酸性尾气一体化治理的装置的制作方法

本实用新型属于环保技术领域，特别涉及一种酸性尾气一体化治理的装置。

背景技术：

二氧化硫是酸雨和雾霾的重要来源，酸性气体通过焚烧后转化为大量的二氧化硫，为改善环境质量、控制二氧化硫尾气的排放量，脱硫治理势在必行。

在石油、天然气及煤化工生产过程中，会产生大量的含硫化氢酸性气体。通常采用克劳斯硫回收工艺脱除硫化氢、回收硫磺。为保证尾气达标排放，在常规二级克劳斯硫回收装置后设置超级或超优克劳斯、SCOT尾气再处理等工艺及设备，存在工艺流程复杂、设备投资高、运行成本高、能耗高、操作难度大等缺点。

在酸性尾气治理上应用较多的是钠碱法，需消耗钠碱资源，所得副产硫酸钠等产物市场需求少，难以实现高附加值，从而运行费用较高，可靠性差。

随着氨法脱硫技术的广泛应用，氨法脱硫的优势日益显现。充分利用氨法烟气脱硫的效率高、无二次污染、资源化回收、流程短、可实现与工厂锅炉烟气脱硫一体化等等优势，使氨法的应用领域更广。

技术实现要素：

针对上述问题，本实用新型的目的是提供一种脱硫效率高，能耗低的酸性尾气一体化治理的装置。

为实现上述目的，本实用新型所采用的技术方案是：

一种酸性尾气一体化治理的装置，包括尾气焚烧装置、降温装置和脱硫装置；所述降温装置通过管道分别与所述尾气焚烧装置和脱硫装置连接。

进一步地，所述尾气焚烧装置包括焚烧炉和余热回收装置。

进一步地，所述余热回收装置包括蒸汽过热器和余热锅炉；所述蒸汽过热器与余热锅炉位于所述焚烧炉内的尾端。

进一步地，还包括鼓风机；所述鼓风机与所述焚烧炉通过管道连接。

进一步地，所述降温装置包括急冷装置或/和间冷装置。

进一步地，所述急冷装置为湍流洗涤塔；所述间冷装置为换热装置。

进一步地，所述湍流洗涤塔包括从外部伸入至所述湍流洗涤塔内的进气管、设置于所述湍流洗涤塔上的出气管、置于所述进气管内的喷淋装置、冷却泵和晶浆泵；所述进气管通过管道与所述尾气焚烧装置连接；所述冷却泵通过管道分别与所述喷淋装置和所述湍流洗涤塔连接；所述晶浆泵通过管道与所述湍流洗涤塔连接，还与外部的制备硫酸铵产品的装置连接。

进一步地，所述换热装置通过管道分别与所述出气管和脱硫装置连接。

进一步地，所述脱硫装置包括脱硫塔、吸收液循环槽和氧化槽；所述脱硫塔上开设有烟气进口和烟气出口；所述烟气进口通过管道与所述换热装置连接；所述氧化槽通过管道与所述湍流洗涤塔连接；

在所述烟气进口与烟气出口之间，在所述脱硫塔内按烟气流动方向依次设置若干层一级吸收喷淋层、第一升气盘、若干层二级吸收喷淋层、高效吸收器、第二升气盘、氨除雾器和若干层除雾器；所述吸收液循环槽包括一级吸收液循环槽和二级吸收液循环槽；所述氧化槽内设置有氧化曝气装置和若干层布液板；所述一级吸收液循环槽置于所述脱硫塔内的底部，且通过吸收泵分别与所述一级吸收喷淋层和氧化槽管道连通；

所述第一升气盘通过管道分别与所述二级吸收液循环槽和外部的储氨罐连接；所述二级吸收喷淋层通过泵与所述二级吸收液循环槽管道连接；所述第二升气盘通过管道分别与所述二级吸收液循环槽和工艺水箱连接；

