一種煙氣余熱回收濕法集成凈化系統及方法與流程

本發明屬于節能環保領域，特別是大氣污染控制領域中的一種煙氣余熱回收濕式煙氣集成凈化的處理系統及其凈化方法。

背景技術：

酸雨的污染及其造成的危害已成為世界各國關注的主要環境問題之一。SO₂和NO_x是排放量最多、危害性最大的兩種污染源。氮氧化物還會形成光化學污染、產生溫室效應、破壞臭氧層、對人體有致毒作用。

近年來在對燃煤鍋爐、工業窯爐等煙氣污染排放控制工程的實踐中，各方面逐漸認識到對煙氣污染排放控制單獨使用除塵、脫硫、脫硝技術,比如通過SNCR及SCR進行脫硝、電除塵(或電袋除塵或袋式除塵)、濕法脫硫(有部分干法和半干法脫硫)、濕式電除塵或管束式除霧除塵等難以滿足日益提高的環保排放要求，且單獨使用除塵、脫硫、脫硝及脫除Hg等重金屬等有毒有害污染物的控制技術，存在設備復雜,維護困難、占地面積大,投資和運行費用高等難點問題。

因此，鑒于此，有必要提供一種具有煙氣集成凈化功能的新的煙氣污染治理技術來適應日益增長的節能及環保排放要求。

技術實現要素：

本發明為了克服現有技術中濕法脫硫必須配合SCR或SNCR才能達到NO_x的排放要求的不足，SNCR脫硝效率不高不能滿足排放要求，SCR催化劑中毒失活、氨逃逸以及SCR催化劑再生處理難度大、危害大，廢催化劑只能當成危廢進行處理，后續成本高昂等問題，同時為了有效減輕因SCR催化劑對煙氣中的SO₂氧化導致煙氣中SO₃的生成大幅提高，從而產生更多硫酸氫銨堵塞空預器等系列問題，提供了一種濕式煙氣集成凈化處理系統及其凈化方法。

為實現上述目的，本發明采取的技術方案為：

一種煙氣余熱回收濕法集成凈化處理系統，包括煙氣降溫換熱裝置、煙氣除塵裝置、增壓風機、濕式預脫硫脫硝裝置、煙氣再熱器、濕式深度脫硫脫硝裝置，其中，

濕式預脫硫脫硝裝置包括堿液吸收漿液制備單元、漿液儲存罐、漿液輸送泵、濕式預脫硫脫硝塔；

濕式深度脫硫脫硝裝置包括脫硝吸收液制備及儲存單元、脫硝液輸送泵、濕式深度脫硫脫硝塔、循環泵、飽和漿液再生單元；

所述煙氣降溫換熱裝置、煙氣除塵裝置、增壓風機、煙氣再熱器、濕式預脫硫脫硝塔、濕式深度脫硫脫硝塔、飽和漿液再生單元依次通過煙道或管道連接；堿液吸收漿液制備單元、漿液儲存罐、漿液輸送泵、濕式預脫硫脫硝塔依次相連；脫硝吸收液制備及儲存單元通過循環泵與濕式深度脫硫脫硝塔相連；飽和漿液再生單元通過脫硝液輸送泵與濕式深度脫硫脫硝塔相連形成循環。

進一步，所述濕式深度脫硫脫硝塔頂部設置除塵除霧器，所述除塵除霧器為平板式除霧器、屋脊式除霧器、管束式除塵除霧器或靜電管束式除塵除霧器。

進一步，所述煙氣降溫換熱裝置為氣液換熱器或氣氣換熱器。

進一步，所述煙氣再熱器是氣氣換熱器。

一種基于所述煙氣余熱回收濕法集成凈化處理系統的凈化方法，其特征在于，包括以下步驟：

步驟1：利用煙氣降溫換熱裝置將含有硫氧化物、氮氧化物、塵、汞等重金屬污染物的煙氣溫度由＞180℃降低至＜180℃；

步驟2：利用煙氣除塵裝置將降溫后的煙氣中的粉塵脫除；

步驟3：利用增壓風機將脫塵后的煙氣增壓后送入煙氣再熱器，煙氣經再次換熱降溫后回到濕式預脫硫脫硝塔，進行預脫硫脫硝，控制濕式預脫硫脫硝塔的脫硫效率在40％～98％后與煙氣再熱器換熱經升溫再熱后經煙道再進入到濕式深度脫硫脫硝塔，連續進行脫硫脫硝除霧、深度除塵處理后變為凈煙氣經煙道進入煙囪排放；

