超洁净氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法与流程

本发明属于环保
技术领域：
，具体涉及一种超洁净氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法。
背景技术：
：为了应对全球气候变化，2015年12月签订的《巴黎协定》为2020年后全球应对气候变化行动作出了安排。以实现将全球平均气温上升幅度控制在工业时期前之水平的2℃以下的长期目标，并尽可能将全球平均气温上升幅度控制在1.5摄氏度以下，这样就可以明显降低气候变化所带来的风险与影响；工业生产和火力发电是最主要的碳排放来源，世界范围内与供电取暖相关的CO2排放量占人为排放总量的25％左右。因此，碳减排及碳捕集已提上议程，碳减排的合理途径是将二氧化碳富集回收后用于下游产品生产、农业施肥、采油、封存，以减少二氧化碳排放。常见的富CO2气源有烟气、石油化工和煤化工副产气、变换气、油田伴生气、食品发酵气、石灰窖气、高炉气、转炉气等，其中烟气占最大的比例。但烟气由于成分复杂、二氧化碳浓度低、压力低，配套的烟气预处理及碳捕集装置投资大，运行成本高，工业化及之后的商业化困难。目前烟气碳捕集的方法有燃烧前捕集、燃烧后捕集，以及富氧燃烧捕集三大类。燃烧后捕集主要使用有机胺溶液对二氧化碳进行吸收捕或膜法进行捕集。尽管我国在全球范围内对火力电厂大气污染物制定的排放标准最为严格，SO2的排放浓度在35-100mg/Nm3，目前国际上使用的有机胺二氧化硫脱除工艺或其它烟气脱硫工艺与碳捕集协同，要实现SO2的超洁净排放，投资大，运行成本高，脱除效率不能完全满足要求，需使用烧碱等强碱进行二次洗涤脱硫。而进入有机胺溶液的气体中如二氧化硫杂质会与有机胺反应，造成有机胺的损耗，吸收剂对烟气中的酸性气体(CO2、NOx、SOx)不专一的选择性导致了药剂的额外损耗，与此同时还会产生热稳定性盐，如氨基硫酸盐等，需定期排放废液，并配套废液处理装置，此外，SO2还会影响吸收剂的降解率，增大解析能耗。以烟气为原料的碳捕集装置的运行成本较以工业尾气为原料的碳捕集装置运行成本增加10-50％，投资增加15-40％，限制了碳捕集技术在烟气处理领域的应用。因为前端脱硫不彻底，产品CO2中含有SO2，影响了产品的应用领域及销售价格，部分对原料要求高的产品如食品二氧化碳、聚碳酸二甲酯、食品碳酸氢钠等不能使用SO2含量超过1ppm的二氧化碳，只能对产品二氧化碳气进行进一步精制以满足下游生产需要，如《二氧化碳捕集技术及应用分析》(《气体净化》，2014年第14卷第6期)提到，华能集团于2008年在北京高碑店热电厂建成的年回收能力为3000t的燃煤电厂烟气CO2捕集试验装置，使用MEA吸收技术，CO2回收率大于95％，设置CO2压缩、CO2精制、CO2冷凝装置得到CO2纯度99.997％的食品二氧化碳，但投资大、工艺流程复杂、运行成本高，这些均限制了碳捕集技术在烟气处理领域的应用。膜法也是碳捕集的常规手段，但由于燃煤湿法脱硫净烟气中还存在少量未能脱除的S02，S02在潮湿环境下形成的硫酸雾容易对膜材料造成腐蚀，在膜吸收过程中，因S02分子有一对未饱和的孤对电子，使得它很容易在长链烃有机物(如聚丙烯、聚四氟乙烯材料)上形成吸附，对膜材质性能造成影响。发现S02会与C02产生竞争吸附，影响膜吸收C02效率。