燃煤锅炉烟气生产硫酸镁的装置与方法.pdf

本发明提供一种烟气脱硫生产硫酸镁的装置和方法，具体提供一种适用于燃煤锅炉烟气等氧气含量少的烟气的氧化镁法脱硫废液塔内直接结晶生产硫酸镁的装置及方法。本发明的装置包括增氧设备、烟气脱硫设备、浆液循环设备、蒸发浓缩设备、循环沉降设备、氧化设备、结晶设备、离心设备、干燥设备等。采用本发明的装置及方法，能够在大量减少氧化风机电力消耗及蒸汽消耗的条件下，保证脱硫效率和副产品硫酸镁的质量，并且较多的降低了硫酸镁生产系统的运行成本，减小脱硫运行费用。

权利要求书
1.  一种烟气脱硫生产硫酸镁的装置，其特征在于，包括：
增氧设备，用于在烟气进入烟气脱硫设备之前增加烟气中的氧气含 量；
烟气脱硫设备，其内部设有二氧化硫吸收喷淋区，用于采用氧化镁法 脱除烟气中的二氧化硫，并形成吸收浆液；
浆液循环设备，用于接收来自烟气脱硫设备的所述吸收浆液，并在其 中将吸收浆液进一步氧化形成硫酸镁浆液，然后将硫酸镁浆液循环至二氧 化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中；
氧化设备，用于向浆液循环设备中提供空气，以使吸收浆液中的至少 一部分亚硫酸镁进一步氧化成硫酸镁；
蒸发浓缩设备，用于将循环至其中的浆液蒸发浓缩，以形成浓缩产 物；
循环沉降设备，用于接收来自蒸发浓缩设备中的浓缩产物，并将浓缩 产物进行沉降，以形成沉降产物；和
其中，所述浆液循环设备、蒸发浓缩设备、和循环沉降设备均设置在 烟气脱硫设备内部。

2.  根据权利要求1所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，其特征在 于，所述二氧化硫吸收喷淋区包括两个或更多个二氧化硫吸收喷淋层；所 述蒸发浓缩设备位于二氧化硫吸收喷淋区的下部。

3.  根据权利要求1或2所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，其特征 在于，所述装置还包括积液器，该积液器用于将所述蒸发浓缩设备和所述 二氧化硫吸收喷淋区隔开；所述增氧设备设置在烟道负压位置。

4.  根据权利要求1或2所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，其特征 在于，所述装置进一步包括：
结晶设备，用于将来自循环沉降设备的沉降产物结晶，以形成结晶产 物；
离心设备，用于将来自结晶设备的结晶产物离心分离，以形成母液和 硫酸镁产物；和
干燥设备，用于将来自离心设备的硫酸镁产物干燥。

5.  根据权利要求1或2所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，其特征 在于，所述的烟气满足如下条件之一：
1)所述的烟气为来自燃煤锅炉的烟气；
2)所述烟气的二氧化硫含量为300mg/Nm3～20000mg/Nm3、并且氧 气含量为0～8vt％。

6.  一种利用权利要求1～5任一项所述的装置生产硫酸镁的方法，包 括如下步骤：
增氧步骤：在烟气进入烟气脱硫设备之前增加烟气中的氧气含量，并 将氧气含量增加至9～18vt％；
烟气脱硫步骤：在烟气脱硫设备中采用氧化镁法脱除烟气中的二氧化 硫，并形成吸收浆液；
浆液循环步骤：在浆液循环设备中接收来自烟气脱硫设备的所述吸收 浆液，并在其中将吸收浆液进一步氧化形成硫酸镁浆液，然后将硫酸镁浆 液循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中；
氧化步骤：向浆液循环设备中提供空气，以使吸收浆液中的至少一部 分亚硫酸镁进一步氧化成硫酸镁；
蒸发浓缩步骤：在蒸发浓缩设备中将循环至其中的浆液蒸发浓缩，以 形成浓缩产物；和
循环沉降步骤：在循环沉降设备中接收来自蒸发浓缩设备中的浓缩产 物，并将浓缩产物进行沉降，以形成沉降产物。

7.  根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述方法进一步包 括：
结晶步骤：在结晶设备中将来自循环沉降设备的沉降产物结晶，以形 成结晶产物；
离心步骤：在离心设备中将来自结晶设备的结晶产物离心分离，以形 成母液和硫酸镁产物；和
干燥步骤：在干燥设备中将来自离心设备的硫酸镁产物干燥。

8.  根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于，在所述氧化步骤 中，氧化得到的硫酸镁浆液中硫酸镁的含量占亚硫酸镁和硫酸镁总量的 70～90wt％。

9.  根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于：