步驟4：濕式深度脫硫脫硝塔中漿液池的漿液經脫硫脫硝后會逐漸飽和，將飽和后的吸收漿液送入脫硫脫硝飽和漿液再生單元中，經還原再生的脫硫脫硝漿液繼續返回濕式深度脫硫脫硝塔中循環使用；

步驟5：濕式深度脫硫脫硝塔中的脫硫脫硝漿液隨著不斷循環使用，漿液中的硫酸根會逐漸累積，當脫硫脫硝漿液中硫酸根濃度達到≥1.0mol/L后，利用飽和漿液再生單元將飽和漿液的20％-50％進行排液處理，分離出亞硫酸鹽或硫酸鹽的固態產物，分離出的液態漿液回到脫硫脫硝飽和液再生系統中經再生、調制后，進入到濕式深度脫硫脫硝塔中重復循環使用。

進一步，所述步驟2中換熱后的煙氣除塵裝置為電除塵器、電袋除塵器或袋式除塵器。

進一步，濕式預脫硫脫硝塔中的吸收漿液為堿性漿液，具體為脫硫堿性漿液，包括氨水溶液、氧化鈣、碳酸鈣、氧化鎂以及碳酸鈉、氫氧化鈉。

進一步，深度濕式脫硫脫硝塔中的脫硫脫硝漿液為亞鐵鹽、亞硫酸鹽、EDTA的混合溶液，具體的亞鐵鹽為硫酸亞鐵、氯化亞鐵、硝酸亞鐵，亞硫酸鹽為亞硫酸鈉、亞硫酸鉀，EDTA為EDTA-2Na和EDTA-4Na。

進一步，所述濕式深度脫硫脫硝塔中脫硫脫硝漿液包括催化劑，所述催化劑為粉末活性炭，其pH值不低于7，比表面積200㎡/g～1100㎡/g，粒度為80目～400目，其添加量為0.0％wt～1.0％wt。

進一步，所述步驟5中濕式深度脫硫脫硝塔中深度脫硫脫硝飽和漿液再生溫度為40℃～80℃，再生時間15min～90min。

進一步，所述步驟5濕式深度脫硫脫硝塔中的脫硫脫硝漿液再生過程中添加活性炭做催化劑，活性炭添加量為1.0％wt～5.0％wt，活性炭的pH值為2～11，比表面200㎡/g～500㎡/g，耐磨強度不低于85％。

進一步，所述步驟5中當飽和脫硫脫硝漿液中硫酸根濃度≥1mol/L時，開始對部分脫硫脫硝漿液進行分離處理，分離采用蒸發結晶濃縮后離心分離或采用冷凍結晶后離心分離方式。

進一步，所述步驟4中深度脫硫脫硝塔中采用氨水作為pH值調整源，蒸發結晶濃縮后進行離心分離出固態副產物硫酸銨或亞硫酸銨和硫酸銨的混合物。

進一步，所述步驟4中深度脫硫脫硝塔中采用鈉堿作為系統pH值調整源，冷凍結晶后離心分離出固態副產物硫酸鈉或硫酸鈉和亞硫酸鈉的混合物。

本發明的有益效果是：

本發明可實現低溫狀態下同時脫除煙氣中塵、氮氧化物、硫氧化物、微顆粒塵以及汞等重金屬的目的，可將煙氣中的NOx變成無害的N₂排放。避免了因采用SCR高溫脫硝技術帶來的氨逃逸、硫酸氫銨結塊堵塞以及失效SCR催化劑作為危廢難以處置等難題，同時因對煙氣中的余熱進行了的回收利用，進一步提升了煙氣集成凈化處理的效益，達到了既節能又減排的效果。

附圖說明

圖1為本發明的系統組成示意圖。

具體實施方式

如圖1，本發明的一種煙氣余熱回收濕式煙氣集成凈化系統，包括煙氣降溫換熱裝置1、煙氣除塵裝置2、增壓風機3、濕式預脫硫脫硝裝置、煙氣再熱器9、濕式深度脫硫脫硝裝置，其中，

