溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生流程

摘要

本发明涉及溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生流程，通过在连续式再生反应器内维持高再生压力、高再生温度、适宜的平均停留时间的方法，使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液依次送与脱硫溶剂富液换热降温并回收热量，从而形成具备低运行能耗、低设备投资特点的溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生工艺流程。本发明所述技术内容可广泛应用于钢铁、有色冶金、火电、化工、建材等行业的烟气脱硫领域。

说明书

技术领域

本发明涉及到一种脱硫溶剂的加压热再生工艺流程，属资源与环境技术领域，主要适用于钢铁、有色冶金、火电、化工、建材等行业中的采用溶剂循环吸收法进行烟气脱硫的场合。

背景技术

目前，国内采用的烟气脱硫方法很多，如石灰石——石膏法、双碱法、氧化镁法等，但上述脱硫方法同时也不同程度上存在如工艺复杂、设备投资高、操作费用高、占地面积大、脱硫副产物难利用以及废弃物难以处置等缺点。而随着技术的发展，近年来出现的溶剂循环吸收法烟气脱硫技术由于其工艺流程简短、脱硫溶剂可循环使用、脱硫副产物具有较高经济价值等特点，已受到国内外广泛的重视和发展。目前可用于溶剂循环吸收法烟气脱硫的脱硫溶剂主要是有机胺和离子液。其中，有机胺脱硫剂主要以液态一元胺、二元胺或其混合物组成，如Cansolv公司的SO₂脱除溶剂即为一种主要成分为二元胺的有机胺脱硫溶剂。而离子液是由阴离子和阳离子组成的在室温或接近室温下呈液态的物质，其蒸汽压很低，离子液通过特殊的分子设计后才具备极佳的SO₂吸收选择性、SO₂吸收容量且在高温下易解吸再生等特点，方可用作脱硫溶剂。发明专利“从混合气中脱除和回收二氧化硫的吸收剂”（申请号200710048743.6）所提出了的“二氧化硫吸收剂”，其实质即为一种可用作脱硫剂的离子液。以离子液或有机胺作为脱硫溶剂时，该脱硫溶剂可在常温下对烟气中的SO₂进行化学吸收，而在高温情况下则由于逆反应而使SO₂解吸而出，并可以进一步利用此SO₂副产物为基本原料制备硫酸、硫磺等硫化工产品，这在我国普遍存在硫资源缺乏的情况下，具有烟气脱硫治理和废物资源化利用的双重意义。

但目前，与离子液或有机胺等脱硫溶剂相配套的现有溶剂循环吸收法烟气脱硫工艺，其实质主要还是化工过程中传统“吸收——再生循环”工艺，即脱硫溶剂贫液在常温下通过吸收塔吸收烟气中SO₂形成脱硫溶剂富液，尔后脱硫溶剂富液再在再生塔中经加热、汽提，使其解吸出SO₂并使自身得以再生为脱硫溶剂贫液并循环使用。发明专利“从混合气中脱除和回收二氧化硫的吸收剂”（申请号200710048743.6）和文献《康世富可再生胺法脱硫技术的应用》（硫酸工业，2007(1)：39～45）也对此脱硫工艺有所表述。

但此脱硫工艺在脱硫溶剂的再生方面存在三个明显的不足。首先，脱硫溶剂富液在再生塔中采用加热、汽提的方式解吸SO₂并使自身得以再生，这一再生方法由于需利用塔底再沸器提供大量汽化热以便汽化部分脱硫溶剂作为汽提气，因而再沸器内加热蒸汽消耗量巨大，且由于汽化后的脱硫溶剂通常又需经循环水冷凝后作为回流液回流至再生塔，故该部分汽化热也无法得到回收利用，因此脱硫溶剂再生能耗高。例如，采用离子液作为脱硫溶剂进行烟气脱硫时，再生1吨脱硫溶剂富液则已需消耗高达0.1～0.2吨的0.6MPa饱和水蒸汽。其次，由于采用了汽提的方式再生脱硫溶剂，该工艺为使气、液充分接触，通常在再生塔内装填大量填料以及安装液体分布器、填料紧固装置、填料支撑等众多塔内件，塔体结构复杂，这又进一步提高了再生装置的造价。再者，由于该再生过程是在常压左右进行，脱硫溶剂富液温度只能被加热到约100℃左右，而脱硫溶剂富液解吸SO₂这一再生的反应却是一典型的吸热反应，所以该再生过程所采用的较低的再生温度则不利于脱硫溶剂再生反应速度和再生率的提高。综上所述，高能耗的再生方式、较低的再生速度和再生率、以及高投资的再生装置就成为目前制约溶剂循环吸收法烟气脱硫工艺进一步发展的技术瓶颈，并极大地阻碍了溶剂循环吸收法烟气脱硫工艺的推广应用。