在所述循环沉降步骤中由循环沉降设备中溢出的浆液经过滤后循环至 蒸发浓缩设备中；和/或
在所述离心步骤中分离出的母液循环至蒸发浓缩设备中。

10.  根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于，沉降产物中的硫 酸镁晶粒大于0.1mm；结晶产物中的硫酸镁晶粒大于0.15mm。

说明书燃煤锅炉烟气生产硫酸镁的装置与方法
技术领域
本发明涉及一种烟气脱硫生产硫酸镁的装置与方法，尤其涉及一种氧 化镁法脱硫废液塔内直接结晶生产硫酸镁的装置及方法。本发明的装置及 方法尤其适用于利用燃煤锅炉烟气脱硫废浆液生产硫酸镁。
背景技术
氧化镁法烟气脱硫技术在燃煤锅炉烟气治理市场逐步得到推广与应 用，市场份额从2005年不到1％，至目前超过6％，湿式氧化镁法脱硫技 术得到了越来越多人的认可。采用氧化镁法脱硫工艺且将脱硫废液制备生 成亚硫酸镁产品，解决了传统钙法脱硫产生的脱硫石膏处理问题，而且还 可以通过后期曝气氧化，再经过三效蒸发等设备加工生产制成硫酸镁副产品， 副产品销售收益可以冲抵部分脱硫装置的运行维护费用，从技术及经济角 度都比传统钙法具有较大的市场应用优势。
由于传统的燃煤锅炉烟气氧化镁法脱硫废液结晶生产硫酸镁技术采用 氧化风机作为亚硫酸镁转化为硫酸镁的必要氧化反应的设备，并且使用蒸汽 作为蒸发、结晶、干燥的介质，所以造成采用脱硫废液生产硫酸镁的方法 需要消耗较多的氧化风机用量及蒸汽，大幅增加了脱硫运行费用。而且采 用氧化风机在塔内或塔外曝气氧化的工艺，亚硫酸镁转化生产成硫酸镁的 效率较低，转化率不高，一定程度上限制了镁法脱硫后废液生产硫酸镁的技 术在燃煤锅炉烟气脱硫领域的应用。如公开号为CN1775681A的中国发明 专利申请提供了一种方法：在塔内鼓入空气，对塔内脱硫浆液曝气，使亚 硫酸镁转化生成硫酸镁，然后进入三效蒸发进行蒸发浓缩。这种塔内强制 曝气氧化工艺技术需要大功率氧化风机，电力消耗较大。
还有部分工艺则采用在脱硫后通过强制氧化、二效或三效蒸发结晶的 工艺来分解回收制成硫酸镁或其它镁化合物，如公开号为CN1544331A的 中国发明专利申请提供了一种方法：将脱硫废液强制氧化，加入氢氧化镁 乳液中和废液中的硫酸，然后通过蒸发结晶制成镁化合物。此种蒸发结晶 工艺本身消耗大量资源，成本较高。强制氧化过程需要通过曝气系统来操 作，曝气时间、供氧多少、温度高低等因素的影响下不能确保浆料中有效 成份转化生成80％以上浓度的硫酸镁和亚硫酸镁混合液。目前从实际项目 效果来看，大多在运行一段时间后仍然回归使用抛弃法来处理脱硫副产 物。
发明内容
为了克服现有技术的缺陷，本发明提供一种烟气脱硫生产硫酸镁的装 置与方法，尤其提供一种氧化镁法脱硫废液塔内直接结晶生产硫酸镁的装 置及方法。本发明的装置及方法尤其适用于利用燃煤锅炉烟气脱硫废浆液 生产硫酸镁，能够解决目前镁法脱硫后废液生产硫酸镁氧化风机消耗电力 较大、蒸汽较多、吨矿生产成本较高和增加脱硫运行费用等问题。
本发明提供一种烟气脱硫生产硫酸镁的装置，包括：
增氧设备，用于在烟气进入烟气脱硫设备之前增加烟气中的氧气含 量；
烟气脱硫设备，其内部设有二氧化硫吸收喷淋区，用于采用氧化镁法 脱除烟气中的二氧化硫，并形成吸收浆液；
浆液循环设备，用于接收来自烟气脱硫设备的所述吸收浆液，并在其 中将吸收浆液进一步氧化形成硫酸镁浆液，然后将硫酸镁浆液循环至二氧 化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中；
氧化设备，用于向浆液循环设备中提供空气，以使吸收浆液中的至少 一部分亚硫酸镁进一步氧化成硫酸镁；
蒸发浓缩设备，用于将循环至其中的浆液蒸发浓缩，以形成浓缩产 物；
循环沉降设备，用于接收来自蒸发浓缩设备中的浓缩产物，并将浓缩 产物进行沉降，以形成沉降产物；和
其中，所述浆液循环设备、蒸发浓缩设备、和循环沉降设备均设置在 烟气脱硫设备内部。
根据本发明所述的炯气脱硫生产硫酸镁的装置，优选地，所述二氧化 硫吸收喷淋区包括两个或更多个二氧化硫吸收喷淋层；所述蒸发浓缩设备 位于二氧化硫吸收喷淋区的下部。
根据本发明所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，优选地，所述装置还 包括积液器，该积液器用于将所述蒸发浓缩设备和所述二氧化硫吸收喷淋 区隔开；所述增氧设备设置在烟道负压位置。
根据本发明所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，优选地，所述装置进 一步包括：
结晶设备，用于将来自循环沉降设备的沉降产物结晶，以形成结晶产 物；
离心设备，用于将来自结晶设备的结晶产物离心分离，以形成母液和 硫酸镁产物；和
