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电石渣水泥窑炉烟气净化系统及方法

245 编辑：北方有色网来源：新疆宜化化工有限公司, 昊姆（上海）节能科技有限公司

2025-11-07 16:38:29

权利要求

1.一种电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，包括水泥窑炉、二级烘干系统、脱硝系统、一级烘干系统、烟气取热器、双级洗氨零排系统、熟料冷却器、新风取热器;

电石渣依次经过所述一级烘干系统和所述二级烘干系统烘干后进入所述水泥窑炉反应;

所述水泥窑炉产生的烟气先经过所述二级烘干系统对电石渣进行二级烘干，之后进入所述脱硝系统进行脱销处理，再进入所述一级烘干系统对所述电石渣进行一级烘干，之后进入所述烟气取热器与中间循环热水换热，降温后的烟气进入所述双级洗氨零排系统;

所述双级洗氨零排系统包括洗氨装置，所述洗氨装置包括底部洗氨段和顶部洗氨段，在所述底部洗氨段和所述顶部洗氨段之间设置有升气装置，以使经过所述底部洗氨段处理之后的烟气进入所述顶部洗氨段;在所述底部洗氨段通入硫酸水溶液，并将得到的硫酸铵经第一换热器冷却后循环至所述底部洗氨段;在所述顶部洗氨段通入吸湿溶液处理，并将底部排出的吸湿溶液经蒸发器提浓、第二换热器冷却之后循环至所述顶部洗氨段;

新风进入所述熟料冷却器与所述水泥窑炉产生的熟料换热，加热后的新风主要进入所述水泥窑炉;部分加热后的新风进入所述新风取热器对来自所述烟气取热器的中间循环热水加热;所述中间循环热水从所述新风取热器和所述烟气取热器取热，并将热量释放给所述双级洗氨零排系统中的所述蒸发器。

2.根据权利要求1所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，还包括生料预热器，经所述熟料冷却器加热后的部分新风进入所述生料预热器对燃料和其他生料预热，预热后的燃料和其他生料进入所述水泥窑炉;

和/或，所述熟料冷却器为篦冷机。

3.根据权利要求1所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，还包括再热器，所述双级洗氨零排系统输出的烟气和所述中间循环热水均进入所述再热器换热，烟气升温后排放;所述再热器输出的所述中间循环热水进入所述烟气取热器;

和/或，所述顶部洗氨段所采用的所述吸湿溶液为无机盐的水溶液，所述无机盐选自溴化锂、氯化锂和氯化钙中的至少一种。

4.根据权利要求1所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，所述一级烘干系统输出的烟气先进入除尘器除尘，再进入所述烟气取热器与中间循环热水换热。

5.根据权利要求1所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，还包括用于输送电石渣的输送装置，经所述新风取热器降温后的新风进入所述输送装置对电石渣进行预热，预热后的电石渣进入所述一级烘干系统。

6.根据权利要求1所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，所述双级洗氨零排系统还包括浓缩塔和再生塔，所述底部洗氨段输出的硫酸铵溶液进入所述浓缩塔与空气传热传质得到含水空气，所述含水空气进入所述再生塔与净水传质传热，所述再生塔输出的空气循环至所述浓缩塔。

7.根据权利要求6所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统，其特征在于，所述双级洗氨零排系统还包括浓液加热器和净水冷却器，所述浓缩塔输出的浓缩液进入所述浓液加热器与所述蒸发器产生的二次蒸汽换热，之后循环至所述浓缩塔;所述再生塔输出的净水进入所述净水冷却器冷却后循环至所述再生塔。

8.一种电石渣水泥窑炉烟气净化方法，其特征在于，利用权利要求1-7中任一项所述的电石渣水泥窑炉烟气净化系统进行烟气净化。

9.根据权利要求8所述的电石渣水泥窑炉烟气净化方法，其特征在于，所述水泥窑炉输出的烟气温度为520℃-580℃，所述二级烘干系统输出的烟气温度为280℃-320℃，所述一级烘干系统输出的烟气温度为130℃-170℃，所述烟气取热器输出的烟气温度为80℃-95℃，所述双级洗氨零排系统输出的烟气温度为50℃-60℃，再热器输出的烟气温度为65℃-85℃。

10.根据权利要求8所述的电石渣水泥窑炉烟气净化方法，其特征在于，新风经过熟料冷却器加热后的温度大于300℃。

说明书

技术领域

[0001]本发明涉及烟气净化技术领域，具体而言，涉及一种电石渣水泥窑炉烟气净化系统及方法。

背景技术

[0002]目前在电石渣水泥窑炉领域，能耗指标与氨逃逸问题成为了行业发展的关键制约因素。以湿排电石渣水泥窑生产线为例，高水分电石渣进入窑炉前需要烘干，若采用外部热源烘干则能耗很大，因此水泥窑排烟的余热需要用于电石渣烘干，往往需要400℃以上的温降幅度才能完成烘干过程。

