得到SO2产品，再生塔冷却器11温度控制为20°C。再生塔塔釜液经热交换器5初步降温，再经贫液冷却器10进一步降温后进入贫液罐4中，然后经贫液栗8加压，回到尾吸塔2吸收剂入口，依次循环吸收，贫液冷却器10温度控制为30°C。经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔2，在尾吸塔2内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的S02，得到脱硫吸收贫液和净化气，尾吸塔温度控制为30°C，部分脱硫后的尾气与吸收剂的质量比为1:1。将净化气从尾吸塔顶达标排放，从尾吸塔顶气相管取样分析，未检测到S02。将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽3、循环栗7回到超重力机I，依次循环吸收。
[0035]从再生塔分离器12气相出口取样分析，302气体纯度99.5%。
[0036]实施例2
[0037]含硫混合气体流量为130000Nm3/h，温度为60°C，S02含量为4%。含硫混合气进入超重力机1(葫芦岛中超机械有限公司，Φ2500*2500)，与吸收剂1，1，3，3_四甲基胍乳酸盐充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，超重力机I操作温度控制为55°C，脱硫吸收液经富液栗9、热交换器5至再生塔6，在再生塔6经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生塔操作条件为:温度130°C，压力70KPa，再生混合气经再生塔冷却器11、再生塔分离器12冷却脱水得到SO2产品，再生塔冷却器11温度控制为40°C。再生塔塔釜液经热交换器5初步降温，再经贫液冷却器10进一步降温后进入贫液罐4中，然后经贫液栗8加压，回到尾吸塔2吸收剂入口，依次循环吸收，贫液冷却器10温度控制为20°C。经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔2，在尾吸塔2内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的S02，得到脱硫吸收贫液和净化气，尾吸塔温度控制为35°C，部分脱硫后的尾气与吸收剂的质量比为1:1.5，将净化气从尾吸塔顶达标排放，从尾吸塔顶气相管取样分析，未检测到S02。将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽3、循环栗7回到超重力机I，依次循环吸收。
[0038]从再生塔分离器12气相出口取样分析，302气体纯度99.6%。
[0039]实施例3
[0040]含硫混合气体流量为10000NmVh，温度为45°C，SO2含量为8%。含硫混合气进入超重力机1(葫芦岛中超机械有限公司，Φ2000*2000)，与乙醇胺和乙酸组成的吸收剂充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，超重力机I操作温度控制为40°C，脱硫吸收液经富液栗9、热交换器5至再生塔6，在再生塔6经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生塔操作条件为:温度110°C，压力40KPa，再生混合气经再生塔冷却器11、再生塔分离器12冷却脱水得到SO2产品，再生塔冷却器11温度控制为30°C。再生塔塔釜液经热交换器5初步降温，再经贫液冷却器10进一步降温后进入贫液罐4中，然后经贫液栗8加压，回到尾吸塔2吸收剂入口，依次循环吸收，贫液冷却器10温度控制为40°C。经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔2，在尾吸塔2内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的S02，得到脱硫吸收贫液和净化气，尾吸塔温度控制为40°C，部分脱硫后的尾气与吸收剂的质量比为1:2，将净化气从尾吸塔顶达标排放，从尾吸塔顶气相管取样分析，未检测到S02。将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽3、循环栗7回到超重力机I，依次循环吸收。
[0041 ] 从再生塔分离器12气相出口取样分析，SO2气体纯度99 J %。
[0042]实施例4