干燥设备，用于将来自离心设备的硫酸镁产物干燥。
根据本发明所述的烟气脱硫生产硫酸镁的装置，优选地，所述的烟气 满足如下条件之一：
1)所述的烟气为来自燃煤锅炉的烟气；
2)所述烟气的二氧化硫含量为300mg/Nm3～20000mg/Nm3、并且氧 气含量为0～8vt％。
本发明还提供一种利用上述装置生产硫酸镁的方法，包括如下步骤：
增氧步骤：在烟气进入烟气脱硫设备之前增加烟气中的氧气含量，并 将氧气含量增加至9～18vt％；
烟气脱硫步骤：在烟气脱硫设备中采用氧化镁法脱除烟气中的二氧化 硫，并形成吸收浆液；
浆液循环步骤：在浆液循环设备中接收来自烟气脱硫设备的所述吸收 浆液，并在其中将吸收浆液进一步氧化形成硫酸镁浆液，然后将硫酸镁浆 液循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中；
氧化步骤：向浆液循环设备中提供空气，以使吸收浆液中的至少一部 分亚硫酸镁进一步氧化成硫酸镁；
蒸发浓缩步骤：在蒸发浓缩设备中将循环至其中的浆液蒸发浓缩，以 形成浓缩产物；和
循环沉降步骤：在循环沉降设备中接收来自蒸发浓缩设备中的浓缩产 物，并将浓缩产物进行沉降，以形成沉降产物。
根据本发明所述的方法，优选地，所述方法进一步包括：
结晶步骤：在结晶设备中将来自循环沉降设备的沉降产物结晶，以形 成结晶产物；
离心步骤：在离心设备中将来自结晶设备的结晶产物离心分离，以形 成母液和硫酸镁产物；和
干燥步骤：在干燥设备中将来自离心设备的硫酸镁产物干燥。
根据本发明所述的方法，优选地，在所述氧化步骤中，氧化得到的硫 酸镁浆液中硫酸镁的含量占亚硫酸镁和硫酸镁总量的70～90wt％。
根据本发明所述的方法，优选地，在所述循环沉降步骤中由循环沉降 设备中溢出的浆液经过滤后循环至蒸发浓缩设备中；和/或
在所述离心步骤中分离出的母液循环至蒸发浓缩设备中。
根据本发明所述的方法，优选地，沉降产物中的硫酸镁晶粒大于 0.1mm；结晶产物中的硫酸镁晶粒大于0.15mm。
本发明采用烟气增氧、多级吸收、蒸发浓缩、循环沉降、浆液氧化相 结合的方式，在大量减少氧化风机电力消耗及蒸汽消耗的条件下，保证脱 硫效率和副产品质量，并且较多地降低副产品生产系统的运行成本，减小 脱硫运行费用。
附图说明
图1是本发明实施例的装置示意图。
图1中：1为脱硫塔，2为循环沉降槽，3为蒸发浓缩喷淋层，4为积 液器，5为溢流口，6为循环沉降槽排出口，7为二级二氧化硫吸收喷淋 层，8为三级二氧化硫吸收喷淋层，9为除雾器，10为烟气出口，11为浆 液循环池，12为蒸发浓缩循环泵，13为二级二氧化硫吸收喷淋层循环 泵，14为三级二氧化硫吸收喷淋层循环泵，15为超温应急降温装置循环 泵，16为结晶槽，17为离心机，18为干燥器，19为包装机，20为母液回 蒸发浓缩喷淋层循环泵，21为浆液池排出泵，22为过滤器，23为烟气进 口，24为超温应急降温装置，25为氧化风机，26为增氧装置。
具体实施方式
本发明所述的“％”，如无特殊说明，均为体积百分比。本发明所述的 “vt％”表示体积百分比。本发明所述的“装置”为一种产品，即各装置的系 统集合。在本发明中，入口与进口具有相同的含义，二者可以替换。
根据本发明的一个实施方式，本发明的烟气可以为来自燃煤锅炉的烟 气，燃煤锅炉烟气中氧气含量较低，本发明中使用增氧设备来增加其中的 氧气含量，以提高吸收浆液中硫酸镁的比例。根据本发明的另一个实施方 式，所述烟气也可以为任何二氧化硫含量为300mg/Nm3～20000mg/Nm3之 间、并且氧气含量为0～8vt％之间的烟气。烟气中的二氧化硫含量优选为 500mg/Nm3～10000mg/Nm3，更优选为1000mg/Nm3～5000mg/Nm3。烟气 中的氧气含量优选为3～8vt％，更优选为6～8vt％。这样的烟气同样可以 使用本发明的增氧设备来增加其中的氧气含量，以提高吸收浆液中硫酸镁 的比例。
本发明的氧化镁法烟气脱硫是指以氧化镁为脱硫剂主要成份，但不限 于添加其它任一成份(例如氧化钙、生石灰、氧化剂等)的烟气脱硫工 艺。在氧化镁法脱硫工艺中，脱硫剂的结构和组成成份可能会有所变化， 其配方或变化对于技术人员来说是熟知的。
<烟气脱硫生产硫酸镁的装置>
本发明的烟气脱硫生产硫酸镁的装置包括如下设备：增氧设备，烟气 脱硫设备，浆液循环设备，蒸发浓缩设备，循环沉降设备，氧化设备。优 选地，所述装置进一步包括结晶设备、离心设备、干燥设备。任选地，本 发明的装置还包括包装设备。根据本发明的装置，所述浆液循环设备、蒸 发浓缩设备、和循环沉降设备均设置在炯气脱硫设备内部。更优选地，增 氧设备、浆液循环设备、蒸发浓缩设备、和循环沉降设备均设置在烟气脱 硫设备内部。更优选地，氧化设备、增氧设备、浆液循环设备、蒸发浓缩 设备、和循环沉降设备均设置在烟气脱硫设备内部。
