脱硫脱硝除尘一体化处理装置及方法与流程

技术领域：

本发明属于烟气处理技术领域，具体涉及一种脱硫脱硝除尘一体塔超低排放的工艺技术。

背景技术：
：

随着我国经济的快速发展，so2和nox的排放量也在不断增长，且so2和nox是形成酸雨等污染的主要原因。我国每年在酸雨污染上造成的损失约亿万元，为此，脱硫脱硝一体化的研究与应用技术已成为未来烟气综合治理技术的重点之一。当今国内外普遍使用的脱硫脱硝一体化技术主要是湿式烟气脱硫和scr或sncr技术脱硝组合。scr脱硝反应温度为250～450℃时，脱硝效率可达70％～90％，该技术成熟可靠，尤其在发达国家应用广泛；sncr还原温度区域在870～1200℃，脱硝效率小于50％；然而，两者都存在工艺设备投资大、需要预处理烟气、固体催化剂昂贵且使用寿命短及设备腐蚀等系列相关问题。

为了解决这些问题，本发明提供了一种脱硫脱硝除尘一体塔超低排放的技术工艺，即在原本湿法脱硫脱硝基础上，通过增加设备及添加组份使得该工艺达到脱硫脱硝除尘一体化的高效循环利用。该技术不仅可以达到较高的脱硫脱硝除尘效率，还可以减少工程化运行的成本，大大地降低危废副产物的形成，而且副产物经改性后可作为生产水泥等的混凝助剂材料或回收附加值高的化工原料，不产生二次污染。

技术实现要素：
：

本发明针对现有技术存在的问题，提供一种高效、运行成本低且能满足国家排放标准的脱硫脱硝除尘一体化处理装置及方法。

本发明提供的一种脱硫脱硝除尘一体化处理装置包括脱除塔、烟气装置、布袋除尘器2、静电除尘器18、热交换器4、脱硝氧化催化剂罐5、脱硫剂罐7、脱硫循环池10及脱硝循环罐14；所述烟气装置中的烟气进口管道处设有进口烟气监测装置1，所述布袋除尘器2设置在所述烟气进口管道与引风机3之间，烟道末端与所述脱除塔的下段连接，所述热交换器4设置在所述引风机3与所述烟道末端之间，以降低并控制烟气与脱硝氧化催化剂接触时的温度，所述热交换器4与所述烟道末端之间的所在烟道下部接有外接管道9，所述热交换器4与所述外接管道9中间设有第一高压雾化喷枪6，所述脱硝氧化剂罐5通过所述第一高压雾化喷枪6与烟道连接，所述脱硫剂罐7通过脱硫泵8与所述外接管道9底部连接。

所述脱除塔底部设有所述脱硫循环池10，所述脱硫循环池10的底部连接循环泵12，高压喷枪13设置在所述脱除塔内，高压喷枪13位于所述烟道末端的上方，所述高压喷枪13与所述循环泵12连接，所述脱硫循环池10通过循环泵12和高压喷枪13形成自循环系统，所述脱硫循环池10与排出泵11连接，以排出多次循环后的少量固体废弃物。

第二高压雾化喷枪16及旋流板接收器17设置在所述脱除塔中段内，所述旋流板接收器17设置在第二高压雾化喷枪16正下方，所述脱硝循环罐14与旋流板接收器17连接，所述脱硝泵15与第二高压雾化喷枪16连接，所述脱硝泵15与脱硝循环罐14底部连接，所述脱硝循环罐14及脱硝泵15与塔内所述第二高压雾化喷枪16及所述旋流板接收器17形成自循环系统；所述旋流板接收器17位于所述高压喷枪13的上方。

所述脱除塔顶端设有所述静电除尘器18，在所述脱除塔出口处通过出口烟气监测装置19与烟囱20连接。

本发明同时提供脱硫脱硝除尘一体化处理装置的处理方法，其特征在于该方法具体步骤如下：

(1)烟气经所述布袋除尘器2除尘后，通过所述引风机3进入烟道，并经由所述热交换器4快速降温，以控制烟气与脱硝氧化催化剂接触时的温度，温度保持在80～100℃范围，同时，通过所述第一高压雾化喷枪6向烟道中喷入脱硝氧化催化剂，将烟气中部分no氧化成高价态的氮氧化物，部分so2氧化为so3。

