Способ удаления soх из топочных газов из парового котла

Авторы патента:


Способ удаления soх из топочных газов из парового котла
Способ удаления soх из топочных газов из парового котла
Способ удаления soх из топочных газов из парового котла

 


Владельцы патента RU 2604746:

ХАЛЬДОР ТОПСЕЭ А/С (DK)

Изобретение относится к способу удаления SOx из топочных газов. Способ удаления SOx из топочных газов из парового котла содержит следующие стадии: (a) нагрев топочного газа перед каталитическим реактором по ходу потока; (b) окисление SO2 в топочном газе до SO3 в каталитическом реакторе по меньшей мере с одним пропусканием катализатора, действующего при температурах в диапазоне 350-450°C; (c) охлаждение окисленного, обогащенного SO3 топочного газа со стадии (b) до температуры выше точки росы H2SO4 топочного газа; (d) дальнейшее охлаждение обогащенного SO3 топочного газа со стадии (с) в охлаждаемом воздухом конденсаторе, посредством этого конденсируется SO3 в виде H2SO4 и производится горячий воздух и очищенный топочный газ; (e) извлечение конденсированной H2SO4 из конденсатора. При этом температуру топочного газа на стадии (с) регулируют с помощью охлаждения топочного газа в теплообменнике посредством теплообмена с потоком воды под давлением выше 60 бар, и в котором температура воды под давлением на впуске теплообменника выше точки росы H2SO4 газа. Изобретение позволяет упростить удаление SOx из топочного газа. 8 з.п. ф-лы, 7 табл., 3 ил.

 

Настоящее изобретение относится к очистке топочных газов от сгорания серосодержащего топлива, такого как нефтяной кокс (петкокс), мазут или уголь с высоким содержанием серы, в частности к способу для удаления SOx в топочных газах из парового котла.

Известен способ удаления SOx из топочных газов от сгорания серосодержащего топлива, такого как нефтяной кокс (петкокс), мазут или уголь с высоким содержанием серы в паровых котлах, генерирующих пар под давлением более 60 бар, обычно в диапазоне 100-350 бар для производства электроэнергии. В этом способе топочный газ из парового котла нагревают до температуры примерно 390°C по ходу потока перед каталитическим реактором, в котором NOx восстанавливают с помощью NH3 до N2 и SO2 окисляется до SO3, где затем обогащенный SO3 газ охлаждают до температуры 230-250°C и SO3 гидратируют до пара H2SO4 по ходу потока перед конденсатором пленочного типа, в котором пар H2SO4 и оставшийся SO3 выборочно конденсируются в виде концентрированной серной кислоты, охлаждаемой в охлаждаемых воздухом стеклянных трубах воздухом, поступающим в зону горения парового котла (см. http://www.topsoe.com/business_ares/gasification_based/Process es/SN0X/SN0X_p).

Недостатком известного способа удаления NOx и SOx является то, что он требует наличия парового котла с отдельной паровой системой для охлаждения газа SO3 по ходу потока перед конденсатором серной кислоты

Еще более серьезным недостатком, в частности, когда газ SO3 содержит более 0,4% SO3, является то, что нельзя использовать в этом способе тепло, регенерированное в насыщенном паре.

Эти технические недостатки и другие технические проблемы, описанные далее, решаются в способе по настоящему изобретению, который содержит следующие стадии:

(a) нагрев топочного газа перед каталитическим реактором по ходу потока;

(b) окисление SO2 в топочном газе до SO3 в каталитическом реакторе по меньшей мере с одним пропусканием катализатора, действующего при температурах в диапазоне 350-450°C;

(c) охлаждение окисленного, обогащенного SO3 топочного газа со стадии (b) до температуры выше точки росы H2SO4 топочного газа;

(d) дальнейшее охлаждение обогащенного SO3 топочного газа со стадии (с) в охлаждаемом воздухом конденсаторе, посредством этого конденсируется SO3 в виде H2SO4 и производится горячий воздух и очищенный топочный газ;

(e) извлечение конденсированной H2SO4 из конденсатора.

Отличительной особенностью способа является то, что температуру топочного газа на стадии (с) регулируют с помощью охлаждения топочного газа в теплообменнике посредством теплообмена с потоком воды под давлением выше 60 бар и в котором температура воды под давлением на впуске теплообменника выше точки росы H2SO4 газа.

Используемый в настоящем документе термин "вода под давлением выше 60 бар" означает питательную воду котла (BFW), используемую для производства перегретого пара парового котла.