濕式預脫硫脫硝裝置包括堿液吸收漿液制備單元4、漿液儲存罐5、漿液輸送泵6、濕式預脫硫脫硝塔7；

濕式深度脫硫脫硝裝置包括脫硝吸收液制備及儲存單元12、脫硝液輸送泵13、濕式深度脫硫脫硝塔8、循環泵10、飽和漿液再生單元11；

煙氣降溫換熱裝置1、煙氣除塵裝置2、增壓風機3、煙氣再熱器9、濕式預脫硫脫硝塔7、濕式深度脫硫脫硝塔8、飽和漿液再生單元11依次通過煙道或管道連接；堿液吸收漿液制備單元4、漿液儲存罐5、漿液輸送泵6、濕式預脫硫脫硝塔7依次相連；脫硝吸收液制備及儲存單元12通過循環泵10與濕式深度脫硫脫硝塔8相連；飽和漿液再生單元11通過脫硝液輸送泵13與濕式深度脫硫脫硝塔8相連形成循環。

濕式預脫硫脫硝塔7可以是裝有旋匯耦合脫硫塔(SPC-3D)，可以是噴淋塔、也可以是鼓泡塔，濕式脫硫脫硝塔設有多臺循環漿液泵，可以滿足根據濕式脫硫脫硝塔出口煙氣中SO₂濃度進行實時調節控制的要求。濕式預脫硫脫硝塔7中的吸收漿液為堿性漿液，具體為脫硫堿性漿液，包括氨水溶液、氧化鈣、碳酸鈣、氧化鎂以及碳酸鈉、氫氧化鈉

濕式深度脫硫脫硝塔8包括自下而上布置的旋匯耦合裝置(專利號：CN201735324U)、填料層、均布液裝置和除塵除霧器。其中填料層為多層，每層填料層上布置一個高效均布液裝置。深度濕式脫硫脫硝塔中8底部漿液池中的脫硫脫硝漿液為亞鐵鹽、亞硫酸鹽、EDTA以及催化劑的混合溶液，具體的亞鐵鹽為硫酸亞鐵、氯化亞鐵、硝酸亞鐵，亞硫酸鹽為亞硫酸鈉、亞硫酸鉀，EDTA為EDTA-2Na和EDTA-4Na。催化劑為粉末活性炭，其pH值不低于7，比表面積200㎡/g～1100㎡/g，粒度為80目～400目，其添加量為0.0％wt～1.0％wt。上述脫硫脫硝漿液中可以添加催化劑也可以不添加。

飽和漿液再生單元11包括有蒸發濃縮裝置或冷凍結晶裝置和離心分離裝置，用于分離出濕式深度脫硫脫硝塔8底部漿液池中的脫硫脫硝漿液中的亞硫酸鹽或硫酸鹽等固態產物。分離出的液態漿液通過脫硝液輸送泵13回到濕式深度脫硫脫硝塔8中重復循環使用。脫硝吸收液制備及儲存單元12用于制備存儲脫硫脫硝漿液，利用循環泵10將脫硫脫硝漿液輸送到濕式深度脫硫脫硝塔8中。

通過本發明的凈化系統可實現低溫狀態下同時脫除煙氣中塵、氮氧化物、硫氧化物、微顆粒塵以及汞等重金屬的目的，可將煙氣中的NO變成無害的N₂排放。同時因對煙氣中的余熱進行了回收利用，進一步提升了煙氣集成凈化處理的效益，達到了既節能又減排的效果。

填料層的填料選用PP材質的球形空心球散裝填料，比表面為50㎡/m³～800㎡/m³，堆積密度為堆積密度20kg/m³～200kg/m³，填料裝填2～6層，每層高度約0.1m～1.5m,每層填料上方布置高效均布液裝置。

除塵除霧器可以為板式除塵除霧器、屋脊式除塵除霧器，也可以為管束式除塵除霧器，也可以為靜電管束式除塵除霧器，優選管束式除塵除霧器(專利號：CN 104368215B)或靜電管束式除塵除霧器(申請號CN201620105537.9)。