(2)脱硫剂经所述脱硫泵8进入所述外接管道9，与氧化后的烟气进行第一次混合脱硫，随后一同进入所述脱除塔底部的所述脱硫循环池10中，利用所述循环泵12将所述脱硫循环池10中混合液体经所述高压喷枪13喷淋，与烟气逆向接触并进行二次混合脱硫，so3和少量未被氧化的so2被转化为硫酸盐，部分nox被转化为硝酸盐等，其中生成的na2so4、na2so3、nano3或caso4·h2o、ca(no3)2以及少量caso3·1/2h2o、cacl2及caco3副产物通过所述排出泵11排出。

(3)烟气进入所述脱除塔中段，与喷淋的脱硝还原吸收催化剂逆流接触，将高价态的氮氧化物还原为零价态的氮气(n2)，净化后的烟气经所述静电除尘器18除尘并从脱除塔顶端排出，然后通过所述出口烟气监测装置19检测烟气含量，最终经烟囱排出，主要包括n2、co2、h2o、o2及少量灰渣。

所述脱硝氧化催化剂是由质量比25～30％的稳态二氧化氯或亚氯酸钠、质量比0.5～0.9％的fe2(so4)3及质量比0.5～0.9％的硫酸钠所配制的水剂产品。具体的配置是按照不同烟气的so2、nox的含量，根据no/no2的氧化度控制在0.5～0.9之间，配制成与nox等摩尔比例的强氧化剂量水溶液，其中补充fe2(so4)3作为金属催化剂，硫酸钠作为助催化剂。

所述脱硫剂为30wt％氢氧化钠水溶液或50～65wt％石灰乳水溶液。

所述脱硝还原吸收催化剂是由30～35wt％新配制的尿素及0.3～0.7wt％的na2so3、0.9～1.4wt％的feso4·7h2o、0.3～0.7wt％的na2s2o3及0.01wt％的聚乙烯醇200所组成的水溶液。具体的配制是按照no/no2的氧化度及烟气中nox及so2的含量，选择4～5个当量比的尿素含量配成水溶液，加入feso4·7h2o作为金属催化剂，加入na2s2o3或na2so3以辅助催化还原剂，并配制成水剂溶液，有选择性的加入聚乙烯醇200增强雾化效果。

本发明具有以下技术特点：

(1)本发明在脱除塔下段脱硫的同时可将部分nox脱除，然后再进行脱硝以达到脱除nox的目的，进而使得烟气排放完全达标。

(2)本发明在进入脱除塔之前的烟道下部设置列管，以输送脱硫剂，使得脱硫剂能够与烟气充分接触，提高脱硫效率。

(3)本发明工艺流程简单、运行成本低，可对脱硝氧化催化剂等进行随时调控，进而保持较高脱除效率。

(4)本发明是一种绿色循环催化过程，有效避免了产生二次污染物、设备腐蚀等问题。

(5)本发明的脱硫、脱硝、除尘主要集成在一座塔内，从而减少了工程占地面积和设备数量，以达到节省投资和运行维护费用的目的。

(6)本发明脱硝剂组份的制备原料来源广泛，价格便宜，制得的脱硝剂可局部循环使用，直至逐渐全部被消耗。

(7)本发明脱硝后的产物为n2、co2和h2o，无二次污染物产生。

(8)本发明脱硫后的固体产物caso4·h2o可作为水泥生产的混凝剂，液体产物na2so4回收可以提高副产物的高附加值。

附图说明：

图1为本发明脱硫脱硝除尘一体化处理装置的结构示意图。

图中：1：进口烟气监测装置，2：布袋除尘器，3：引风机，4：热交换器，5：脱硝氧化催化剂罐，6：第一高压雾化喷枪，7：脱硫剂罐，8：脱硫泵，9：外接管道，10：脱硫循环池，11：排出泵，12：循环泵，13：高压喷枪，14：脱硝循环罐，15：脱硝泵，16：第二雾化高压喷枪，17：旋流板接收器，18：静电除尘器，19：出口烟气监测装置，20：烟囱。

