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CN112076599A - 基于氨法脱硫零排放的方法和系统 - Google Patents

基于氨法脱硫零排放的方法和系统 Download PDF

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CN112076599A CN202010930818.9A CN202010930818A CN112076599A CN 112076599 A CN112076599 A CN 112076599A CN 202010930818 A CN202010930818 A CN 202010930818A CN 112076599 A CN112076599 A CN 112076599A
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Abstract

本发明涉及煤化工技术领域，具体地涉及一种基于氨法脱硫零排放的方法和系统。该方法包括：(1)将制硫尾气进行焚烧，并将得到的硫回收烟气与氨水接触进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气；(2)将所述含氨尾气与水接触进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气；(3)将所述含氨洗涤液、一氧化碳变换单元中的含氨液与蒸汽接触进行汽提，得到含氨不凝气和含氨冷凝液；和/或，将所述含氨洗涤液返回并混入所述氨水；(4)将所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气；和/或，将所述含氨不凝气中氨进行高温分解。本发明提供的方法可以实现硫回收烟气中二氧化硫的零排放，且有效避免氨逃逸，杜绝氨法脱硫尾气中气溶胶现象。

Description

基于氨法脱硫零排放的方法和系统
技术领域
本发明涉及煤化工技术领域，具体地涉及一种基于氨法脱硫零排放的方法和系统。
背景技术
随着环保排放标准的提高，对二氧化硫主要污染物排放要求日益严格，为实现污染物的达标排放，氨法脱硫工艺以其反应速率快、吸收剂利用率高、脱硫效率高以及适应性强等优点逐步被推广。氨法脱硫工艺是以氨水作为脱硫剂，与烟气中的SO2发生气液反应生成(NH4)2SO3，(NH4)2SO3被进一步氧化生成(NH4)2SO4，脱硫后的产物经结晶、脱水和压滤后制得化学肥料，氨法脱硫具有投资成本低优势。目前氨法脱硫广泛用于动力烟气和硫磺尾气脱硫工艺中。
在实际操作中要保证尾气中二氧化硫达标，就要向氨法脱硫中注入液氨，但注入过量的氨会造成系统氨逃逸，氨法脱硫注氨的量、注氨的位置、以及操作中循环浆液的pH控制都会对影响氨法脱硫的正常运行。注氨的量以及尾气中二氧化硫的含量会达到一个平衡，注氨量少，尾气中二氧化硫含量高。反之，注氨量高，尾气中二氧化硫含量低，但存在尾气中氨含量高的风险。但由于氨的易挥发性，硫磺回收尾气处理氨法脱硫技术在实际运行中大多存在氨逃逸和烟气中含有大量气溶胶问题。
煤化工无论是水煤浆气化还是粉煤气化，其配套变换的冷凝液汽提技术主要有：单塔汽提工艺、双塔汽提工艺和单塔加压侧线脱氨工艺。其中，单塔加压侧线脱氨工艺是类似于将双塔汽提流程中的氨汽提塔和二氧化碳气汽提塔重叠在一个塔内，根据汽提塔内上下的温差，以及介质中硫化氢和氨的特性，达到分离的目的，在塔体中部对氨气提浓，氨气抽出后，采用三级冷凝，逐级提高氨气浓度，可达到分离提纯变换冷凝液中氨。