高溫原煙氣通過煙道進入煙氣降溫換熱裝置1，煙氣通過換熱降溫后進入煙氣除塵裝置2，經除塵后的煙氣通過煙道進入增壓風機3，煙氣經增壓風機3增壓后進入煙氣再熱器9，然后進入濕式預脫硫脫硝塔7，煙氣經濕式預脫硫脫硝處理后進入煙氣再熱器9然后進入濕式深度脫硫脫硝塔8，濕式預脫硫脫硝塔7和濕式深度脫硫脫硝塔8與煙氣再熱器9是分體的，也可以是合并為一體的。煙氣再熱器9是氣氣換熱器。

堿液吸收漿液制備單元4制備吸收漿液，吸收漿液為堿性漿液，具體為脫硫堿性漿液，包括氨水溶液、氧化鈣、碳酸鈣、氧化鎂以及碳酸鈉、氫氧化鈉。吸收漿液被輸送到漿液儲存罐5，通過漿液輸送泵6將制備好的漿液輸送到濕式預脫硫脫硝塔7的漿液池中。

一種基于所述煙氣余熱回收濕法集成凈化處理系統的凈化方法，包括以下步驟：

步驟1：利用煙氣降溫換熱裝置1將含有硫氧化物、氮氧化物、塵、汞等重金屬污染物的煙氣溫度由＞180℃降低至＜180℃；

步驟2：利用煙氣除塵裝置2將降溫后的煙氣中的粉塵脫除；煙氣除塵裝置2為電除塵器、電袋除塵器或袋式除塵器；

步驟3：利用增壓風機3將脫塵后的煙氣增壓后送入煙氣再熱器9，煙氣經再次換熱降溫后回到濕式預脫硫脫硝塔7，進行預脫硫脫硝，控制濕式預脫硫脫硝塔7的脫硫效率在40％～98％后與煙氣再熱器9換熱經升溫再熱后經煙道再進入到濕式深度脫硫脫硝塔8，連續進行脫硫脫硝除霧、深度除塵處理后變為凈煙氣經煙道進入煙囪排放。

濕式預脫硫脫硝塔7中的吸收漿液為堿性漿液，具體為脫硫堿性漿液，包括氨水溶液、氧化鈣、碳酸鈣、氧化鎂以及碳酸鈉、氫氧化鈉。

深度濕式脫硫脫硝塔中8的脫硫脫硝漿液為亞鐵鹽、亞硫酸鹽、EDTA以及催化劑的混合溶液，具體的亞鐵鹽為硫酸亞鐵、氯化亞鐵、硝酸亞鐵，亞硫酸鹽為亞硫酸鈉、亞硫酸鉀，EDTA為EDTA-2Na和EDTA-4Na。催化劑為粉末活性炭，其pH值不低于7，比表面積200㎡/g～1100㎡/g，粒度為80目～400目，其添加量為0.0％wt～1.0％wt。

步驟4：濕式深度脫硫脫硝塔8中漿液池的漿液經脫硫脫硝后會逐漸飽和，將飽和后的吸收漿液送入脫硫脫硝飽和漿液再生單元11中，經還原再生的脫硫脫硝漿液繼續返回濕式深度脫硫脫硝塔8中循環使用。

當深度脫硫脫硝塔8中采用氨水作為系統pH值調整源，則采用蒸發結晶濃縮后進行離心分離出固態副產物硫酸銨或亞硫酸銨和硫酸銨的混合物；當深度脫硫脫硝裝置中采用鈉堿作為系統pH值調整源，則采用冷凍結晶后離心分離出固態副產物硫酸鈉或硫酸鈉和亞硫酸鈉的混合物。

步驟5：濕式深度脫硫脫硝塔8中的脫硫脫硝漿液隨著不斷循環使用，漿液中的硫酸根會逐漸累積，當脫硫脫硝漿液中硫酸根濃度達到≥1.0mol/L后，利用飽和漿液再生單元11將飽和漿液的20％-50％進行排液處理，分離采用蒸發結晶濃縮后離心分離或采用冷凍結晶后離心分離方式。分離出亞硫酸鹽或硫酸鹽的固態產物，分離出的液態漿液回到脫硫脫硝飽和液再生系統中經再生、調制后，進入到濕式深度脫硫脫硝塔8中重復循環使用。