此外，脱硫后烟气含有石膏或硫酸铵、硫酸雾、和未反应完全的石灰石等颗粒物，现有WFGD系统对其难以有效捕集，影响膜捕集二氧化碳的性能。申请号CN201410329675.0的中国发明专利提出一种燃煤烟气同步脱硫脱硝除尘和减排二氧化碳方法，主要包括的步骤是：旋风除尘、烟气升温、炭还原脱硫脱硝、两级冷却回收硫磺、水并除尘、捕集二氧化碳以及二氧化碳的升温及还原。申请号CN201410738815.X的中国发明专利提出一种氨法烟气碳捕集及合成化工产品的方法，利用一个烟气吸收合成装置，使用氨水吸收烟气中的二氧化碳，并联产碳酸氢钠。申请号CN201310070751.6的中国发明专利提出一种电站锅炉烟气中二氧化碳捕集方法与装置，包括净化系统，净化系统的出口端连接由一个或两个以上并联连接的脱硫脱硝水洗塔(4)组成的脱硫脱硝水洗系统中每个脱硫脱硝水洗塔(4)的底部，脱硫脱硝水洗塔(4)上部设有水洗段，水洗段的上方连接水洗液储罐(7)；脱硫脱硝水洗塔(4)的底部还连接一个再生罐(21)，再生罐(21)连接脱硫脱硝溶液储罐(8)，脱硫脱硝溶液储罐(8)与脱硫脱硝水洗塔(4)的水洗段的下方连通；脱硫脱硝水洗塔(4)的顶端通过前置烟气换热器(11a)连接吸收塔(5)的底部；吸收塔(5)的顶部设有水洗段，吸收塔(5)水洗段的下方通过洗涤液冷却器(11b)吸收塔洗涤液储罐(9)连通，吸收塔洗涤液储罐(9)与吸收塔(5)的顶部连通；外部水蒸汽分别与再沸器(19)、胺回收加热器(15)及前置烟气换热器(11a)连通；再沸器(19)与再生塔(6)的底部相互连通形成循环；再生塔(6)的底部分别连接胺回收加热器(15)、贫/富液换热器(14)，胺回收加热器(15)还分别与再生塔(6)的中部、净化系统连接；再生塔(6)的顶部依次通过富液换热器(16)与气液分离器(18)连接；吸收塔(5)的底部依次连接富液换热器(16)、贫/富液换热器(14)后，与再生塔的上部连接；贫/富液换热器(14)通过贫液换热器(13)与吸收塔(5)水洗段的下方连通。该工艺在碳捕集前仍需设置净化系统，工艺流程复杂，投资大，运行成本高。申请号CN201420262823.7的中国发明专利提出一种富氧燃烧及二氧化碳捕集系统，包括富氧燃烧系统、锅炉系统及二氧化碳捕集系统，其中二氧化碳捕集装置包括二氧化碳精制装置。申请号CN201110039363.2中国发明专利提出一种氨法常压捕集吸收二氧化硫和二氧化碳系统及工艺，将经过除尘处理的燃煤电厂烟道气经所述引风机抽入所述第一换热器中，通过第一换热器降温达到生产工艺所需的温度；再从所述二氧化硫吸收塔的底部进入，将可以捕集吸收二氧化硫的所述稀氨水储槽内的稀氨水吸收溶液通过所述第三泵泵入二氧化硫吸收塔内的所述第一喷淋装置向下喷淋，得到硫酸铵溶液进而加工成产品硫酸铵，将脱出二氧化硫处理过的燃煤电厂烟道气从二氧化碳吸收塔的底部进入，将可以捕集吸收二氧化碳的所述稀氨水储槽内的稀氨水吸收溶液通过所述第四泵泵入二氧化碳吸收塔内的第三喷淋装置向下喷淋，烟道气与稀氨水吸收溶液逆流接触发生气液两相反应，吸收了二氧化碳生成碳酸氢铵溶液，进而加工成产品碳酸氢铵。以上发明均未明确脱硫后的工艺控制指标，未有效实现脱硫脱碳一体化，因此，有必要经过工程、技术的研究，明确脱硫后工艺指标，使脱硫脱碳能够一体化，开发出一种超洁净烟气氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法，降低碳捕集装置的投资和运行成本，后端工艺选择不受前端工艺影响，提高产品CO2附加值、拓宽应用领域。