Используемый в настоящем документе термин "очищенный газ" означает газ, содержащий менее 150 ppmv (частей на миллион по объему) SOx, предпочтительно менее 100 ppmv и менее 30 ppmv NOx, предпочтительно менее 25 ppmv NOx. Термин SOx означает SO2 или SO3 или их комбинацию, в то время как термин NOx означает NO или NO2 или их комбинацию.

В настоящем изобретении питательная вода парового котла высокого давления от электростанции используется в качестве теплообменной среды при десульфуризации (обессеривании), тем самым повышая тепловую эффективность использования в электростанции полученной теплоты и снижая эксплуатационные и капитальные затраты на десульфуризацию без ущерба для высокой степени удаления SOx и NOx.

Предпочтительные варианты осуществления способа по настоящему изобретению заключаются в том, что:

- вода находится под давлением 100-250 бар, и температура на впуске воды под давлением в теплообменник составляет 15-30°C выше точки росы;

- SO2 в топочном газе окисляется при двух или более пропусканиях катализатора, когда топочный газ охлаждается между пропусканиями за счет теплообмена с потоком или частью потока воды под давлением, используемой для охлаждения обогащенного SO3 топочного газа на стадии (с);

- топочный газ парового котла нагревается на стадии (а) посредством теплообмена с потоком воды под давлением;

- топочный газ нагревается перед каталитическим реактором по ходу потока путем сжигания вспомогательного топлива или за счет теплообмена с перегретым паром (пар высокого давления) парового котла;

- топочный газ нагревается перед реактором по ходу потока за счет теплообмена с обогащенным SO3 топочным газом, выходящим из каталитического реактора;

- топочный воздух для сжигания вспомогательного топлива нагревается за счет теплообмена с потоком или частью потока воды под давлением;

- поток воды под давлением составляет долю 10-50% потока питательной воды парового котла, при этом указанная доля питательной воды парового котла возвращается в котел после прохождения процесса удаления SOx;

и

- катализатор для выборочного восстановления (SCR) NOx в топочном газе пропускают вверх по потоку катализатора для окисления SO2, предпочтительно в том же самом каталитическом реакторе, и аммиак или химически генерируемый аммиак впрыскивают в топочный газ вверх по потоку катализатора SCR.

На фиг.1 представлен способ по настоящему изобретению с 0,99% SO3 после двух стадий преобразования SO2 и достаточного количества вспомогательного топлива (12000 кг Н2S/час) во избежание использования теплообменника с передачей тепла от газа к газу.

На фиг.2 представлен способ по настоящему изобретению с 0,59% SO3 после преобразования SO2 с 5000 кг/час вспомогательного топлива H2S и использования относительно небольшого теплообменника с передачей тепла от газа к газу для охлаждения обогащенного SO3 топочного газа.

На фиг.3 представлен способ согласно предшествующему уровню техники с метаном или H2S в качестве вспомогательного топлива и большим, относительно показанного на фиг.2, теплообменником с передачей тепла от газа к газу.

В Табл. 3, 4, 5 и 6 представлены данные потока и концентрации для 4 примеров по 3 чертежам, как указано далее. Кроме того, в Табл. 7 предусмотрены данные, относящиеся к температуре и вспомогательному топливу для всех чертежей.

Улучшенный способ, как показано на фиг.1, в частности, подходит для обработки топочного газа с содержанием до 2% SO2 от паровых котлов, сжигающих остатки горючего с высоким содержанием серы, такие как остаточный топливный мазут и нефтяной кокс и так называемые высокосернистые попутные газы, содержащие H2S и NH3, которые можно сжигать в качестве вспомогательного топлива в процессе очистки отработанных газов от серы и азота (SNOX). В способе по настоящему изобретению разделенный поток питательной воды парового котла (BFW)1 для производства пара высокого давления в паровом котле отводят при полном давлении через станцию SNOX, где он используется для охлаждения обогащенного SO3 газа в камере 2 охлаждения газа SO3 перед охлаждаемым воздухом кислотным конденсатором 3 по ходу потока, за которым следует нагревание BFW в промежуточной камере 4 охлаждения газа SO3 в каталитическом реакторе 5, и затем BFW используется для предварительного нагрева топочного воздуха 6 в теплообменнике 7 и предварительного нагрева топочного газа 8 в теплообменнике 9, до того, как разделенный поток BFW возвращается в паровой котел 10. Топочный газ можно нагреть только до температуры на 5-10°C ниже точки кипения BFW. Таким образом с BFW под давлением, например 120 бар, топочный газ можно нагреть макс до 310°C в теплообменнике 9; дополнительный нагрев предварительно нагретого газа 11 для достижения на впуске 385-390°C в каталитический реакторе осуществляется сжиганием вспомогательного топлива в камере 12 сгорания перед реактором по ходу потока.