本发明的增氧设备，用于在烟气进入烟气脱硫设备之前增加烟气中的 氧气含量。本发明的烟气为氧气含量较低的烟气，在采用氧化镁法脱硫时 形成的吸收浆液中亚硫酸镁比例较高，因此需要通过增氧设备来增加烟气 中的氧气含量，以提高吸收浆液中硫酸镁的比例。优选地，所述增氧设备 设置烟道负压位置，并能够根据烟气中氧气含量的高低设定开启大小，以 使烟气中的氧气含量达到9～18vt％之间，优选为10～16vt％，更优选为 12～15vt％。
根据本发明的一个实施方式，所述增氧设备设置在烟气脱硫设备烟气 进口位置前端的烟道内温度为120～145℃，优选125～140℃的烟气段负 压区。增氧设备可以通过设置档板门来自动设定门开启的大小来调节烟气 中的氧气含量，也可以是通过其它类似作用的任一设备来实现，这些增氧 设备可以是本领域所熟知的那些。氧气可以来源于空气或专门设置的氧气 发生装置如氧气发生器等。从增氧效果考虑，优选为氧气发生器。
本发明的烟气脱硫设备，其内部的上部设有二氧化硫吸收喷淋区，用 于采用氧化镁法脱除烟气中的二氧化硫，并形成吸收浆液。本发明的烟气 脱硫设备可以为烟气脱硫器或者烟气脱硫塔。从工业应用的角度讲，优选 为烟气脱硫塔。所述的二氧化硫吸收喷淋区包括至少一个二氧化硫吸收喷 淋层；优选包括两个或更多个二氧化硫吸收喷淋层，更优选为两个或三个 二氧化硫吸收喷淋层。
本发明的蒸发浓缩设备，用于将循环至其中的浆液(硫酸镁浆液)进 行循环蒸发浓缩并形成浓缩产物。根据本发明的一个实施方式，所述蒸发 浓缩设备设置在烟气脱硫设备内部，并设置在二氧化硫吸收喷淋区的下 部。根据本发明的另一个实施方式，所述蒸发浓缩设备为蒸发浓缩喷淋 层；根据本发明的再一个实施方式，所述蒸发浓缩喷淋层和所述二氧化硫 吸收喷淋区通过积液器区隔。所述积液器的材质可以为纤维增强复合塑料 FRP，优选其耐温范围在50～95℃；但不限于上述材质，能起到将浆液收 集起来的作用的设施都可以。
本发明中，烟气在进入烟气脱硫设备之前，在烟道负压位置通过上述 增氧设备将烟气中的氧气含量调节达到9～18vt％之间，然后通过烟气脱 硫设备的烟气进口进入设备内部，在上升过程中经过蒸发浓缩设备，经降 温及初步吸收后，进入二氧化硫吸收喷淋区进行脱硫吸收反应，烟气中的 二氧化硫被吸收，净化后的烟气从烟气脱硫设备的顶部排出。本发明的烟 气脱硫设备中还可以设置有除雾器，脱硫后的烟气可进行脱水除雾后再直 接排放。
本发明脱硫所使用的制剂可以为本领域常用的氧化镁法脱除烟气所使 用的那些脱硫剂浆液，例如将氧化镁粉中加入工业自来水或蒸发装置的高 温冷凝水制成的氢氧化镁浆液。优选地，本发明的脱硫剂可以使用 CN102745726 A、CN102745725A、CN102836636A中所公开的那些脱硫 剂。例如，CN102745726A的实施例1或2公开的那些脱硫剂。在此，将 上述专利申请的全部内容引入本文作为参考。将这些脱硫剂均匀分散在水 中即得到脱硫剂浆液。
本发明的循环沉降设备，用于接收来自蒸发浓缩设备中的浓缩产物， 并使浓缩产物沉降形成沉降产物(其中包括初步结晶过程)。优选地，所 述循环沉降设备设置在烟气脱硫设备内部，并位于蒸发浓缩设备的下部。 所述循环沉降设备可以为循环沉降槽，根据工况可设置成单层沉降或双层 沉降或多层沉降。其材质可以是玻璃钢，也可以是特种钢，或普通钢材料 加防腐处理。根据本发明的一个实施方式，循环沉降槽设置在烟气进口下 方，循环沉降槽的中上部设置有溢流口，溢流口经浆液池排出泵与过滤器 连接，以使溢出的浆液经过滤后再循环至蒸发浓缩设备中；循环沉降槽下 部设置有循环沉降槽排出口。
本发明的浆液循环设备，用于接收烟气脱硫设备中形成的吸收浆液， 并在其中将吸收浆液进一步氧化形成硫酸镁浆液，然后将硫酸镁浆液(氧 化后的浆液)循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中。作为优选， 将所述硫酸镁浆液经过过滤后循环至二氧化硫吸收喷淋区和/或蒸发浓缩 设备中。作为更优选，将所述硫酸镁浆液经过过滤后循环至蒸发浓缩设备 中。优选地，所述浆液循环设备包括设置在烟气脱硫设备内底部的浆液循 环池，并通过循环泵将硫酸镁浆液分别循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发 浓缩设备中。更优选地，将所述硫酸镁浆液从浆液循环池由排出泵送入过 滤设备，过滤后再通过循环泵进入蒸发浓缩设备中进行蒸发浓缩。所述过 滤设备可以为板式过滤机或真空皮带过滤机，优选为板式过滤机；优选 地，所述过滤设备包含不低于300目，优选不低于400目过滤介质。在一 个具体实施方式中，循环至蒸发浓缩设备的浆液优选占输出量(即浆液循 环设备的循环输出总量)的40～55vt％，优选45～50vt％；由浆液循环池 循环至二氧化硫吸收喷淋区的浆液可以通过两个或更多个循环泵分别送入 所述的两个或更多个二氧化硫吸收喷淋层，循环至二氧化硫吸收喷淋区的 浆液优选占输出量的45～60vt％，优选45～50vt％。