[0003]而在电石水解制乙炔过程中，电石中杂质Ca3N2遇水分解出氨，致使窑炉尾气在烘干电石渣过程时有氨析出。同时，脱硝过量喷氨的情况普遍存在，二者叠加，使得氨逃逸问题愈发严重，排放浓度少则几十毫克每立方米，多则几百上千毫克每立方米。2022年4月发布的《水泥工业大气污染物超低排放标准》(T/CCAS 022-2022)规定了：水泥窑尾烟气排放氨逃逸需≤8mg/Nm3。部分地区甚至以更严格的企业指标进行管控，要求氨逃逸≤5mg/Nm3，极大地增加了氨逃逸达标的治理难度。

[0004]可见，目前电石渣水泥窑炉烟气受限于能耗指标，必须要烘干电石渣，但又带来新的氨逃逸问题，在治理氨逃逸时，传统的洗氨塔由于不从烟气回收热量，而烟气干度很高，因此喷淋过程又需要往烟气中补水，会产生大量的水资源浪费，产生的硫酸铵溶液还无法处理，若要用传统多效蒸发或MVR处理又要增加大量能耗。

[0005]因此，目前亟需对电石渣水泥窑炉排烟净化系统进行优化，以在不消耗外部热量仅凭借烟气自身余热的前提下，同时解决电石渣水泥窑炉烟气脱硝、余热烘干电石渣、氨逃逸等问题。

[0006]鉴于此，特提出本发明。

发明内容

[0007]本发明的目的在于提供一种电石渣水泥窑炉烟气净化系统及方法，旨在在不消耗外部热量仅凭借烟气自身余热的前提下，同时解决电石渣水泥窑炉烟气脱硝、余热烘干电石渣、以及氨逃逸等问题。

[0008]本发明是这样实现的：

[0009]第一方面，本发明提供一种电石渣水泥窑炉烟气净化系统，包括水泥窑炉、二级烘干系统、脱硝系统、一级烘干系统、烟气取热器、双级洗氨零排系统、熟料冷却器、新风取热器;

[0010]电石渣依次经过一级烘干系统和二级烘干系统烘干后进入水泥窑炉反应;

[0011]水泥窑炉产生的烟气先经过二级烘干系统对电石渣进行二级烘干，之后进入脱硝系统进行脱销处理，再进入一级烘干系统对电石渣进行一级烘干，之后进入烟气取热器与中间循环热水换热，降温后的烟气进入双级洗氨零排系统;

[0012]双级洗氨零排系统包括洗氨装置，洗氨装置包括底部洗氨段和顶部洗氨段，在底部洗氨段和顶部洗氨段之间设置有升气装置，以使经过底部洗氨段处理之后的烟气进入顶部洗氨段;在底部洗氨段通入硫酸水溶液，并将得到的硫酸铵经第一换热器冷却后循环至底部洗氨段;在顶部洗氨段通入吸湿溶液处理，并将底部排出的吸湿溶液经蒸发器提浓、第二换热器冷却之后循环至顶部洗氨段;

[0013]新风进入熟料冷却器与水泥窑炉产生的熟料换热，加热后的新风主要进入水泥窑炉;部分加热后的新风进入新风取热器对来自烟气取热器的中间循环热水加热;中间循环热水从新风取热器和烟气取热器取热，并将热量释放给双级洗氨零排系统中的蒸发器。

[0014]在可选的实施方式中，还包括生料预热器，经熟料冷却器加热后的部分新风进入生料预热器对燃料和其他生料预热，预热后的燃料和其他生料进入水泥窑炉;

[0015]和/或，熟料冷却器为篦冷机。

[0016]在可选的实施方式中，还包括再热器，双级洗氨零排系统输出的烟气和中间循环热水均进入再热器换热，烟气升温后排放;再热器输出的中间循环热水进入烟气取热器;

[0017]和/或，顶部洗氨段所采用的吸湿溶液为无机盐的水溶液，无机盐选自溴化锂、氯化锂和氯化钙中的至少一种。

[0018]在可选的实施方式中，一级烘干系统输出的烟气先进入除尘器除尘，再进入烟气取热器与中间循环热水换热。

[0019]在可选的实施方式中，还包括用于输送电石渣的输送装置，经新风取热器降温后的新风进入输送装置对电石渣进行预热，预热后的电石渣进入一级烘干系统。

[0020]在可选的实施方式中，双级洗氨零排系统还包括浓缩塔和再生塔，底部洗氨段输出的硫酸铵溶液进入浓缩塔与空气传热传质得到含水空气，含水空气进入再生塔与净水传质传热，再生塔输出的空气循环至浓缩塔。

