一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的方法和系統與流程
2024-03-31 02:11:05
本發明屬於硫酸尾氣處理
技術領域：
，特別涉及一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的方法和系統，尤其涉及一種利用磷礦漿和氨法處理硫鐵礦制硫酸煙氣的方法和系統。
背景技術：
：近年來，我國在治理SO2煙氣汙染方面，相繼推廣使用了多種煙氣脫硫技術，有氨法、鈣法、鈉鹼法、雙鹼法、氧化鋅法等，約佔總脫硫量的85％以上。本公司的2萬噸/年硫鐵礦制酸裝置，採用「二轉二吸」的工藝流程。從沸騰爐出來的含SO2的爐氣經降塵和降溫後送到轉化器五段(3+2流程)二次轉化，99.85％SO2轉化為SO3隨爐氣進入吸收塔，99.95％的SO3被吸收生產98.3％的工業硫酸，剩餘尾氣中低含量的SO3和SO2進入脫硫系統進行處理，採用氨法脫硫工藝對尾氣進行處理排放。本公司的硫鐵礦制酸裝置的各項參數如下：(1)硫酸產量：20萬噸/年，按8000小時/年計，小時產量：25噸/小時。(2)煙氣量：80000Nm3/h；工況氣量約100000m3/h；含SO2：2500-3000mg/m3，非正常情況6000mg/m3。(3)硫酸系統的轉化率按99.6％、吸收率按99.95％、煙氣SO2濃度按9％(體積百分比)、煙氣進脫硫塔溫度按70℃計算尾氣處理前的參數。其中，表1為含硫煙氣處理前的參數表1kmolkgm3標V％SO21.0365.9223.070.041SO319.561564.8438.140.27O2113.263624.322537.024.17N22370.9466386.3253109.0695.52∑2504.7971641.3656107.29100.00其中，表2為理論計算流量及尾氣中SO2的濃度表2上表計算表明，現有的硫酸裝置在轉化率指標的運行上偏低，要實現尾氣達標排放，除在提高轉化率的基礎上，需完善尾氣吸收系統，使尾氣排放達到行業標準。另外，硫副產物易堵塞設備、管道；尾氣排放時易形成氣溶膠從而造成煙氣排放大的現象。技術實現要素：本發明提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的工藝，該工藝就是利用磷礦漿中含有的鹼性物質及過渡金屬Fe離子具有多價氧化態，易與外來電子和分子形成絡合物的特性，並在Fe離子的催化及氧化作用下使S(Ⅳ)變成S(Ⅵ)，而轉化生成稀硫酸，稀硫酸進一步分解磷礦生成稀磷酸和硫酸鹽，兩個過程均可達到脫硫的目的。其反應方程式如下：2FeSO4+SO2+O2＝Fe2(SO4)3Fe2(SO4)3+SO2+2H2O＝2FeSO4+2H2SO4兩式合併：採用該工藝的特點：對於磷化工生產來講，利用磷礦漿作為脫硫劑來吸收含硫煙氣中的二氧化硫、酸霧，可使煙氣中二氧化硫、酸霧實現達標排放，且排放的煙氣量小；反應終了的脫硫磷礦漿返回磷酸生產，可實現資源的循環利用，避免了脫硫副產物的二次處理和對環境的二次汙染，是一種節能、清潔、環保的生產工藝。一方面，本發明實施例提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的方法，該方法包括以下步驟：(1)磷礦漿調配：在調配槽中將來自濃密工序(濃密機或磷礦漿貯槽)的磷礦漿調配為質量濃度為45-50％和pH值大於7的料漿，根據需要可以添加工藝水或自來水等。