В способе по фиг.1 количество сжигаемого вспомогательного топлива (H2S) более чем достаточно для нагрева топочного газа до температуры 390°C после его предварительного нагрева горячей BFW в теплообменнике 9. В варианте осуществления способа по фиг.2 количество вспомогательного топлива меньше и недостаточно для нагрева топочного газа на 75-80°C, так что нагрев топочного газа должен быть дополнен теплопереносом в теплообменнике 13 с передачей тепла от газа к газу от отходящих газов 14 каталитического реактора.

Способ из уровня техники, применяемый к топочным газам от сгорания нефтяного кокса с 5% серы, показан на фиг.3, соответствующем примеру 3 с метаном, используемым в качестве вспомогательного топлива, и примеру 4 с тем же самым количеством H2S, используемым в качестве вспомогательного топлива, как на фиг.2. Топочный газ покидает паровой котел 10 обычно при температуре 200-210°С. Пыль и золу-унос удаляют в противопылевом фильтре (электростатический золоуловитель) 15, затем с помощью поддувала 16 для топочного газа и нагрева газа от 210-225°C после поддувала до 355-380°C после теплообменника 13 с передачей тепла от газа к газу. Топочный газ затем дополнительно нагревают до температуры 380-400°C (температура в линии 17 к каталитическому реактору 5) путем сжигания топочных газов с дополнительным воздухом в камере 12 сгорания, которая является прямым нагревателем с газовым обменом. Топочный газ, который может содержать до 0,6% SO2 в зависимости от содержания SO2 в топочных газах парового котла и количества H2S в газе вспомогательного топлива, затем смешивается с аммиаком (линия 18) в молярном соотношении NH3:NOx 1:1 и проходит через слой 19 катализатора для восстановления NOx с использованием NH3 до N2, а затем через слой 20 катализатора серной кислоты, в котором до 99% SO2 окисляется до SO3, тем самым, покидающий слой 20 отходящий газ 14 достигает температуры обычно 400-410°C по ходу потока перед теплообменником 13 с передачей тепла от газа к газу, в котором газ охлаждается по ходу потока перед охладителем газа/паровым котлом 2, в котором газ дополнительно охлаждается до температуры, которая составляет предпочтительно примерно на 30°C выше точки росы H2SO4 Тd (см. Табл. 1), до того, как газ попадает в охлаждаемый воздухом конденсатор 3 серной кислоты.

Температура топочного газа в линии 21 после теплообменника 13 с передачей тепла от газа к газу определяется посредством теплового равновесия теплообменника 13 с передачей тепла от газа к газу и возрастает с увеличением теплоты, создаваемой в камере 12 сгорания, и за счет реакций, происходящих в реакторе 5, как показано в Табл. 2. Температура в линии 21 обычно выше экономически оптимального значения температуры на впуске (линия 22) в охлаждаемый воздухом конденсатор 3 серной кислоты, так что газ должен охлаждаться по ходу потока перед конденсатором при оптимальном применении способа, в частности, когда газ содержит >0,3% SOx.

Экономически оптимальное значение температуры в линии 22 составляет на 30-35°C выше точки росы H2SO4 (Td) газа, которая зависит от температуры, давления и номинальной концентрации SO3 и H2O в газе. Используемый в настоящем документе термин "номинальный" означает, что концентрации SO3 и H2O рассчитываются в предположении отсутствия гидратации SO3. Гидратация газообразной фазы SO3 находится в равновесии, так что большая часть SO3 фактически присутствует в виде паров H2SO4 на впуске кислотного конденсатора. Значения Тd как функции температуры и номинального парциального давления SO3 и H2O приведены в Табл. 1. Если газ содержит, например, номинально 0,4% SO3+9% Н2О, Td равно 205°C, так что оптимальная температура на впуске конденсатора в линии 22 составляет 235-240°C. Если температура на впуске выше этого значения, конденсатор должен быть больше и создавать больше избыточного воздуха; если температура на впуске ниже требуемой, охладитель газа SO3 может корродировать. Охладитель 2 газа SO3 из уровня техники представляет собой паровой котел, вырабатывающий насыщенный пар в точке кипения, температура которого должна быть на 10-15°C выше Td во избежание риска коррозии труб парового котла. Следовательно, паровой котел для охлаждения газа SO3 генерирует насыщенный пар под давлением в диапазоне 18-26 бар г.