所以,从降低装置能耗、减少烟气脱硫装置投资的角度出发，并最大限度发挥离子液、有机胺等脱硫溶剂在烟气脱硫领域的应用优势，有必要建立与溶剂循环吸收法烟气脱硫相适应的脱硫溶剂再生新工艺。

发明内容

本发明所提供的溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生工艺流程，其特别适用于采用离子液、有机胺等脱硫溶剂进行循环吸收法烟气脱硫的场合。发明的目的在于形成与脱硫溶剂相适应的，具备低设备投资、低运行能耗、高再生速度和高再生率的脱硫溶剂再生新工艺。

本发明所提供的溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生工艺流程，其主要内容包括：自脱硫段而来的脱硫溶剂富液依次与自连续式再生反应器而来的高温再生气、高温脱硫溶剂贫液换热而被升温后，再送入连续式再生反应器再生；脱硫溶剂富液在连续式再生反应器内再生时，通过提供并维持高于常压的再生压力、略低于该再生压力下脱硫溶剂沸点的再生温度以及适宜的脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间，使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，再生所得再生气和脱硫溶剂贫液被分别送出再生反应器并依次与待再生的脱硫溶剂富液换热而被降温。

本发明中，脱硫溶剂富液在再生反应器内再生时，在再生反应器启动初期，即在再生反应器内尚未注入脱硫溶剂富液时，向再生反应器内一次性注入压缩空气、氮气或其它与脱硫溶剂反应惰性的气体，使再生反应器内反应体系处于一高于常压的特定压力之下。以该压力为脱硫溶剂富液再生时的再生压力，并在富液再生过程中通过再生气的驰放控制以保持该再生压力的稳定，该再生压力为0.15MPa～2.5MPa（绝对压力）。在再生过程中，脱硫溶剂富液被连续注入再生反应器内，注入的脱硫溶剂富液在反应器内被快速加热升温至一特定温度，该温度略低于脱硫溶剂富液在该再生压力下所对应的沸点温度，脱硫溶剂富液在该温度下得以高温再生，该再生温度为105℃～200℃。脱硫溶剂富液在再生反应器内经高温再生后，所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液连续送出再生反应器，并依次送与待再生处理的脱硫溶剂富液换热降温。  

本发明中，将脱硫溶剂富液在高温高压的条件下完全以液态的方式进行再生，其目的在于：

首先，通过再生压力、再生温度的控制使脱硫溶剂始终保持液态，可使整个脱硫溶剂再生过程中无沸腾等脱硫溶剂大量汽化现象的出现，虽然由于再生温度大大高于原加热汽提再生方式中的再生温度而需提供更多的温升热量，但由于其极大地避免了巨大的汽化热，从而可大幅降低再生能耗。例如，采用本发明且再生压力控制为0.35MPa、再生温度控制为130℃时进行脱硫溶剂再生，与通常的加热汽提的再生方式相比，可降低再生能耗 75～82%。

其次，由于在整个再生过程中没有采取汽提的方式，而是仅通过再生反应器在控温控压条件下对脱硫溶剂富液的连续送入再生以及再生所得贫液和再生气的连续送出这一简单方式，对脱硫溶剂富液连续再生，故无需在再生反应器内装填填料以及安装内置件，设备结构简单，这极大地降低了再生装置的造价。

再者，由于脱硫溶剂再生反应为吸热反应，所以本发明通过对再生温度的提高，实现了对脱硫溶剂再生反应速度和再生率提高。同时，由于再生温度的提高也利于再生反应所生成的游离态的SO₂从液相向气相的转移，这一因素也进一步促进了脱硫溶剂再生率的提高。而随着脱硫溶剂再生反应速度和再生率的提高，则可在此基础上进一步促进再生装置的小型化，从而降低再生装置的造价。

本发明中，脱硫段产生的脱硫溶剂富液先与自再生反应器而来的高温再生气换热，其目的在于回收再生气热量、降低再生气温度，并使富液得以初步加热。经初步加热后的脱硫溶剂富液再与高温脱硫溶剂贫液换热，其目的在于回收高温脱硫溶剂贫液热量、降低脱硫溶剂贫液温度，并使富液得以再次加热。