(2)氧化：將步驟(1)調配後的料漿送循環槽，同時向循環槽中通入空氣，空氣中的氧作為氧化劑，循環槽與主脫吸塔組成循環噴淋結構。(3)一級脫吸：煙氣自主脫吸塔底部通入，與主脫吸塔上部來自循環槽的料漿液滴逆流接觸，脫吸溫度小於60℃。如果主吸收塔與循環槽中的循環料漿的pH值小於6，則將料漿返回濃密工序。(4)二級脫吸：將來自主脫吸塔頂部的煙氣送入氨吸收塔進行氨洗後排放，同時在氨吸收塔中通入少量空氣(空氣通入量為步驟(2)的空氣通入量的5-15％)；該過程與現有的氨吸收過程類似。上述方法中，煙氣中SO2的含量為2500-3000mg/m3，來源可以為硫鐵礦制硫酸的煙氣(經除塵處理)。其中，在濃密工序將磷礦漿的粒度控制在至少90％過150目，通過控制料漿顆粒的大小以減少堵塞噴頭。其中，在本發明步驟(2)中，空氣的通氣量與來自步驟(1)的料漿的體積比為27.5-30：1，其中，空氣的通入量可以稍微過量，並且在循環槽攪拌停留足夠長的時間保證脫吸溫度小於60℃。在循環槽中來自步驟(1)的料漿與主脫吸塔中的循環料漿的流量比為1:4.4-5.0。其中，本實施例中的循環槽要設計足夠大，以保證在料漿的pH值小於6之前，穩定通入和循環的比值；在料漿的pH值小於6後，可以稍微加大來自步驟(1)的料漿的通入量和通入脫硫助劑來提高pH值。當然，脫硫助劑可以一直通入，而在料漿的pH值小於6後加大通入量。其中，在本發明步驟(3)中，煙氣與來自步驟(1)的料漿的體積比為2800-3500:1，塔內煙氣速度為0.8-1.2m/s。其中，在本發明步驟(3)中，料漿液滴的粒徑小於3mm，優選為2mm左右，以保證脫吸效果。其中，在本發明步驟(4)中，將主脫吸塔頂部排出的煙氣送入到氨吸收塔下部，在氨吸收塔下部通入氨水和少量空氣，氨吸收塔為循環噴淋結構，尾氣從氨吸收塔頂部排出。其中，在本發明中將氨吸收塔的循環料漿作為脫硫助劑送入到循環槽中，不但可以保證硫吸收，還可以控制循環槽中料漿的pH值大於6。上述方法中，存在兩個問題，其一為採用料漿脫硫，吸收效果不理想，尾氣含硫量大於400mg/m3；其二為脫硫劑為礦漿，會出現不易分散、流動性不好和易堵塞噴頭等問題。本發明通過各參數(溫度、各物質的比、循環量和pH值等)的控制完美的解決了前述兩個問題。另外，本發明極大地減少了氨法脫硫的負擔，避免了磷銨結晶形成溶膠從尾氣煙囪排出的問題。另一方面，本發明實施例還提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的系統，該包括調漿槽1、送漿泵2、主吸收塔3、循環槽4、第一循環泵5、第一氧化風機7、氨吸收塔8、第二循環泵9、第二氧氣風機10和氨水槽11等；其中，濃密機、調漿槽1、送漿泵2和循環槽4依次連接，主吸收塔3底部通入空氣，主吸收塔3上部設有噴淋結構6用於將料漿以細小的液滴噴灑，主吸收塔3底部、循環槽4、第一循環泵5和噴淋結構6依次連接組成料漿噴淋循環，在該循環中，煙氣與料漿採用逆流吸收，料漿噴淋循環與濃密機連接用於將吸收後的料漿返回濃密工序用於生產磷酸，第一氧化風機7與循環槽4連接用於提供氧氣。其中，主吸收塔3頂部與氨吸收塔8下部連接，氨吸收塔8與第二循環泵9組成氨噴淋循環，氨噴淋循環與循環槽4連接用於向循環槽4提供脫硫助劑，第二氧化風機10和氨水槽11均與氨吸收塔8下部連接用於分別提供氧氣和氨水。