Табл.1
Pso3 мбар P H 2 O мбар Точка росы CH2SO4 Td, °C Оптимальная темп, труб охладителя, °C Соответствующее давление парового котла
2 (0,2 объемных %) 60 (6 объемных %) 190,3 205 16 бар (г)
2 120 196,0 210 18
4 60 202,7 215 20
4 120 207,8 220 23
8 60 216,1 230 28
8 120 221,2 235 30
12 60 224,2 240 32,5
12 120 229,5 245 36
Табл.2
Химические реакции при осуществлении способа
Локализация при осуществлении способа Реакции
Камера 6 сгорания Сжигание вспомогательного топлива, содержащего углеводороды, H2S, NH3 и, возможно, серу в CO2, H2O, SO2 и N2
Катализатор DeNOx в реакторе 4 NO+NH3+0,25O2=N2+1,5 Н2O+23,4 МДж/кг NH3
Катализатор окисления SO2 в реакторе 4 SO2+0,5O2=SO3+3,1 МДж/кг S
Гидратация газообразной фазы SO3 в 1 SO32O=H2SO4 (пары)+3,05 МДж/кг S
Конденсация кислоты в 2 H2SO4(пары)=>95%Н2SO4(жидк.,200°C)+1,85 МДж/кг S

Недостатком известного способа, такого как показанный на фиг.3, является то, что требуется паровой котел 23 с отдельной системой пара для охлаждения газа SO3 по ходу потока перед конденсатором.

В отличие от настоящего изобретения в способе из уровня техники теплоту, восстановленную в насыщенном паре при давлении в диапазоне, указанном в Табл. 1, нельзя использовать на практике для предварительного нагрева топочного газа по ходу потока перед теплообменником 13 с передачей тепла от газа к газу. Это серьезный недостаток, в частности, когда газ SO3 содержит более 0,4% SO3.

Желательно предварительно нагревать впускаемый газ по двум причинам:

Во-первых, поскольку температура на впуске газа SO2 для теплообменника 13 с передачей тепла от газа к газу должна быть по меньшей мере на 10-15°C выше Тd газа SO3, чтобы избежать риска коррозии на стороне газа SO3 теплообменника с передачей тепла от газа к газу.

Во-вторых, предварительно нагретый газ по ходу потока перед теплообменником 13 с передачей тепла от газа к газу нужен также для снижения потребности в топочных газах для нагрева газа SO2, чтобы достичь температуры 390°C по ходу потока перед реактором. Предварительный нагрев топочного газа позволяет компенсировать необходимость для топочного газа в регулировке степени предварительного нагрева газа SO2.

Температура насыщенного пара, генерируемого в газоохладителе 2, слишком низкая, чтобы способствовать предварительному нагреву топочного газа по ходу потока перед теплообменником 13 с передачей тепла от газа к газу, и даже если пар перегрет за счет теплообмена с газом в дополнительном теплообменнике, установленном по ходу потока перед газоохладителем/котлом 2, теплоемкость потока перегретого пара, по всей вероятности, слишком низкая, чтобы обеспечивать достаточный предварительный нагрев газа по ходу потока перед теплообменником 13 с передачей тепла от газа к газу.

Следовательно, единственным путем повышения температуры на впуске теплообменника 13 по способу из уровня техники является повышение температуры топочного газа, выходящего из парового котла 10, но это ограничивает свободу эксплуатации парового котла, снижая эффективность электростатического золоуловителя (ESP) 15 и повышая энергопотребление поддувала 16 топочного газа.

Описанные выше недостатки способа предшествующего уровня техники устранены в способе по настоящему изобретению, как показано в примере 1 (фиг.1) и примере 2 (фиг.2). В обоих случаях 85 т/час нефтяного кокса с 5% серы сжигают в паровом котле 10, генерирующем примерно 931663 Нм3/час топочного газа с 0,32% SOx и 3,63% О2, попадающим в систему при температуре 215°C в линию 8 после поддувала 16 топочного газа. В примере 1 сжигают 12 т/час H2S в качестве вспомогательного топлива, тем самым концентрация SOx увеличивается до 0,99% SO3 после двух стадий преобразования SO2. В примере 2 сжигают 5 т/час H2S, тем самым увеличивая концентрацию SO3 до 0,59% после преобразования SO2 (за одну стадию).

Способ по настоящему изобретению отличается от предшествующего уровня техники использованием питательной воды парового котла (BFW) при полном давлении предпочтительно 100-250 бар, более предпочтительно 100-200 бар, в качестве среды для охлаждения и теплопереноса. В обоих представленных случаях BFW вводится (после деаэрации) при абсолютном давлении 116 бар и температуре 135°C.

