CN107388847A - 烟气脱硫脱硝工艺中热量回收装置及工艺 - Google Patents

烟气脱硫脱硝工艺中热量回收装置及工艺 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置及工艺，采用油冷‑水冷两级急冷技术回收脱硝后烟气中的热量。装置包括两级冷却塔，塔内分为油洗段和水洗段，两段分别设置喷淋器，抽出泵，换热器、循环油和循环水出口、循环油和循环水补充口，两段之间设置烟气升气管及集液箱。本发明开发了针对现有烟气脱硫脱硝工艺技术中水蒸气和颗粒物排放量大，热量显著损失的状况，在脱硝装置后设置油洗‑水洗两级冷却塔，实现烟气热量回收，同时最大程度的降低烟气中水蒸汽的耗量，对于后续脱硫装置的连续运行及节能减排具有重要意义。

Description

烟气脱硫脱硝工艺中热量回收装置及工艺
技术领域
本发明属节能工程技术领域，涉及一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置及工艺，采用油冷-水冷两级急冷技术回收脱硝后烟气中的热量。
背景技术
燃煤燃烧和原油生产过程中，部分硫和氮转变为SOX和NOX，随烟气一起排入大气，造成了对环境的污染，使得烟气污染物排放控制广受关注，烟气脱硝脱硫技术也发展成熟。选择性催化还原法(SCR)的烟气脱硝技术因其脱硝效率高、市场前景好，已经成为国际上高效控制氮氧化物排放的首选。在320～380℃温度范围内，还原剂氨气在有氧的条件和催化剂的作用下，有选择性的与NOx发生还原反应，生成N2和H2O。烟气脱硫技术可分为湿法、干法和半干法三种，湿法脱硫技术主要原理是利用碱性吸收溶液脱除烟气中的SOX。由于湿法烟气脱硫技术脱硫率可高达95％，装置运行可靠性高，操作简单，处理成本低，因此在世界各国目前现有的烟气脱硫技术中，湿法脱硫占居主流地位。
SCR脱硝-湿法脱硫工艺过程中，脱硝出口烟气除尘后温度可达140℃-200℃，进入湿法脱硫装置碱性液吸收温度约为50℃-60℃，大量水蒸气排放损失，同时烟气中颗粒物随水蒸气排放至大气中，造成严重的大气污染。“吕明赵之军et.al，湿法脱硫***中降低进口烟气温度节水的分析与试验”中指出脱硫入口烟气温度降低，可显著降低脱硫***水消耗量，但其仅使用换热器为入口烟气换热，气相换热面积大，且换热器降温后影响烟气流速，进而影响脱硫碱液吸收效率。因此在脱硝装置与脱硫装置之间设置热量回收装置可显著降低烟气脱硫温度，从而减少脱硫装置水蒸气和颗粒污染物排放量。专利CN 105169795 A公开了一种可同时脱硝脱硫的两级急冷涤气器，包括水洗急冷区和碱液涤气区，烟气经过水洗降温后再经碱液洗涤脱硫脱硝，虽然其工艺简洁，其后不再需要脱硫，但其碱液同时脱硫脱硝消耗量大，且烟气热量无法再利用，不适用于常规的烟气脱硫脱硝。
发明内容
本发明的目的在于提供一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置及工艺。烟气脱硝装置后脱硫装置之前设置油洗-水洗两级冷却塔，回收烟气中的热量和水蒸气，降低颗粒物排放。
本发明采用的技术方案是：
一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置，包括冷却塔，所述冷却塔为上下隔断的两级冷却塔，两级冷却塔内分为下级油洗段和上级水洗段，两级冷却塔之间设置烟气升气管；
上级水洗段内上部安装喷淋器，在上级水洗段上部制有循环补水口，用于通入喷淋用水，下部设置循环水出口，用于排出喷淋水，在循环补水口与循环水出口之间连接循环水换热器，用于换热。循环水出口与循环水再生***相连，上级水洗段顶部制有烟气气口，与脱硫装置进气口连接；
下级油洗段内上部安装喷淋器、侧壁顶部制有烟气升气管，将气体排入到上级水洗段，在下级油洗段上部制有循环补油口，用于通入喷淋用油，下部设置循环油出口，用于排出喷淋油，在循环补油口与循环油出口之间连接循环油换热器，用于换热，塔底循环油出口与循环油再生***相连，在下级油洗段下部制有烟气进气口与脱硝装置出气口连接。
一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收工艺，步骤如下
⑴脱硝烟气从两级冷却塔塔底进入油洗段，循环油通过直接喷淋的方式，与烟气逆向接触换热，获得烟气中较高温段的热量，循环油从塔底抽出，一部分与循环油换热器换热，一部分去循环油再生***，洁净的补充油从循环油返回口进入油洗段，补充损失的油蒸汽和抽出的污染油；
⑵经循环油初步取热的烟气通过设置在两级冷却塔之间的进气口，进入水洗段，通过水喷淋与烟气进一步逆向接触换热，捕集烟气中的油蒸汽和水蒸气，降低循环油和循环水的蒸发消耗；循环水通过集油箱收集，从塔中侧线抽出，一部分与循环水换热器换热，一部分去循环水再生***，补充水从循环水返回口进入水洗段，补充损失的水蒸汽和抽出的污染水，塔顶出口烟气进入后续脱硫装置。
而且，所述脱硝烟气温度为140℃-380℃，油洗段出气温度为90℃～200℃，水洗段出气温度为40℃～80℃，循环油换热器取热温度为100℃-150℃，循环水换热器取热温度为50℃-80℃。
而且，所述去循环油再生***的油量占***循环油量的0.1％-80％，补充油量为去循环油再生***油量的1倍-1.5倍，去循环水再生***的水量占***循环水量的0.1％-80％，补充水量为去循环水再生***水量的1倍-1.2倍。
而且，所述冷却用油为沸点温度为100℃～480℃的单组份或混合油品，以及馏程为130℃～450℃蒸馏石油和煤制油等。
而且，所述两级冷却塔采用空塔或理论板数为1-40块。
本发明具有的有益效果：