其中，本發明實施例中的主吸收塔3上部由上至下設有三層環形的噴淋結構6，用於將料漿分散為粒徑小於3mm的液滴。優選地，在噴淋結構6前設置一過濾結構，其孔徑在120-160目之間。另外，本發明中噴淋結構6最好採用特製的噴頭以適應料漿的噴淋。其中，本發明實施例中的調漿槽1和循環槽4均設有攪拌和pH檢測結構；其中，pH檢測結構可以為pH計或者採樣口。其中，主吸收塔3與常規的吸收塔的結構類似，其下部設有進料口，其頂部設有尾氣出口，其上部設有噴淋結構6，其底部設有循環液出口，其不同之處為：由於噴淋液為料漿，塔體底部為自進料口向循環液出口傾斜的斜面底部。本發明實施例提供的技術方案帶來的有益效果是：本發明提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的方法和系統，兩套共10萬噸/年硫鐵礦制酸裝置，使用該技術對硫酸尾氣中的SO2進行脫出，不需增加脫硫劑的費用。脫硫後的尾氣能實現達標排放，含硫磷礦漿則返回磷酸車間使用。經過實際運行，每年可減排636.4噸的SO2；每噸硫酸僅增加3.00元/噸的費用。附圖說明圖1是本發明實施例提供的利用磷礦漿處理含硫煙氣的系統的結構框圖。圖中：1調漿槽、2送漿泵、3主吸收塔、4循環槽、5第一循環泵、6噴淋結構、7第一氧化風機、8氨吸收塔、9第二循環泵、10第二氧氣風機、11氨水槽、A煙氣、B來自濃密工序的磷礦漿、C工藝水、D去濃密工序、E排空。具體實施方式為使本發明的目的、技術方案和優點更加清楚，下面將結合附圖對本發明作進一步地詳細描述。實施例1實施例1提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的系統和方法：其中，參見圖1，該系統包括調漿槽1、送漿泵2、主吸收塔3、循環槽4、第一循環泵5、第一氧化風機7、氨吸收塔8、第二循環泵9、第二氧氣風機10和氨水槽11等；其中，濃密機、調漿槽1、送漿泵2和循環槽4依次連接，主吸收塔3上部設有多層環形的噴淋結構6用於將料漿以細小的液滴噴灑，主吸收塔3底部、循環槽4、第一循環泵5和噴淋結構6依次連接組成料漿噴淋循環，在該循環中，煙氣與料漿採用逆流吸收，料漿噴淋循環與濃密機連接用於將吸收後的料漿返回濃密工序用於生產磷酸，第一氧化風機7與循環槽4連接用於提供氧氣。其中，主吸收塔3頂部與氨吸收塔8下部連接，氨吸收塔8與第二循環泵9組成氨噴淋循環，氨噴淋循環與循環槽4連接用於提供脫硫助劑，第二氧化風機10和氨水槽11均與氨吸收塔8下部連接用於提供氧氣和氨水。另外，氨噴淋循環與磷銨生產系統連接用於將氨法脫硫料漿再利用。其中，該方法包括以下步驟：(1)磷礦漿調配：在調配槽1中將來自濃密工序的磷礦漿加工藝水調配為粒度至少90％過150目、質量濃度為48％和pH值大於7的料漿。(2)氧化：送漿泵2將步驟(1)調配後的料漿送循環槽4，同時第一氧化風機7向循環槽4中通入空氣，循環槽4與主脫吸塔3組成循環噴淋結構，空氣的通氣量與來自步驟(1)的料漿的體積比為28，來自步驟(1)的料漿(送漿泵2的輸入流量)與主脫吸塔3中的循環料漿(第一循環泵5的輸出流量)的流量比為1:4.7。(3)一級脫吸：煙氣自主脫吸塔3底部通入，與主脫吸塔3上部來自循環槽4的粒徑小於3mm的料漿液滴(從噴淋結構6中噴出)逆流接觸，脫吸溫度小於60℃，煙氣與來自步驟(1)的料漿的體積比為3100，塔內煙氣速度為1m/s。