CN104208985B - 烟气脱硫方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种烟气脱硫方法及系统，该烟气脱硫方法包括将含SO2的烟气在吸收塔内与吸收液贫液逆流接触形成富液，富液升温后在解吸塔内与二次蒸汽逆流接触完成解吸再生，将塔顶排出的部分含SO2的蒸汽在新鲜一次蒸汽的引射作用下，形成再生一次蒸汽，作为再沸器的热源对解吸塔内的贫液加热，产生二次蒸汽继续用于汽提SO2。烟气脱硫系统包括依次连接的吸收塔、富液预热器、贫富液换热器和解吸塔，解吸塔分别与蒸汽耦合再生装置和冷凝器相连，蒸汽耦合再生装置与再沸器相连，再沸器与解吸塔相连。本发明的烟气脱硫方法及系统具有可提高吸收液富液的解吸塔进塔温度、实现循环蒸汽平衡、节约蒸汽耗量、降低冷凝器热负荷的优点。
Description
技术领域
本发明属于烟气脱硫技术领域，具体涉及一种需蒸汽参与实现吸收液循环再生的烟气脱硫方法及系统。
背景技术
工业的发展使二氧化硫排放量呈逐年上升趋势，二氧化硫的大量排放使我国生态环境遭到严重破坏。有资料显示，我国二氧化硫年排放量已超3000万吨，为世界上二氧化硫污染最严重的国家之一，因此，治理二氧化硫烟气污染已迫在眉睫。
烟气脱硫技术多种多样，自20世纪50年代起，世界多国便开始研究脱硫技术，至今脱硫技术已达数百种。传统的烟气脱硫技术主要有石灰石/石膏法、钠碱法、氧化锌法、氨酸法等。这些方法在不同程度上存在着脱硫效率不高、运行费用昂贵、占地面积大、脱硫副产物回收利用难等问题，工业应用受到很大的限制。
近年来，可再生脱硫技术得到很大的发展，与传统的脱硫技术相比，可再生烟气脱硫具有脱硫效率高、工艺流程简单、吸收液循环周期长、副产物经济价值高等特点，受到了国内外广泛的重视，有着广阔的发展前景。可再生脱硫的吸收液主要是有机胺类化合物，也有学者提出了基于有机胺组分的离子液的概念。这类吸收液的特点是脱硫率高、选择性好，几乎没有蒸汽压，具备极佳的可再生性能和循环使用性能。
可再生脱硫技术的工艺原理为化工过程中的吸收——解吸组合工艺，需要外加热源（主要为外部蒸汽加热产生汽提二次蒸汽）对吸收富液进行解吸，达到吸收液循环再生的目的。目前，限制可再生脱硫工艺进一步推广应用的主要技术瓶颈就是脱硫吸收液再生能耗过高的问题。再生1吨吸收富液往往需要消耗0.2吨～0.4吨的0.4Mpa饱和蒸汽，给企业造成很大的负担。
公开号为CN102225297A的中国专利文献公开了一种溶剂循环吸收法烟气脱硫溶剂的热泵再生流程，该方法采用蒸汽压缩技术对解吸塔顶蒸汽进行压缩，旨在回收此部分蒸汽的热量。然而，这种方法存在以下两方面的问题：（1）采用压缩机对再生气压缩做功，所得高温高压过热蒸汽在加热再生塔釜液时，产生的二次蒸汽量小于进入再沸器的一次蒸汽量，无法解决循环蒸汽的质量平衡问题；（2）蒸汽压缩系统（MVR蒸发器）依靠电能/机械能对再生气进行压缩，设备结构复杂，价格昂贵，维护要求高，另外，塔顶蒸汽腐蚀性较强，且含有大量二氧化硫不凝气，不利于设备的稳定运行。
公开号为CN102049176A的中国专利文献公开了一种超重力溶剂循环吸收烟气脱硫技术，采用了氮气、空气等作为再生汽提气，这种方法在一定程度上可以节约能耗，但存在着富液解吸不彻底、硫资源回收难度大等问题。
因此，探求一种节能降耗的新型脱硫解吸工艺成为可再生脱硫技术进一步推广应用的必经之路。
发明内容
本发明要解决的技术问题是克服现有技术的不足，提供一种可提高吸收液富液的解吸塔进塔温度、实现循环蒸汽平衡、节约蒸汽耗量、降低冷凝器热负荷的烟气脱硫方法及系统。
为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：
一种烟气脱硫方法，包括以下步骤：
（a）将含SO2的烟气输送至一烟气脱硫系统的吸收塔内，与吸收塔内的吸收液贫液逆流接触，使吸收液贫液吸收烟气中的SO2，形成吸收液富液；
（b）将吸收液富液依次送至富液预热器和贫富液换热器进行换热升温，然后将升温后的吸收液富液送至解吸塔内，与解吸塔内的二次蒸汽逆流接触，使吸收液富液经二次蒸汽汽提后释放出SO2，得到吸收液贫液和含SO2的蒸汽，完成吸收液的解吸再生；