[0043]含硫混合气体流量为110000Nm3/h，温度为55°C，S02含量为7%。含硫混合气进入超重力机1(葫芦岛中超机械有限公司，Φ2000*2500)，与吸收剂1，1，3，3_四甲基胍乳酸盐充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，超重力机I操作温度控制为30°C，脱硫吸收液经富液栗9、热交换器5至再生塔6，在再生塔6经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生塔操作条件为:温度100°C，压力30KPa，再生混合气经再生塔冷却器11、再生塔分离器12冷却脱水得到SO2产品，再生塔冷却器11温度控制为35°C。再生塔塔釜液经热交换器5初步降温，再经贫液冷却器10进一步降温后进入贫液罐4中，然后经贫液栗8加压，回到尾吸塔2吸收剂入口，依次循环吸收，贫液冷却器10温度控制为35°C。经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔2，在尾吸塔2内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的S02，得到脱硫吸收贫液和净化气，尾吸塔温度控制为50°C，部分脱硫后的尾气与吸收剂的质量比为1:3，将净化气从尾吸塔顶达标排放，从尾吸塔顶气相管取样分析，未检测到S02。可将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽3、循环栗7回到超重力机I，依次循环吸收。
[0044]从再生塔分离器12气相出口取样分析，302气体纯度99.8%。
【主权项】
1.一种用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置，包括超重力脱硫装置、尾吸塔、吸收剂循环储槽、贫液罐、热交换器、再生塔、循环栗、贫液栗、富液栗、贫液冷却器、再生塔冷却器和再生塔分离器，其特征在于所述的超重力脱硫装置的气相出口与所述的尾吸塔的气相进口相连，所述的超重力脱硫装置通过所述的富液栗与所述的热交换器的富液进口连接，所述的热交换器的富液出口与所述的再生塔的富液进口相连，所述的再生塔的塔顶气相出口通过所述的再生塔冷却器与所述的再生塔分离器的进口连接，所述再生塔分离器的液相出口与所述的再生塔的冷却液进口连接，所述的再生塔的塔釜液出口与所述的热交换器的贫液进口相连，所述的热交换器的贫液出口通过所述的贫液冷却器与所述的贫液罐和所述的贫液栗依次连接，所述的贫液栗的出口分别与所述的吸收剂循环储槽的吸收剂入口、所述的尾吸塔的吸收剂入口连接，所述的尾吸塔的塔釜液出口与所述的吸收剂循环储槽的富液进口连接，所述的吸收剂循环储槽的出口通过所述的循环栗与所述的超重力脱硫装置吸收剂入口相连。2.根据权利要求1所述的用于脱除和回收混合气体中二氧化硫的装置，其特征在于所述的超重力脱硫装置为超重力机。3.使用权利要求1所述的装置脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于包括如下步骤: (a)含硫混合气进入超重力脱硫装置，与吸收剂充分接触，气体中的SO2与吸收剂反应被吸收，得到脱硫吸收富液和经部分脱硫后的尾气，脱硫吸收富液经富液栗、热交换器至再生塔，在再生塔经汽提蒸汽加热解析，得到再生混合气和再生塔塔釜液，再生混合气经再生塔冷却器、再生塔分离器冷却脱水得到SO2产品； (b)步骤(a)得到的经部分脱硫后的尾气进入尾吸塔，在尾吸塔内与从塔上部进入的吸收剂逆流接触，进一步吸收尾气中的SO2，得到脱硫吸收贫液和净化气，将净化气从尾吸塔顶达标排放。4.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于所述的含硫混合气温度为40?60 °C。5.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于所述的吸收剂为I，I，3，3_四甲基胍乳酸盐、乙醇胺和乙酸混合物、二乙醇胺和乳酸混合物中的一种。6.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于所述的尾吸塔温度控制为30?50°C，部分脱硫后的尾气与吸收剂的质量比为1:1?3。7.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于所述的超重力脱硫装置温度控制为30?70°C。8.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于所述的再生塔温度控制为100?130°C，压力控制为30?70KP，所述的贫液冷却器温度控制为20?400C，所述的再生塔冷却器温度控制为20?40°C。9.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于将再生塔塔釜液经热交换器初步降温，再经贫液冷却器进一步降温后进入贫液罐中，然后经贫液栗加压，回到尾吸塔吸收剂入口，依次循环吸收。10.根据权利要求3所述的脱除和回收混合气体中二氧化硫的方法，其特征在于将脱硫吸收贫液经吸收剂循环储槽、循环栗回到超重力脱硫装置，依次循环吸收。
【文档编号】B01D53/18GK105935540SQ201610383137
【公开日】2016年9月14日
【申请日】2016年5月31日
【发明人】夏碧波, 戴如康, 付文英, 朱海峰, 吴尤嘉
【申请人】衢州巨化锦纶有限责任公司