蒸汽机械增压技术在脱硫再生SO2解吸过程中的应用

朱智颖

(长沙有色冶金设计研究院有限公司， 湖南长沙 410011)

蒸汽机械增压技术在脱硫再生SO2解吸过程中的应用

朱智颖

(长沙有色冶金设计研究院有限公司， 湖南长沙 410011)

对蒸汽机械增压(MVR)技术和离子液脱硫再生工艺原理、物理化学参数(如SO2在吸收液中的溶解度及在液体表面的气相分压等)、公式计算进行了分析和研究。因吸收液解吸体系温度和压缩机压缩能力的限制，目前MVR技术无法完全替代生蒸汽再沸式传统工艺对SO2吸收液进行再生。采用MVR技术+部分生蒸汽对吸收富液进行SO2解吸能够有效降低对生蒸汽的消耗，初步估计可降低80%左右的生蒸汽耗量，具有显著的节能降耗作用。

蒸汽 机械增压 离子液 脱硫 再生 二氧化硫 解吸

蒸汽机械再压缩(简称MVR)技术，是近年来国内发展应用较快的一种节能工艺。该技术起源于20世纪六七十年代的西方发达国家，至20世纪90年代末已成为国外一种较为成熟的蒸汽利用节能技术。其主要应用于化工的蒸发及蒸馏分离过程中，相比于传统的多效蒸发工艺，采用MVR技术在运行过程不消耗生蒸汽，只消耗少量电能。其基本原理是电动机驱动压缩机对蒸发室出来的蒸汽做功，在提升蒸汽温度和压力的同时最大限度地利用蒸汽本身蕴含的蒸发潜热为蒸发(或精馏)过程的加热器(或再沸器)提供热源，压缩的增温增压蒸汽对被加热介质充分释放相变热后冷凝成液体[1]。由于可直接将蒸发产生的蒸汽回收作为一次蒸汽热源，且无需像多效蒸发过程对末效蒸汽加装冷凝负压装置，所以MVR技术的理论能耗只相当于单效蒸发的7%左右。目前，该技术在国内正逐步被应用于海水淡化、医药、制盐等行业的浓缩结晶和物相分离过程。

因有机溶剂法吸收再解吸SO2的工艺类似于化工精馏过程操作，正逐步被脱硫行业所关注。但MVR技术能否完全替代传统蒸发精馏工艺中的生蒸汽热源是需要重点分析、研究和讨论的问题。

1 SO2的解吸过程分析

有机溶剂吸收解吸SO2工艺主要有以下两种：

1) 离子液工艺。代表性工艺有壳牌康索夫公司的有机胺工艺，其主要原理是采用水胺溶液吸收、解吸废气中的二氧化硫[2]。该溶剂配方未公开且在不断优化其成分，国内一些公司也采用类似工艺进行推广和应用，姑且以有机胺脱硫剂对其进行统称。此外，胍类离子液、咪唑类离子液也在实验室中进行研究和合成。有些离子液存在部分吸收CO2的作用，对脱硫过程形成干扰，故未大规模进行工业化应用。

2) 柠檬酸盐工艺。该工艺由挪威科技大学Erga和Bengtsson提出，20世纪60年代美国矿产局采用此工艺对有色冶炼行业进行脱硫[3]。其吸收SO2的效果相当于氨法脱硫。该工艺引入国内后，在常州化工二厂、富春江冶炼厂和金川公司等装置的工业应用中,均存在吸收过程产生不可被解吸的硫酸盐或亚硫酸盐，解吸过程柠檬酸溶液发生反应变质等问题，因此不得不停止并再研究。目前据调查，已研究出能克服上述问题的某种新型柠檬酸盐溶液。

以上两种工艺的共同点是采用有机物的水溶剂作为吸收解吸SO2的载体，解吸过程需要高温蒸汽作为热源对已吸收SO2的富液进行脱吸再生。由于SO2与吸收剂以“H”键方式结合，所以热源的温度是打开键能的重要手段。

根据溶液热力学的拉乌尔定律可知:溶液中解吸出的SO2气相分压取决于解吸终点时再生溶液内有机载体的浓度、残余SO2浓度以及再生溶液的温度这三大要素。由于有机载体的水溶液不同于纯溶剂，其溶质不可根据拉乌尔定律直接计算求解SO2气相分压。因此，对于不同解吸终点的SO2气相分压一般应根据工业实测参数进行确定和选取。

解吸过程中溶液的有机载体一般只有少量随蒸出气体进入气相。但当超过一定温度后，有机载体会发生分解、变质等反应。因此，要避免这种情况发生，应针对不同种类、不同浓度的吸收液制定出最佳解吸温度区间。

水溶液的蒸发过程不可避免会产生大量水蒸气，其产生量近似由该温度下饱和水蒸气分压和热源的给热量计算得出。

根据以往的工业运行情况和经验，吸收液解吸终点的贫液温度一般为95～105 ℃，解吸出来的SO2气体与水蒸气的体积分数比一般为5∶95。随着给热量的提高，解吸后贫液中的SO2浓度可降到更低值，水蒸气的体积分数可进一步提高；但经过SO2解吸的贫液再次吸收SO2的能力提升较小，且消耗更多的蒸汽能源会显著增加系统的运行费用。因此，从能效角度考虑，热源的加热量应适中，不宜过大。