(4)二級脫吸：將來自主脫吸塔3頂部的煙氣送入到氨吸收塔8下部，氨水槽11和第二氧氣風機10在氨吸收塔8下部分別通入氨水和空氣，氨吸收塔8與第二循環泵9組成循環噴淋結構，尾氣從氨吸收塔8頂部排出，另外將氨吸收塔8的循環料漿作為脫硫助劑送入到循環槽4作為脫硫助劑。實施例2實施例2提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的工藝，包括如下部分：2.1參數分析磷礦漿與吸收率(以尾氣含SO2：2500-3000mg/m3、氣量100000m3/h計)表32.11、吸收塔參數的確定：吸收塔按空塔噴淋設計，塔阻力小，塔內氣速取1.0m/s，塔徑φ6000mm；礦漿循環量：150m3/h；壓降：≤1.2KPa；含硫煙氣量：100000m3/h，進口溫度：70℃，出口溫度：40℃。2.12、二氧化硫的脫出量假設脫硫塔脫硫率：90％，出口二氧化硫的排放量：3000mg/m3×(1－90％)＝300mg/m3，計30.00kg/h；二氧化硫的脫出量：3000mg/m3－300mg/m3＝2700mg/m3，計270kg/h。2.13、氧化空氣量取O/S比為4，則需要的空氣量：270kg/h/64×4/2/0.21＝40.18kmol/h×28.86(空氣分子量)＝1159.55kg/h，約898.88Nm3/h。(空氣密度取：1.29Kg/m3)；其中氧氣量：40.18kmol/h×0.21×32＝270kg/h。2.2設計依據根據GB26132-2010《硫酸工業汙染物排放標準》中規定自2013年10月1日起，現有企業執行大氣汙染物排放濃度限值SO2≤400mg/m3的新規定，確定脫硫的工藝線路和設備配置。磷礦漿脫硫工藝系統主要由煙氣系統、SO2吸收系統、磷礦漿液供應系統、磷礦漿液後處理系統、工藝水系統、雜用系統等組成。方案設計如下：a、本工藝脫硫系統保留原氨脫硫塔作為二級吸收塔，新增一臺脫硫塔作為一級吸收塔，採用磷礦漿法脫硫。煙氣處理能力為10萬噸/年硫酸尾氣，100％工況時的煙氣量：100000m3/h，進氣二氧化硫濃度按2500-3000mg/m3(875ppm-1050ppm)考慮，出口SO2濃度≤350mg/m3以下。b、本方案脫硫系統新增一臺吸收塔、吸收塔噴淋環管、噴淋裝置、礦漿循環槽、礦漿循環泵、磷礦漿輸送泵；保留原裝置配置(氨吸)的吸收塔、氨水槽、氨水泵、硫銨溶液槽、增壓風機等。c、本方案一級脫硫採用磷礦漿液作為脫硫劑，吸收劑來自濃密車間，輸送到磷礦漿循環槽，供一級脫硫塔作為脫硫劑使用。d、本方案脫硫副產物含硫礦漿返回磷酸生產系統利用，每小時32m3/h(礦漿濃度48％)。e、本方案脫硫系統運行溫度不高於60℃。f、本方案脫硫設備年利用小時按8000小時，即333天考慮；裝置可用率不小於98％；系統煙氣經原煙囪排放且不對周圍設施產生影響。2.3工藝原理：磷礦漿法脫硫(一級脫硫)採用磷礦漿液作脫硫吸收劑，利用其含有鐵離子的催化、氧化作用及鹼性物質來吸收SO2。在吸收塔內，吸收液與煙氣逆流接觸混合，煙氣中的SO2先溶於漿液的液相中，在鐵離子催化、氧化的作用下，四價硫被氧化成六價硫，SO2被脫除，最終反應產物為石膏、硫酸鹽及少量磷酸。脫硫後的磷礦漿經料漿回送泵直接送入濃密車間。考慮硫酸系統非正常工況條件下尾氣SO2濃度波動的情況及吸收循環持續時間的需要，必要時可適當添加脫硫助劑(來自氨吸收塔)；二級脫硫維持現有的氨法脫硫。2.4工藝設備一級吸收塔是脫硫系統的核心部分，採用先進可靠的空塔噴淋結構，可充分提高煙氣中二氧化硫的吸收效率。