单塔加压侧线脱氨工艺是利用一个塔完成分离、脱除酸性气体及氨的任务，可以将变换冷凝液中的氨“变废为宝”，提纯变为液氨，但单塔加压侧线脱氨工艺对变换冷凝液中的氨、塔的侧线抽氨塔板数都要求比较严格，必须保证实际生产中变换冷凝液中氨的指标和设计指标一致，否则偏差过大会造成侧线抽出的氨中含有大量杂质(硫化氢等)，会导致生产的液氨纯度无法满足要求，废液氨无法处理。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术中氨法脱硫存在氨逃逸、气溶胶以及废液氨无法处理的问题，提供一种基于氨法脱硫零排放的方法和系统，该方法可以有效避免氨逃逸和氨法脱硫尾气中气溶胶现象，并实现氨法脱硫尾气中氨回收利用和零排放的标准。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种基于氨法脱硫零排放的方法，该方法包括以下步骤：
(1)将制硫尾气进行焚烧，并将得到的硫回收烟气与氨水接触进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气；
(2)将所述含氨尾气与水接触进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气；
(3)将所述含氨洗涤液、一氧化碳变换单元中的含氨液与蒸汽接触进行汽提，得到含氨不凝气和含氨冷凝液；和/或，将所述含氨洗涤液返回并混入所述氨水；
(4)将所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气；和/或，将所述含氨不凝气进行高温分解。
本发明第二方面提供一种基于氨法脱硫零排放的系统，该系统包括：依次连通的制硫炉、尾气焚烧炉、脱硫塔、洗氨塔、汽提塔；
所述尾气焚烧炉连通所述脱硫塔的吸收段，用于将硫回收烟气进行脱硫处理；
所述脱硫塔的塔顶连通所述洗氨塔的底部，用于将含氨尾气进行脱氨处理；
所述洗氨塔的塔底分别连通所述汽提塔的顶部和所述脱硫塔的吸收段，分别用于将含氨洗涤液进行汽提和补充氨源、水源；
所述汽提塔的塔顶分别连通所述尾气焚烧炉和所述制硫炉，分别用于将含氨不凝气进行提纯和高温分解。
通过上述技术方案，本发明提供基于氨法脱硫零排放的方法，可以实现硫回收烟气中二氧化硫的零排放，且有效避免氨逃逸，杜绝氨法脱硫尾气中气溶胶现象。同时，本发明将脱硫塔、洗氨塔和汽提塔巧妙结合，将含硫尾气中氨转化为含氨洗涤液和含氨不凝气，其中，含氨洗涤液和含氨不凝气均作为补充氨源，实现尾气中氨回收利用和零排放标准，且节能降耗、绿色环保。
附图说明
图1是本发明提供的一种基于氨法脱硫零排放的系统示意图。
附图标记说明
1、制硫尾气 2、燃料气 3、尾气焚烧炉 4、第一换热器
5、第二换热器 6、空气 7、第一调节阀 8、第二调节阀
9、硫回收烟气 10、脱硫塔 11、浓缩段 12、吸收段
13、除雾段 14、含氨尾气 15、烟气 16、洗氨塔
17、含氨洗涤液 18、水 19、脱氨尾气 20、汽提塔
21、含氨冷凝液 22、含氨不凝气 23、第三调节阀 24、制硫炉
25、一氧化碳变换单元中的含氨液
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
本发明第一方面提供一种基于氨法脱硫零排放的方法，该方法包括以下步骤：
(1)将制硫尾气进行焚烧，并将得到的硫回收烟气与液氨接触进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气；
(2)将所述含氨尾气与水接触进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气；
(3)将所述含氨洗涤液、一氧化碳变换单元中的含氨液与蒸汽接触进行汽提，得到含氨不凝气和含氨冷凝液；和/或，将所述含氨洗涤液返回并混入所述氨水；