濕式深度脫硫脫硝塔8中深度脫硫脫硝飽和漿液再生溫度為40℃～80℃，再生時間15min～90min。脫硫脫硝漿液再生過程中添加活性炭做催化劑，活性炭添加量為1.0％wt～5.0％wt，活性炭的pH值為2～11，比表面200㎡/g～500㎡/g，耐磨強度不低于85％。

實施例1

含5300mg/Nm³的SO₂、NO_x約600mg/Nm³、29g/Nm³的塵以及0.041mg/Nm³汞，380℃的燃煤鍋爐高溫煙氣，先經煙氣降溫換熱裝置1進行換熱降溫到140℃，進行熱回收后進入煙氣除塵裝置2，然后經增壓風機3后送入煙氣再熱器9(此處為氣氣換熱器)進行二次換熱，煙氣進一步降溫到約90℃后經煙道進入濕式預脫硫脫硝塔7，煙氣經預脫硫脫硝處理后煙氣經煙道進入煙氣再熱器9(此處為氣氣換熱器)進行煙氣升溫到約90℃后進入深度脫硫脫硝塔8中，經深度脫硫脫硝、除塵除霧后為凈煙氣經煙道進入煙囪排放。

濕式深度脫硫脫硝塔中填料選用PP材質的球形空心球散裝填料，比表面為300㎡/m³，堆積密度為堆積密度50kg/m³，填料裝填6層，每層高度約0.4m,每層填料上方布置高效均布液裝置。

預脫硫脫硝系統中漿液為石灰石或石灰的漿液，通過控制pH值在5～6之間，控制液氣比為8～18，從而控制預脫硫脫硝塔中脫硫效率為60％～95％,本實施例中pH值控制在5.8，液氣比為12時，脫硫效率為90％。

濕式深度脫硫脫硝塔8中的脫硫脫硝漿液為硫酸亞鐵、亞硫酸鈉、EDTA-2Na以及比表面450㎡/g的325目的活性炭混合溶液，活性炭的添加量為0.15％wt。采用碳酸鈉為深度脫硫脫硝系統中的pH值調節源。

當濕式深度脫硫脫硝塔中脫硫脫硝漿液逐漸飽和失去脫硫脫硝能力時，開始對飽和脫硫脫硝漿液進行再生處理，再生溫度80℃，再生時間15min，再生漿液pH值6.7，飽和漿液再生過程中添加比表面400㎡/g、200目的活性炭2％wt。

當飽和脫硫脫硝漿液中硫酸根濃度約1.51mol/L時，對脫硫脫硝飽和吸收液進行排液處理，將約四分之一的飽和脫硫脫硝漿液進行冷凍結晶、離心分離出亞硫酸鈉和硫酸鈉的混合物為副產物，分離出的液態漿液回到脫硫脫硝飽和液再生系統中經再生、調制后，進入到濕式深度脫硫脫硝裝置中重復循環使用。

在上述實例中，凈煙氣的排放指標為27mg/Nm³的SO₂、49mg/Nm³的NOx、4.1mg/Nm³的塵，0.019mg/Nm³的汞。

實施例2

含3987mg/Nm³的SO₂、NO_x約1035mg/Nm³、17g/Nm³的塵245℃的焦化高溫煙氣，先經煙氣降溫換熱裝置1(此處采用氣液換熱裝置)進行換熱降溫到120℃，進行熱回收后進入煙氣除塵裝置2，然后經增壓風機3后送入煙氣再熱器9(氣氣換熱器)進行二次換熱，煙氣進一步降溫到約76℃后經煙道進入濕式預脫硫脫硝塔7，煙氣經預脫硫脫硝處理后煙氣經煙道進入煙氣再熱器9(氣氣換熱器)進行煙氣升溫到約76℃后進入深度脫硫脫硝塔8中，經深度脫硫脫硝、除塵除霧后為凈煙氣經煙道進入煙囪排放。

濕式深度脫硫脫硝塔中填料選用PP材質的規整波紋板填料，比表面為500㎡/m³，堆積密度為堆積密度120kg/m³，填料裝填2層，每層高度約1.2m,每層填料上方布置高效均布液裝置。