发明概述本发明针对现有技术未明确脱硫后工艺指标，未实现脱硫脱碳协同，工艺流程复杂，投资大，运行成本高，前端净化效果影响后段碳捕集效果、产品CO2附加值低，部分下游行业应用受限等缺点，提出一种超洁净氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法。本发明人已发现，将超洁净氨法脱硫后的二氧化硫浓度控制在≤2ppm、尘浓度控制在≤5mg/Nm3，此时碳捕集装置的性价比最高，部分数据如表1所示。表1原料成分对碳捕集装置的影响从表1看出，二氧化硫浓度控制在≤2ppm、尘浓度控制在≤5mg/Nm3时，吸收剂损耗率已降到目标值1％以下，产品二氧化碳中SO2含量也能满足下游生产需要，无需额外设置精制装置。最终本发明通过以下技术方案解决上述技术问题：1.一种超洁净氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法，其特征在于，超洁净氨法脱硫后的烟气直接送入碳捕集装置进行后续处理，以实现脱硫脱碳的一体化。2.如段落1所述的方法，其特征在于，超洁净氨法脱硫后的烟气中二氧化硫浓度≤2ppm，优选≤1ppm，尘浓度≤5mg/Nm3，优选≤2mg/Nm3，氨逃逸≤3mg/Nm3，优选≤1mg/Nm3。3.如段落1所述的方法，其特征在于，含二氧化硫气体直接进入超洁净氨法脱硫装置脱除二氧化硫后送入碳捕集装置进行后续处理，或者含二氧化硫气体经过预处理后进入超洁净氨法脱硫装置脱除二氧化硫，并且然后超洁净氨法脱硫装置处理过的烟气直接送入碳捕集装置进行后续处理。4.如段落3所述的方法，其中所述预处理包括除尘、脱硝、脱硫、脱重金属中的一种或多种。5.如段落1所述的方法，该方法包括以下步骤：A)将烟气流预处理以除去其中包含的尘、氮氧化物和/或重金属的至少一部分，并使烟气流降温，以提供预处理过的烟气流；B)将来自步骤A)的预处理过的烟气流送入超洁净氨法脱硫装置，在其中用吸收液洗涤烟气流以除去其中包含的SO2的至少一部分和尘的至少一部分，以提供二氧化硫浓度≤2ppm和尘≤5mg/Nm3的处理过的烟气流，所述吸收液含有亚硫酸铵、硫酸铵，并且pH在4-6.4之间；和C)将来自步骤B)的处理过的烟气流送碳捕集装置以脱除至少一部分二氧化碳。6.如段落5所述的方法，其特征在于，步骤B)中，烟气流依次与浓缩循环液、吸收循环液、循环洗涤液接触，实现吸收、氧化、浓缩、颗粒物控制的协同控制，吸收循环液设置若干级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵，循环洗涤液设置若干级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵。7.如段落6所述的方法，其特征在于，至少1级吸收循环液包含0.3-3重量％亚硫酸铵和6-36重量％硫酸铵并具有5-6.4的Ph值，并且沿烟气流动方向各级吸收循环液的亚硫酸铵含量依次降低和/或各级吸收循环液的pH值依次降低。8.如段落6所述的方法，其特征在于，至少1级循环洗涤液包含0.01-1重量％亚硫酸铵和1-38重量％硫酸铵并具有3-5.4的Ph值。9.