(4)将所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气；和/或，将所述含氨不凝气中氨进行高温分解。
在本发明中，没有特殊情况说明下，所述氨法脱硫零排放是指采用过量液氨除去尾气中的硫，且氨法脱硫不存在氨逃逸和气溶胶现象，并实现尾气中氨和含氨冷凝液中氨的回收利用，达到变废为宝的目的。
在本发明中，所述制硫尾气是指硫含量为0.2-0.5wt％的尾气，优选地，所述制硫尾气选自煤制甲醇、煤制氢、煤制天然气和煤化工合成氨中的至少一种工艺产生的含硫气体。
根据本发明，优选地，所述焚烧的条件包括：温度为600-700℃，优选为610-680℃；反应停留时间为0.5-0.87s，优选为0.6-0.8s；压力为5-25kPaG，优选为10-20kPaG。采用优选的条件，一方面提高制硫尾气中硫的转化率，即提高二氧化硫的选择性；另一方面提高含氨不凝气中氨的纯度，即除去含氨不凝气中的杂质，也就是除去含氨不凝气中硫化氢和有机物杂质。
本发明中，所述焚烧在尾气焚烧炉中进行，优选地，所述尾气焚烧炉选自机械炉排尾气焚烧炉、流化床尾气焚烧炉、回转式尾气焚烧炉、CAO尾气焚烧炉、脉冲抛式炉排尾气焚烧炉等，本发明对尾气焚烧炉的种类不作限定。
为了提高制硫尾气中硫的转化率、合理利用热量，通入的空气经过加热后，与制硫尾气进行氧化反应，得到硫回收烟气。
根据本发明，优选地，所述硫回收烟气的温度为70-90℃，例如可以为70℃、75℃、80℃、85℃、90℃，以及任意两者之间的中间值，优选为75-85℃。采用优选的温度，可有效避免硫回收烟气中铵盐的结晶，从而堵塞管道。
优选地，所述硫回收烟气与氨水的摩尔比为1：2.01-2.1，优选为1：2.01-2.05，所述硫回收烟气以SO2计，所述液氨以NH3计。
优选地，所述硫回收在脱硫塔的吸收段中进行，所述脱硫塔从下到上依次分为浓缩段、吸收段和任选的除雾段，其中，所述浓缩段用来收集含硫浆液，所述吸收段用来脱除硫回收烟气中SO2，所述除雾段用来吸收多余的氨，避免氨逃避和气溶胶现象。
根据本发明一种优选实施方式，为了进一步提高硫回收的效率，在所述浓缩段通入烟气，利用烟气将含硫浆液进行浓缩处理，烟气通过脱硫塔塔底的浓缩段降温后与硫回收烟气在脱硫塔内混合后，一起进入脱硫塔吸收段，进行脱硫处理。
在本发明中，对所述烟气的种类具有较宽的选择范围，只要所述烟气的温度为100-150℃即可。优选地，所述烟气选自锅炉烟气、余热氮气、含二氧化硫和/或二氧化碳的余热尾气和余热空气中的至少一种，优选为锅炉烟气。采用优选的条件，更有利于氨法脱硫吸收。
根据本发明，优选地，所述氨回收的温度为30-50℃，例如可以为30℃、35℃、40℃、45℃、50℃，以及任意两者之间的中间值，优选为35-45℃。为了提高氨的脱除率，所述含氨尾气降低至30-50℃进行氨回收。同时，为了进一步提高氨回收率，所述含氨尾气与水逆向接触，得到脱氨尾气和含氨洗涤液。
在本发明中，对所述水的种类具有较宽的选择范围，优选地，所述水选自自来水、蒸馏水、去离子水和锅炉水中的至少一种，优选为锅炉水。为了提高含氨尾气中氨回收率，所述锅炉水的温度为30-50℃，例如可以为30℃、35℃、40℃、45℃、50℃，以及任意两者之间的中间值，优选为35-45℃。
在本发明中，所述氨回收在洗氨塔中进行，所述洗氨塔可单独设置一个洗涤塔或者在脱硫塔的最上层增加洗氨塔，从而降低设备投资。本发明在脱硫塔之后增加洗氨塔，将氨法脱硫后尾气中的氨回收，由于氨法脱硫后设置有洗氨塔，故氨法脱硫可增加液氨和/或含氨洗涤液，以及含氨不凝气进入尾气焚烧炉的量，保证硫回收烟气中二氧化硫彻底洗涤吸收，从而保证氨法脱硫的零排放。
