本發(fā)明屬于硫酸尾氣處理
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(tǒng)，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(tǒng)。
背景技術：
：近年來，我國在治理SO2煙氣污染方面，相繼推廣使用了多種煙氣脫硫技術，有氨法、鈣法、鈉堿法、雙堿法、氧化鋅法等，約占總脫硫量的85％以上。本公司的2萬噸/年硫鐵礦制酸裝置，采用“二轉二吸”的工藝流程。從沸騰爐出來的含SO2的爐氣經(jīng)降塵和降溫后送到轉化器五段(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(chǎn)98.3％的工業(yè)硫酸，剩余尾氣中低含量的SO3和SO2進入脫硫系統(tǒng)進行處理，采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(shù)如下：(1)硫酸產(chǎn)量：20萬噸/年，按8000小時/年計，小時產(chǎn)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(tǒng)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(shù)。其中，表1為含硫煙氣處理前的參數(shù)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(xiàn)有的硫酸裝置在轉化率指標的運行上偏低，要實現(xiàn)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(tǒng)，使尾氣排放達到行業(yè)標準。另外，硫副產(chǎn)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(xiàn)象。技術實現(xiàn)要素：本發(fā)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堿性物質及過渡金屬Fe離子具有多價氧化態(tài)，易與外來電子和分子形成絡合物的特性，并在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+2H2SO4兩式合并：采用該工藝的特點：對于磷化工生產(chǎn)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(xiàn)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(chǎn)，可實現(xiàn)資源的循環(huán)利用，避免了脫硫副產(chǎn)物的二次處理和對環(huán)境的二次污染，是一種節(jié)能、清潔、環(huán)保的生產(chǎn)工藝。一方面，本發(fā)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值大于7的料漿，根據(jù)需要可以添加工藝水或自來水等。(2)氧化：將步驟(1)調配后的料漿送循環(huán)槽，同時向循環(huán)槽中通入空氣，空氣中的氧作為氧化劑，循環(huán)槽與主脫吸塔組成循環(huán)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(huán)槽的料漿液滴逆流接觸，脫吸溫度小于60℃。如果主吸收塔與循環(huán)槽中的循環(huán)料漿的pH值小于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后排放，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(xiàn)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(jīng)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(fā)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，并且在循環(huán)槽攪拌停留足夠長的時間保證脫吸溫度小于60℃。在循環(huán)槽中來自步驟(1)的料漿與主脫吸塔中的循環(huán)料漿的流量比為1:4.4-5.0。其中，本實施例中的循環(huán)槽要設計足夠大，以保證在料漿的pH值小于6之前，穩(wěn)定通入和循環(huán)的比值；在料漿的pH值小于6后，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值小于6后加大通入量。其中，在本發(fā)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(fā)明步驟(3)中，料漿液滴的粒徑小于3mm，優(yōu)選為2mm左右，以保證脫吸效果。其中，在本發(fā)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(huán)噴淋結構，尾氣從氨吸收塔頂部排出。其中，在本發(fā)明中將氨吸收塔的循環(huán)料漿作為脫硫助劑送入到循環(huán)槽中，不但可以保證硫吸收，還可以控制循環(huán)槽中料漿的pH值大于6。上述方法中，存在兩個問題，其一為采用料漿脫硫，吸收效果不理想，尾氣含硫量大于400mg/m3；其二為脫硫劑為礦漿，會出現(xiàn)不易分散、流動性不好和易堵塞噴頭等問題。本發(fā)明通過各參數(shù)(溫度、各物質的比、循環(huán)量和pH值等)的控制完美的解決了前述兩個問題。