（c）将含SO2的蒸汽从解吸塔塔顶排出，然后将排出的部分含SO2的蒸汽送至一蒸汽耦合再生装置中，在新鲜一次蒸汽的引射作用下，形成再生一次蒸汽，再生一次蒸汽作为再沸器的热源对解吸塔内完成解吸的吸收液贫液进行加热，使吸收液贫液部分汽化，产生二次蒸汽，继续用于汽提吸收液富液中的SO2；将解吸塔排出的另一部分含SO2的蒸汽送至冷凝器中进行冷凝，然后气液分离，所得气体送至后工序处理，所得冷凝液返送至解吸塔。
上述的烟气脱硫方法中，优选的，所述步骤（c）中，所述含SO2的蒸汽从解吸塔塔顶排出时，塔顶压力控制在0.005MPa～0.05MPa；所述新鲜一次蒸汽的压力控制在0.5MPa～1.6MPa；所述再生一次蒸汽的压力控制在0.15MPa～0.5MPa。
上述的烟气脱硫方法中，优选的，所述步骤（c）中，所述含SO2的蒸汽从解吸塔塔顶排出时，所述送至蒸汽耦合再生装置的含SO2的蒸汽与所述送至冷凝器的含SO2的蒸汽的质量之比为1∶1～10；所述送至蒸汽耦合再生装置的含SO2的蒸汽与所述新鲜一次蒸汽的质量之比为1∶2～5。
上述的烟气脱硫方法中，优选的，所述步骤（b）中，经富液预热器和贫富液换热器换热升温后，所述吸收液富液的温度为75℃～95℃。
上述的烟气脱硫方法中，优选的，所述步骤（c）中，所述再生一次蒸汽作为再沸器的热源对解吸塔内完成解吸的吸收液贫液进行加热时，未汽化的吸收液贫液送至解吸塔的塔釜中，由解吸塔塔釜连续排出，且保证解吸塔塔釜的液位不低于预设液位；由解吸塔塔釜连续排出的吸收液贫液经贫富液换热器回收热量和贫液再冷器降温至35℃～50℃后，储存至一贫液储罐中，由贫液储罐向吸收塔提供吸收液贫液。
上述的烟气脱硫方法中，优选的，所述步骤（c）中，所述再生一次蒸汽在再沸器中冷凝后进行气液分离，所得冷凝液体送至富液预热器回收热量后作为回用水补充到系统中，所得气相送至后工序处理。
作为一个总的技术构思，本发明还提供一种烟气脱硫系统，所述烟气脱硫系统包括吸收塔、富液预热器、贫富液换热器、解吸塔、再沸器、冷凝器和蒸汽耦合再生装置；所述吸收塔与所述富液预热器上所设的预热器富液入口相连，所述富液预热器上所设的预热器富液出口与所述贫富液换热器上所设的换热器富液入口相连，所述贫富液换热器上所设的换热器富液出口与所述解吸塔上所设的解吸塔富液入口相连，所述解吸塔上所设的解吸塔蒸汽出口分别与所述蒸汽耦合再生装置上所设的第一蒸汽入口和所述冷凝器上所设的第二蒸汽入口相连，所述蒸汽耦合再生装置还设有一新鲜一次蒸汽入口和一再生一次蒸汽出口，所述再生一次蒸汽出口与所述再沸器上所设的再沸器蒸汽入口相连，所述再沸器上还设有一再沸器贫液入口和一再沸器气液出口，所述再沸器贫液入口与所述解吸塔所设的解吸塔第一贫液出口相连，所述再沸器气液出口与所述解吸塔所设的解吸塔气液入口相连。
上述的烟气脱硫系统中，优选的，所述烟气脱硫系统还包括第一气液分离器，所述第一气液分离器上所设的第一气液混合物入口与所述再沸器上所设的第一气液混合物出口相连，所述第一气液分离器上所设的冷凝液体出口与所述富液预热器上所设的冷凝液体入口相连，所述富液预热器上所设的回用水出口与系统补水设备相连，所述第一气液分离器上所设的第一气体出口与后工序设备相连。
上述的烟气脱硫系统中，优选的，所述烟气脱硫系统还包括第二气液分离器，所述第二气液分离器上所设的第二气液混合物入口与所述冷凝器上所设的第二气液混合物出口相连，所述第二气液分离器上所设的冷凝液出口与所述解吸塔上所设的冷凝液入口相连，所述第二气液分离器上所设的第二气体出口与后工序设备相连。
上述的烟气脱硫系统中，优选的，所述解吸塔还设有解吸塔第二贫液出口，所述解吸塔第二贫液出口与所述贫富液换热器上所设的换热器贫液入口相连，所述贫富液换热器上所设的换热器贫液出口与一贫液再冷器上所设的再冷器贫液入口相连，所述贫液再冷器上所设的再冷器贫液出口与一贫液储罐相连，所述贫液储罐与所述吸收塔相连；
所述烟气脱硫系统还包括一富液储罐，所述富液储罐设于所述吸收塔与所述富液预热器之间。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
（1）本发明的方法通过新鲜一次蒸汽的引射作用，回收部分塔顶蒸汽的热量，形成新的再生一次蒸汽作为再沸器热源，实现了蒸汽的循环平衡，可大幅降低蒸汽耗量。
（2）本发明的方法中，部分塔顶蒸汽热量得以回收，降低了塔顶冷凝器的热负荷，进一步减小了循环冷却水的消耗。
（3）本发明的方法中，吸收液富液经过富液预热器和贫富液热交换器两级升温，提高了解吸富液的进塔温度，有利于解吸塔温度的保持，同时回收了再沸器中冷凝液体的热量。