本发明的氧化设备，用于向浆液循环设备中提供空气，使吸收浆液中 的至少一部分亚硫酸镁进一步氧化成硫酸镁。在本发明中，所述空气主要 起到提供氧源的作用，因此，所述空气可以为任何能够提供氧气的气体物 质，例如天然空气、氧气与氮气组成的气体混合物、或者含有20vt％以上 氧气的气体混合物等。根据本发明的一个实施方式，氧化设备在使氧化后 形成的硫酸镁浆液中硫酸镁的含量占亚硫酸镁和硫酸镁总量的70～90wt％ (优选为80～85wt％)时停止工作，然后将硫酸镁浆液(氧化后的浆液) 通过循环泵分别循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中。所述的氧 化设备优选氧化风机，可以是离心式、轴流式或罗茨风机，优选为离心式 风机。
本发明的结晶设备用于接收循环沉降设备中的沉降产物(初步结晶后 排出的晶体与浆液的混合物)并将其进一步结晶得到晶浆；进入结晶设备 的沉降产物，在结晶设备内通过降温的方式进一步形成晶浆，晶浆中硫酸 镁晶粒大于0.15mm，优选大于0.2mm。为防晶粒沉降，在结晶设备内可 以设置有搅拌装置，搅拌装置可以采用空气搅拌装置或电动搅拌装置等。 根据本发明的一个实施方式，本发明的结晶设备可以为结晶槽，优选地， 所述结晶槽具有带水冷环装置的自动降温系统。其冷源可以是常温水也可 是冷冻水。也可单独设置涼水塔等降温装置。根据本发明的另一个实施方 式，本发明的结晶设备可以为多级闪蒸结晶罐，也可以为连续冷却结晶 器，更优选DTB连续冷却结晶器。该DTB结晶器由结晶罐、冷凝器、强 制循环泵、出料泵、真空泵等组成。DTB(Drabt Tube Babbled)型结晶器即 导流筒加档板型结晶器是一种细晶浆循环式结晶器。结晶器内设有导流筒 和筒形挡板，配置推进式搅拌系统，操作时热饱和料液连续加到循环管下 部，与循环管内夹带有小晶体的母液混合后泵送至加热器。加热后的溶液 在导流筒底部附近流入结晶器，并由缓慢转动的螺旋桨沿导流筒送至液 面。溶液在液面蒸发冷却，达到过饱和状态，其中部分溶质在悬浮的颗粒 表面沉积，使晶体长大。在环形挡板外围还设有一个沉降区。在沉降区内 大颗粒沉降，而小颗粒则随母液进入循环管并受热溶解。晶体于结晶器底 部沉入淘析柱。为使结晶产品的粒度尽量均匀，将沉降区来的部分母液加 到淘析柱底部，利用水力分级的作用，使小颗粒随溶液流回结晶器，结晶 产品从淘析腿下部排出。冷却结晶温度一般控制在25～35℃，优选28～ 30℃。
本发明的离心设备用于接收结晶设备排出的晶浆(结晶产物)，并将 其离心分离形成硫酸镁产物。离心设备可以使用本领域所熟知的那些。
本发明的干燥设备用于接收离心设备排出的硫酸镁产物(初步产品硫 酸镁晶体)，并将其干燥至成品。本发明的干燥设备优选为振动流化床干 燥装置，该装置特别适合硫酸镁晶体的干燥过程。本发明优选采用配置热 风装置的振动流化床干燥装置。送风机将过滤后的空气输入空气加热器， 经过加热的热空气，进入主机的下箱体内，然后通过流化床的空气分布板 由下向上垂直吹入被干燥的物料，使物料呈沸腾状态。物料自进料口进 入，主机在振动电机的激振力作用下产生匀称振动，使物料沿水平抛掷， 被干燥的物料在上述的热气流和机器振动的综合作用下，形成流态化状 态，这样就使物料与热空气接触时间长，面积大，因而获得高效率的干燥 效果。本发明的装置可以利用热值较低的温度为120～133℃、压力为 0.2～0.3MPa饱和蒸汽将空气加热送入振动流化床在并机械振动的作用下 实现硫酸镁晶体充分烘干成硫酸镁物料。从流化床输出的蒸汽可以用于蒸 发浓缩设备，其不但节约能源，还降低了运营成本。
本发明的包装设备用于将干燥后的成品包装。包装设备可以使用本领 域所熟知的那些。
本发明中所述的“排出”(例如从循环沉降设备中排出晶体与浆液的混 合物，从结晶设备中排出晶浆，从离心设备中排出硫酸镁晶体等)可以使 用排出设备，在一个具体得到实施方式中，所述排出设备为排出泵。
本发明还可以在烟气脱硫设备的烟气进口位置设置超温应急降温装 置，以解决旁通烟道取消后烟气温度超温情况的出现。当温度超过限定温 度时，浆液循环池上部的浆液经循环泵送入超温应急降温装置确定的事故 区，用于烟气脱硫设备的应急降温。上述限定温度可以为160～200℃，优 选大于等于180℃。
<烟气脱硫生产硫酸镁的方法>