預脫硫脫硝塔中漿液為廢氨水溶液，通過控制pH值在5.7～7.5，控制液氣比為3～10，從而控制預脫硫脫硝塔中脫硫效率為50％～90％。本實施例中pH值控制在7.1，液氣比為5時，脫硫效率為88％。

濕式深度脫硫脫硝塔中的脫硫脫硝漿液為硫酸亞鐵、亞硫酸鈉、EDTA-2Na以及比表面670㎡/g的325目的活性炭混合溶液，活性炭的添加量為0.10％wt。采用廢氨水為深度脫硫脫硝系統中的pH值調節源。

當濕式深度脫硫脫硝塔中脫硫脫硝漿液逐漸飽和失去脫硫脫硝能力時，開始對飽和脫硫脫硝漿液進行再生處理，再生溫度60℃，再生時間35min，再生漿液pH值6.37，飽和漿液再生過程中添加比表面220㎡/g、325目的活性炭5％wt。

當飽和脫硫脫硝漿液中硫酸根濃度約2.6mol/L時，對脫硫脫硝飽和吸收液進行排液處理，將約三分之一的飽和脫硫脫硝漿液進行蒸發結晶、離心分離出硫酸銨的混合物為副產物，分離出的液態漿液回到脫硫脫硝飽和液再生系統中經再生、調制后，進入到濕式深度脫硫脫硝裝置中重復循環使用。

在上述實例中，凈煙氣的排放指標為82mg/Nm³的SO₂、100mg/Nm³的NO_x、10mg/Nm³的塵。

實施例3

含2870mg/Nm³的SO₂、NO_x約374mg/Nm³、19g/Nm³的塵325℃的燒結煙氣，先經煙氣降溫換熱裝置氣液換熱器1進行換熱降溫到180℃，進行熱回收后進入煙氣除塵裝置2，然后經增壓風機3后送入煙氣再熱器氣氣換熱器9進行二次換熱煙氣進一步降溫到約95℃后經煙道進入濕式預脫硫脫硝塔7，煙氣經預脫硫脫硝處理后煙氣經煙道進入煙氣再熱器氣氣換熱器9進行煙氣升溫到95℃后進入深度脫硫脫硝塔8中，經深度脫硫脫硝、除塵除霧后為凈煙氣經煙道進入煙囪排放。

濕式深度脫硫脫硝塔中填料選用PP材質的規整波紋板填料，比表面為200㎡/m³，堆積密度為堆積密度45kg/m³，填料裝填3層，每層高度約0.7m,每層填料上方布置高效均布液裝置。

預脫硫脫硝系統中漿液為氧化鎂溶液，控制pH值在5.4～7.2之間，控制液氣比為3～17，控制預脫硫脫硝塔中脫硫效率為40％～98％；本實施例中pH值控制在5.4，液氣比為3時，脫硫效率為98％。

濕式深度脫硫脫硝塔中的脫硫脫硝漿液為氯化亞鐵、亞硫酸鈉、EDTA-4Na以及比表面800㎡/g的120目的活性炭混合溶液，活性炭的添加量為0.35％wt。采用氫氧化鈉為深度脫硫脫硝系統中的pH值調節源。

當濕式深度脫硫脫硝塔中脫硫脫硝漿液逐漸飽和失去脫硫脫硝能力時，開始對飽和脫硫脫硝漿液進。行再生處理，再生溫度60℃，再生時間35min，再生漿液pH值6.37，飽和漿液再生過程中添加比表面500㎡/g、325目的活性炭2.8％wt。

當飽和脫硫脫硝漿液中硫酸根濃度約1.0mol/L時，對脫硫脫硝飽和吸收液進行排液處理，將約五分之一的飽和脫硫脫硝漿液進行冷凍結晶、離心分離出亞硫酸鈉副產物，分離出的液態漿液回到脫硫脫硝飽和液再生系統中經再生、調制后，進入到濕式深度脫硫脫硝裝置中重復循環使用。

在上述實例中，凈煙氣的排放指標為18mg/Nm3的SO2、49mg/Nm3的NOx、5mg/Nm3的塵。

以上所述僅為本發明的較佳實施例，并不用以限制本發明，凡在本發明的精神和原則之內，所作的任何修改、等同替換、改進等，均應包含在本發明的保護范圍之內。