本发明针对现有烟气脱硫脱硝工艺技术中水蒸气和颗粒物排放量大，热量显著损失的状况，在脱硝装置后设置油洗-水洗两级冷却塔，实现烟气热量回收，循环油高品位热可为其它设备加热，同时最大程度的降低进入脱硫装置的烟气中水蒸汽和颗粒物的量。对于后续脱硫装置的连续运行及节能减排具有重要意义。
附图说明
图1：烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置。
标号说明：1、两级冷却塔；2、油洗段，3、水洗段；4、循环油换热器；5、循环水换热器；6、脱硝烟气；7、循环油；8、循环水；9、排放烟气；10、补充油；11、补充水；12、烟气升气管；
具体实施方式
一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置，包括冷却塔1，所述冷却塔为上下隔断的两级冷却塔，两级冷却塔内分为下级油洗段2和上级水洗段3，两级冷却塔之间设置烟气升气管；
上级水洗段内上部安装喷淋器，在上级水洗段上部制有循环补水口，用于通入喷淋用水，下部设置循环水出口，用于排出喷淋水，在循环补水口与循环水出口之间连接循环水换热器5，用于换热。循环水出口与循环水再生***相连，上级水洗段顶部制有烟气气口，与脱硫装置进气口连接。
下级油洗段内上部安装喷淋器、侧壁顶部制有烟气升气管，将气体排入到上级水洗段，在下级油洗段上部制有循环补油口，用于通入喷淋用油，下部设置循环油出口，用于排出喷淋油，在循环补油口与循环油出口之间连接循环油换热器4，用于换热。塔底循环油出口与循环油再生***相连，在下级油洗段下部制有烟气进气口与脱硝装置出气口连接。
结合上述装置，本发明中烟气脱硫脱硝工艺的流程如下，结合附图，说明操作步骤如下：
⑴脱硝烟气6从两级冷却塔1塔底进入油洗段2，循环油通过直接喷淋的方式，与烟气逆向接触换热，获得烟气中较高温段的热量，循环油7从塔底抽出，一部分与循环油换热器4换热，一部分去循环油再生***，洁净的补充油10从循环油返回口进入油洗段，补充损失的油蒸汽和抽出的污染油。
⑵经循环油初步取热的烟气通过设置在两级冷却塔之间的烟气升气管12，进入水洗段3，通过水喷淋与烟气进一步逆向接触换热，捕集烟气中的油蒸汽和水蒸气，降低循环油和循环水的蒸发消耗；循环水8通过集油箱收集，从塔中侧线抽出，一部分与循环水换热器5换热，一部分去循环水再生***，洁净的补充水11从循环水返回口进入水洗段，补充损失的水蒸汽和抽出的污染水，塔顶出口烟气9进入后续脱硫装置。
所述脱硝烟气6温度为140℃-380℃，油洗段2出气温度为90℃～200℃，水洗段3出气温度为40℃～80℃，循环油换热器4取热温度为100℃-150℃，循环水换热器5取热温度为50℃-80℃。去循环油再生***的油量占***循环油量的0.1％-80％，补充油量为去循环油再生***油量的1倍-1.5倍，去循环水再生***的水量占***循环水量的0.1％-80％，补充水量为去循环水再生***水量的1倍-1.2倍。
所述冷却用油为沸点温度为100℃～480℃的单组份或混合油品，以及馏程为130℃～450℃蒸馏石油和煤制油等。
所述两级冷却塔1，由于换热的气相为含有SO2的热空气，腐蚀性较大，且气量较大，急冷油多为易发泡物系，因此两级冷却塔传质内件选择应考虑耐腐蚀性与高F因子的塔板或规整填料。油洗段和水洗段均可采用空塔或理论板数为1-20块。
实施例
本实施例以脱硝烟气处理量为50000 Nm3/h为例说明本发明的烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置，烟气组成如表1所示，具体操作步骤和说明如下：
表1 脱硝烟气组成(体积分数)：
CO2 12％
O2 6％
N2 74.75％
SO2 0.25％
H2O 7％
140℃脱硝烟气6从两级冷却塔1塔底进入油洗段2，30t/h 40℃循环油通过直接喷淋的方式，与烟气逆向接触换热，获得烟气中较高温段的热量，93℃循环油7从塔底抽出，29t/h循环油与循环油换热器4换热，1t/h循环油去循环油再生***，1.1t/h洁净的补充油10从循环油返回口进入油洗段，补充损失的油蒸汽和抽出的污染油。经循环油初步取热的烟气，温度为90℃，通过升气管进入水洗段3，60t/h水喷淋对烟气进一步逆向接触降温至40℃，捕集烟气中的油蒸汽和水蒸汽。72℃循环水8通过集油箱收集，从塔中侧线抽出，59t/h与循环水换热器换热，1t/h去循环水再生***，1.3t/h洁净的补充水11从循环水返回口进入水洗段，补充损失的水蒸汽和抽出的污染水量。塔顶出口40℃烟气9进入脱硫装置。塔顶出口烟气组成如表2所示
表2 塔顶出口烟气组成(体积分数)：
CO2 11.93％
O2 5.96％
N2 74.69％
SO2 0.21％
H2O 7.21％
两级冷却塔塔顶烟气9通过脱硫装置进行三级碱液吸收喷淋，脱硫塔内操作温度40℃，脱硫塔出口排放烟气组成与未采用本专利脱硫装置出口排放烟气组成对比如表3所示，在脱硫装置前设置本专利，脱硫操作温度可由50℃-60℃降低为40℃，脱硫出口烟气中水含量可由11.96％降至7.22％，显著降低水蒸气量及其夹带的颗粒物量。
表3 脱硫装置出口排放烟气组成
未采用本专利 采用本专利
气体组成 体积分数％ 体积分数％
CO2 11.38％ 11.95％
O2 5.69％ 5.98％
N2 70.97％ 74.85％
SO2 0.00％ 0.00％
H2O 11.96％ 7.22％
本发明提出的烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置，已经通过较佳的实施例子进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的结构和设备进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中。

