本发明属于钢铁烧结生产环境保护领域，具体涉及一种综合脱除钢铁烧结烟气中的SO2、NOX及二噁英的装置及方法。
背景技术：
烧结生产是现代钢铁生产最重要的工艺单元之一，同时也是钢铁工业的污染大户。烧结工序NOX排放量约占钢铁工业总排放量的50％，S02排放量约占钢铁工业总排放量的60％，钢铁行业烧结和电炉产生的二噁英占全国二噁英排放总量的25.9％。随着我国环保要求的日益提高，不仅对烧结烟气粉尘和SO2排放更加严格，同时对NOX和二噁英的排放也提出了新的要求。
近几年来，我国烧结烟气SO2的治理已收到显著成效，诸如湿法(石灰石-石膏法、镁法、氨法等)、循环流化床法(CFB)、旋转喷雾法(SDA)等工艺均有工程应用，且技术成熟、性能稳定。
但是，我国针对烧结烟气NOX和二噁英的治理才刚刚起步，目前我国烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的技术是：采用湿法脱硫+SCR脱硝和去除二噁英的工艺来处理烧结烟气。其流程是，先脱硫后脱硝：烧结烟气(130℃)经除尘后由主抽风机送入脱硫塔脱除SO2，脱硫后的烟气温度降至50℃～60℃，然后再送至SCR反应器进行脱硝和去除二噁英；由于SCR反应器中反应温度介于320℃～400℃之间，所以需要设置GGH换热器和烟气加热炉，将烟气温度提升至320℃以上，才能进入SCR反应器反应。烧结烟气经过湿法脱硫+SCR脱硝和去除二噁英装置后，其SO2、NOX和二噁英均能达标排放。
现有技术不足之处主要是能耗大。湿法脱硫+SCR脱硝和去除二噁英技术，需要将50℃～60℃脱硫湿烟气加热到320℃以上才能有效脱硝和去除二噁英，燃料消耗多。
技术实现要素：
针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种能耗少、能够降低运行成本的钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的装置及方法。它能够使烧结烟气达标排放，消除烟囱冒“白烟”现象，降低系统总阻力及烟气加热能耗，节约能源。
根据本发明的第一个实施方案，提供一种钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的装置，该装置包括：按照烟气流动方向，主抽风机(1)，随着烟气流向，还包括设置在主抽风机(1)右上方的GGH换热器(2)的第一换热区(201)，设置在GGH换热器(2)上方的第一换热区(201)下游的烟气加热炉(3)，设置在烟气加热炉(3)下游上方的喷氨格栅(4)， 设置在喷氨格栅(4)下游右方的SCR反应器(5)，位于SCR反应器(5)下游的GGH换热器(2)的第二换热区(202)，位于下方且与GGH换热器(2)的第二换热区(202)之内相连的烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)，位于烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)的烟气流下游的增压风机(7)，位于增压风机(7)下游右方的脱硫塔(8)(优选是湿法脱硫塔)，以及位于脱硫塔(8)顶部的烟气-水换热器(6)的第二换热区(602)，以及位于烟气-水换热器(6)的第二换热区(602)的下游或顶部的烟囱(9)。
优选的是，脱硫塔(8)(优选是湿法脱硫塔)具有2-25米、优选3-20米、更优选4-16米、更优选5-12米的塔高(指主体塔高)和/或2-20米2、更优选3-16米2、更优选4-10米2的内部(即塔壁围成的内部腔室)横截面积。
优选的是，上述装置还包括位于烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)和烟气-水换热器(6)的第二换热区(602)烟囱(9)之间的循环水泵(10)。
优选，在烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)和第二换热区(602)之间具有作为热交换介质的水的循环通路，其中循环水泵(10)位于该循环通路之中。
优选的是，烟气加热炉(3)是使用煤气或天然气作为燃料的、用于加热烟气的加热炉。
优选的是，SCR反应器(5)中装有TiO2/V2O5/WO3催化剂。
根据本发明的第二个实施方案，提供一种钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的方法或提供一种使用上述装置的钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的方法，该方法主要包括：
