酸性氣體硫回收尾氣的氨法脫硫一體化凈化裝置及方法與流程

本發明屬于環保技術領域，特別涉及一種酸性氣體硫回收尾氣的氨法脫硫一體化凈化裝置及方法。

背景技術：

工業過程中排放的二氧化硫是酸雨和霧霾的重要來源，酸性氣體通過焚燒后轉化為大量二氧化硫。為改善環境質量、控制二氧化硫的排放量，脫硫治理勢在必行。

在石油、天然氣及煤化工生產過程中，會產生大量的含硫化氫酸性氣體。通常采用克勞斯硫回收工藝脫除硫化氫、回收硫磺。為保證尾氣達標排放，在常規二級克勞斯硫回收裝置后設置超級或超優克勞斯、SCOT尾氣再處理等工藝，存在工藝流程復雜、投資高、運行成本高、能耗高、操作難度大等缺點。

在酸性尾氣治理上應用較多的是鈉堿法，需消耗鈉堿資源，所副產硫酸鈉等產物市場需求少，難以實現高附加值，從而運行費用較高，可靠性差。

在含硫煙氣脫硫過程中，氨法煙氣脫硫具有脫硫效率高、無二次污染、能資源化回收、流程短、可實現與工廠鍋爐煙氣脫硫一體化等等特點，使氨法的應用領域更廣。

技術實現要素：

針對上述問題，本發明的目的是提供一種酸性氣體硫回收尾氣的氨法脫硫一體化凈化裝置，該裝置能有效脫硫，且能有效避免脫硫裝置煙氣出口拖尾白煙現象的發生。

為實現上述目的，本發明所采用的技術方案是：

一種酸性氣體硫回收尾氣的氨法脫硫一體化凈化裝置，包括焚燒裝置，蒸汽過熱器，余熱回收鍋爐，空氣換熱器，空氣冷卻器和脫硫裝置；

所述蒸汽過熱器位于所述焚燒裝置內的尾端，通過管道分別與外部的產飽和蒸汽的設備和過熱蒸汽管網連通；

所述余熱回收鍋爐位于所述蒸汽過熱器和空氣換熱器之間，通過管道與所述焚燒裝置連通；

所述空氣換熱器位于所述焚燒裝置內的尾端；

所述空氣冷卻器通過管道分別與所述焚燒裝置和脫硫裝置連通。

進一步地，還包括鼓風裝置，所述鼓風裝置通過管道與所述焚燒裝置的待焚燒氣體的進口管連通；所述鼓風裝置通過管道與所述焚燒裝置的待焚燒氣體的焚燒區連通；所述鼓風裝置通過空氣換熱器與所述脫硫裝置連通；所述鼓風裝置通過管道與所述空氣冷卻器連通。

進一步地，所述脫硫裝置上設置煙氣進口和用于排放煙氣的煙囪；

在所述煙氣進口和煙囪之間，在所述脫硫裝置內按煙氣流動方法依次設置洗滌降溫段噴淋器、第一升氣盤、若干層一段吸收噴淋層、第二升氣盤、若干層二段吸收噴淋層、高效吸收器、第三升氣盤、除氨霧段和除霧器；

在煙氣進口與所述脫硫裝置的塔底之間，由上至下設置斜板、二段吸收液循環槽和一段吸收液循環槽；所述二段吸收液循環槽通過二段吸收循環泵與所述二段吸收噴淋層連通；所述一段吸收液循環槽通過一段吸收循環泵與所述一段吸收噴淋層連通；

所述第一升氣盤通過管道分別與所述一段吸收液循環槽和外部的儲氨罐連接；所述第二升氣盤通過管道分別與所述二段吸收液循環槽和外部的儲氨罐連接。

進一步地，還包括設置于所述脫硫裝置外部的氧化槽、洗滌循環槽和工藝水槽；所述脫硫裝置通過管道分別與所述氧化槽、洗滌循環槽和工藝水槽連通。

進一步地，所述氧化槽內設置有氧化曝氣裝置和若干層布液板；所述氧化曝氣裝置位于布液板的下方，通過管道與外部的氧化空氣輸送裝置連通；所述氧化槽通過管道分別與所述一段吸收液循環槽、洗滌循環槽和工藝水槽連通；

所述洗滌循環槽內設有出液管；所述洗滌循環槽通過洗滌液循環泵與所述洗滌降溫段噴淋器連接；所述洗滌循環槽通過晶漿泵與外部的硫銨液處理裝置連接；所述出液管通過管道與開設于所述脫硫裝置上且位于所述斜板上方的出液管道連通；