根据本发明一种优选实施方式，将降温后的所述含氨尾气与30-50℃的脱盐水在洗氨塔中逆向接触，得到脱氨尾气和含氨洗涤液，其中，所述脱氨尾气中氨含量≤2ppm。
根据脱氨尾气中氨含量判断水的注入量，当所述脱氨尾气中氨含量≥2ppm，增大水的注入量；当所述脱氨尾气中氨含量≤2ppm，则认为含氨尾气为零排放，达到氨法脱硫零排放的标准。
根据本发明，优选地，当所述吸收段中液面高度≤1/2的所述吸收段的高度时，增大所述含氨洗涤液返回并混入所述氨水的流量；和/或，当所述吸收段中液面高度＞1/2的所述吸收段的高度时，增大所述含氨洗涤液进行汽提的流量。通过吸收段中液面高度，可有效控制含氨洗涤液作为补充氨水或汽提，同时降低氨法脱硫成本。
在本发明中，优选地，所述汽提在汽提塔中进行，所述汽提塔的底部通入蒸汽，所述汽提塔的塔底温度为145-155℃，所述汽提塔的塔顶温度为130-140℃，所述汽提塔的塔顶压力为0.25-0.35MPaG。
目前，将变换冷凝液汽提系统中的氨送往氨法脱硫做为氨法脱硫的吸收剂，主要有以下两种工艺：1)变换冷凝液系统制备高纯度的液氨或气氨的工艺，流程复杂，设备投资及操作费用高；2)其他简单的冷凝液汽提系统，通过控制蒸汽温度，将大部分氨留在汽提塔塔底冷凝液中，再送往氨法脱硫为吸收剂，但这种工艺的弊端是为了将氨留在汽提塔塔底含氨冷凝液中，需要控制变换冷凝液汽提塔塔底一个较低的温度，温度低使变换冷凝液中其他组分(硫化氢、有机物等)也留在汽提塔塔底冷凝液中，会造成氨法脱硫浆液不容易结晶，另硫化氢在氨法脱硫中不容易被吸收处理，会造成氨法脱硫硫化氢超标，或者硫化氢随氨法脱硫浆液排至硫氨结晶处理单元，给操作人员带来安全隐患。
本发明采用常规冷凝液汽提系统，将变换冷凝液中的氨和其他组分(硫化氢、有机物)等全部汽提至塔顶含氨不凝气中，利用尾气焚烧炉控制稳定将含氨不凝气中其他组分(硫化氢、有机物)完全燃烧，含氨不凝气中的氨随硫回收烟气一起进入氨法脱硫处理。
根据本发明的一种优选实施方式，将所述含氨洗涤液与汽提塔中蒸汽进行汽提，将含氨洗涤液中氨通过汽提系统塔顶含氨不凝气排除，塔底得到含氨冷凝液，其中，所述含氨冷凝液中氨含量＜100mg/kg，优选为30-50mg/kg，所述含氨不凝气的温度为100-110℃；进一步优选地，所述含氨不凝气中，氨含量为5-20wt％，硫化氢含量为＜0.3wt％，有机物含量为＜0.05wt％。
在本发明中，所述含氨冷凝液回流至汽提塔的顶部，所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气和/或高温分解。优选地，当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＜5.5时，增大所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气的流量；和/或，当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＞6时，增大所述含氨不凝气进行高温分解的流量；和/或，当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＝5.5-6时，根据所述含氨尾气中二氧化硫的含量，对所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气和进行高温分解的流量进行调整。
根据本发明的一种优选实施方式，当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＝5.5-6时，当所述含氨尾气中二氧化硫的含量≥含氨尾气中二氧化硫的控制指标，比如当所述含氨尾气中二氧化硫的含量≥10mg/Nm3，增大所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气的流量；反之，则增大所述含氨不凝气进行高温分解的流量。