В способе по настоящему изобретению разделенный поток BFW для производства пара высокого давления в паровом котле отводят через станцию SNOX при полном давлении, которое повышают примерно на 5 бар перед нагревом, сначала на 5-10°C путем регенерации тепла в теплообменнике 24 из избыточного воздуха из конденсатора 3 водонасыщенной серной кислоты (WSAC) перед использованием для охлаждения обогащенного SO3 газа в охладитель 2 газа SO3 по ходу потока перед конденсатором 3 охлажденной воздухом серной кислоты. Температура BFW регулируется обычно до 15°C выше точки росы H2SO4 технологического газа (см. Табл. 1) по ходу потока перед газоохладителем/паровым котлом 2, обычно, как показано на фиг.1 и 2 путем рециркуляции нагретой BFW на впуске котла 2.

В примере 1, где 40% всего количества 1010 т/час BFW отводится через станцию SNOX, разделенный поток BFW дополнительно нагревают в промежуточном охладителе 4 газа SO3 в каталитическом реакторе 5, а затем используют для предварительного нагрева топочного воздуха в теплообменнике 7 и топочного газа в теплообменнике 9, до того, как разделенный пар BFW возвращается в паровой котел.

В примере 2 16% всего BFW (975 т/час) отводят на станцию SNOX, где его, после нагрева в теплообменнике 24 и охладителе 2 газа SO3, проводят непосредственно в теплообменник 9 перед возвратом в паровой котел.

В теплообменнике 9 топочный газ может быть нагрет максимум до 5°C ниже точки кипения BFW. Таким образом, чем выше давление BFW, тем больше тепла может быть перенесено от охлаждения газа SO3 к предварительному нагреву газа по ходу потока перед реактором. При BFW под давлением 120 бар газ можно нагреть макс, до 320°C в теплообменнике 9; дополнительный нагрев газа для достижения температуры 390°C на впуске каталитического реактора 5 осуществляется сжиганием вспомогательного топлива в камере 12 сгорания по ходу потока перед реактором.

В примере 1 нагрев в теплообменнике 9 и тепло, генерируемое путем сжигания топочного газа, вполне достаточны для достижения температуры 390°C по ходу потока перед реактором; в примере 2 использование теплообменника 13 с передачей тепла от газа к газу необходимо для достижения температуры 390°C, но этот теплообменник значительно меньше, чем требуемый в соответствующем примере в способе из уровня техники, как показано на фиг 3, данные примера приведены в Табл. 6 (также с 5000 кг/час вспомогательного топлива H2S), или температура топочного газа, выходящего из парового котла по настоящему изобретению, будут ниже. В частности, чтобы получить нужную температуру на впуске теплообменника 13, в способе из уровня техники в примере 4 температура топочного газа, выходящего из парового котла 2, на 10°C выше, чем в примере 2 (фиг.2 по настоящему изобретению). Это повышает температуру топочного газа, выходящего из парового котла, хотя очевидно небольшое ограничение свободы эксплуатации парового котла, снижение эффективности электростатического золоуловителя и увеличение энергопотребления поддувала топочного газа ниже по ходу потока.

За счет использования воды под высоким давлением в качестве среды для переноса теплоты в процессе SNOX и для переноса к паровому котлу теплоты, генерируемой по ходу процесса, способ по настоящему изобретению также позволяет обрабатывать топочные газы с содержанием до 2% SO3 после преобразования SO2 за три этапа с внутренним охлаждением за счет разделенного потока BFW и эксплуатации без ограничений температуры топочного газа, выходящего из парового котла.

Таким образом, по настоящему изобретению достигается преимущество осуществления того, что питательная вода парового котла при высоком давлении может быть нагрета и что, чем выше давление воды, тем выше возможность предварительного нагрева топочного газа парового котла. Настоящее изобретение обеспечивает более низкие капитальные вложения, в частности, за счет того, что нужен гораздо меньший газовый теплообменник 13, а также более высокого коэффициента использования энергии (эффективности) способа. Настоящее изобретение также позволяет снизить требования к вспомогательному топливу, поскольку топочный газ может быть предварительно нагрет за счет питательной воды парового котла при высоком давлении, т.е. воды под давлением выше 60 бар, предпочтительно 100-250 бар. Настоящее изобретение позволяет эксплуатировать установку без ограничения свободы эксплуатации парового котла, без снижения эффективности электростатического золоуловителя 15 и без повышения энергопотребления поддувала 16, используемого для направления топочного газа. Кроме того, поскольку становится возможен предварительный нагрев в теплообменнике 9 топочного газа, может быть достигнута более высокая температура топочного газа, тем самым снижается риск конденсации серной кислоты в теплообменнике 13 с передачей тепла от газа к газу, расположенном ниже по ходу потока.