所述工藝水槽通過工藝水泵與位于所述除氨霧段和除霧器之間的噴淋器連接；所述工藝水槽與所述第三升氣盤之間通過管道連接。

進一步地，還包括鼓風裝置，所述鼓風裝置通過空氣換熱器與所述脫硫裝置上的煙囪連通。

進一步地，還包括反沖洗裝置；所述反沖洗裝置位于所述脫硫裝置內，且置于所述洗滌降溫段噴淋器和第一升氣盤之間；所述反沖洗裝置通過一段吸收循環泵與所述一段吸收液循環槽連通。

本發明還提供了一種利用所述裝置處理酸性氣體的方法，包括以下步驟：將酸性尾氣在650℃-1000℃的條件下焚燒，焚燒后的高溫尾氣經二級余熱回收及空氣換熱器回收熱量冷卻降溫至300℃以下，再經空氣冷卻器直接冷卻降溫至180℃以下，然后脫硫。

優選的，所述酸性氣體是含硫化物總含量在1.4％以下的氣體。

優選的，所述硫化物為H₂S、COS、SO₂、S或CS₂中的一種，或它們的任意比例混合物。

優選的，利用空氣換熱器后的熱空氣，通過管道與脫硫裝置上出口的煙囪連接，將所述脫硫后的凈煙氣升溫至80℃以上。

本發明具有以下有益效果：

采用兩級余熱回收+空氣換熱器+空氣冷卻器降溫預處理工藝，將高溫煙氣降溫同時回收余熱，再送入后續脫硫裝置。同時為了進一步降低脫硫后煙氣出口“白煙”現象的產生，利用空氣換熱器加熱鼓風裝置鼓出的部分空氣升溫至140℃送脫硫塔出口煙囪與凈煙氣混合，混合后凈煙氣升溫至80℃以上，可避免脫硫裝置出口拖尾白煙現象，凈化尾氣達標排放。脫硫裝置采用單塔雙循環裝置，能有效提高煙氣中高濃度SO₂的吸收效率，達到從源頭削減和過程阻斷氨逃逸、降低氣溶膠產生的目的。同時生產化肥硫酸銨，解決脫硫裝置出口煙氣拖尾白煙比較嚴重的現象，從而實現無害化處理。

附圖說明

圖1為本發明的結構示意圖；

圖2為圖1中脫硫裝置的結構示意圖。

其中，1-鼓風裝置，2-焚燒裝置，3-蒸汽過熱器，4-余熱回收鍋爐，5-空氣換熱器，6-空氣冷卻器，7-脫硫裝置，8-一段吸收液循環槽，9-二段吸收液循環槽，10-斜板，11-煙氣進口，12-洗滌降溫段噴淋器，13-第一升氣盤，14-一段吸收噴淋層，15-第二升氣盤，16-二段吸收噴淋層，17-高效吸收器，18-第三升氣盤，19-除氨霧段，20-除霧器，21-煙囪，22-一段吸收循環泵，23-二段吸收循環泵，24-氧化槽，25-氧化曝氣裝置，26-布液板，27-洗滌循環槽，28-出液管，29-洗滌液循環泵，30-晶漿泵，31-工藝水槽，32-工藝水泵，33-反沖洗裝置。

具體實施方式

下面結合附圖對本發明的具體實施方式作進一步說明。在此需要說明的是，對于這些實施方式的說明用于幫助理解本發明，但并不構成對本發明的限定。此外，下面所描述的本發明各個實施方式中所涉及的技術特征只要彼此之間未構成沖突就可以相互組合。

如圖1-2所示，一種酸性氣體硫回收尾氣的氨法脫硫一體化凈化裝置，包括焚燒裝置2，蒸汽過熱器3，余熱回收鍋爐4，空氣換熱器5，空氣冷卻器6和脫硫裝置7；

蒸汽過熱器3位于焚燒裝置2內的尾端，通過管道分別與外部的產飽和蒸汽的設備和過熱蒸汽管網連通；

余熱回收鍋爐4位于蒸汽過熱器3和空氣換熱器5之間，通過管道與焚燒裝置2連通；

空氣換熱器5位于焚燒裝置2內的尾端；

空氣冷卻器6通過管道分別與焚燒裝置2和脫硫裝置7連通。

具體的，焚燒裝置2可為焚燒爐。

待處理的煙氣加入適量的燃料在焚燒爐內燃燒，焚燒后的煙氣通過兩級的蒸汽過熱器3及余熱回收鍋爐4回收熱量之后進入空氣換熱器5，使煙氣溫度降到300℃以下。再進入空氣冷卻器6直接冷卻降溫至180℃以下，最終通過降溫后的尾氣進入后續氨法脫硫的脫硫裝置7。