在所述氨除雾器与除雾器之间设置有喷淋器；该喷淋器通过管道与所述工艺水箱连接；所述二级吸收液循环槽通过管道与所述一级吸收液循环槽连接。

本实用新型具有以下有益效果：将酸性尾气，尤其是常规克劳斯酸性尾气等硫化物含量高的尾气(烟气)，现在不能直接进入常规的脱硫装置。采用本实用新型的焚烧和降温冷却的装置进行处理，将高温烟气降温的同时回收余热，再送入后续的脱硫装置，能有效提高烟气中高浓度SO₂的吸收效率，达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。同时生产化肥硫酸铵，解决脱硫装置出口烟气拖尾白烟比较严重的现象，从而实现无害化处理。

附图说明

图1为本实用新型的结构示意图；

图2为图1中尾气焚烧装置的结构示意图；

图3为图1降温装置中的湍流洗涤塔结构示意图；

图4为图1降温装置中的湍流洗涤塔与换热装置连接的结构示意图；

图5为图1中脱硫装置的结构示意图。

其中，1-尾气焚烧装置，11-焚烧炉，12-蒸汽过热器，13-余热锅炉，14-鼓风机，2-降温装置，21-湍流洗涤塔，211-进气管，212-出气管，213-喷淋装置，214-冷却泵，215-晶浆泵，22-换热装置，3-脱硫装置，31-脱硫塔，311-烟气进口，312-一级吸收喷淋层，313-第一升气盘，314-二级吸收喷淋层，315-高效吸收器，316-第二升气盘，317-氨除雾器，318-除雾器，319-烟气出口，32-一级吸收液循环槽，33-二级吸收液循环槽，34-氧化槽，341-氧化曝气装置，342-布液板，35-工艺水箱。

具体实施方式

下面结合附图对本实用新型的具体实施方式作进一步说明。在此需要说明的是，对于这些实施方式的说明用于帮助理解本实用新型，但并不构成对本实用新型的限定。此外，下面所描述的本实用新型各个实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互组合。

如图1-5所示，一种酸性尾气一体化治理的装置，包括尾气焚烧装置1、降温装置2和脱硫装置3；降温装置2通过管道分别与尾气焚烧装置1和脱硫装置3连接。酸性尾气通过尾气焚烧装置1进行焚烧，焚烧后的尾气温度比较高，通过降温装置2降低尾气的温度，再通过脱硫装置3，能有效提高烟气中高浓度SO₂的吸收效率，达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。同时生产化肥硫酸铵，解决脱硫装置出口烟气拖尾白烟比较严重的现象，从而实现无害化处理。

其中，尾气焚烧装置1包括焚烧炉11和余热回收装置。酸性尾气与少量的液体燃料(或气体燃料)混合，通入空气，将酸性尾气中的硫化物、烃化物等物质充分燃烧，此种条件下，燃烧温度控制在650℃～850℃。焚烧后的尾气温度比较高，在焚烧炉11后设置两级余热回收装置。

余热回收装置包括蒸汽过热器12和余热锅炉13；蒸汽过热器12与余热锅炉13位于焚烧炉11内的尾端。经两级余热回收后，尾气(烟气)温度降到300℃～350℃。

其中，还包括鼓风机14；鼓风机14与焚烧炉11通过管道连接，可以稀释烟气浓度。

降温装置2包括急冷装置或/和间冷装置。具体的，急冷装置为湍流洗涤塔21；将硫铵溶液与高温烟气顺流接触，降低了烟气的温度，同时该方式系统阻力低，阻力在400pa以内。湍流洗涤塔烟气气速高，设备投资小，汽液接触充分，传热效率高。进一步降低了焚烧尾气的温度，温度降到70℃～80℃，同时将硫铵溶液蒸发浓缩，送往后续硫铵工序，降低了后续硫铵装置的运行费用。

间冷装置为换热装置22；热烟气与厂区循环水逆流接触，使热烟气温度降到50℃左右，同时冷凝出酸性水分，冷凝出的水分送入后续脱硫装置、急冷塔洗涤段补水，保证脱硫装置废水不外排。

湍流洗涤塔21包括从外部伸入至湍流洗涤塔21内的进气管211、设置于湍流洗涤塔21上的出气管212、置于进气管211内的喷淋装置213、冷却泵214和晶浆泵215；进气管211通过管道与尾气焚烧装置1连接；冷却泵214通过管道分别与喷淋装置213和湍流洗涤塔21连接；晶浆泵215通过管道与湍流洗涤塔21连接，还与外部的制备硫酸铵产品的装置连接。