段落1-8任一项所述的方法，其中进行超洁净氨法脱硫的装置包括吸收塔、氧化设备、吸收循环设备和洗涤循环设备，其中所述吸收塔包括自下而上依次设置的浓缩段、吸收段、颗粒物控制段，浓缩段、吸收段、颗粒物控制段各设置若干层喷淋层，吸收段与浓缩段之间设有只允许气体通过的设备/部件。10.如段落9所述的方法，其特征在于，吸收段设置2级，吸收循环设备为一级吸收循环槽和二级吸收循环槽，分别与两级吸收段的进出口连接，形成互相独立的两级吸收循环。11.如段落10所述的方法，其特征在于，含氨的吸收剂从多点加入，包括浓缩段、一级吸收循环槽、二级吸收循环槽、氧化设备。12.如段落9所述的方法，其特征在于，所述吸收塔的空塔气速为1.5m/s-3.5m/s；和/或所述浓缩段的操作温度为40℃-75℃，和/或循环洗涤液温度为30-50℃。附图说明图1为本发明方法示意图图2为本发明超洁净氨法脱硫装置优选实施例及实施例1的示意图在所述附图中，各数字具有以下含义：1、吸收塔2、氧化设备3a、烟气4、浓缩段5、吸收段6、颗粒物控制段7、吸收循环液8、净烟气出口9、烟气入口10、浓缩喷淋层11、吸收喷淋层12、颗粒物喷淋层a13、颗粒物喷淋层b14、除雾器15、循环洗涤液16、一级吸收循环槽17、气液分离器a18、气液分离器b19、气液分散强化器20、碳捕集装置21、氨22、氧化空气23、工艺水24、硫铵后处理系统25、二级吸收循环槽26、预处理装置27、进口CEMS28、浓缩循环液29、洗涤循环槽A30、洗涤循环槽B优选实施方案的详细描述在一个方面，本发明提供了一种超洁净氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法，其中超洁净氨法脱硫后的烟气直接送入碳捕集装置进行后续处理。该方法可以实现脱硫脱碳的一体化，可大幅降低碳捕集的投资及运行成本，提高碳捕集装置产品CO2质量和附加值，碳捕集后的尾气实现超洁净排放。在一些实施方案中，将超洁净氨法脱硫后二氧化硫浓度≤2ppm、尘≤5mg/Nm3的烟气直接送入碳捕集装置进行后续处理。在更优选的实施方案中，超洁净氨法脱硫后的烟气中二氧化硫浓度≤2ppm优选≤1ppm，尘含量≤5mg/Nm3，优选≤2mg/Nm3，氨逃逸≤3mg/Nm3，优选≤1mg/Nm3。将这样的超洁净氨法脱硫后的烟气直接送入碳捕集装置进行后续处理，可以节省后续碳捕集的投资和运行成本，提高运行稳定性。在本发明方法中，后续碳捕集工艺的实例包括化学吸收、物理吸收、吸附、冷冻、压缩冷凝等。在一些实施方案中，烟气经过预处理后进入超洁净氨法脱硫装置以脱除二氧化硫，然后送入碳捕集装置进行后续处理。所述预处理包括除尘、脱硝、脱硫、脱重金属中的至少一种。在本发明方法中，氨法脱硫装置与碳捕集装置之间无需设置额外的气体净化装置。在一些实施方案中，本发明方法包括以下步骤：A)将烟气流预处理以除去其中包含的尘、氮氧化物和/或重金属的至少一部分，并使烟气流降温，以提供预处理过的烟气流；B)将来自步骤A)的预处理过的烟气流送入超洁净氨法脱硫装置，在其中用吸收液洗涤烟气流以除去其中包含的SO2的至少一部分和尘的至少一部分，以提供二氧化硫浓度≤2ppm和尘≤5mg/Nm3的处理过的烟气流，所述吸收液含有亚硫酸铵、硫酸铵，并且pH在4-6.4之间；和将来自步骤B)的处理过的烟气流送碳捕集装置以脱除至少一部分二氧化碳。