Claims (6)

1.一种烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收装置，其特征在于：包括冷却塔，所述冷却塔为上下隔断的两级冷却塔，两级冷却塔内分为下级油洗段和上级水洗段，两级冷却塔之间设置烟气升气管；
上级水洗段内上部安装喷淋器，在上级水洗段上部制有循环补水口，用于通入喷淋用水，下部设置循环水出口，用于排出喷淋水，在循环补水口与循环水出口之间连接循环水换热器，用于换热。循环水出口与循环水再生***相连，上级水洗段顶部制有烟气气口，与脱硫装置进气口连接；
下级油洗段内上部安装喷淋器、侧壁顶部制有烟气升气管，将气体排入到上级水洗段，在下级油洗段上部制有循环补油口，用于通入喷淋用油，下部设置循环油出口，用于排出喷淋油，在循环补油口与循环油出口之间连接循环油换热器，用于换热，塔底循环油出口与循环油再生***相连，在下级油洗段下部制有烟气进气口与脱硝装置出气口连接。
2.一种利用权利要求1所述的装置进行的烟气脱硫脱硝工艺中的热量回收工艺，其特征在于：步骤如下
⑴脱硝烟气从两级冷却塔塔底进入油洗段，循环油通过直接喷淋的方式，与烟气逆向接触换热，获得烟气中较高温段的热量，循环油从塔底抽出，一部分与循环油换热器换热，一部分去循环油再生***，洁净的补充油从循环油返回口进入油洗段，补充损失的油蒸汽和抽出的污染油；
⑵经循环油初步取热的烟气通过设置在两级冷却塔之间的进气口，进入水洗段，通过水喷淋与烟气进一步逆向接触换热，捕集烟气中的油蒸汽和水蒸气，降低循环油和循环水的蒸发消耗；循环水通过集油箱收集，从塔中侧线抽出，一部分与循环水换热器换热，一部分去循环水再生***，补充水从循环水返回口进入水洗段，补充损失的水蒸汽和抽出的污染水，塔顶出口烟气进入后续脱硫装置。
3.根据权利要求2所述的工艺，其特征在于：所述脱硝烟气温度为140℃-380℃，油洗段出气温度为90℃～200℃，水洗段出气温度为40℃～80℃，循环油换热器取热温度为100℃-150℃，循环水换热器取热温度为50℃-80℃。
4.根据权利要求2所述的工艺，其特征在于：所述去循环油再生***的油量占***循环油量的0.1％-80％，补充油量为去循环油再生***油量的1倍-1.5倍，去循环水再生***的水量占***循环水量的0.1％-80％，补充水量为去循环水再生***水量的1倍-1.2倍。
5.根据权利要求2所述的工艺，其特征在于：所述冷却用油为沸点温度为100℃～480℃的单组份或混合油品，以及馏程为130℃～450℃蒸馏石油和煤制油等。
6.根据权利要求2所述的工艺，其特征在于：所述两级冷却塔采用空塔或理论板数为1-40块。
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