（4）本发明的方法中，再沸器冷凝液体回收热量后，可作为脱硫工序补水、预处理工序补水等回到系统中，维持系统的水平衡。
（5）本发明的系统结构简单、成本低廉，且能够达到很好的烟气脱硫效果。
附图说明
图1为本发明实施例中烟气脱硫系统示意图。
图例说明：
1、吸收塔；2、贫液储罐；3、富液储罐；4、贫液再冷器；5、贫富液换热器；6、富液预热器；7、解吸塔；8、再沸器；9、冷凝器；10、第二气液分离器；11、蒸汽耦合再生装置；12、第一气液分离器；13、烟气入口；14、吸收塔富液出口；15、烟气出口；16、吸收塔贫液入口；21、储罐贫液入口；22、储罐贫液出口；41、再冷器贫液入口；42、再冷器贫液出口；43、再冷器循环水入口；44、再冷器循环水出口；51、换热器富液入口；52、换热器富液出口；53、换热器贫液入口；54、换热器贫液出口；61、预热器富液入口；62、预热器富液出口；63、冷凝液体入口；64、回用水出口；71、解吸塔富液入口；72、解吸塔第二贫液出口；73、解吸塔蒸汽出口；74、冷凝液入口；75、解吸塔第一贫液出口；76、解吸塔气液入口；81、再沸器蒸汽入口；82、再沸器贫液入口；83、再沸器气液出口；84、第一气液混合物出口；91、第二蒸汽入口；92、第二气液混合物出口；93、冷凝器循环水入口；94、冷凝器循环水出口；101、第二气液混合物入口；102、冷凝液出口；103、第二气体出口；111、第一蒸汽入口；112、新鲜一次蒸汽入口；113、再生一次蒸汽出口；121、第一气液混合物入口；122、冷凝液体出口；123、第一气体出口。
具体实施方式
以下结合说明书附图和具体优选的实施例对本发明作进一步描述，但并不因此而限制本发明的保护范围。
实施例
1
：
一种本发明的烟气脱硫方法，采用如图1所示的烟气脱硫系统，但该烟气脱硫方法并不仅限于使用该烟气脱硫系统。本实施例处理的烟气为含有SO2的铅冶炼还原炉烟气，但并不仅限于此类烟气。本实施例的烟气脱硫方法具体包括以下步骤：
（a）铅冶炼还原炉烟气经预处理系统洗涤降温后进入烟气脱硫系统，自烟气脱硫系统中吸收塔1的下部进入吸收塔1内，进塔温度为42℃。吸收塔1内的烟气与吸收塔1上部喷淋而下的吸收液贫液（通常为含有机胺类化合物的吸收液或离子液）逆流接触，使吸收液贫液吸收烟气中的SO2，形成吸收液富液，储存于富液储罐3中，脱除SO2后的烟气则从吸收塔1的顶部排出，再通过烟囱排放。
（b）将富液储罐3中的吸收液富液先送至富液预热器6中换热升温至55℃，然后送至贫富液换热器5中换热升温至85℃，再将升温后的吸收液富液自解吸塔7的中部送至解吸塔7内，与自解吸塔7塔釜上升的二次蒸汽逆流接触，使吸收液富液经二次蒸汽汽提后释放出SO2，得到再生的吸收液贫液和含SO2的蒸汽，完成吸收液的解吸再生。
（c）将步骤（b）中解吸塔7内产生的含SO2的蒸汽从解吸塔7的塔顶排出，塔顶压力为0.02MPa（表压，通常为0.005MPa～0.05MPa），温度为105℃。排出的含SO2的蒸汽按质量比为1∶2分为两部分（通常在1∶1～10范围内），将占1/3含SO2的蒸汽总量的部分送至蒸汽耦合再生装置11中，蒸汽耦合再生装置11具体为常规蒸汽喷射泵，在1.0MPa的新鲜一次蒸汽的引射作用下，形成0.26MPa再生一次蒸汽，送至蒸汽耦合再生装置11中的含SO2的蒸汽质量与新鲜一次蒸汽的质量之比为1∶3（通常在1∶2～5的范围）。新鲜一次蒸汽一般采用水蒸汽，其压力一般控制在0.5MPa～1.6MPa，与含SO2的蒸汽混合后形成的再生一次蒸汽的压力通常为0.15MPa～0.5MPa。将再生一次蒸汽作为再沸器8的热源，利用再沸器8对完成解吸的吸收液贫液进行间接换热（与吸收液无直接接触），使吸收液贫液部分汽化为二次蒸汽，继续用于汽提吸收液富液中的SO2。将解吸塔7排出的占2/3含SO2的蒸汽总量的另一部分蒸汽送至冷凝器9中进行冷凝，所得气液混合物进入第二气液分离器10中进行气液分离，所得冷凝液（即饱和亚硫酸溶液）返送至解吸塔7精馏段填料层的上部，用于增加塔顶气相中SO2的占比，所得气体（即饱和SO2气体）进入后工序用于制硫酸或其它硫产品。
本实施例的步骤（c）中，解吸塔7内完成解吸后的吸收液贫液全部进入再沸器8中进行加热，在再沸器8中部分汽化，气相即为二次蒸汽，未汽化部分（吸收液贫液）落入解吸塔7的塔釜中，从塔釜连续排出，同时保证解吸塔7塔釜的液位不低于预设液位（一般控制在塔釜高度的1/10～2/3），可通过调节外排泵的频率或者解吸塔7内设置的液位调节阀来保证塔釜有一定高度的液体。