另外，本發(fā)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(fā)明實施例還提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的系統(tǒng)，該包括調漿槽1、送漿泵2、主吸收塔3、循環(huán)槽4、第一循環(huán)泵5、第一氧化風機7、氨吸收塔8、第二循環(huán)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(huán)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用于將料漿以細小的液滴噴灑，主吸收塔3底部、循環(huán)槽4、第一循環(huán)泵5和噴淋結構6依次連接組成料漿噴淋循環(huán)，在該循環(huán)中，煙氣與料漿采用逆流吸收，料漿噴淋循環(huán)與濃密機連接用于將吸收后的料漿返回濃密工序用于生產(chǎn)磷酸，第一氧化風機7與循環(huán)槽4連接用于提供氧氣。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(huán)泵9組成氨噴淋循環(huán)，氨噴淋循環(huán)與循環(huán)槽4連接用于向循環(huán)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下部連接用于分別提供氧氣和氨水。其中，本發(fā)明實施例中的主吸收塔3上部由上至下設有三層環(huán)形的噴淋結構6，用于將料漿分散為粒徑小于3mm的液滴。優(yōu)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(fā)明中噴淋結構6最好采用特制的噴頭以適應料漿的噴淋。其中，本發(fā)明實施例中的調漿槽1和循環(huán)槽4均設有攪拌和pH檢測結構；其中，pH檢測結構可以為pH計或者采樣口。其中，主吸收塔3與常規(guī)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(huán)液出口，其不同之處為：由于噴淋液為料漿，塔體底部為自進料口向循環(huán)液出口傾斜的斜面底部。本發(fā)明實施例提供的技術方案帶來的有益效果是：本發(fā)明提供了一種利用磷礦漿處理含硫煙氣的方法和系統(tǒng)，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。脫硫后的尾氣能實現(xiàn)達標排放，含硫磷礦漿則返回磷酸車間使用。經(jīng)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(fā)明實施例提供的利用磷礦漿處理含硫煙氣的系統(tǒng)的結構框圖。圖中：1調漿槽、2送漿泵、3主吸收塔、4循環(huán)槽、5第一循環(huán)泵、6噴淋結構、7第一氧化風機、8氨吸收塔、9第二循環(huán)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(fā)明的目的、技術方案和優(yōu)點更加清楚，下面將結合附圖對本發(fā)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(tǒng)和方法：其中，參見圖1，該系統(tǒng)包括調漿槽1、送漿泵2、主吸收塔3、循環(huán)槽4、第一循環(huán)泵5、第一氧化風機7、氨吸收塔8、第二循環(huán)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(huán)槽4依次連接，主吸收塔3上部設有多層環(huán)形的噴淋結構6用于將料漿以細小的液滴噴灑，主吸收塔3底部、循環(huán)槽4、第一循環(huán)泵5和噴淋結構6依次連接組成料漿噴淋循環(huán)，在該循環(huán)中，煙氣與料漿采用逆流吸收，料漿噴淋循環(huán)與濃密機連接用于將吸收后的料漿返回濃密工序用于生產(chǎn)磷酸，第一氧化風機7與循環(huán)槽4連接用于提供氧氣。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(huán)泵9組成氨噴淋循環(huán)，氨噴淋循環(huán)與循環(huán)槽4連接用于提供脫硫助劑，第二氧化風機10和氨水槽11均與氨吸收塔8下部連接用于提供氧氣和氨水。另外，氨噴淋循環(huán)與磷銨生產(chǎn)系統(tǒng)連接用于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值大于7的料漿。(2)氧化：送漿泵2將步驟(1)調配后的料漿送循環(huán)槽4，同時第一氧化風機7向循環(huán)槽4中通入空氣，循環(huán)槽4與主脫吸塔3組成循環(huán)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(huán)料漿(第一循環(huán)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(huán)槽4的粒徑小于3mm的料漿液滴(從噴淋結構6中噴出)逆流接觸，脫吸溫度小于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(huán)泵9組成循環(huán)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(huán)料漿作為脫硫助劑送入到循環(huán)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(shù)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(shù)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(huán)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(jù)根據(jù)GB26132-2010《硫酸工業(yè)污染物排放標準》中規(guī)定自2013年10月1日起，現(xiàn)有企業(yè)執(zhí)行大氣污染物排放濃度限值SO2≤400mg/m3的新規(guī)定，確定脫硫的工藝線路和設備配置。