在一些实施方案中，在步骤B)中，初步净化后的烟气依次与浓缩循环液、吸收循环液、颗粒物洗涤循环液接触，实现吸收、氧化、浓缩、颗粒物控制的协同控制，吸收循环液设置若干级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵，循环洗涤液设置若干级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵。在一些实施方案中，至少1级吸收循环液包含亚硫酸铵0.3-3％，硫酸铵6-36％，pH5-6.4，并且沿烟气流动方向各级吸收循环液的亚硫酸铵含量依次降低和/或各级吸收循环液的pH值依次降低。在一些实施方案中，至少1级循环洗涤液包含亚硫酸铵0.01-1％，硫酸铵1-38％，pH3-5.4。在一些实施方案中，进行超洁净氨法脱硫的装置包括吸收塔、氧化设备、吸收循环设备、洗涤循环设备。吸收塔自下而上依次为浓缩段、吸收段、颗粒物控制段。浓缩段、吸收段、颗粒物控制段各设置若干层喷淋层，吸收段与浓缩段之间设有只允许气体通过的设备/部件。在一些实施方案中，所述吸收段优选2级，吸收循环设备优选为一级吸收循环槽和二级吸收循环槽，分别与两级吸收段的进出口连接，形成互相独立的两级吸收循环。在一些实施方案中，吸收段与颗粒物控制段之间根据需要设有只允许气体通过的设备/部件。在一些实施方案中，吸收段内与颗粒物控制段内根据需要设有只允许气体通过的设备/部件。在一些实施方案中，氧化设备根据溶液成分控制要求进行分层设置或分区设置。吸收循环液在氧化设备中的至少一个层/区中被含氧气体氧化，包含在其中的亚硫酸(氢)根的至少一部分被氧化为硫酸(氢)根。在本发明中，含氨的吸收剂为液氨、氨水、气氨中的一种或多种。在一些实施方案中，含氨的吸收剂从多点加入，加入点包括浓缩段、一级吸收循环槽、二级吸收循环槽、氧化设备。在一些实施方案中，所述超洁净氨法脱硫装置的工艺流程为：烟气从浓缩段进入，被浓缩段浓缩循环液降温洗涤，同时使浓缩循环液浓度增加，甚至产生结晶，烟气再分别经吸收段被吸收循环液洗涤脱硫、颗粒物控制段被循环洗涤液除去颗粒物后排出；浓缩段浓缩循环液从循环洗涤液补入，吸收循环液通过循环洗涤液和/或工艺水补充；部分吸收循环液在氧化系统氧化，氧化液通过管道分别送浓缩段、吸收循环槽、颗粒物控制段；工艺水从颗粒物控制段补入。在一些实施方案中，所述吸收塔的空塔气速为1.5m/s-3.5m/s。在一些实施方案中，所述浓缩段的操作温度为40℃-75℃。在一些实施方案中，循环洗涤液温度30-50℃。在一些实施方案中，每级吸收段液气比不小于1L/m3，喷淋覆盖率不小于130％，吸收段总喷淋覆盖率不小于300％。在一些实施方案中，每级颗粒物控制段液气比不小于0.8L/m3，喷淋覆盖率不小于110％，颗粒物控制段总喷淋覆盖率不小于300％。在一些实施方案中，吸收段上部和颗粒物控制段上部任选各设置若干层除雾器。除雾器可以选用波纹板、填料、折流板、屋脊、丝网或其组合形式。下面结合图1和图2描述本发明的超洁净氨法脱硫技术应用于碳捕集过程的方法。如图1所示，烟气3经预处理装置26降温、脱硝和除尘后进入超洁净氨法脱硫装置以在其中被脱硫、除尘，然后处理过的烟气直接送碳捕集装置20进行后续处理。具体地，如图2所示，烟气3依次与浓缩循环液28、吸收循环液7、循环洗涤液15接触，以进行吸收、氧化、浓缩、颗粒物控制，吸收循环液7设置2级，均含有亚硫酸铵与硫酸铵，循环洗涤液15设置4级，其中前3级含有亚硫酸铵与硫酸铵，最后1级为工艺水。