利用本发明的上述装置可以生产硫酸镁，包括如下步骤：增氧步骤、 烟气脱硫步骤、浆液循环步骤、蒸发浓缩步骤、循环沉降步骤、氧化步 骤。优选地，本方法进一步包括结晶步骤、离心步骤、和干燥步骤，任选 地，还可以包括包装步骤。
本发明的增氧步骤为在烟气进入烟气脱硫设备之前通过增氧设备增加 烟气中的氧气含量。本发明的烟气为来自燃煤锅炉的烟气，或其它任何二 氧化硫含量为300mg/Nm3～20000mg/Nm3之间、并且氧气含量为0～8vt％ 之间的烟气。这些烟气中氧气含量较低，因此本发明在烟气进入脱硫设备 之前提供增氧步骤用于增加烟气中的氧气含量，以提高吸收浆液中硫酸镁 的比例。优选地，通过所述增氧步骤使烟气中的氧气含量达到9～ 18vt％，优选达到12～15vt％。根据本发明的一个实施方式，所述增氧步 骤通过设置在烟道负压位置，优选烟道内温度为120～145℃的烟气段负压 区的增氧设备调节烟气中的氧气含量。所述增氧步骤中使用的增氧设备如 上文所述。
本发明的烟气脱硫步骤为在烟气脱硫设备中采用氧化镁法脱除烟气中 的二氧化硫，并形成吸收浆液。根据本发明的一个实施方式，所述的烟气 脱硫设备内部的上部设有二氧化硫吸收喷淋区。增氧后的烟气从烟气脱硫 设备的烟气进口进入设备内部，在上升过程中经过二氧化硫吸收喷淋区进 行脱硫吸收反应，烟气中的二氧化硫被吸收，净化后的烟气从烟气脱硫设 备的顶部排出。本发明脱硫所使用的制剂如前所述。烟气在烟气脱硫设备 的烟气进口处的流速为2.5～4.5m/s，优选3～4m/s，进口烟气温度为 110～180℃，优选120～160℃。
本发明的浆液循环步骤为将浆液循环设备中接收的浆液进一步氧化形 成硫酸镁浆液，再循环至烟气脱硫设备中的二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓 缩设备中。所述循环可以通过循环泵进行。作为优选，将所述氧化后形成 的硫酸镁浆液经过滤后循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中。作 为更优选，将所述氧化后形成的硫酸镁浆液经过过滤后循环至蒸发浓缩设 备中。优选地，所述浆液循环设备包括设置在烟气脱硫设备内底部的浆液 循环池，并通过循环泵将浆液分别循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩 设备中。更优选地，将所述氧化后形成的硫酸镁浆液从浆液循环池由排出 泵送入过滤设备，过滤后再通过循环泵进入蒸发浓缩设备中进行蒸发浓 缩。所述过滤设备如上文所述。循环至蒸发浓缩设备的浆液优选占输出量 (即浆液循环设备的循环输出总量)的40～55vt％，优选45～50vt％；循 环至二氧化硫吸收喷淋区的浆液可以通过两个或更多个循环泵分别送入各 个二氧化硫吸收喷淋层，循环至二氧化硫吸收喷淋区的浆液优选占输出量 的45～60vt％，优选45～50vt％。浆液循环设备内的pH值优选控制在6～ 7之间。
本发明的蒸发浓缩步骤为将循环至其中的浆液(硫酸镁浆液)进行循 环蒸发浓缩并形成浓缩产物。根据本发明的一个实施方式，所述蒸发浓缩 设备设置在烟气脱硫设备内部，并设置在二氧化硫吸收喷淋区的下部。本 发明的增氧后的烟气在上升过程中先经过蒸发浓缩设备，经降温及初步吸 收后，再经过二氧化硫吸收喷淋区进行脱硫吸收反应。脱硫后的烟气可进 一步通过除雾器进行脱水除雾后再直接排放。
本发明的循环沉降步骤为在循环沉降设备中接收来自蒸发浓缩设备中 的浓缩产物，并将浓缩产物进行沉降，以形成沉降产物(初步结晶后排出 的晶体与浆液的混合物)。沉降产物中的硫酸镁晶粒大于0.1mm；优选 地，循环沉降步骤排出的沉降产物(晶体与浆液的混合物)中固含量大于 30wt％。循环沉降设备的温度一般控制在55～70℃，优选60～65℃。优 选地，循环沉降步骤排出的晶粒大于0.1mm，并且固含量大于30wt％的沉 降产物(晶体与浆液的混合物)经由位于底部的排出口进入到结晶设备中 进一步结晶。由循环沉降设备溢出的浆液可循环至蒸发浓缩设备中进行循 环蒸发浓缩，优选先经过滤设备过滤后，再经循环泵进入蒸发浓缩喷淋层 进行再循环；所述过滤设备如上文所述。
本发明的氧化步骤为通过氧化设备向浆液循环设备中提供空气，使吸 收浆液中的至少一部分亚硫酸镁进一步氧化成硫酸镁。根据本发明的一个 实施方式，氧化步骤使氧化后形成的硫酸镁浆液中硫酸镁的含量占亚硫酸 镁和硫酸镁总量的70～90wt％，氧化后形成的硫酸镁浆液通过循环泵分别 循环至二氧化硫吸收喷淋区和蒸发浓缩设备中。所述的氧化设备如上文所 述。