根据本发明，优选地，所述高温分解的条件包括：温度≥1200℃，优选为1200-1300℃；压力＜0.055MPaG，优选为0.025-0.035MPaG；时间为1-2.5s，优选为1.2-2s。采用优选的条件将含氨不凝气彻底分解，实现含氨不凝气中氨彻底无害化处理。
本发明第二方面提供一种基于氨法脱硫零排放的系统，该系统包括：依次连通的制硫炉、尾气焚烧炉、脱硫塔、洗氨塔、汽提塔；
所述尾气焚烧炉连通所述脱硫塔的吸收段，用于将硫回收烟气进行脱硫处理；
所述脱硫塔的塔顶连通所述洗氨塔的底部，用于将含氨尾气进行脱氨处理；
所述洗氨塔的塔底分别连通所述汽提塔的顶部和所述脱硫塔的吸收段，分别用于将含氨洗涤液进行汽提和补充氨源；
所述汽提塔的塔顶分别连通所述尾气焚烧炉和所述制硫炉，分别用于将含氨不凝气进行提纯和高温分解。
根据本发明，优选地，所述尾气焚烧炉依次连通第一换热器和第二换热器，分别用于将所述硫回收烟气与含氨不凝气和空气进行换热。也就是说，所述含氨不凝气先经过第一换热器与尾气焚烧炉尾气进行换热，将含氨不凝气的温度升高至250-350℃，再进入尾气焚烧炉燃烧，从而减少尾气焚烧炉燃料气的消耗；所述空气先经过第二换热器与所述尾气焚烧炉尾气换热，提高进入尾气焚烧炉的空气温度，同样也减少尾气焚烧炉燃料气的消耗。
优选地，所述尾气焚烧炉和脱硫塔之间的脱硫管线采用夹套伴热，用于防止所述脱硫管线中铵盐结晶。
根据本发明一种优选实施方式，所述硫回收烟气进入脱硫塔前，通过第一调节阀控制所述硫回收烟气的温度为70-90℃，且为防止脱硫管线中铵盐结晶，所述脱硫管线采用夹套伴热。
优选地，所述脱硫塔从下至上依次分为浓缩段、吸收段和任选的除雾段；进一步优选地，所述浓缩段连通烟气管道，用于将所述浓缩段的浆液进行浓缩，所述吸收段的底部连通采样管道，用于检测吸收段中所述含硫浆液的pH。
根据本发明的一种优选实施方式，将所述含氨尾气通过第二调节阀补入空气，控制进入洗氨塔中含氨尾气的温度，从而提高氨回收的效率。
根据本发明一种优选实施方式，所述吸收段中所述含硫浆液的pH＝5.5-6，通过第三调节阀控制含氨不凝气进入尾气焚烧炉的量，从而达到调整氨法脱硫中氨注入量的目的。
优选地，所述洗氨塔的顶部连通氨在线分析仪，用于调整所述洗氨塔的进水量。
下面将结合图1对本发明提供的一种基于氨法脱硫的系统进行具体阐述，该系统包括：依次连通的制硫炉24、尾气焚烧炉3、脱硫塔10、洗氨塔16、汽提塔20；所述尾气焚烧炉3连通所述脱硫塔10的吸收段11，用于将硫回收烟气9进行脱硫处理；所述脱硫塔10的塔顶连通所述洗氨塔16，用于将含氨尾气14进行脱氨处理；所述洗氨塔16的塔底分别连通所述汽提塔20的顶部和所述脱硫塔10的吸收段11，分别用于将含氨洗涤液17进行汽提和补充氨源；所述汽提塔20的塔顶分别连通所述尾气焚烧炉3和所述制硫炉24，分别用于将含氨不凝气22进行提纯和高温分解。
根据本发明的一种优选实施方式，该系统还包括：所述尾气焚烧炉3依次连通第一换热器4和第二换热器5，分别用于将所述硫回收烟气9与含氨不凝气22和空气6进行换热；所述脱硫塔10从下至上依次分为浓缩段11、吸收段12和除雾段13；所述浓缩段11连通烟气管道15，用于将所述浓缩段的浆液进行浓缩；所述吸收段的底部连通采样管道，用于检测吸收段的pH；所述洗氨塔的塔顶连通氨在线分析仪，用于调整所述洗氨塔的进水量。
为了便于理解本发明，以下将通过具体实施例对本发明进行详细描述。
实施例1
(1)将煤制甲醇配套硫回收制硫系统二级克劳斯+SCOT尾气处理工艺得到的制硫尾气与燃料气和空气在尾气焚烧炉中进行焚烧，焚烧条件包括：温度为650℃，停留时间为0.7s，压力为10kPaG，得到80℃的硫回收烟气；