本实施例的步骤（c）中，从解吸塔7塔釜排出的吸收液贫液经贫富液换热器5回收热量降温至65℃后，再通过贫液再冷器4降温至40℃，然后储存至贫液储罐2中，由贫液储罐2向吸收塔1提供吸收液贫液。
本实施例的步骤（c）中，再生一次蒸汽在再沸器8中冷凝后得到气液混合物，气液混合物进入第一气液分离器12中进行气液分离，所得冷凝液体从第一气液分离器12排出，经富液预热器6降温至55℃后，作为回用水补充到系统中（即系统补水，如脱硫工序补水、预处理工序补水等）。
一种上述本实施例的烟气脱硫方法采用的烟气脱硫系统，如图1所示，该烟气脱硫系统包括吸收塔1、富液储罐3、富液预热器6、贫富液换热器5、解吸塔7、再沸器8、冷凝器9、蒸汽耦合再生装置11（具体为蒸汽喷射泵）、第一气液分离器12、第二气液分离器10、贫液再冷器4和贫液储罐2。吸收塔1的下部设有烟气入口13，顶部设有烟气出口15，上部设有吸收塔贫液入口16，底部设有吸收塔富液出口14。吸收塔富液出口14与富液储罐3的入口相连，富液储罐3的出口与富液预热器6上设置的预热器富液入口61相连。富液预热器6上还设有预热器富液出口62、冷凝液体入口63和回用水出口64。富液预热器6的预热器富液出口62与贫富液换热器5上设置的换热器富液入口51相连。贫富液换热器5上还设有换热器富液出口52、换热器贫液入口53和换热器贫液出口54。贫富液换热器5的换热器富液出口52与解吸塔7中部设置的解吸塔富液入口71相连，解吸塔7上还设有解吸塔第二贫液出口72、解吸塔蒸汽出口73、冷凝液入口74、解吸塔第一贫液出口75和解吸塔气液入口76。解吸塔7的解吸塔蒸汽出口73分别与蒸汽耦合再生装置11上设置的第一蒸汽入口111、冷凝器9上设置的第二蒸汽入口91相连。蒸汽耦合再生装置11上还设有新鲜一次蒸汽入口112和再生一次蒸汽出口113。蒸汽耦合再生装置11的再生一次蒸汽出口113与再沸器8上设置的再沸器蒸汽入口81相连。再沸器8上还设有再沸器贫液入口82、再沸器气液出口83和第一气液混合物出口84。再沸器贫液入口82与解吸塔第一贫液出口75相连，再沸器气液出口83与解吸塔气液入口76相连。与解吸塔蒸汽出口73相连的冷凝器9还设有第二气液混合物出口92、冷凝器循环水入口93和冷凝器循环水出口94。冷凝器循环水入口93与循环水给水系统相连，冷凝器循环水出口94与循环水排水系统相连。
本实施例中，烟气脱硫系统还包括第一气液分离器12。第一气液分离器12上设有第一气液混合物入口121、冷凝液体出口122和第一气体出口123。第一气液混合物入口121与再沸器8的第一气液混合物出口84相连，冷凝液体出口122与富液预热器6的冷凝液体入口63相连，富液预热器6的回用水出口64与系统补水设备相连，第一气体出口123与后工序的设备相连。
本实施例中，烟气脱硫系统还包括第二气液分离器10。第二气液分离器10上设有第二气液混合物入口101、冷凝液出口102和第二气体出口103。第二气液混合物入口101与冷凝器9的第二气液混合物出口92相连，冷凝液出口102与解吸塔7的冷凝液入口74相连，第二气体出口103与后工序设备相连。
本实施例中，解吸塔7底部的解吸塔第二贫液出口72与贫富液换热器5的换热器贫液入口53相连，换热器贫液出口54与贫液再冷器4上设置的再冷器贫液入口41相连。贫液再冷器4上还设有再冷器贫液出口42、再冷器循环水入口43和再冷器循环水出口44。贫液再冷器4的再冷器贫液出口42与贫液储罐2上设置的储罐贫液入口21相连，再冷器循环水入口43与循环水给水系统相连，再冷器循环水出口44与循环水排水系统相连。贫液储罐2上设置的储罐贫液出口22与吸收塔1的吸收塔贫液入口16相连。
上述本实施例的烟气脱硫系统在进行烟气脱硫处理时，其工作原理如下：