其中，還包括鼓風裝置1，鼓風裝置1通過管道與焚燒裝置2的待焚燒氣體的進口管連通；鼓風裝置1通過管道與焚燒裝置2的待焚燒氣體的焚燒區連通；鼓風裝置1通過空氣換熱器5與脫硫裝置7連通；鼓風裝置1通過管道與空氣冷卻器6連通。

具體的，鼓風裝置1可為鼓風機。

鼓風機鼓出的部分空氣經尾氣焚燒爐后段空氣換熱器5換熱后進入后續的煙囪21與氨法脫硫裝置出口凈煙氣混合升溫至80℃以上，避免了脫硫裝置7出口白煙拖尾現象，達標排放。

其中，脫硫裝置7上設置煙氣進口11和用于排放煙氣的煙囪21；

在煙氣進口11和煙囪21之間，在脫硫裝置7內按煙氣流動方法依次設置洗滌降溫段噴淋器12、第一升氣盤13、若干層一段吸收噴淋層14、第二升氣盤15、若干層二段吸收噴淋層16、高效吸收器17、第三升氣盤18、除氨霧段19和除霧器20；

在煙氣進口11與脫硫裝置7的塔底之間，由上至下設置斜板10、二段吸收液循環槽9和一段吸收液循環槽8；二段吸收液循環槽9通過二段吸收循環泵23與二段吸收噴淋層16連通；一段吸收液循環槽8通過一段吸收循環泵22與一段吸收噴淋層14連通；

第一升氣盤13通過管道分別與一段吸收液循環槽8和外部的儲氨罐連接；第二升氣盤15通過管道分別與二段吸收液循環槽9和外部的儲氨罐連接。

在高濃度SO₂煙氣條件下，如采用單級吸收工藝，則吸收液操作pH值偏高，吸收液密度高，系統氧化率低，同時易造成氣溶膠產生，排放顆粒物高，裝置拖尾現象嚴重。

為解決以上問題，脫硫裝置7采用單塔雙循環系統，脫硫塔底部設置兩段吸收循環槽，之間用隔板隔開。每段吸收相對獨立，吸收液密度、pH值均分區獨立控制。第一段吸收為SO₂主要脫除區，采用較高密度和pH值吸收液吸收；第二段吸收為SO₂輔助脫除區，采用較低密度和低pH值吸收液，以降低吸收液中的氨分壓，達到減少排除煙氣中的氨逃逸和氣溶膠的目的。

在脫硫裝置7的頂部設置氨除霧器19和除霧器20，一級氨除霧器通過對煙氣帶出NH₃的洗滌，回收微量氨和可溶硫酸鹽，回收的液體返回脫硫系統循環利用；二級除霧器帶攔液板通過液滴碰撞、離心力作用去除5～10μm的霧滴。該技術在SO₂吸收上既保證了高吸收效率、高氧化率，又達到從源頭削減和過程阻斷氨逃逸、降低氣溶膠產生的目的。

其中，還包括設置于脫硫裝置7外部的氧化槽24、洗滌循環槽27和工藝水槽31；脫硫裝置7通過管道分別與氧化槽24、洗滌循環槽27和工藝水槽31連通。

采用氧化液與吸收液分置，有利于吸收過程pH值、密度分區控制，通過亞鹽吸收和低pH值控制，可降低氨分壓，由此防止氣相氨與煙氣中的SO₂接觸而產生氣溶膠，在SO₂吸收上既保證了高吸收效率、高氧化率，又達到從源頭削減和過程阻斷氨逃逸、降低氣溶膠產生的目的。

氧化槽24內設置有氧化曝氣裝置25和若干層布液板26；氧化曝氣裝置25位于布液板26的下方，通過管道與外部的氧化空氣輸送裝置連通；氧化槽24通過管道分別與一段吸收液循環槽8、洗滌循環槽27和工藝水槽31連通。

氧化槽24單獨設置，能保證各級吸收、氧化互不影響。吸收液部分進入氧化槽24，通入壓縮空氣，經氧化段中部的氧化曝氣裝置25和布液板26，吸收液中的亞硫酸銨被氧化為硫酸銨，亞鹽氧化率在99％以上。氧化過程加入催化劑，能處理高濃度SO₂及解決高濃度SO₂煙氣條件下亞硫酸銨鹽氧化率低的問題。可根據不同煙氣條件，更合理的進行設備選型，降低投資；降低脫硫塔的高度，減少能耗，適用于不同SO₂濃度的煙氣條件。