(2)将硫回收烟气中SO2与氨水按照1：2.05的摩尔比在脱硫塔的吸收段中进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气，其中，所述含硫浆液与130℃锅炉烟气浓缩段中进行浓缩；
(3)将含氨尾气与40℃锅炉给水在洗氨塔中进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气，其中，所述脱氨尾气中氨含量为2ppm；
(4)当所述吸收段的液面高度＞1/2的所述吸收段的高度，减少所述含氨洗涤液进入吸收段的流量，将剩余所述含氨洗涤液和一氧化碳变换单元中的含氨液送往汽提塔进行汽提，在汽提塔中用蒸汽对上述一氧化碳变换单元含氨冷凝液和含氨洗涤液进行气体，得到塔顶含氨不凝气和塔底氨含量较低的含氨冷凝液，所述含氨冷凝液中氨含量为45mg/kg，所述含氨不凝气中，氨含量为15wt％，硫化氢含量为0.25wt％，有机物含量为0.03wt％；
(5)当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＜5.5，增大所述含氨不凝气与第一换热器换热后进入尾气焚烧炉，除去含氨不凝气中的硫化氢和有机杂质，使得到硫回收烟气中氨含量增大，从而调整吸收段含硫浆液的pH值，促进氨吸收塔二氧化硫吸收效果。
实施例2
(1)将煤制甲醇三级克劳斯制硫系统得到的制硫尾气与燃料气和空气在尾气焚烧炉中进行焚烧，焚烧条件包括：温度为680℃，时间为0.8s，压力为25kPaG，得到85℃的硫回收烟气；
(2)将硫回收烟气中SO2与氨水按照1：2.05的摩尔比在脱硫塔的吸收段中进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气，其中，所述含硫浆液与120℃锅炉烟气浓缩段中进行浓缩；
(3)将含氨尾气与45℃锅炉给水在洗氨塔中进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气，其中，所述脱氨尾气中氨含量为1ppm；
(4)当所述吸收段的液面高度＞1/2的所述吸收段的高度，减少所述含氨洗涤液进入吸收段的流量，将剩余所述含氨洗涤液和一氧化碳变换单元中的含氨液送往汽提塔进行汽提，在汽提塔中用蒸汽对上述一氧化碳变换单元含氨冷凝液和含氨洗涤液进行气体，得到塔顶含氨不凝气和塔底氨含量较低的含氨冷凝液，所述含氨冷凝液中氨含量为48mg/kg；
(5)当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＞6，增大所述含氨不凝气进入制硫炉进行高温分解的流量，其中，高温分解条件包括：温度为1250℃，反应停留时间为2s，压力为0.05MPaG。
实施例3
(1)将硫磺回收制硫系统得到的制硫尾气、燃料气和空气在尾气焚烧炉中进行焚烧，焚烧条件包括：温度为700℃，停留时间为0.8s，压力为15kPaG，得到75℃的硫回收烟气；
(2)将硫回收烟气中SO2与氨水按照1：2.1的摩尔比在脱硫塔的吸收段中进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气；
(3)将含氨尾气与40℃锅炉给水在洗氨塔中进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气，其中，所述脱氨尾气中氨含量为0.5ppm；
(4)当所述吸收段的液面高度＜1/2的所述吸收段的高度，增大所述含氨洗涤液返回吸收段的流量；当所述吸收段的液面高度＞1/2的所述吸收段的高度，减少所述含氨洗涤液去吸收段的量，将多余的含氨洗涤液送往汽提塔进行汽提，得到含氨不凝气和含氨冷凝液；