[0021]在可选的实施方式中，双级洗氨零排系统还包括浓液加热器和净水冷却器，浓缩塔输出的浓缩液进入浓液加热器与蒸发器产生的二次蒸汽换热，之后循环至浓缩塔;再生塔输出的净水进入净水冷却器冷却后循环至再生塔。

[0022]第二方面，本发明提供一种电石渣水泥窑炉烟气净化方法，利用前述实施方式中任一项的电石渣水泥窑炉烟气净化系统进行烟气净化。

[0023]在可选的实施方式中，水泥窑炉输出的烟气温度为520℃-580℃，二级烘干系统输出的烟气温度为280℃-320℃，一级烘干系统输出的烟气温度为130℃-170℃，烟气取热器输出的烟气温度为80℃-95℃，双级洗氨零排系统输出的烟气温度为50℃-60℃，再热器输出的烟气温度为65℃-85℃。

[0024]在可选的实施方式中，新风经过熟料冷却器加热后的温度大于300℃。

[0025]本发明具有以下有益效果：通过设计二级烘干系统→脱硝系统→一级烘干系统→双级洗氨零排系统的主烟道流程，解决了电石渣水泥窑炉烟气脱硝、余热烘干电石渣、氨逃逸三者都要兼顾的问题。烟气经过两级洗氨，实现更加有保障的超低排放和脱白。本发明通过烟气取热器、新风取热器取高品质热量，作为驱动热源和消白用的高温热源，通过双级洗氨零排系统的双级喷淋取热作为低温热源，所有的热量最终都用于供暖水加热、烟气脱白，实现深度余热回收。

附图说明

[0026]为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。

[0027]图1为本发明实施例提供的电石渣水泥窑炉烟气净化系统的示意图;

[0028]图2为图1中双级洗氨零排系统的示意图。

具体实施方式

[0029]为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。

[0030]如图1所示，本发明实施例提供一种电石渣水泥窑炉烟气净化系统，包括水泥窑炉、二级烘干系统、脱硝系统、一级烘干系统、烟气取热器、双级洗氨零排系统、熟料冷却器、新风取热器等结构。

[0031]需要说明的是，利用二级烘干系统和一级烘干系统对电石渣进行烘干，烘干后的电石渣进入水泥窑炉与其他生料反应，从水泥窑炉输出的熟料进入熟料冷却器与进入的新风换热，冷却后的熟料输出，加热后的新风进入新风取热器。水泥窑炉产生的烟气依次经过二级烘干系统、脱硝系统、一级烘干系统处理后，又进入烟气取热器降温之后进入双级洗氨零排系统脱除氨，中间循环热水(即中间循环热媒水)从新风取热器和烟气取热器取热，并将热量释放给双级洗氨零排系统中的蒸发器，无需额外增加热源，实现深度余热回收。

[0032]具体地，水泥窑炉产生的烟气先经过二级烘干系统对电石渣进行二级烘干，使烟气降温至脱销合适的温度点，之后进入脱硝系统(如SCR脱硝)进行脱销处理，再进入一级烘干系统对电石渣进行一级烘干，此时由于一级烘干系统中的电石渣被预热到较高温度存在氨逃逸现象，再加上SCR脱硝出口也会携带少量氨，烟气中已经有较多的氨气。一级烘干系统输出的烟气进入烟气取热器与中间循环热水换热，降温后的烟气进入双级洗氨零排系统。二级烘干系统和一级烘干系统均为现有的利用高温气体烘干的装置，具体结构和型号不限。脱硝系统可以为SCR脱销，但不限于此。

[0033]在一些实施例中，在一级烘干系统和烟气取热器之间设置除尘器，一级烘干系统输出的烟气先进入除尘器除尘，再进入烟气取热器与中间循环热水换热。除尘器的类型不限，如可以为现有的布袋除尘装置。