煙氣進入吸收塔內，經過吸收塔再分配，使煙氣在塔橫截面上產生均勻的自下而上的流動。吸收液通過循環泵送入吸收塔配置的環形噴淋組件後進入高效霧化噴嘴，噴出的吸收液在噴淋作用下形成約2mm的霧狀液滴，在塔內與含硫煙氣進行充分高效的氣-液逆流接觸，在液滴的下降過程中，吸收液完成對煙氣中SO2的吸收。吸收塔設置三層環形噴淋洗滌吸收結構，循環泵將漿液打到噴淋層，經過霧化噴嘴噴淋，形成顆粒細小、反應活性高的吸收霧化液滴。磷礦漿循環槽：循環槽即氧化循環一體槽，一方面供給吸收塔循環吸收液，同時要保證吸收液在槽內有充足的氧化反應時間(或循環液的滯留時間)。因此，循環槽的容積必須要設計合理並通過循環量來控制，並配置攪拌裝置，使礦漿始終處於懸浮狀態。同時，槽內配置氧化裝置促進二氧化硫的氧化反應。2.5工藝流程簡述：在原來脫硫塔的基礎上新增一臺脫硫塔，每個塔配置三層噴淋洗滌環管，磷礦漿作為一級脫硫的脫硫劑。吸收方式採用空塔噴淋洗滌吸收，以減少能耗，吸收效率一般在80％左右；經過一級脫硫後進入二級氨法脫硫。來自硫酸系統的含SO2煙氣從吸收塔底部進入，磷礦漿吸收液從塔頂上部向下噴淋，在塔內與氣體進行逆流吸收反應，經過磷礦漿吸收後的氣體從塔頂排出進到二級脫硫，經過淨化後的煙氣最後通過煙囪排放。吸收SO2後的含硫礦漿，經取漿泵送到濃密機濃密後送到磷酸萃取。循環槽連續給漿和取漿，並保持循環槽液位的穩定。每小時供、取漿量約32m3/h，維持循環槽礦漿的pH值≥6，吸收塔可進行正常的吸收反應。脫硫劑(磷礦漿液)經循環泵送至吸收塔，通過塔上配置的循環管將脫硫礦漿液從防堵實心錐霧化噴嘴噴出，漿液在噴淋作用下形成約2mm以下的霧狀液滴，與塔內的含硫煙氣進行充分高效的氣-液接觸。被吸收的SO2變成亞硫酸根，回到循環槽後，在漿液攪拌器的作用下，通過循環槽內鐵離子的催化及氧化作用將亞硫酸根氧化為硫酸根，硫酸根與礦漿反應生成磷石膏、硫酸鹽和稀磷酸，達到脫硫的目的。吸收SO2後的磷礦漿通過取漿泵打到濃密機濃密後送到磷酸萃取裝置回收利用。因二氧化硫在轉化過程中，需要一定的氧氣，一方面加速二氧化硫的轉化，另一方面可帶走部分熱量，有利於二氧化硫的吸收，增加脫硫效率。因此，配置一臺氧化風機對提高脫硫效率有利。保留原脫硫裝置的氨洗系統作為二級脫硫；一級脫硫採用磷礦漿法脫硫。當硫酸系統工況運行穩定，尾氣中SO2波動不大的情況下，開一級脫硫，若指標在排放的控制範圍內，二級脫硫作為煙氣的除沫及通道；如超出控制範圍，經一級脫硫後SO2濃度已經很低，此時開啟氨洗能確保排放達標。脫硫後的氨洗液回到一級脫硫的循環槽。2.6工藝經濟指標：表4對表4進行分析(未考慮SO2排放減少的費用及人員工作、修理費等費用)：2.51功率消耗：244.75元/小時×8000h/年＝1958000.00元/年。2.52回收SO2折硫酸:3245噸/年×350元/噸＝1135750.00元/年。2.53脫硫裝置年運行費用：1958000.00元/年－1135750.00元/年＝822250.00元/年。2.54回收每噸SO2的費用為：822250.00元/年÷2120噸/年＝387.85元/噸。2.55噸硫酸增加的運行費用：822250.00元/年÷100000噸/年＝8.22元/噸酸。以上所述僅為本發明的較佳實施例，並不用以限制本發明，凡在本發明的精神和原則之內，所作的任何修改、等同替換、改進等，均應包含在本發明的保護範圍之內。當前第1頁1 2 3