(5)当所述吸收段中所述含硫浆液的pH在5.5-6之间，含氨不凝气一部分进入制硫炉进行高温分解，剩余部分与第一换热器换热后进入尾气焚烧炉，除去含氨不凝气中的硫化氢和有机杂质，其中，高温分解条件包括：温度为1250℃，停留时间为2s，压力为40kPaG。
实施例4
按照实施例1的方法，不同的是，所述脱硫塔还包含除雾段，即，硫回收烟气脱硫后，得到脱硫尾气先进入除雾段与水接触后，得到所述脱氨尾气中氨含量为10ppm。
对比例1
按照实施例1的方法，不同的是，不包含步骤(3)-(5)，直接将含氨尾气进行燃烧。
若无步骤(3)，氨法脱硫氨操作不当，注氨量与硫回收烟气中SO2不匹配，很容易造成氨逃逸或者尾气中二氧化硫超标，造成氨法脱硫尾气“拖尾”现象。增加洗氨塔，通过尾气降温，再进入洗氨塔，降温，分离尾气中的水分，可以达到氨法脱硫尾气除尘消白的效果。
若无步骤(4)-(5)，无法利用汽提塔塔底的含氨冷凝液，将含氨冷凝液“变废为宝”。
对比例2
按照实施例1的方法，不同的是，将步骤(2)所得的含氨洗涤液进行提纯，得到液氨或气氨。
若将含氨洗涤液的氨进行提纯，因含氨洗涤液中的氨含量较低，单独去提纯，设备投资和操作费用高，提取的氨量少，不经济。只能和其他含氨冷凝液进行提纯。采用将含氨冷凝液直接得到液氨或气氨，要增加精脱硫设备，以及压缩机、分离罐等，设备数量增加，投资增大，后续的操作费用增加。另采用将含氨冷凝液直接得到液氨或气氨工艺对原料(含氨冷凝液)中的指标要求严格，若氨含量偏离设计值，会造成液氨中硫含量超标，会导致生产的液氨纯度无法满足要求，废液氨无法处理。操作灵活度低。
对比例3
按照实施例1的方法，不同的是，将步骤(2)所得的含氨洗涤液与低压蒸汽提纯，控制汽提塔塔顶温度在90℃，汽提塔压力控制在0.2MPaG，得到含氨不凝液，再将所述含氨不凝液返回所述脱硫塔的吸收段，得到含氨尾气和含硫浆液，其中，所述含硫浆液不结晶，影响氨法脱硫系统正常运行。
通过实施例1-4和对比例1-3可知，采用本申请提供的方法能够实现氨法脱硫的零排放，且避免氨逃逸和气溶胶现象；同时，硫回收尾气中氨和上游一氧化碳变换单元含氨冷凝液转化为含氨洗涤液和含氨不凝气，作为氨法脱硫的补充氨源，降低生产成本，且绿色环保。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个具体技术特征以任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。但这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种基于氨法脱硫零排放的方法，该方法包括以下步骤：
(1)将制硫尾气进行焚烧，并将得到的硫回收烟气与氨水接触进行硫回收，得到含硫浆液和含氨尾气；
(2)将所述含氨尾气与水接触进行氨回收，得到含氨洗涤液和脱氨尾气；
(3)将所述含氨洗涤液、一氧化碳变换单元中的含氨液与蒸汽接触进行汽提，得到含氨不凝气和含氨冷凝液；和/或，将所述含氨洗涤液返回并混入所述氨水；
(4)将所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气；和/或，将所述含氨不凝气中氨进行高温分解。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述制硫尾气选自煤制甲醇、煤制氢、煤制气合成氨和煤制天然气中的至少一种工艺产生的含硫气体；
优选地，所述焚烧的条件包括：温度为600-700℃，优选为610-680℃；反应停留时间为0.5-0.87s，优选为0.6-0.8s；压力为5-25kPaG，优选为10-20kPaG；