含SO2的烟气通过烟气入口13进入吸收塔1的下部，吸收液贫液通过吸收塔贫液入口16进入吸收塔1的上部，烟气与吸收塔贫液在吸收塔1内逆流接触后，吸收液贫液吸收烟气中的SO2，形成吸收液富液，储存于富液储罐3中，脱除SO2后的烟气则从吸收塔1的顶部排出，再通过烟囱排放。富液储罐3将吸收液富液通过预热器富液入口61输送至富液预热器6内进行换热升温，然后通过预热器富液出口62和换热器富液入口51输送至贫富液换热器5内进一步进行换热升温，提高了吸收液富液进入解吸塔7的进塔温度。升温后的吸收液富液通过换热器富液出口52、解吸塔富液入口71输送至解吸塔7中部，与解吸塔7塔釜上升的二次蒸汽逆流接触，使吸收液富液经二次蒸汽汽提后释放出SO2，得到再生的吸收液贫液和含SO2的蒸汽。再生的吸收液贫液被输送至再沸器8中。含SO2的蒸汽从解吸塔7塔顶的解吸塔蒸汽出口73排出，并分成两个部分。一部分含SO2的蒸汽通过第一蒸汽入口111输送至蒸汽耦合再生装置11中，另一部分含SO2的蒸汽通过第二蒸汽入口91输送至冷凝器9中。蒸汽耦合再生装置11中的含SO2的蒸汽与新鲜一次蒸汽混合，形成再生一次蒸汽。再生一次蒸汽通过再沸器蒸汽入口81进入再沸器8中，作为再沸器8的热源对再沸器8中的吸收液贫液进行加热（间接换热），使吸收液贫液部分汽化，所得气相为二次蒸汽，二次蒸汽通过再沸器气液出口83、解吸塔气液入口76输送回解吸塔7塔釜内，在解吸塔7塔釜内向上运动，继续用于汽提吸收液富液中的SO2。再沸器8中未汽化的吸收液贫液被送至解吸塔7的塔釜中，通过塔釜的解吸塔第二贫液出口72连续排出，同时保证塔釜液位不低于预设液位。由塔釜排出的吸收液贫液通过换热器贫液入口53输送至贫富液换热器5中，经回收热量后通过换热器贫液出口54、再冷器贫液入口41进入贫液再冷器4中，经降温后，吸收液贫液通过再冷器贫液出口42排出，并输送至贫液储罐2，通过贫液储罐2的出口、吸收塔1的吸收塔贫液入口16输送至吸收塔1中，用于处理烟气。贫液再冷器4中，通过循环水给水系统和循环水排水系统来供应循环冷却水。
再生一次蒸汽在再沸器8中换热冷凝后通过第一气液混合物出口84排出，并通过第一气液分离器12的第一气液混合物入口121进入第一气液分离器12中，经气液分离后，所得冷凝液体通过冷凝液体出口122排出第一气液分离器12，通过富液预热器6的冷凝液体入口63输送至富液预热器6中，经换热降温后，作为回用水用于系统补水，气液分离后所得气体则通过第一气体出口123进入后工序中处理。与此同时，自解吸塔7塔顶排出的另一部分含SO2的蒸汽进入冷凝器9，经冷凝后通过第二气液混合物出口92、第二气液混合物入口101进入第二气液分离器10中，经气液分离后，所得冷凝液（饱和亚硫酸溶液）返回解吸塔7精馏段填料层的上部，用于增加塔顶气相中SO2的占比，饱和SO2气体进入后工序中，可用来制硫酸或其它硫产品。冷凝器9中，通过循环水给水系统和循环水排水系统来供应循环冷却水。
实施例
2
：
一种本发明的烟气脱硫方法，采用如图1所示的烟气脱硫系统，处理的烟气为含SO2的铅冶炼还原炉烟气，具体包括以下步骤：
（a）铅冶炼还原炉烟气经预处理系统洗涤降温后进入烟气脱硫系统，自烟气脱硫系统中吸收塔1的下部进入吸收塔1内，进塔温度为45℃，吸收塔1内的烟气与吸收塔1上部喷淋而下的吸收液贫液（通常为含有机胺类化合物的吸收液，也可以为离子液）逆流接触，使吸收液贫液吸收烟气中的SO2，形成吸收液富液，储存于富液储罐3中，脱除SO2后的烟气则从吸收塔1的顶部排出，再通过烟囱排放。
（b）将富液储罐3中的吸收液富液先送至富液预热器6中换热升温至52℃，然后送至贫富液换热器5中换热升温至87℃，再将升温后的吸收液富液自解吸塔7的中部送至解吸塔7内，与自解吸塔7塔釜上升的二次蒸汽逆流接触，使吸收液富液经二次蒸汽汽提后释放出SO2，得到再生的吸收液贫液和含SO2的蒸汽，完成吸收液的解吸再生。
（c）将步骤（b）中解吸塔7内产生的含SO2的蒸汽从解吸塔7的塔顶排出，塔顶压力为0.03MPa（表压），温度为107℃。排出的含SO2的蒸汽可按质量比为1∶2.5分为两部分，将占2/7含SO2的蒸汽总量的部分送至蒸汽耦合再生装置11（具体为蒸汽喷射泵）中，在1.1MPa的新鲜一次蒸汽的引射作用下（即与新鲜一次蒸汽混合），形成0.28MPa再生一次蒸汽，送至蒸汽耦合再生装置11中的含SO2的蒸汽质量与新鲜一次蒸汽的质量之比为1∶2.6。将再生一次蒸汽作为再沸器8的热源对完成解吸的吸收液贫液进行加热，使吸收液贫液部分汽化，产生塔内汽提二次蒸汽，该二次蒸汽继续用于汽提吸收液富液中的SO2。将解吸塔7排出的占5/7含SO2的蒸汽总量的另一部分蒸汽送至冷凝器9中进行冷凝，所得气液混合物进入第二气液分离器10中进行气液分离，所得冷凝液（即饱和亚硫酸溶液）返送至解吸塔7精馏段填料层的上部，用于增加塔顶气相中SO2的占比，所得气体（即饱和SO2气体）进入后工序用于制硫酸或其它硫产品。