Табл.3
8 5 21 25
O2 3,63% 5,00% 4,53% 4,63%
N2O 5,79% 5,94% 5,98% 4,95%
CO2 14,47% 12,30% 12,36% 12,63%
SO2 0,314% 0,986% 0,0112% 0,0119%
SO3 0,0030% 0,960%
H2SO4 0,0050% 0,0020% 0,0240% 10 ppm
NOx 0,0300% 0,0260% 20 ppm 30 ppm
NH3 0,0260%
Поток кНм3/час 932 1096 1090 1067
Табл.4
8 5 21 25
O2 3,63% 5,08% 4,80% 4,86%
N2O 5,79% 5,66% 5,71% 5,07%
CO2 14,47% 12,80% 12,83% 13,00%
SO2 0,3135% 0,589% 0,0092% 94 ppm
SO3 0,0050% 0,577%
H2SO4 0,0050% 0,0090% 6 ppm
NOx 0,0300% 0,0265% 20 ppm 20 ppm
NH3 0,0269%
Поток кНм3/час 932 1054 1051 1037
Табл.5
8 5 14 25
O2 3,63% 4,74% 4,60% 4,63%
N2O 5,79% 5,71% 5,75% 5,42%
CO2 14,47% 13,42% 13,44% 13,53%
SO2 0,3134% 0,288% 0,0042% 42 ppm
SO3 0,0050% 0,284%
H2SO4 0,0050% 0,0050% 4 ppm
NOx 0,0300% 0,0276% 20 ppm 20 ppm
NH3 0,0279%
Поток кНм3/час 932 1013 1012 1005
Табл. 6
8 5 14 25
O2 3,63% 5,08% 4,80% 4,86%
N2O 5,79% 5,66% 5,71% 5,06%
CO2 14,47% 12,80% 12,84% 13,00%
SO2 0,3140% 0,590% 0,0080% 84 ppm
SO3 0,0050% 0,579%
H2SO4 0,0050% 0,0090% 7 ppm
NOx 0,0300% 0,0265% 20 ppm 20 ppm
NH3 0,0269%
Поток кНм3/час h 932 1054 1051 1037
Табл.7
Пример 1 Пример 2 Пример 3 Пример 4
Вспомогательное топливо H2S (кг/час) 12000 5000 50002)
Вспомогательное топливо СН4 (кг/час) 8001)
T10 °C 205 205 200 215
T22 °C 278 355 375 355
T4 °C 391 387 388 386
T18 °C 250 240 227 240
т23 °C 102 102 102

1. Способ удаления SOx из топочных газов из парового котла, содержащий следующие стадии:
(a) нагрев топочного газа перед каталитическим реактором по ходу потока;
(b) окисление SO2 в топочном газе до SO3 в каталитическом реакторе по меньшей мере с одним пропусканием катализатора, действующего при температурах в диапазоне 350-450°C;
(c) охлаждение окисленного, обогащенного SO3 топочного газа со стадии (b) до температуры выше точки росы H2SO4 топочного газа;
(d) дальнейшее охлаждение обогащенного SO3 топочного газа со стадии (с) в охлаждаемом воздухом конденсаторе, посредством этого конденсируется SO3 в виде H2SO4 и производится горячий воздух и очищенный топочный газ;
(e) извлечение конденсированной H2SO4 из конденсатора;
в котором температуру топочного газа на стадии (с) регулируют с помощью охлаждения топочного газа в теплообменнике посредством теплообмена с потоком воды под давлением выше 60 бар и в котором температура воды под давлением на впуске теплообменника выше точки росы H2SO4 газа.

2. Способ по п.1, в котором вода находится под давлением 100-250 бар и температура воды под давлением на впуске теплообменника на 15-30°C выше точки росы.

3. Способ по п.1, в котором SO2 в топочном газе окисляется при пропускании через два или более катализаторов, где топочный газ охлаждается между пропусканиями за счет теплообмена с потоком или частью потока воды под давлением, используемой для охлаждения обогащенного SO3 топочного газа со стадии (с).

4. Способ по п.1, в котором топочный газ из парового котла нагревают на стадии (а) за счет теплообмена с потоком воды под давлением.

5. Способ по п.1, в котором топочный газ нагревают перед каталитическим реактором по ходу потока путем сжигания вспомогательного топлива или за счет теплообмена с перегретым паром парового котла.

6. Способ по п.1, в котором топочный газ нагревают перед реактором по ходу потока за счет теплообмена с обогащенным SO3 топочным газом, выходящим из каталитического реактора.

7. Способ по п.1, в котором топочный воздух для сжигания вспомогательного топлива нагревается за счет теплообмена с потоком или частью потока воды под давлением.

8. Способ по п.1, в котором поток воды под давлением составляет долю 10-50% потока питательной воды для парового котла, при этом указанная доля питательной воды для парового котла возвращается в паровой котел после прохождения процесса удаления SOx.