优选地，所述焚烧在尾气焚烧炉中进行。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述硫回收烟气的温度为70-90℃，优选为75-85℃；
优选地，所述硫回收烟气与氨水的摩尔比为1：2.01-2.1，优选为1：2.01-2.05，其中，所述硫回收烟气以SO2计，所述氨水以NH3计；
优选地，所述硫回收在脱硫塔的吸收段中进行；
优选地，所述脱硫塔从下到上依次分为浓缩段、吸收段和任选的除雾段。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，当所述吸收段中液面高度≤1/2的所述吸收段的高度时，增大所述含氨洗涤液返回并混入所述氨水的流量；和/或，
当所述吸收段中液面高度＞1/2的所述吸收段的高度时，增大所述含氨洗涤液进行汽提的流量。
5.根据权利要求3所述的方法，其中，当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＜5.5时，增大所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气的流量；和/或，
当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＞6时，增大所述含氨不凝气进行高温分解的流量；和/或，
当所述吸收段中所述含硫浆液的pH＝5.5-6时，根据所述含氨尾气中二氧化硫的含量，对所述含氨不凝气返回并混入所述制硫尾气和进行高温分解的流量进行调整。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述氨回收的温度为30-50℃，优选为35-45℃；
优选地，所述含氨尾气与水逆向接触；
优选地，所述氨回收在洗氨塔中进行；
优选地，所述脱氨尾气中氨含量≤2ppm；
优选地，所述汽提在汽提塔中进行，所述汽提塔的底部通入蒸汽，所述汽提塔的塔底温度为145-155℃，所述汽提塔的塔顶温度为130-140℃，所述汽提塔的塔顶压力为0.25-0.35MPaG；
优选地，所述含氨冷凝液中氨含量＜100mg/kg，优选为30-50mg/kg；
优选地，所述含氨不凝气中，氨含量为5-20wt％，硫化氢含量＜0.3wt％，有机物含量＜0.05wt％；
优选地，所述高温分解的条件包括：温度≥1200℃，优选为1200-1300℃；压力＜0.055MPaG，优选为0.025-0.035MPaG；时间为1-2.5s，优选为1.2-2s。
7.一种基于氨法脱硫零排放的系统，该系统包括：依次连通的制硫炉、尾气焚烧炉、脱硫塔、洗氨塔、汽提塔；
所述尾气焚烧炉连通所述脱硫塔的吸收段，用于将硫回收烟气进行脱硫处理；
所述脱硫塔的塔顶连通所述洗氨塔的底部，用于将含氨尾气进行脱氨处理；
所述洗氨塔的塔底分别连通所述汽提塔的顶部和所述脱硫塔的吸收段，分别用于将含氨洗涤液进行汽提和补充氨源、水源；
所述汽提塔的塔顶分别连通所述尾气焚烧炉和所述制硫炉，分别用于将含氨不凝气进行提纯和高温分解。
8.根据权利要求7所述的系统，其中，所述尾气焚烧炉依次连通第一换热器和第二换热器，分别用于将所述硫回收烟气与含氨不凝气和空气进行换热。
9.根据权利要求7或8所述的系统，其中，所述脱硫塔从下至上依次分为浓缩段、吸收段和任选的除雾段；
优选地，所述浓缩段连通烟气管道，用于将所述浓缩段的浆液进行浓缩；
优选地，所述吸收段的底部连通采样管道，用于检测所述吸收段中含硫浆液的pH。
10.根据权利要求7-9中任意一项所述的系统，其中，所述洗氨塔的塔顶连通氨在线分析仪，用于调整所述洗氨塔的进水量。
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