本发明所述结晶步骤用于在结晶设备中将循环沉降步骤中排出的沉降 产物(晶体与浆液的混合物)进一步结晶得到晶浆；进入结晶设备的沉降 产物，在结晶设备内通过冷却的方式实现硫酸镁过饱和状态降温结晶，进 一步形成晶浆，结晶温度一般控制在20～30℃，优选20～25℃；结晶步 骤中形成的晶粒大于0.15mm，更优选大于0.2mm，本发明的粒度采用筛 分法测定(参见GB/T21524-2008)；为防晶粒沉降，在结晶设备内设置有 搅拌装置，硫酸镁晶体在结晶设备内逐渐长大脱离搅拌器扰动沉降在结晶 设备底部，通过排出泵将晶浆排出，并送入离心设备中。排出的晶浆的固 含量大于40wt％。
本发明的离心步骤用于在离心设备中将结晶步骤排出的晶浆离心分离 形成母液和硫酸镁产物(初步产品硫酸镁晶体)；为了保证离心充分，离 心速度控制在1500～2000rpm，优选为1600～1800rpm。对于间歇式操 作，每批物料的离心时间控制在5～30分钟，优选为5～10分钟。对于连 续式操作，每批物料的离心时间控制在10～30分钟，优选为10～15分 钟。离心步骤中得到的硫酸镁产物(初步产品硫酸镁晶体)的含水量小于 2wt％。离心步骤中分离出的母液可循环至蒸发浓缩设备中，例如可以通 过循环泵循环至蒸发浓缩设备中。
本发明的干燥步骤用于在干燥设备中将硫酸镁产物干燥至成品。本发 明的干燥步骤可以通过真空干燥或者通入加热空气的方式进行。干燥温度 为90～150℃，优选为100～130℃，更优选为110～120℃；干燥压力为 0.01～0.5MPa，优选为0.05～0.2MPa。通过干燥步骤，干燥后的沉淀的水 分含量小于1wt％，优选小于0.5wt％，更优选小于0.1wt％。在一个具体实 施方式中，通过温度为120℃压力为0.2MPa的饱和蒸汽将空气加热送入 振动流化床在并机械振动的作用下实现硫酸镁晶体充分烘干成硫酸镁成 品。
本发明所述的硫酸镁，不限定为七水硫酸镁，也包括一水硫酸镁、二 水硫酸镁、三水硫酸镁、五水硫酸镁、六水硫酸镁、无水硫酸镁或十二水 硫酸镁。对于技术人员来说，可以利用控制温度的方式使蒸发浓缩后的结 晶体结晶出分别带有1～7、12个结晶水的结晶物，也可以在干燥阶段采 用普通的延长干燥时间或延伸工艺设备的尺寸、大小以使物料在干燥器中 停留时间更长或更短即可得到不同品类的硫酸镁产品。例如在-3.9～1.8℃ 饱和水溶液中，可以析出十二水硫酸镁，在1.8～48.1℃饱和溶液中可以析 出七水硫酸镁，在48.1～67.5℃可以析出六水硫酸镁。六水硫酸镁在87～ 92℃间发生异元熔化，可以生成五水或者四水硫酸镁，然后在106℃下， 可转变成三水硫酸镁，三水硫酸镁在122到124℃下可转变成二水硫酸 镁，二水硫酸镁在161～169℃下可转变成稳定的一水硫酸镁，温度高于 167.5℃时可转变为无水硫酸镁。
本发明也可适用于传统湿式钙法、镁法、氨法改造，只要将传统钙 法、氨法塔内结构、工艺按照本发明提供的结构、工艺方法改造原有结 构、工艺即可，所有采用本发明方法一致的、对原有钙法、镁法、氨法的 改造均落入本发明的保护范围。
以下结合附图对本发明进行更详细的说明。
<实施例1>
图1是本实施例1的装置示意图，该装置包括一个脱硫塔1。脱硫塔 1的中下部设有烟气进口23、顶部设有烟气出口10。烟气进口23位置前 端设置增氧装置26。烟气进口23上方设置有超温应急降温装置24，以解 决旁通烟道取消后烟气温度超温情况的出现。在温度超过限定温度180℃ 时，浆液循环池11上部的浆液经超温应急降温装置循环泵15送至由超温 应急降温装置24确定的事故区，用于脱硫塔1的应急降温。在超温应急 降温装置24上方设置有蒸发浓缩喷淋层3，蒸发浓缩喷淋层上方设置有积 液器4；积液器4上方设置有二级二氧化硫吸收喷淋层7和三级二氧化硫 吸收喷淋层8；三级二氧化硫吸收喷淋层8上方设置有除雾器9；在烟气进 口23下方设置有循环沉降槽2，循环沉降槽2的中上部设置有溢流口5， 溢流口5经浆液池排出泵21与过滤器22连接；循环沉降槽2下部设置有 循环沉降槽排出口6；浆液循环池11设置在脱硫塔1的底部，其出口管路 分为四路，一路从浆液循环池11的下部经由浆液池排出泵21与过滤器22 连接，过滤器22经蒸发浓缩循环泵12连接至蒸发浓缩喷淋层3，使过滤 器22过滤得到的清液经由蒸发浓缩循环泵12送至蒸发浓缩喷淋层3进行 浓缩结晶；另两路从浆液循环池11的上部分别经二级二氧化硫吸收喷淋 层循环泵13和三级二氧化硫吸收喷淋层循环泵14与二级二氧化硫吸收喷 淋层7和三级二氧化硫吸收喷淋层8连接；第四路从浆液循环池11的上 部经超温应急降温装置循环泵15与超温应急降温装置24所确定的事故区 连接，以将浆液循环池11上部的浆液经超温应急降温装置循环泵15送至 由超温应急降温装置24确定的事故区；浆液循环池11与氧化风机25连 接，氧化风机25鼓入空气使浆液中的至少一部分亚硫酸镁氧化成硫酸 镁。循环沉降槽排出口6、结晶槽16、离心机17、干燥器18、和包装机 19依次连接；并且离心机17还经由母液回蒸发浓缩层循环泵20与蒸发浓 缩循环泵12连接，以将离心产生的母液送至蒸发浓缩喷淋层3进行循环 结晶。