9. Способ по любому из пп. 1-8, в котором катализатор для селективного восстановления (SCR) NOx в топочном газе пропускается вверх по потоку катализатора окисления SO2 и аммиак или химическое вещество, генерирующее аммиак, впрыскивается в топочный газ вверх по потоку SCR катализатора.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к области производства композиций, содержащих модифицированную серу, которые могут быть использованы для производства строительных материалов - серных бетонов и сероасфальтобетонов, применяемых в различных отраслях строительства, в том числе транспортном, гидротехническом, гидромелиоративном и др.

Изобретение относится к восстановительно-окислительному способу обработки газа, не подвергшегося сероочистке, с применением окислительного аппарата высокого давления в сочетании с абсорбером.

Изобретение относится к восстановительно-окислительному способу обработки газа, содержащего сероводород, с применением окислительного аппарата в сочетании с абсорбером.

Изобретение относится к области химии. .

Изобретение относится к пьезоэлектрическим материалам, в частности к способу получения порошков состава Me-P-S, предназначенных для производства пьезоэлектрических керамических пленок толщиной 2-10 мкм, получаемых термическим напылением в вакууме.
Изобретение относится к способу модификации и грануляции серы и может найти применение в промышленности строительных материалов при производстве вяжущих веществ.
Вяжущее // 2448067
Изобретение относится к промышленности строительных материалов и может найти применение при изготовлении полов, лотков, фундаментов, тротуарных и футеровочных плиток, дорожных ограждений, бортовых камней, других конструкций и сооружений, особенно подверженных кислотной и солевой агрессии.
Изобретение относится к серобетонной смеси и способу ее получения и может найти применение для изготовления строительных изделий. .

Изобретение относится к области аналитической химии и может быть использовано для определения содержания сероводорода в жидкой сере. .
Вяжущее // 2248320
Изобретение относится к промышленности строительных материалов и может найти применение при изготовлении полов, лотков, фундаментов, тротуарных и футеровочных плиток, дорожных ограждений, бортовых камней, других конструкций и сооружений, особенно подверженных кислотной и солевой агрессии.

Изобретение относится к системе контроля загрязнения воздуха. Система содержит узел извлечения СО2, в состав которого входят абсорбер СО2, в котором удаляется СО2, содержащийся в дымовом газе, выходящем из котла, с помощью аминового абсорбента, и регенератор абсорбента, в котором осуществляется регенерация абсорбента, при этом абсорбер СО2 оборудован секцией абсорбции СО2, в которой осуществляется абсорбция СО2, содержащегося в дымовом газе, с помощью аминового абсорбента, и секцией фильтров из водоотталкивающего материала, которая размещена со стороны ниже по ходу движения дымового газа от секции абсорбции СО2 и улавливает туманообразный аминовый абсорбент, захваченный дымовым газом, не содержащим СО2, при этом секция фильтров из водоотталкивающего материала содержит корпус для фильтров, содержащий камеру для ввода газа, в которую из секции абсорбции СО2 поднимаются дымовые газы, не содержащие CO2, и множество фильтров из водоотталкивающего материала, установленных на боковой поверхности корпуса фильтров, чтобы обеспечить прохождение вводимого дымового газа, не содержащего СО2, через указанные фильтры в направлении ортогональном направлению течения газа.

Изобретение относится к способу и системе для извлечения диоксида углерода на установке для синтеза метанола из углеводородного газа или синтеза бензина из углеводородного газа через метанол.

Изобретение относится к способу очистки природного газа от примесей диоксида углерода, метанола и воды, при его подготовке к извлечению криогенным методом сжиженного метана, этана и широкой фракции легких углеводородов, и может быть использовано на предприятиях газовой промышленности.

Изобретение предлагает способ осуществления поглощения диоксида углерода с пониженной опасностью образования аэрозоля из потока, содержащего диоксид углерода, в устройстве поглощения, имеющем особую последовательность секций, где данный способ содержит особые этапы.

Способ включает следующие стадии: 1) использование композитного водного абсорбента, состоящего из органического амина и функционализированной ионной жидкости, в качестве абсорбента CO2; 2) образование различных слоев жидкости с помощью отстаивания до прозрачности; 3) осуществление нагревания и разложения жидкости, полученной с помощью разделения и богатой A·CO2 и B·CO2, для рециркуляции, с получением высококонцентрированного газа CO2 и композитного водного абсорбента; 4) рециркуляцию композитного водного абсорбента, полученного на стадии 3); 5) охлаждение высококонцентрированного газа CO2 для конденсации в нем горячего водяного пара; 6) осуществление газожидкостной сепарации высококонцентрированного газа CO2, прошедшего охлаждение на стадии 5), с получением газа CO2 с чистотой ≥99%; 7) превращение высокочистого газа CO2 в жидкость для получения продукта высококонцентрированного жидкого углекислого газа промышленного типа.