2 MVR技术对解吸SO2的适应性分析

MVR装置对蒸汽的温度、压力的提升值可根据压缩机对介质气体的公式近似计算，采用理想气体的绝热压缩过程公式为[4]：

p1×V1k=p2×V2k=常数

(1)

T2=T1×ε(k-1)/k

(2)

式中：k——绝热指数，理想气体k=cp/cv；

cp——气体的等压比热,J/kg·℃；

cv——气体的等容比热,J/kg·℃；

V1、V2——分别为吸入和排除状态下的体积流量,m3/min；

p1、p2——分别为压缩机气体吸入口和排出口的压力(绝压),kPa；

ε——压缩比，ε=p2/p1；

T1——压缩机吸气温度,K；

T2——压缩机排气温度,K。

混合气体的绝热指数可按下式进行计算：

1/(km-1)=Σyi/(ki-1)

(3)

式中：km——混合气体的绝热指数；

ki——i组分的绝热指数；

yi——气体中i组分的摩尔分数，%。

以100℃的饱和水蒸气为例，其绝热指数k=1.339，压缩比取2.0。经过绝热压缩后，出口压力由0.1 MPa增加至0.2 MPa，其温度为176 ℃，远高于出口压力对应的饱和蒸汽温度120 ℃。因此，绝热压缩后的饱和水蒸气变成过热蒸汽。

含有SO2的水蒸气经绝热压缩后的结果与水蒸气相似。以含SO2摩尔分数5%的混合气体为例，混合气的绝热指数为k=1.333，压缩比为2.0，经过计算出口气体温度为172 ℃，其中水蒸气依然为过热蒸汽状态。

采用过热蒸汽作为解吸塔的工作热源是不合适的，因为过热蒸汽的相变潜热并不能被直接利用。其首先要降温至饱和蒸汽温度下才能进一步释放冷凝潜热，而在此之前的显热释放过程对换热器传热系数及流动状态的选择均不同于饱和蒸汽冷凝器的设计，使换热器的设计很难准确的把握和选定。为避免这种状况，可采用两种方式消除蒸汽过热度：① 先设置1台气体换热器进行过热消除再进饱和蒸汽再沸器；② 向过热蒸汽中加入饱和水使其气化以消除过热度。但考虑到水蒸气的汽化(或冷凝)潜热随温度的升高在不断减小，要蒸发一定质量的低温饱和水需要消耗大于低温水质量的饱和蒸汽。若采用第一种消除过热度方式应用于MVR过程，则会造成蒸发水量越来越小，破坏系统水平衡；采用第二种向过热蒸汽加水方式可增加高温蒸汽的质量，维持系统连续蒸发水量恒定。根据计算，采用第二种消除过热度方式将176 ℃过热蒸汽降至120 ℃饱和蒸汽需蒸发的水分占过热蒸汽量的6%左右；采用第一种方式为维持系统水量平衡，需补加水量只占过热蒸汽的2.4%左右，小于6%。所以采用第二种方式消除蒸汽过热可满足系统水平衡，也是目前较为常见的做法。

离子液解吸SO2工艺流程见图1。

图1 离子液解吸SO2工艺流程

采用MVR工艺替代传统生蒸汽加热工艺解吸SO2，该工艺里有两个参数至关重要：① SO2的解吸温度要维持在95～105 ℃；② MVR蒸汽压缩机的压缩比ε一般难以超过2.0。对于蒸汽压缩比的限制主要有两方面原因：① 随着压缩比的提高，对压缩机叶轮材质和强度的要求会更高、更苛刻，导致压缩机发生喘振的概率显著增加；② 根据压缩机理论功率估算公式(4)，电机功率随着压缩比增大而急剧增加，会造成运行成本大幅提高。

N=1.634×p1×V1×k/(k-1)×[ε(k-1)/k-1]

(4)

为使MVR压缩机能在高效区间内正常运行，其对蒸汽的压缩比不应超过2.0，这样使得二次饱和蒸汽的温度提升一般不超过20 ℃，所以经再沸器之后的饱和冷凝水温度应为115～125 ℃。

根据分析，采用MVR技术应用于吸收液解吸SO2系统的关键是要维持解吸系统的质量平衡和热量平衡。质量平衡没有问题，把经过再沸器后的冷凝水全部送回解吸塔中就能保持进塔原液中水量与出塔贫液中的水量一致。但要保证解吸系统的热量平衡，除了满足MVR系统蒸汽产出和再沸冷凝之间的热平衡之外，还应满足二次蒸汽经再沸器之后的饱和冷凝水温度115～125 ℃降低至解吸塔内液相温度95～105 ℃的放热量，能将从贫富液换热器出来的富液温度加热到解吸塔中95～105 ℃的饱和进料温度。