[0034]进一步地，请参照图1和图2，双级洗氨零排系统包括洗氨装置，洗氨装置包括底部洗氨段(即A段)和顶部洗氨段(即B段)，在底部洗氨段和顶部洗氨段之间设置有升气装置，以使经过底部洗氨段处理之后的烟气进入顶部洗氨段。在底部洗氨段通入硫酸水溶液，与烟气中的氨反应生成硫酸铵，将得到的硫酸铵经第一换热器(即换热器A)冷却后循环至底部洗氨段，换热器A可以加热循环冷却水并输出供暖水;在顶部洗氨段通入吸湿溶液处理，并将底部排出的吸湿溶液经蒸发器提浓、第二换热器(即换热器B)冷却之后循环至顶部洗氨段，在换热器B可以加热循环冷却水并输出供暖水。本发明实施例提供的洗氨装置的A段采用pH值约为2的硫酸铵来循环，用于洗氨;B段溶液则凭借其吸湿性，用于深度洗氨确保达标。

[0035]具体地，洗氨装置可以为塔式设备，升气装置为塔式设备中常用的用于分隔两部分的结构，具体结构可以参照CN112169543B，气体可以自下而上通过，液体不可从上而下掉落。底部洗氨段和顶部洗氨段可以均采用顶部喷淋的方式与烟气充分接触。

[0036]在一些实施例中，硫酸水溶液中硫酸浓度不限，如可以为75%工业硫酸。顶部洗氨段所采用的吸湿溶液可以为无机盐的水溶液，溶质选自溴化锂、氯化锂和氯化钙等溶于水后水蒸气分压力较低的无机盐，无机盐可以为以上任意一种或几种。溶液在循环过程会吸收热量，热量来源是烟气中水蒸气凝结释放的凝结热，因此溶液运行中会逐渐变稀，吸湿溶液在蒸发器中提浓的目的是为了除去溶液中的水分，使进入溶液和出溶液的水分平衡，从而使溶液浓度稳定。蒸发器的热源来自新风取热器加热后的中间循环热水，换热器A和换热器B均输出供暖水。

[0037]在一些实施例中，电石渣水泥窑炉烟气净化系统还包括再热器，双级洗氨零排系统输出的烟气和中间循环热水均进入再热器换热，烟气升温后排放;再热器输出的中间循环热水进入烟气取热器继续升温，之后进入新风取热器升温后返回至双级洗氨零排系统。烟气经过A段和B段两级喷淋之后再经过再热器再热，温度上升后排放。这样，中间循环热水(即中间循环热媒水)从新风取热器和烟气取热器取热，并将热量释放给蒸发器和再热器。

[0038]新风进入熟料冷却器与水泥窑炉产生的熟料换热，加热后的新风主要进入水泥窑炉，其中部分加热后的新风进入新风取热器对来自烟气取热器的中间循环热水加热，以将这部分热量充分利用。具体地，熟料冷却器可以为篦冷机，但不限于此。

[0039]在一些实施例中，电石渣水泥窑炉烟气净化系统还包括生料预热器，经熟料冷却器加热后的部分新风进入生料预热器对燃料和其他生料预热，降温后的新风排空;预热后的燃料和其他生料进入水泥窑炉，燃料可以为煤，其他生料可以为硅质原料、铁质原料、铝制原料等，生料和电石渣在水泥窑炉中反应，生成水泥熟料。

[0040]在一些实施例中，电石渣水泥窑炉烟气净化系统还包括用于输送电石渣的输送装置，经新风取热器降温后的新风进入输送装置对电石渣进行预热，之后排空;预热后的电石渣进入一级烘干系统烘干。通过将新风取热器输出的新风对电石渣进行预热，进一步提高能量利用率。具体地，输送装置可以为热风皮带廊，但不限于此。在运输电石渣的皮带廊通入剩余新风后，变为热风皮带廊，可以在冬季有效对电石渣进行预热，由于温度并不高，因此氨不会在这一阶段逃逸。

[0041]需要说明的使，新风经过篦冷机冷却水泥炉渣后入炉助燃，由于新风需要保证篦冷机冷却效果，因此新风流量往往大于助燃所需流量，篦冷机出口的新风分出一部分去预热煤和其他生料后，仍有外排新风，这部分风量经过新风取热器和热风皮带廊进行余热回收。

[0042]如图2所示，双级洗氨零排系统还包括浓缩塔和再生塔，利用浓缩塔和再生塔对底部洗氨段产生的硫酸铵废水进行处理。底部洗氨段输出的硫酸铵溶液进入浓缩塔与低温低湿的空气传热传质，使硫酸铵溶液中的水进入空气输出高温高湿的含水空气;含水空气进入再生塔与净水传质传热，含水空气降温后使水分进入净水中，输出低温低湿的空气循环至浓缩塔。