Изобретение относится к способу извлечения одного или нескольких мономеров из потока (1) газа, включающему следующие стадии: в одной и той же первой экстракционной колонне С1: а) стадию экстрагирования путем приведения потока (1) газа в экстракционной колонне (С1) в контакт с органическим экстракционным растворителем (2), при этом указанный экстракционный растворитель (2) абсорбирует указанный мономер или мономеры, и b) стадию отгонки или десорбции инертными газом в экстракционной колонне (С1) путем подачи в нижней части колонны (С1) ниже точки подачи потока (1), содержащего мономеры газа, потока инертного газа(12), при этом поток (3) жидкости, содержащий экстракционный растворитель и мономер или мономеры, отводят снизу колонны (С1), а поток (4) отходящего газа отводят сверху колонны (С1), после чего во второй регенерационной колонне С2: с) стадию извлечения указанного мономера или мономеров, на которой указанный мономер или мономеры отделяют от экстракционного растворителя путем перегонки в регенерационной колонне (С2), в которую подают поток (3) жидкости, отведенный снизу колонны (С1), при этом поток, содержащий концентрированный мономер или мономеры (5), отводят сверху колонны (С2), а поток (2) жидкости, содержащий экстракционный растворитель, отводят снизу колонны (С2), после чего рециркулируют в верхнюю часть колонны (С1); причем мономер или мономеры выбраны из диенов, винилароматических соединений и изобутена.

Изобретение относится к производству поликристаллического кремния. В процессе получения кремния образуются парогазовые смеси, содержащие пары хлорсиланов, водород и хлористый водород.

Изобретение направлено на создание способа разделения газов в подаваемом смешанном газовом потоке и аппарата для реализации указанного способа. Способ в соответствии с изобретением включает в себя: i) контактирование подаваемого смешанного газового потока с жидким абсорбентом в абсорбционной колонне под давлением 1 бар или больше, при этом указанный жидкий абсорбент является избирательным в отношении абсорбции одного или больше газов в подаваемом смешанном газовом потоке таким образом, чтобы часть газа в подаваемом смешанном газовом потоке абсорбировалась жидким абсорбентом, что приводит к получению обогащенного жидкого абсорбента; ii) регенерирование по меньшей мере части жидкого абсорбента посредством контакта обогащенного жидкого абсорбента с десорбционной мембраной, при этом давление со стороны проникновения десорбционной мембраны по меньшей мере на 1 бар выше давления со стороны проникновения десорбционной мембраны, чтобы по меньшей мере часть абсорбированного газа десорбировалась из обогащенного жидкого абсорбента и проникала через десорбционную мембрану, тем самым образуя обедненный жидкий абсорбент; и iii) рециркуляцию по меньшей мере части обедненного жидкого абсорбента на стадии i) для контактирования с подаваемым смешанным газовым потоком.

Изобретение относится к способу выделения углеводородов из полиолефинового газообразного продукта продувки. Способ включает следующие стадии: выделение полиолефинового продукта, включающего один или более летучих углеводородов из реактора полимеризации; контактирование полиолефинового продукта с продувочным газом с целью удаления по меньшей мере части летучих углеводородов с получением полимерного продукта, в котором снижена концентрация летучих углеводородов, и газообразного продукта продувки, обогащенного летучими углеводородами, причем летучие углеводороды включают водород, метан, один или более С2-12углеводородов, или любую комбинацию перечисленного, причем газообразный продукт продувки находится при давлении от примерно 50 до примерно 250 кПа (абс.); сжатие газообразного продукта продувки до давления, составляющего от примерно 2500 до примерно 10000 кПа (абс.), в котором газообразный продукт продувки сжимают по меньшей мере в две стадии, причем на первой стадии его сжимают при отношении давлений, которое не меньше, чем отношение давлений на последующих стадиях; охлаждение сжатого газообразного продукта продувки; разделение охлажденного газообразного продукта продувки на газообразный продукт, включающий по меньшей мере первый продукт, и конденсированный продукт, включающий второй продукт и третий продукт; и возврат по меньшей мере части по меньшей мере одного из продуктов в перечисленные места: первого продукта в виде продувочного газа, второго продукта в реактор полимеризации или третьего продукта в виде газообразного продукта продувки, обогащенного летучими углеводородами, на стадию до сжатия.

Изобретение относится к области очистки газов от сероводорода и/или диоксида углерода и может быть использовано в газовой, нефтяной и нефтеперерабатывающей отраслях промышленности.
Наверх