本实施例的工艺流程如下：
a.烟气在进入脱硫塔1之前，通过设置在烟气进口23前端烟道负压 位置的增氧装置26控制烟气中的氧气含量；
b.增氧后的烟气从脱硫塔1的烟气进口23进入到脱硫塔1，经过超温 应急降温装置24后进入蒸发浓缩喷淋层3，降温及初步吸收后依次进入二 级二氧化硫吸收喷淋层7和三级二氧化硫吸收喷淋层8进行脱硫吸收反 应，最后进入除雾器9进行脱水除雾后经顶部烟囱的烟气出口10中直接 排放；
c.二级二氧化硫吸收喷淋层7及三级二氧化硫吸收喷淋层8吸收二氧 化硫形成的吸收浆液进入浆液循环池11；
d.氧化风机25鼓入空气使浆液循环池11中的浆液进一步氧化，其中 部分亚硫酸镁进一步氧化生成硫酸镁，当硫酸镁含量达到亚硫酸镁和硫酸 镁总量的90wt％时，氧化风机25停止工作；
e.氧化风机25停止工作后，氧化后形成的硫酸镁浆液从浆液循环池 11下部经浆液池排出泵21排出，然后经过滤器22过滤后送至蒸发浓缩喷 淋层3进行蒸发浓缩，其循环量占浆液循环池浆液输出总量的50vt％；浆 液循环池11上部的浆液通过二级二氧化硫吸收喷淋层循环泵13、三级二 氧化硫吸收喷淋层循环泵14分别送至二级二氧化硫吸收喷淋层7及三级 二氧化硫吸收喷淋层8，二者的循环量占输出总量的50vt％，二者体积比 例为1∶1；
f.由循环沉降槽2的溢流口5溢出的浆液经浆液池排出泵21进入过滤 器22，经过滤后送至蒸发浓缩喷淋层3进行再循环结晶；
g.循环沉降槽2底部的循环沉降槽排出口6排出的晶粒大于0.1mm的 沉降产物(硫酸镁晶体与浆液的混合物)，其固含量大于30wt％，进入结 晶槽16，在结晶槽内经降温，进一步形成晶粒大于0.15mm的硫酸镁晶 体，为防晶体沉降，在结晶槽内设置有搅拌装置，搅拌装置为电动搅拌装 置；
h.由循环沉降槽2进入结晶槽16的沉降产物在结晶槽16中进一步结 晶后，得到固含量大于40wt％的晶浆送入离心机17进行分离，离心机17 分离得到的母液送至蒸发浓缩喷淋层3进行循环蒸发浓缩，得到的含水量 小于2wt％的硫酸镁产物送至干燥器18进一步干燥至成品，并送至包装机 19进行包装。
在本实施例的工艺流程中：
1)将氧化镁粉中加入自来水制成氢氧化镁浆液，泵送至脱硫塔1作 为脱硫剂；
2)燃煤锅炉产生的烟气(氧气含量为8vt％)从脱硫塔1的烟气进口 23进入到脱硫塔1，由烟气出口10排放。利用增氧装置26将表1的脱硫 前烟气的氧气含量控制在18vt％；
3)脱硫塔1底部的浆液循环池11的pH值控制在6～7之间；
4)过滤器22具有300目过滤介质，以实现硫酸镁浆液(浆液循环池 11中氧化后的形成的硫酸镁浆液和溢流口5溢出的浆液)的精滤。
5)循环沉降槽2的温度控制在60℃，固含量超过30wt％的沉降产物 经由循环沉降槽2的排出口6进入结晶槽16，进行进一步降温结晶；
6)通过温度稳定在20～30℃循环冷却水给结晶槽16内的硫酸镁溶液 降温实现硫酸镁过饱和状态降温结晶；
7)通过温度为120℃、压力为0.2MPa的饱和蒸汽将空气加热送入干 燥器18(即振动流化床)在并机械振动的作用下实现硫酸镁晶体充分烘干 成硫酸镁成品并输送至自动包装机包装。最终得到质量为工业合格品以上 的硫酸镁产品；
8)上述工艺的其它参数详见表1，本实施例烟气排放状况以及所得硫 酸镁的状况参见表2和表3。
表1 200t/h燃煤锅炉烟气脱硫项目工况参数表
序号 项目 数量 单位 1 脱硫塔入口烟气量(工况) 380000 m3/h 2 标态烟气量 277863 Nm3/h 3 脱硫塔入口烟气温度 120 ℃ 4 SO2入口浓度 3000 mg/Nm3 5 镁硫比 1.02 Mg/S 6 氧化镁纯度 85 ％质量百分比 7 烟气含湿量 5.2 ％质量百分比
表2 脱硫项目排放及硫酸镁产出情况
序号 项目 数量 单位 1 脱硫装置出口烟气量(工况) 346085 m3/h 2 排烟温度 51 ℃ 3 SO2排放浓度 ＜100 mg/Nm3 4 硫酸镁产出量 1.4 t/h 5 硫酸镁品质 ＞98 ％质量百分比
表3 脱硫项目产出硫酸镁品质
序号 项目 数量 单位 1 主含量(以MgSO4·7H2O计) 99 ％质量百分比 2 铁(以Fe计)含量 0.0045 ％质量百分比 3 氯化物(以Cl计)含量 0.10 ％质量百分比 4 重金属含量 0.0005 ％质量百分比 5 水不溶物含量 0.08 ％质量百分比
硫酸镁品质的测量方法采用《中华人民共和国化工行业标准HG/T 2680- 2009》。
本发明并不限于上述实施方式，在不背离本发明的实质内容的情况 下，本领域技术人员可以想到的任何变形、改进、替换均落入本发明的范 围。