本实施例的步骤（c）中，将解吸塔7内完成解吸后的吸收液贫液由解吸塔7塔釜连续排出，且保证解吸塔7塔釜的液位不低于预设液位。排出的吸收液贫液经贫富液换热器5回收热量降温至65℃后，再通过贫液再冷器4降温至40℃，然后储存至贫液储罐2中，由贫液储罐2向吸收塔1提供吸收液贫液。
本实施例的步骤（c）中，再生一次蒸汽在再沸器8中冷凝后得到气液混合物，气液混合物进入第一气液分离器12中进行气液分离，所得冷凝液体从第一气液分离器12排出，经富液预热器6降温至58℃后，作为回用水补充到系统中（即系统补水，如脱硫工序补水、预处理工序补水等）。
一种上述本实施例的烟气脱硫方法采用的烟气脱硫系统，如图1所示，与实施例1的烟气脱硫系统及工作原理相同。
以上所述，仅是本发明的较佳实施例而已，并非对本发明作任何形式上的限制。虽然本发明已以较佳实施例揭示如上，然而并非用以限定本发明。任何熟悉本领域的技术人员，在不脱离本发明的精神实质和技术方案的情况下，都可利用上述揭示的方法和技术内容对本发明技术方案做出许多可能的变动和修饰，或修改为等同变化的等效实施例。因此，凡是未脱离本发明技术方案的内容，依据本发明的技术实质对以上实施例所做的任何简单修改、等同替换、等效变化及修饰，均仍属于本发明技术方案保护的范围内。
Claims (4)
1.一种烟气脱硫方法，包括以下步骤：
（a）将含SO2的烟气输送至一烟气脱硫系统的吸收塔（1）内，与吸收塔（1）内的吸收液贫液逆流接触，使吸收液贫液吸收烟气中的SO2，形成吸收液富液；
（b）将吸收液富液依次送至富液预热器（6）和贫富液换热器（5）进行换热升温，然后将升温后的吸收液富液送至解吸塔（7）内，与解吸塔（7）内的二次蒸汽逆流接触，使吸收液富液经二次蒸汽汽提后释放出SO2，得到吸收液贫液和含SO2的蒸汽，完成吸收液的解吸再生；
（c）将含SO2的蒸汽从解吸塔（7）塔顶排出，然后将排出的部分含SO2的蒸汽送至一蒸汽耦合再生装置（11）中，在新鲜一次蒸汽的引射作用下，形成再生一次蒸汽，再生一次蒸汽作为再沸器（8）的热源对解吸塔（7）内完成解吸的吸收液贫液进行加热，使吸收液贫液部分汽化，产生二次蒸汽，继续用于汽提吸收液富液中的SO2；将解吸塔（7）排出的另一部分含SO2的蒸汽送至冷凝器（9）中进行冷凝，然后气液分离，所得气体送至后工序处理，所得冷凝液返送至解吸塔（7）；
所述步骤（c）中，所述含SO2的蒸汽从解吸塔（7）塔顶排出时，塔顶压力控制在0.005MPa～0.05MPa；所述新鲜一次蒸汽的压力控制在0.5MPa～1.6MPa；所述再生一次蒸汽的压力控制在0.15MPa～0.5MPa；
所述步骤（c）中，所述含SO2的蒸汽从解吸塔（7）塔顶排出时，所述送至蒸汽耦合再生装置（11）的含SO2的蒸汽与所述送至冷凝器（9）的含SO2的蒸汽的质量之比为1∶1～10；所述送至蒸汽耦合再生装置（11）的含SO2的蒸汽与所述新鲜一次蒸汽的质量之比为1∶2～5；
所述步骤（c）中，所述再生一次蒸汽作为再沸器（8）的热源对解吸塔（7）内完成解吸的吸收液贫液进行加热时，未汽化的吸收液贫液送至解吸塔（7）的塔釜中，由解吸塔（7）塔釜连续排出，且保证解吸塔（7）塔釜的液位不低于预设液位；由解吸塔（7）塔釜连续排出的吸收液贫液经贫富液换热器（5）回收热量和贫液再冷器（4）降温至35℃～50℃后，储存至一贫液储罐（2）中，由贫液储罐（2）向吸收塔（1）提供吸收液贫液；
所述步骤（c）中，所述再生一次蒸汽在再沸器（8）中冷凝后进行气液分离，所得冷凝液体送至富液预热器（6）回收热量后作为回用水补充到系统中，所得气相送至后工序处理。
2.根据权利要求1所述的烟气脱硫方法，其特征在于，所述步骤（b）中，经富液预热器（6）和贫富液换热器（5）换热升温后，所述吸收液富液的温度为75℃～95℃。