高温尾气经进气管211至湍流洗涤塔21中，稀硫铵溶液通过泵与烟气顺流接触洗涤，烟气降温达到硫铵溶液饱和结晶送后续硫铵分离、干燥系统，或者浓缩硫铵溶液到一定浓度送后续硫铵工序蒸发结晶。若为了进一步降低脱硫后烟气出口“白烟”现象的产生，烟气可在湍流洗涤塔21后设置换热装置22降温至50℃左右，与循环水进行换热，降温后通入脱硫装置吸收SO₂。换热装置22通过管道分别与出气管212和脱硫装置3连接。

通过控制加入的燃料量(液体或气体)，使尾气焚烧装置1内的燃烧温度控制在650℃左右的低温段，既能保证尾气燃烧的充分性，又能降低燃料的使用量，提高了经济性。

采用湍流洗涤塔21，将硫铵溶液与高温烟气顺流接触，降低了烟气的温度，同时该方式系统阻力低，阻力在300pa以内。湍流洗涤塔烟气气速高，设备投资小，汽液接触充分，传热效率高。

本实用新型可处理的酸性原料气种类广泛，操作弹性大。通过将酸性气体焚烧后将硫化物转化为SO₂，SO₂浓度小于40000mg/Nm³范围的烟气均可满足后续氨法脱硫装置的需要。当SO₂浓度大于40000mg/Nm³时，可通过鼓风机15通入适量的空气或其他较经济的气体等方法调整SO₂浓度再进入后续氨法脱硫装置。

在高浓度SO₂烟气条件下，如采用单级吸收工艺，则吸收液操作pH值偏高，吸收液密度高，系统氧化率低，同时易造成气溶胶产生，排放颗粒物高，装置拖尾现象严重。

为解决以上问题，脱硫装置包括脱硫塔31、吸收液循环槽和氧化槽34；脱硫塔31上开设有烟气进口311和烟气出口319；烟气进口311通过管道与换热装置22连接；氧化槽34通过管道与湍流洗涤塔21连接，可以将氧化槽34内经氧化后的溶液重复循环利用喷淋烟气；

在烟气进口311与烟气出口319之间，在脱硫塔31内按烟气流动方向依次设置若干层一级吸收喷淋层312、第一升气盘313、若干层二级吸收喷淋层314、高效吸收器315、第二升气盘316、氨除雾器317和若干层除雾器318；吸收液循环槽包括一级吸收液循环槽32和二级吸收液循环槽33；氧化槽34内设置有氧化曝气装置341和若干层布液板342；一级吸收液循环槽32置于脱硫塔31内的底部，且通过吸收泵分别与一级吸收喷淋层312和氧化槽34管道连通；

第一升气盘313通过管道分别与二级吸收液循环槽33和外部的储氨罐连接，用于补充氨水或液氨，更好地脱除二氧化硫等；二级吸收喷淋层314通过泵与二级吸收液循环槽33管道连接；第二升气盘316通过管道分别与二级吸收液循环槽33和工艺水箱35连接，可以让水循环进行使用，节能；

在氨除雾器317与除雾器318之间设置有喷淋器；该喷淋器通过管道与所述工艺水箱35连接，用于清洗氨除雾器317和除雾器318，和喷淋烟气；二级吸收液循环槽33通过管道与一级吸收液循环槽32连接，可以重复循环利用洗涤液。

采用上述单塔双循环脱硫装置，脱硫塔内设置两级吸收，每级吸收相对独立，吸收液密度、pH值均分区独立控制。一级吸收喷淋层312为SO₂主要脱除区，采用较高密度和pH值吸收液吸收；二级吸收喷淋层314为SO₂辅助脱除区，采用较低密度和低pH值吸收液，以降低吸收液中的氨分压，达到减少排除烟气中的氨逃逸和气溶胶的目的。同时采用氧化液与吸收液分置，有利于吸收过程pH值、密度分区控制，通过亚盐吸收和低pH值控制，可降低氨分压，由此防止气相氨与烟气中的SO₂接触而产生气溶胶，在SO₂吸收上既保证了高吸收效率、高氧化率，又达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。