本发明中，脱硫溶剂富液在再生反应器内再生时采用连续再生，为兼顾再生过程的再生效率和再生装置的处理能力，脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间应为2～10分钟。 

本发明的有利之处在于，通过在连续式再生反应器内维持高再生压力、高再生温度、适宜的平均停留时间的方法，使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液依次送与脱硫溶剂富液换热降温并回收热量，从而形成具备低设备投资、低运行能耗的溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生工艺流程。

附图说明

图1是根据本发明内容所实施的溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生工艺流程的示意图。

具体实施方式

实施例1

以钢铁厂烧结烟气的溶剂循环吸收法烟气脱硫时脱硫溶剂的加压热再生为例，并结合图1对本发明进行说明。

以富液泵将自脱硫工段而来的约45℃的脱硫溶剂富液送入富液初热器，在富液初热器内，富液与自再生反应器而来105℃、0.15MPa（绝对压力）的高温再生气换热，使得富液得以初步加热至约49℃，而高温再生气得以初步冷却至64℃。经初步冷却后的再生气送入再生气冷却器以循环水进行二次冷却后，再送入气液分离器进行气液分离，分离所得分离液送至贫液贮罐，分离所得富SO₂气体送至后处理用以制硫酸或它用。而经初步加热的富液被送入贫富液换热器与自再生反应器而来的约105℃高温脱硫溶剂贫液换热，使贫液得以降温并回收热量，富液得以再次升温。经降温后的约65℃贫液送入贫液冷却器冷却至约40℃，冷却后的低温贫液送入贫液贮罐与自气液分离器而来的分离液合并后再送至脱硫段用以烟气脱硫。而在贫富液换热器内得以再次升温至88℃的富液被连续送入再生反应器，在再生反应器内，通过控制再生气的驰放以及控制加热的方式，维持再生反应器内再生绝对压力为0.15MPa、再生温度为105℃，同时通过控制脱硫溶剂进出再生反应器的流量以维持脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间为10分钟， 从而使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液被分别送入富液初热器和贫富液换热器降温并回收热量。

实施例2

以钢铁厂烧结烟气的溶剂循环吸收法烟气脱硫时脱硫溶剂的加压热再生为例，并结合图1对本发明进行说明。

以富液泵将自脱硫工段而来的48℃的脱硫溶剂富液送入富液初热器，在富液初热器内，富液与自再生反应器而来140℃、0.5MPa（绝对压力）的高温再生气换热，使得富液得以初步加热至54℃，而高温再生气得以初步冷却至72℃。经初步冷却后的再生气送入再生气冷却器以循环水进行二次冷却后，再送入气液分离器进行气液分离，分离所得分离液送至贫液贮罐，分离所得富SO₂气体送至后处理用以制硫酸或它用。而经初步加热的富液被送入贫富液换热器与自再生反应器而来的140℃高温脱硫溶剂贫液换热，使贫液得以降温并回收热量，富液得以再次升温。经降温后的69℃贫液送入贫液冷却器冷却至约40℃，冷却后的低温贫液送入贫液贮罐与自气液分离器而来的分离液合并后再送至脱硫段用以烟气脱硫。而在贫富液换热器内得以再次升温至122℃的富液被连续送入再生反应器，在再生反应器内，通过控制再生气的驰放以及控制加热的方式，维持再生反应器内再生绝对压力为0.5MPa、再生温度为140℃，同时通过控制脱硫溶剂进出再生反应器的流量以维持脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间为8分钟， 从而使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液被分别送入富液初热器和贫富液换热器降温并回收热量。

实施例3

以钢铁厂烧结烟气的溶剂循环吸收法烟气脱硫时脱硫溶剂的加压热再生为例，并结合图1对本发明进行说明。

以富液泵将自脱硫工段而来的约45℃的脱硫溶剂富液送入富液初热器，在富液初热器内，富液与自再生反应器而来165℃、1.2MPa（绝对压力）的高温再生气换热，使得富液得以初步加热至53℃，而高温再生气得以初步冷却至70℃。经初步冷却后的再生气送入再生气冷却器以循环水进行二次冷却后，再送入气液分离器进行气液分离，分离所得分离液送至贫液贮罐，分离所得富SO₂气体送至后处理用以制硫酸或它用。而经初步加热的富液被送入贫富液换热器与自再生反应器而来的约165℃高温脱硫溶剂贫液换热，使贫液得以降温并回收热量，富液得以再次升温。经降温后的约68℃贫液送入贫液冷却器冷却至约40℃，冷却后的低温贫液送入贫液贮罐与自气液分离器而来的分离液合并后再送至脱硫段用以烟气脱硫。而在贫富液换热器内得以再次升温至146℃的富液被连续送入再生反应器，在再生反应器内，通过控制再生气的驰放以及控制加热的方式，维持再生反应器内再生绝对压力为1.2MPa、再生温度为165℃，同时通过控制脱硫溶剂进出再生反应器的流量以维持脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间为5分钟， 从而使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液被分别送入富液初热器和贫富液换热器降温并回收热量。