[0043]进一步地，双级洗氨零排系统还包括浓液加热器和净水冷却器，浓缩塔输出的浓缩液进入浓液加热器与蒸发器产生的二次蒸汽换热，之后循环至浓缩塔，浓液加热器输出凝水，经过多次浓缩后浓缩塔输出的浓缩液进入离心机进行离心分离，输出硫酸铵固体。再生塔输出的净水进入净水冷却器冷却后循环至再生塔，净水冷却器也输出供暖水，同时在再生塔的底部输出净水。

[0044]具体地，浓缩塔和再生塔形成的废水处理装置的工作原理和结构可以参照CN118579877A。

[0045]本发明提供一种电石渣水泥窑炉烟气净化方法，利用本发明实施例提供的电石渣水泥窑炉烟气净化系统进行烟气净化，具体步骤参照说明书上文，在此不做重复赘述。

[0046]为进一步提升能量利用率同时避免氨逃逸的出现，发明人对各阶段参数控制进行了调控：水泥窑炉输出的烟气温度为520℃-580℃，如可以为520℃、530℃、540℃、550℃、560℃、570℃、580℃等，也可以为以上相邻数值之间的任意值;二级烘干系统输出的烟气温度为280℃-320℃，如可以为280℃、290℃、300℃、310℃、320℃等，也可以为以上相邻数值之间的任意值;一级烘干系统输出的烟气温度为130℃-170℃，如可以为130℃、140℃、150℃、160℃、170℃等，也可以为以上相邻数值之间的任意值;烟气取热器输出的烟气温度为80℃-95℃，如可以为80℃、85℃、90℃、95℃等，也可以为以上相邻数值之间的任意值;双级洗氨零排系统输出的烟气温度为50℃-60℃，如可以为50℃、53℃、55℃、58℃、60℃等，也可以为以上相邻数值之间的任意值，如可以为55℃不饱和烟气;再热器输出的烟气温度为65℃-85℃如可以为65℃、70℃、75℃、80℃、85℃等，也可以为以上相邻数值之间的任意值。

[0047]进一步地，新风经过熟料冷却器加热后的温度大于300℃，如可以为310℃、350℃、400℃等。加热后的新风分为三部分，70%-90%进入水泥窑炉，5%-15%进入新风取热器，5%-15%进入生料预热器。

[0048]以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。

[0049]实施例1

[0050]改进前：以一台2500吨/天产能的电石渣水泥窑炉为例，其排烟量大约为30万Nm3/h，所需的电石渣为2800t/d，电石渣含水率为30%，需要被烟气烘干至1%含水率后再进炉煅烧，考虑到这部分水分最终进入到烟气中，烟气最终的排放含水率达到15～16%，露点55℃。烟气的氨逃逸按照1000mg/Nm3较高值测算。此外，新风经过篦冷机冷却水泥炉渣后入炉助燃，由于新风需要保证篦冷机冷却效果，因此新风流量往往大于助燃所需流量，篦冷机出口的新风分出一部分去预热煤和其他生料后，仍有外排新风约3万Nm3/h。

[0051]应用图1和图2中的技术路线改进，水泥窑炉输出的烟气温度为550℃，二级烘干系统输出的烟气温度为300℃，一级烘干系统输出的烟气温度为150℃，烟气取热器输出的烟气温度为90℃，双级洗氨零排系统输出的烟气温度为55℃，再热器输出的烟气温度为75℃。新风经过熟料冷却器加热后的温度大于300℃。

[0052]改进后的计算值：

[0053]①主要换热量：

[0054]烟气从150℃降温到90℃，烟气取热器取热～4.5MW;

[0055]新风从300℃降温到90℃，新风取热器取热～2.5MW;

[0056]烟气经过A段喷淋后，从90℃温度、55℃露点，变为53.5℃湿饱和态，烟气释热量7.5MW，凝水量3.45t/h;

[0057]烟气经过B段喷淋后，从53.5℃湿饱和，变为60℃温度、50℃露点排放，烟气释热量4.5MW，凝水量7t/h。因此需要输入热量约5MW，用于蒸发器的溶液提浓。

[0058]烟气经过再热段，被加热到75℃温度，50℃露点排放，加热量2MW。

[0059]②洗氨计算

[0060]按照氨均从A段洗涤出，A段pH需维持在2.0左右，A段用pH=2的硫酸铵溶液洗涤烟气酸性溶液，经过冷却机组A降温后，对烟气进行直接接触喷淋，溶液吸收湿烟气中的水分和氨，产生凝水并对外排放。硫酸的补充采用化工厂的75%工业硫酸副产物。

[0061]反应方程：2NH3+H2SO4→(NH4)2SO4;

[0062]氨去除量=(1000-8)×300000/10^6=297.6kg/h;

[0063]硫酸消耗量=2967.6/34×98=1146kg/h;