3.一种烟气脱硫系统，其特征在于，所述烟气脱硫系统包括吸收塔（1）、富液预热器（6）、贫富液换热器（5）、解吸塔（7）、再沸器（8）、冷凝器（9）和蒸汽耦合再生装置（11）；所述吸收塔（1）与所述富液预热器（6）上所设的预热器富液入口（61）相连，所述富液预热器（6）上所设的预热器富液出口（62）与所述贫富液换热器（5）上所设的换热器富液入口（51）相连，所述贫富液换热器（5）上所设的换热器富液出口（52）与所述解吸塔（7）上所设的解吸塔富液入口（71）相连，所述解吸塔（7）上所设的解吸塔蒸汽出口（73）分别与所述蒸汽耦合再生装置（11）上所设的第一蒸汽入口（111）和所述冷凝器（9）上所设的第二蒸汽入口（91）相连，所述蒸汽耦合再生装置（11）还设有一新鲜一次蒸汽入口（112）和一再生一次蒸汽出口（113），所述再生一次蒸汽出口（113）与所述再沸器（8）上所设的再沸器蒸汽入口（81）相连，所述再沸器（8）上还设有一再沸器贫液入口（82）和一再沸器气液出口（83），所述再沸器贫液入口（82）与所述解吸塔（7）所设的解吸塔第一贫液出口（75）相连，所述再沸器气液出口（83）与所述解吸塔（7）所设的解吸塔气液入口（76）相连；
所述烟气脱硫系统还包括第一气液分离器（12），所述第一气液分离器（12）上所设的第一气液混合物入口（121）与所述再沸器（8）上所设的第一气液混合物出口（84）相连，所述第一气液分离器（12）上所设的冷凝液体出口（122）与所述富液预热器（6）上所设的冷凝液体入口（63）相连，所述富液预热器（6）上所设的回用水出口（64）与系统补水设备相连，所述第一气液分离器（12）上所设的第一气体出口（123）与后工序设备相连；
所述烟气脱硫系统还包括第二气液分离器（10），所述第二气液分离器（10）上所设的第二气液混合物入口（101）与所述冷凝器（9）上所设的第二气液混合物出口（92）相连，所述第二气液分离器（10）上所设的冷凝液出口（102）与所述解吸塔（7）上所设的冷凝液入口（74）相连，所述第二气液分离器（10）上所设的第二气体出口（103）与后工序设备相连；
所述解吸塔（7）还设有解吸塔第二贫液出口（72），所述解吸塔第二贫液出口（72）与所述贫富液换热器（5）上所设的换热器贫液入口（53）相连，所述贫富液换热器（5）上所设的换热器贫液出口（54）与一贫液再冷器（4）上所设的再冷器贫液入口（41）相连，所述贫液再冷器（4）上所设的再冷器贫液出口（42）与一贫液储罐（2）相连，所述贫液储罐（2）与所述吸收塔（1）相连。
4.根据权利要求3所述的烟气脱硫系统，其特征在于，所述烟气脱硫系统还包括一富液储罐（3），所述富液储罐（3）设于所述吸收塔（1）与所述富液预热器（6）之间。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| CB02 | Change of applicant information |
Address after: 410005 Changsha province hi tech Development Zone, Hunan Sheng Road, No. 673 Applicant after: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Address before: 410013, 673, Xin Sheng Road, hi tech Development Zone, Hunan, Changsha Applicant before: CHANGSHA HUASHIJIE ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT CO.,LTD. |
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| COR | Change of bibliographic data | ||
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| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Denomination of invention: Liquid column spray process and system with pH value regulator for desulfurizing flue gas Effective date of registration: 20180103 Granted publication date: 20160824 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd. science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: 2017430000130 |
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| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right |
Date of cancellation: 20190130 Granted publication date: 20160824 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd. science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: 2017430000130 |
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Denomination of invention: Liquid column spray process and system with pH value regulator for desulfurizing flue gas Effective date of registration: 20190308 Granted publication date: 20160824 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd. science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: 2019430000020 |
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Date of cancellation: 20201124 Granted publication date: 20160824 Pledgee: Bank of Changsha Limited by Share Ltd. science and Technology Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: 2019430000020 |
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| PE01 | Entry into force of the registration of the contract for pledge of patent right |
Denomination of invention: Flue gas desulfurization method and system Effective date of registration: 20220623 Granted publication date: 20160824 Pledgee: Agricultural Bank of China Limited Hunan Xiangjiang New Area Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: Y2022430000045 |
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| PC01 | Cancellation of the registration of the contract for pledge of patent right |
Date of cancellation: 20230905 Granted publication date: 20160824 Pledgee: Agricultural Bank of China Limited Hunan Xiangjiang New Area Branch Pledgor: CHANGSHA HASKY ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY DEVELOPMENT Co.,Ltd. Registration number: Y2022430000045 |