这里贫富液换热器温度估算如下：由于从吸收塔过来的富液量与解吸塔排出的贫液量除了在SO2含量不同外，其他成分(包括水分)和比热均近似相等。吸收塔富液过来温度为40～50 ℃，解吸塔排出贫液温度为95～105 ℃，两者温差50 ℃。为保证逆流换热的两者能实现充分换热并有合适的换热面积，应保持高温液出换热器的温度高于低温液的进液温度10 ℃以上，即贫液出换热器的温度高于富液进换热器的温度10 ℃以上。

由图1可知贫富液换热器出来的吸收富液温度可达到85 ℃，需要再沸器出来的冷凝水将其加热到95～105 ℃。

以离子液为例， SO2吸收解吸容量一般为27 g/L。根据解吸塔中SO2与H2O摩尔比为5∶95，每升溶液蒸发水分为144.3 g，蒸发水(后形成冷凝水)量约占总溶液质量的15%。因此，要将富液温度升高15 ℃左右需要冷凝水温度降低至少100 ℃，这远高于二次冷凝水从120 ℃最多降低至100 ℃时所释放的温差热量。因此，要让MVR完全满足SO2解吸系统的热平衡只能通过以下三种方式实现：1) 通过串联多台压缩机的方式提高压缩比，增加二次饱和蒸汽与平衡蒸发过程的温差以增加冷凝水的放热温差。

2) 降低解吸塔中溶液的平衡蒸发温度，使其接近富液出贫富换热器的溶液温度85 ℃，温差不超过3 ℃。但这会导致解吸效果显著降低，解吸塔处于88 ℃时平衡蒸馏温度已低于SO2的最佳解吸温度100 ℃。

3) 增加压缩机的处理流量，使其处理量接近进入解吸塔富液的总质量，用以大幅提高解吸塔气相出口气体水蒸气的含量;从而使形成的冷凝水量和需被加热的富液流量相当，以维持系统的热量和温差平衡。但计算显示，这需要使压缩机的蒸汽处理量增加5倍以上，且需冷却水蒸气的循环水量亦以相应倍数增加，结果导致投资和运行成本都大幅倍增，采用MVR的节能优势将不复存在。

3 结论

通过对MVR技术应用于SO2解吸系统的技术分析，可以得到以下结论：

1) 相比采用传统生蒸汽对吸收富液进行换热，MVR技术本身具有节能的作用，也是SO2循环吸收解吸工艺中节能技术发展的新方向。

2) 由于吸收液解吸SO2工艺中进解吸塔的料液温度较低，导致MVR不能完全取代传统蒸汽加热方式用于该过程。

3) 为尽量实现节能降耗的目的，可考虑采用MVR+部分生蒸汽加热吸收富液的SO2解吸技术。即在MVR不足以提高进入解吸塔富液温度的前提下，用生蒸汽对该部分溶液进行间接加热，以达到溶液以泡点进塔的要求；或在解吸塔中增加生蒸汽再沸装置以实现对解吸系统的热量补充。初步估算补加生蒸汽的量为MVR循环蒸汽量的10%～20%，具体值由溶液蒸发量所占进料量的关系及解吸得到的最终SO2气体温度所决定。

[1] 梁林，韩东.蒸汽机械再压缩蒸发器的实验[J].化工进展，2009(S1)：358-360.

[2] 刘瑜.康世富可再生胺法脱硫技术的应用[J].硫酸工业，2007(1)：39-45.

[3] 魏占鸿，刘陈，唐照勇，等.柠檬酸钠法治理冶炼厂非正常排空烟气的生产实践[J].硫酸工业，2013(1)：29-33.

[4] 中石化上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上册)[M].北京：化学工业出版社，2009：964-991.

ApplicationofsteammechanicalpressurizingtechnologyinSO2desorptionbydesulphurizationregenerationprocess

ZHUZhiying

(Changsha Engineering and Research Institute Co., Ltd., Nonferrous Metallurgy, Changsha, Hunan, 410011, China)

The calculation of the formula of steam mechanical supercharging (MVR) and the principle of chemical recovery of ionic liquid desulphurization, the physical and chemical parameters (such as the solubility of SO2in the absorption liquid and the gas partial pressure on the liquid surface) are analyzed and studied. Due to the limitation of the absorption solution desorption system temperature and the compression capacity of the compressor, the current MVR technology can not completely replace the traditional steam reboil process to regenerate the SO2absorbing liquid. The usage of MVR technology and partial raw steam to absorb rich liquid SO2desorption can effectively reduce the consumption of raw steam, steam consumption reduced by about 80%, with significant energy saving effect.

steam; machinery pressurize; ionic liquid; desulphurization; regeneration; sulphur dioxide; desorption

2017-09-16。

朱智颖，男，长沙有色冶金设计研究院有限公司高级工程师，从事化工环保设计工作。电话：13786147859；E-mail：zzyhncs@foxmail.com。

TQ111.16；TQ083+,4

B

1002-1507(2017)11-0018-04