在一个具体实施方案中，1级吸收循环液7包含亚硫酸铵约0.7％，硫酸铵约25％，pH约6.3，2级吸收循环液7成分包含亚硫酸铵约0.4％，硫酸铵约25％，pH约5.5。在一个具体实施方案中，1级颗粒物洗涤循环液15包含亚硫酸铵约0.1％，硫酸铵约27％，pH约4.2。在一个实施方案中，超洁净氨法脱硫装置包括吸收塔1、氧化设备2、一级吸收循环槽16、二级吸收循环槽25、洗涤循环槽A/B(29、30)、硫铵后处理系统24。吸收塔自下而上依次为浓缩段4、吸收段5、颗粒物控制段6。浓缩段4、吸收段5、颗粒物控制段6各设置若干层喷淋层，吸收段5与浓缩段4之间设有只允许气体通过的设备/部件。吸收段采用2级吸收，设置一级吸收循环槽16和二级吸收循环槽25，分别与两级吸收段的进出口连接，形成互相独立的两级吸收循环。吸收段5一级吸收与二级吸收之间，颗粒物控制段6一级喷淋与二级喷淋之间、三级喷淋与四级喷淋之间设有只允许气体通过的气液分离器b18。吸收段5与颗粒物控制段6之间设有只允许气体通过气液分离器a17。含氨的吸收剂从多点加入，包括浓缩段4、一级吸收循环槽16、二级吸收循环槽25、氧化设备2。所述装置的工艺流程为：烟气从吸收塔1浓缩段4进入，被浓缩段4浓缩循环液28降温洗涤，同时使浓缩循环液浓度增加，甚至产生结晶，烟气再分别经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、颗粒物控制段6被循环洗涤液15除去颗粒物后排出；浓缩段4浓缩循环液从循环洗涤液15补入，吸收循环液7通过循环洗涤液15和/或工艺水23补充。部分吸收循环液7从一级吸收循环槽16送氧化设备2氧化，氧化液通过管道分别送浓缩段4、一级吸收循环槽16、颗粒物洗涤段6；工艺水23从颗粒物控制段6补入；吸收塔1的空塔气速为2.35m/s；所述浓缩段4的操作温度为50℃-60℃；循环洗涤液15温度45℃。净烟气氨逃逸0.3mg/Nm3。烟气降温包括余热回收和空气冷却。超洁净氨法脱硫后的烟气中二氧化硫可以≤5mg/Nm3，尘含量可以≤4.5mg/Nm3，氨逃逸可以≤0.3mg/Nm3。超洁净氨法脱硫后的烟气可以直接送后续碳捕集处理工艺。可用于本发明的碳捕集处理工艺可以为有机胺如单乙醇胺(MEA)脱碳。进行本发明方法的装置较常规氨法脱硫+氨法碳捕集装置投资可以降低20％，运行成本可以降低15％；较有机胺脱硫+有机胺碳捕集装置投资可以降低45％，运行成本可以降低11％。实施例给出以下实施例来举例说明本发明，而不是限制发明的范围。实施例1本实施例例示了采用超洁净氨法脱硫技术对烟气进行处理，所得到的处理过的烟气可以直接送碳捕集单元进行碳捕集。在所述超洁净氨法脱硫技术中，烟气3经预处理装置26降温脱硝除尘除重金属、超洁净氨法脱硫装置脱硫除尘后直接送氨法碳捕集装置20进行后续处理，在其中用氨吸收二氧化碳以生产碳酸氢铵。所采用的氨法脱硫超洁净装置包括吸收塔1、氧化设备2、一级吸收循环槽16、二级吸收循环槽25、洗涤循环槽A/B(29、30)、硫铵后处理系统24。吸收塔自下而上依次为浓缩段4、吸收段5、颗粒物控制段6。浓缩段4、吸收段5、颗粒物控制段6分别设置3/4/5喷淋层，吸收段5与浓缩段4之间设有只允许气体通过的气液分离器b18。