具体实施方式：

为了对本发明的目的、技术方案以及优点做出更加明确的阐述，结合以下具体实施例，对本发明进一步进行详细说明。以下具体事例均为最优实例。

实施例1：当烟气量为4～5万nm³，其中so2含量为350～460mg/nm³，nox含量为180～250mg/nm³，温度为130～150℃的烟气经布袋除尘后，通过引风机进入烟道，并经由热交换器快速降温，温度降为80～100℃，同时，通过高压喷枪向烟道中喷入配制好的脱硝氧化催化剂，大约消耗脱硝氧化催化剂10～17kg/h。将烟气中部分no氧化成高价态的氮氧化物，so2氧化为so3。预先配制好的脱硫剂经脱硫泵进入外接管道，与氧化后的烟气进行第一次混合脱硫，随后，一同进入脱除塔底部的脱硫循环池中，利用循环泵将此时脱硫循环池中混合液体经高压喷枪喷淋，与烟气逆向接触并进行二次混合脱硫，若选用石灰乳作为脱硫剂，则大约消耗脱硫剂20～26kg/h。so3和少量未被氧化的so2被转化为硫酸盐，部分nox被转化为硝酸盐等。其中生成的na2so4、na2so3、nano3或caso4·h2o、ca(no3)2以及少量caso3·1/2h2o、cacl2、caco3等副产物通过排出泵排出。烟气进入脱除塔中段，与喷淋的脱硝还原吸收催化剂逆流接触，将高价态的nox还原为零价态的氮气(n2)，大约消耗脱硝还原吸收催化剂23～53kg/h。净化后的烟气经静电除尘器除尘并从脱除塔顶端排出，然后通过出口烟气监测装置检测出口的烟气含量，最终经烟囱排出，经过连续60天的运行，脱硫效率可达96～97％，脱硝效率可达92～94％，除尘效率可达82～85％。

实施例2：当烟气量为8～10万nm³，其中so2含量为430～506mg/nm³，nox含量为210～290mg/nm³，温度为130～150℃的烟气经布袋除尘后，通过引风机进入烟道，并经由热交换器快速降温，温度降为80～100℃，同时，通过高压喷枪向烟道中喷入配制好的脱硝氧化催化剂，大约消耗脱硝氧化催化剂14～39kg/h。将烟气中部分no氧化成高价态的氮氧化物，so2氧化为so3。预先配制好的脱硫剂经脱硫泵进入外接管道，与氧化后的烟气进行第一次混合脱硫，随后，一同进入脱除塔底部的脱硫循环池中，利用循环泵将此时脱硫循环池中混合液体经高压喷枪喷淋，与烟气逆向接触并进行二次混合脱硫，若选用石灰乳作为脱硫剂，则大约消耗脱硫剂48～70.5kg/h。so3和少量未被氧化的so2被转化为硫酸盐，部分nox被转化为硝酸盐等。其中生成的na2so4、na2so3、nano3或caso4·1/2h2o、ca(no3)2以及少量caso3·1/2h2o、cacl2、caco3等副产物通过排出泵排出。烟气进入脱除塔中段，与喷淋的脱硝还原吸收催化剂逆流接触，将高价态的nox还原为零价态的氮气(n2)，大约消耗脱硝还原吸收催化剂32～122kg/h。净化后的烟气经静电除尘器除尘并从脱除塔顶端排出，然后通过出口烟气监测装置检测出口的烟气含量，最终经烟囱排出，经过连续60天的运行，脱硫效率可达93～95％，脱硝效率可达85～92％，除尘效率可达79～82％。

实施例3：当烟气量为6～8万nm³，其中so2含量为330～470mg/nm³，nox含量为239～370mg/nm³，温度为130～150℃的烟气经布袋除尘后，通过引风机进入烟道，并经由热交换器快速降温，温度降为80～100℃，同时，通过高压喷枪向烟道中喷入配制好的脱硝氧化催化剂，大约消耗脱硝氧化催化剂12～27kg/h。将烟气中部分no氧化成高价态的氮氧化物，so2氧化为so3。预先配制好的脱硫剂经脱硫泵进入外接管道，与氧化后的烟气进行第一次混合脱硫，随后，一同进入脱除塔底部的脱硫循环池中，利用循环泵将此时脱硫循环池中混合液体经高压喷枪喷淋，与烟气逆向接触并进行二次混合脱硫，若选用石灰乳作为脱硫剂，则大约消耗脱硫剂27～52.5kg/h。so3和少量未被氧化的so2被转化为硫酸盐，部分nox被转化为硝酸盐等。其中生成的na2so4、na2so3、nano3或caso4·h2o、ca(no3)2以及少量caso3·1/2h2o、cacl2、caco3等副产物通过排出泵排出。烟气进入脱除塔中段，与喷淋的脱硝还原吸收催化剂逆流接触，将高价态的nox还原为零价态的氮气(n2)，大约消耗脱硝还原吸收催化剂27～84kg/h。净化后的烟气经静电除尘器除尘并从脱除塔顶端排出，然后通过出口烟气监测装置检测出口的烟气含量，最终经烟囱排出，经过连续60天的运行，脱硫效率可达95～96％，脱硝效率可达90～91％，除尘效率可达81～84％。以上实施例的脱硫脱硝除尘情况见表1。

表1本发明实施例1-3脱硫脱硝除尘情况