洗滌循環槽27內設有出液管28；洗滌循環槽27通過洗滌液循環泵29與洗滌降溫段噴淋器連接；洗滌循環槽27通過晶漿泵30與外部的硫銨液處理裝置連接；出液管28通過管道與開設于脫硫裝置上且位于所述斜板10上方的出液管道連通。脫硫裝置7與洗滌循環槽27之間通過洗滌液出液管和回流液管道構成一循環通路，讓洗滌液不會保存在脫硫塔中，從而降低脫硫塔的負荷，提高脫硫的安全性，降低投資，減少能耗，解決硫酸銨在設備內沉積堵塞的問題。

工藝水槽31通過工藝水泵32與位于除氨霧段19和除霧器20之間的噴淋器連接；工藝水槽31與第三升氣盤18之間通過管道連接。通過工藝水泵32可以沖洗順噴、逆噴噴淋器，沖洗被捕集的液滴，返回脫硫系統循環利用。

具體的，為升高出口煙氣的溫度，還包括鼓風裝置1，鼓風裝置1通過空氣換熱器5與脫硫裝置7上的煙囪21連通。

具體的，為能沖洗脫硫裝置7內橫梁等部位的遺留的沉積物，還包括反沖洗裝置33；反沖洗裝置33位于脫硫裝置7內，且置于洗滌降溫段噴淋器12和第一升氣盤13之間；反沖洗裝置33通過一段吸收循環泵22與所述一段吸收液循環槽8連通。

本發明采用兩級余熱回收+空氣換熱器+空氣冷卻器降溫預處理，將高溫煙氣降溫同時回收余熱，再送入后續脫硫裝置。同時為了進一步降低脫硫后煙氣出口“白煙”現象的產生，利用空氣換熱器加熱鼓風機鼓出的部分空氣升溫至140℃送脫硫塔出口煙囪與凈煙氣混合，混合后凈煙氣升溫至80℃以上，可避免脫硫裝置出口拖尾白煙現象，凈化尾氣達標排放。脫硫裝置采用單塔雙循環工藝，能有效提高煙氣中高濃度SO₂的吸收效率，達到從源頭削減和過程阻斷氨逃逸、降低氣溶膠產生的目的。同時生產化肥硫酸銨，解決脫硫裝置出口煙氣拖尾白煙比較嚴重的現象，從而實現無害化處理。

整個裝置流程簡單、系統結構簡化、運行成本低廉，具有一定的經濟效益。其裝置的脫硫率≥99％、氧化率≥99％、氨回收率≥98.5％。

應用實例：

1)某石化項目克勞斯尾氣，該實例中硫化物含量1.193％(kmol/h)，包括H₂S、SO₂、COS、單質S，該尾氣無法直接進入脫硫裝置，采用本發明裝置，將尾氣通入到焚燒爐中，通入適量的空氣及燃料氣，運行穩定可靠，投資及運行成本低。

提供的燃料為天然氣，燃燒溫度控制在650℃時，加入的天然氣量800～1200Nm³/h，優選燃燒溫度650℃，也可以為850℃或者1000℃，具體可根據實際的情況進行相應調整。設置降溫預處理工藝裝置。預處理工藝包括焚燒+兩級余熱回收+空氣換熱器+空氣冷卻器，其中焚燒通過控制加入燃料的量，使燃燒溫度控制在650℃、入脫硫塔尾氣SO₂的濃度40000mg/Nm³。焚燒后的煙氣通過兩級蒸汽過熱器回收熱量之后進入空氣換熱器間接冷卻，使煙氣溫度降到300℃以下。本發明通過控制出口溫度在300℃左右，不僅高于酸性氣體的酸露點，有利于設備材質的選擇，同時最大限度的回收了焚燒熱量。

焚燒爐后設置空氣冷卻器器，出口尾氣再進入空氣冷卻器直接冷卻降溫至180℃以下，最終通過降溫后的尾氣進入后續氨法脫硫裝置。

鼓風機鼓出的部分空氣被加熱至140℃后進入煙囪與脫硫裝置出口凈煙氣混合，混合煙氣溫度能控制在80℃左右，解決了脫硫裝置出口煙氣拖尾白煙現象。

該實例物料衡算如下：

以上結合附圖對本發明的實施方式作了詳細說明，但本發明不限于所描述的實施方式。對于本領域的技術人員而言，在不脫離本發明原理和精神的情況下，對這些實施方式進行多種變化、修改、替換和變型，仍落入本發明的保護范圍內。