磷礦漿脫硫工藝系統(tǒng)主要由煙氣系統(tǒng)、SO2吸收系統(tǒng)、磷礦漿液供應系統(tǒng)、磷礦漿液后處理系統(tǒng)、工藝水系統(tǒng)、雜用系統(tǒng)等組成。方案設計如下：a、本工藝脫硫系統(tǒng)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，采用磷礦漿法脫硫。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(tǒng)新增一臺吸收塔、吸收塔噴淋環(huán)管、噴淋裝置、礦漿循環(huán)槽、礦漿循環(huán)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、本方案一級脫硫采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(huán)槽，供一級脫硫塔作為脫硫劑使用。d、本方案脫硫副產(chǎn)物含硫礦漿返回磷酸生產(chǎn)系統(tǒng)利用，每小時32m3/h(礦漿濃度48％)。e、本方案脫硫系統(tǒng)運行溫度不高于60℃。f、本方案脫硫設備年利用小時按8000小時，即333天考慮；裝置可用率不小于98％；系統(tǒng)煙氣經(jīng)原煙囪排放且不對周圍設施產(chǎn)生影響。2.3工藝原理：磷礦漿法脫硫(一級脫硫)采用磷礦漿液作脫硫吸收劑，利用其含有鐵離子的催化、氧化作用及堿性物質來吸收SO2。在吸收塔內，吸收液與煙氣逆流接觸混合，煙氣中的SO2先溶于漿液的液相中，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(chǎn)物為石膏、硫酸鹽及少量磷酸。脫硫后的磷礦漿經(jīng)料漿回送泵直接送入濃密車間。考慮硫酸系統(tǒng)非正常工況條件下尾氣SO2濃度波動的情況及吸收循環(huán)持續(xù)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(xiàn)有的氨法脫硫。2.4工藝設備一級吸收塔是脫硫系統(tǒng)的核心部分，采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(jīng)過吸收塔再分配，使煙氣在塔橫截面上產(chǎn)生均勻的自下而上的流動。吸收液通過循環(huán)泵送入吸收塔配置的環(huán)形噴淋組件后進入高效霧化噴嘴，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(huán)形噴淋洗滌吸收結構，循環(huán)泵將漿液打到噴淋層，經(jīng)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(huán)槽：循環(huán)槽即氧化循環(huán)一體槽，一方面供給吸收塔循環(huán)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(huán)液的滯留時間)。因此，循環(huán)槽的容積必須要設計合理并通過循環(huán)量來控制，并配置攪拌裝置，使礦漿始終處于懸浮狀態(tài)。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(huán)管，磷礦漿作為一級脫硫的脫硫劑。吸收方式采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(jīng)過一級脫硫后進入二級氨法脫硫。來自硫酸系統(tǒng)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(jīng)過磷礦漿吸收后的氣體從塔頂排出進到二級脫硫，經(jīng)過凈化后的煙氣最后通過煙囪排放。吸收SO2后的含硫礦漿，經(jīng)取漿泵送到濃密機濃密后送到磷酸萃取。循環(huán)槽連續(xù)給漿和取漿，并保持循環(huán)槽液位的穩(wěn)定。每小時供、取漿量約32m3/h，維持循環(huán)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(jīng)循環(huán)泵送至吸收塔，通過塔上配置的循環(huán)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(huán)槽后，在漿液攪拌器的作用下，通過循環(huán)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后的磷礦漿通過取漿泵打到濃密機濃密后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，有利于二氧化硫的吸收，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(tǒng)作為二級脫硫；一級脫硫采用磷礦漿法脫硫。當硫酸系統(tǒng)工況運行穩(wěn)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范圍內，二級脫硫作為煙氣的除沫及通道；如超出控制范圍，經(jīng)一級脫硫后SO2濃度已經(jīng)很低，此時開啟氨洗能確保排放達標。脫硫后的氨洗液回到一級脫硫的循環(huán)槽。2.6工藝經(jīng)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(fā)明的較佳實施例，并不用以限制本發(fā)明，凡在本發(fā)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(fā)明的保護范圍之內。當前第1頁1 2 3