在脱硫塔的顶部设置氨除雾器317和除雾器318，氨除雾器317通过对烟气带出NH₃的洗涤，回收微量氨和可溶硫酸盐，回收的液体返回脱硫系统循环利用；除雾器318带拦液板通过液滴碰撞、离心力作用去除5～10μm的雾滴。该技术在SO₂吸收上既保证了高吸收效率、高氧化率，又达到从源头削减和过程阻断氨逃逸、降低气溶胶产生的目的。同时配置冲洗顺喷、逆喷喷淋器，冲洗被捕集的液滴，返回脱硫系统循环利用。整个工艺流程简单、系统结构简化、运行成本低廉，具有一定的经济效益。其装置的脱硫率≥99％、氧化率≥99％、氨回收率≥96.5％。

一级吸收液循环槽32设置在脱硫塔31底部，二级吸收液循环槽33单独设置，能保证各级吸收、氧化互不影响。吸收液部分进入氧化槽34，通入压缩空气，经氧化段中部的氧化曝气装置341和布液板342，吸收液中的亚硫酸铵被氧化为硫酸铵，亚盐氧化率在99％以上。单独设置外置氧化槽34，氧化过程加入催化剂，能处理高浓度SO₂及解决高浓度SO₂烟气条件下亚硫酸铵盐氧化率低的问题。可根据不同烟气条件，更合理的进行设备选型，降低投资；降低脱硫塔的高度，减少能耗，适用于不同SO₂浓度的烟气条件。

将酸性尾气在650℃-850℃的条件下焚烧，焚烧后的高温尾气经冷却至50℃以下，再经过吸收液进行脱硫，脱硫后所得的含有高浓度硫酸亚盐的溶液加入含有微量元素的催化剂来进行处理。脱硫效率高(≥99％)，能使脱硫后净烟气中二氧化硫控制在50mg/Nm³、氨逃逸5mg/Nm³以下。单独设置外置氧化槽，可根据不同烟气条件，更合理的进行设备选型，降低投资；降低脱硫塔的高度，减少能耗，适用于不同SO₂浓度的烟气条件。

对于高浓度SO₂氧化工艺，常规采用加入水稀释亚硫酸铵溶，会造成设备投资大，运行费用增高等问题，采用本实用新型加入微量元素催化剂，该催化剂为多种微量元素的化合物，最后沉积到化肥中，该微量元素也是植物生长所必须的；以一吨硫铵为基准，催化剂用量为0.5～1公斤，每吨价格约2000元左右；该催化剂能有效提高亚硫酸铵盐的氧化率，使氧化率达到99％以上，且价格低廉，投资成本小。催化剂可采用授权公告号CN100430113C的中国专利“一种脱除烟气中二氧化硫的方法及装置”中所提及的催化剂。

为进一步验证本实用新型的技术效果，特作以下应用实例：

某石化项目克劳斯尾气，该实例中硫化物含量1.193％(kmol/h)，包括H₂S、SO₂、COS、单质S，该尾气无法直接进入脱硫装置，采用本实用新型的装置，将尾气通入到焚烧炉中，通入适量的空气及燃料气，运行稳定可靠，投资及运行成本低。

提供的燃料为天然气，燃烧温度控制在650℃时，加入的天然气量1000～1200Nm³/h，优选燃烧温度650℃，通过两级余热回收装置，焚烧出口温度降到300℃通过控制出口温度在300℃左右，不仅高于酸性气体的酸露点，有利于设备材质的选择，同时最大限度的回收了焚烧热量。

焚烧炉后设置湍流洗涤塔21，高温烟气通过与低温硫铵液洗涤接触，带走了水分，烟气降到饱和温度78.5℃。同时也可通过换热装置22让温度降到50℃以下，再通入脱硫装置，脱硫装置出口温度能控制在50℃左右，解决了脱硫装置出口烟气拖尾白烟现象。

该实例物料衡算如下：

以上结合附图对本实用新型的实施方式作了详细说明，但本实用新型不限于所描述的实施方式。对于本领域的技术人员而言，在不脱离本实用新型原理和精神的情况下，对这些实施方式进行多种变化、修改、替换和变型，仍落入本实用新型的保护范围内。