实施例4

以钢铁厂烧结烟气的溶剂循环吸收法烟气脱硫时脱硫溶剂的加压热再生为例，并结合图1对本发明进行说明。

以富液泵将自脱硫工段而来的46℃的脱硫溶剂富液送入富液初热器，在富液初热器内，富液与自再生反应器而来180℃、1.9MPa（绝压）的高温再生气换热，使得富液得以初步加热至55℃，而高温再生气得以初步冷却至72℃。经初步冷却后的再生气送入再生气冷却器以循环水进行二次冷却后，再送入气液分离器进行气液分离，分离所得分离液送至贫液贮罐，分离所得富SO₂气体送至后处理用以制硫酸或它用。而经初步加热的富液被送入贫富液换热器与自再生反应器而来的180℃高温脱硫溶剂贫液换热，使贫液得以降温并回收热量，富液得以再次升温。经降温后的71℃贫液送入贫液冷却器冷却至约40℃，冷却后的低温贫液送入贫液贮罐与自气液分离器而来的分离液合并后再送至脱硫段用以烟气脱硫。而在贫富液换热器内得以再次升温至162℃的富液被连续送入再生反应器，在再生反应器内，通过控制再生气的驰放以及控制加热的方式，维持再生反应器内再生绝对压力为1.9MPa、再生温度为180℃，同时通过控制脱硫溶剂进出再生反应器的流量以维持脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间为3分钟， 从而使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液被分别送入富液初热器和贫富液换热器降温并回收热量。

实施例5

以钢铁厂烧结烟气的溶剂循环吸收法烟气脱硫时脱硫溶剂的加压热再生为例，并结合图1对本发明进行说明。

以富液泵将自脱硫工段而来的46℃的脱硫溶剂富液送入富液初热器，在富液初热器内，富液与自再生反应器而来200℃、2.5MPa（绝压）的高温再生气换热，使得富液得以初步加热至58℃，而高温再生气得以初步冷却至76℃。经初步冷却后的再生气送入再生气冷却器以循环水进行二次冷却后，再送入气液分离器进行气液分离，分离所得分离液送至贫液贮罐，分离所得富SO₂气体送至后处理用以制硫酸或它用。而经初步加热的富液被送入贫富液换热器与自再生反应器而来的200℃高温脱硫溶剂贫液换热，使贫液得以降温并回收热量，富液得以再次升温。经降温后的74℃贫液送入贫液冷却器冷却至约40℃，冷却后的低温贫液送入贫液贮罐与自气液分离器而来的分离液合并后再送至脱硫段用以烟气脱硫。而在贫富液换热器内得以再次升温至182℃的富液被连续送入再生反应器，在再生反应器内，通过控制再生气的驰放以及控制加热的方式，维持再生反应器内再生绝对压力为2.5MPa、再生温度为200℃，同时通过控制脱硫溶剂进出再生反应器的流量以维持脱硫溶剂于再生反应器内的平均停留时间为2分钟， 从而使脱硫溶剂富液以高温液态的方式得以连续再生，而再生所得高温再生气和高温脱硫溶剂贫液被分别送入富液初热器和贫富液换热器降温并回收热量。

实施例6

在烟气SO₂含量为3500～5100mg/Nm³、烟气处理规模为550000Nm³/h的溶剂循环吸收法烧结烟气脱硫装置上，以上述加压热再生工艺对脱硫溶剂贫液进行再生处理时，加热蒸汽（0.6MPa饱和蒸汽）消耗量为每小时5.8～8.7吨，而采用常规加热汽提的再生方式对脱硫溶剂贫液进行再生处理时，则每小时加热蒸汽消耗量为32～35吨。

由此可见，本发明所述溶剂循环吸收法烟气脱硫中脱硫溶剂的加压热再生工艺与常规加热汽提的再生方式相比，具备明显节能优势。