吸收段采用2级吸收，设置一级吸收循环槽16和二级吸收循环槽25，分别与两级吸收段的进出口连接，形成互相独立的两级吸收循环，每级吸收段包含2层喷淋层。吸收段5内部设有1块覆盖整个吸收塔截面的气液分离器a17、颗粒物控制段6内部设有2块覆盖整个吸收塔截面的气液分离器a17。吸收段5与颗粒物控制段6之间设有只允许气体通过的气液分离器b18。含氨的吸收剂为15％氨水，从浓缩段4、一级吸收循环槽16、二级吸收循环槽25加入，以保证产品硫酸铵质量和SO2吸收效率。在超洁净氨法脱硫装置中，预处理过的烟气依次与浓缩循环液28、吸收循环液7、循环洗涤液15接触，2级吸收循环液7均含有亚硫酸铵与硫酸铵，循环洗涤液15设置4级，其中前3级含有亚硫酸铵与硫酸铵，最后1级为工艺水。1级吸收循环液7包含亚硫酸铵0.6％，硫酸铵24.3％，pH5.9，2级吸收循环液7包含亚硫酸铵0.2％，硫酸铵24.4％，pH5.3。1级颗粒物洗涤循环液15包含亚硫酸铵0.2％，硫酸铵26.3％，pH4.35。所述装置的工艺流程为：烟气从吸收塔1浓缩段4进入，被浓缩段4浓缩循环液降温洗涤，同时使浓缩循环液浓度并塔内结晶，烟气再分别经吸收段5被吸收循环液7洗涤脱硫、颗粒物控制段6被循环洗涤液15除去颗粒物后排出；浓缩段4浓缩循环液从循环洗涤液15补入，吸收循环液7通过循环洗涤液15和工艺水23补充。18％一级吸收循环液7从一级吸收循环槽16送氧化设备2氧化，氧化液通过管道分别送浓缩段4、一级吸收循环槽16、颗粒物洗涤段6，比例为10:15:75。工艺水23从颗粒物控制段6补入；吸收塔1的空塔气速为2.22m/s；浓缩段4的操作温度为55℃。循环洗涤液15温度48℃。烟气3进口管道上设有进口CEMS27，对烟气流量、温度、压力、二氧化硫含量、氮氧化物含量、水含量、汞含量进行监测。烟气3进入超洁净氨法脱硫装置前，将烟气送入预处理装置26，对烟气进行降温、脱硝、除尘、除重金属等过程，降温包括余热回收和软水预热，脱硝工艺为SCR脱硝，除尘工艺为静电除尘，除重金属工艺为活性炭吸附。实施效果装置设计烟气流量370000Nm3/h，设计SO2浓度3200mg/Nm3，设计总尘浓度19.8mg/Nm3。测试期间，净烟气SO22.6mg/Nm3，总尘(含气溶胶)0.75mg/Nm3，氨逃逸0.27mg/Nm3。表2装置设计参数序号工艺指标单位数值1烟气流量Nm3/h3700002烟气进口温度℃1453烟气SO2浓度mg/Nm332004烟气进口粉尘浓度mg/Nm319.85出口烟气SO2浓度mg/Nm3≤56出口烟气尘浓度mg/Nm3≤27出口烟气氨逃逸浓度mg/Nm3≤0.58氨回收利用率％≥99表3为测试方法及测试仪器，表4为运行参数和测试结果。表3各项指标的检测方法及主要仪器一览表表4超洁净氨法脱硫装置运行参数和及测试结果虽然以上描述了本发明的具体实施方式，但是本领域的技术人员应当理解，这些仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方式做出多种变更或修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。而且，本领域的技术人员应当理解，本文中针对一个或多个实施方案所描述的技术特征可以与其它实施方案结合，只要这样的结合不与本发明的目的冲突。当前第1页1 2 3