1)除尘后的烧结原烟气经由主抽风机(1)输送至GGH换热器(2)的第一换热区(201)中与从SCR反应器(5)中排出的脱硝后烟气进行间接热交换而升温；
2)从GGH换热器(2)的第一换热区(201)所排出的升温后的烟气进入烟气加热炉(3)中进一步加热升温变成高温烟气；
3)以上步骤2)的高温烟气然后流过喷氨格栅(4)被喷入氨气而成为携带氨气的高温烟气；
4)携带氨气的高温烟气进入到装载有选择催化还原催化剂的SCR反应器(5)中进行选择催化还原脱硝反应，获得了脱硝后烟气；
5)脱硝后烟气的两次热交换：从SCR反应器(5)中排出的脱硝后烟气被输送至GGH换热器(2)中与输入GGH换热器(2)的第一换热区(201)中的除尘后的烧结原烟气进行间接热交换而经历第一次热交换而降温；随后进入到位于GGH换热器(2)的第二换热区(202)内的烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)中与作为热交换介质的水[它在烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)和第二换热区(602)之间循环]进行间接热交换而经历第二次热交换而降 温；
6)从烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)中排出的降温烟气经由增压风机(7)被输送至湿法脱硫塔(8)中进行脱硫，获得脱硫后的烟气；
7)脱硫后的烟气随后流过烟气-水换热器(6)的第二换热区(602)中与作为热交换介质的水[它在烟气-水换热器(6)的第一换热区(601)和第二换热区(602)之间循环]进行间接热交换而再次升温，变成了再次升温的烟气；和
8)再次升温的烟气被排放，例如经由烟囱(9)排放。
一般，在步骤1)中通过间接热交换而升温至280℃～320℃。
一般，在步骤2)中烟气通过烟气加热炉(3)加热至321℃～350℃。
优选的是，在步骤5)中脱硝后的烟气经历第一次热交换而降温至160℃～180℃。
优选的是，在步骤5)中脱硝后的烟气经历第二次热交换而降温至100℃～140℃，优选110℃～130℃。
优选，在脱硫塔(8)中脱硫后的净烟气温度在40℃～70℃、优选50℃～60℃。
优选的是，在步骤7)中脱硫烟气进行间接热交换而再次升温至90-120℃，更优选100-110℃。
在上述方法中，SCR反应器(5)中装有TiO2/V2O5/WO3催化剂。
简单而言，本发明的一种钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的装置包括：主抽风机，随着烟气流向，还包括设置在主抽风机右上方的GGH换热器(即，气-气换热器，gas-gas heater)，设置在GGH换热器上方的烟气加热炉，设置在烟气加热炉上方的喷氨格栅，设置在喷氨格栅右方的SCR反应器(即，选择催化还原(脱硝)反应器)，位于SCR反应器下方且与GGH换热器相连的烟气-水换热器，位于烟气-水换热器的烟气流下游的增压风机，位于增压风机右方的脱硫塔以及位于脱硫塔顶部的烟囱。
此外，上述装置还包括位于烟气-水换热器和烟囱之间的循环水泵。
本发明还提供一种钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的方法或一种使用上述装置的钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的方法，该方法主要包括：除尘后的烧结原烟气经主抽风机后先接入SCR烟气脱硝装置，然后再进入湿法脱硫塔，最后经烟囱达标排放。
在所述方法中优选的是，除尘后的烧结原烟气(如130℃)经主抽风机进入SCR反应器之前，先进入GGH换热器加热至280℃～320℃，然后进入烟气加热炉继续被加热至320℃～350℃，再经过喷氨格栅加氨后送入SCR反应器。
优选，从SCR反应器出来的净烟气(320℃～350℃)通过GGH换热器来加热原烟气，使原烟气温度升至280℃～320℃，换热后的净烟气温度降至160℃～180℃。
优选，从GGH换热器出来的净烟气(160℃～180℃)进入烟气-水换热器，换热后的净烟气温度降至120℃左右，净烟气然后用增压风机送至脱硫塔脱硫，脱硫后的净烟气温度在50℃～60℃。
优选，烟气-水换热器采用循环水泵将GGH换热器排出的净烟气(160℃～180℃)中蕴含的热量输送至脱硫塔出口处，加热脱硫塔出口烟气，使脱硫后的烟气升温至100℃左右，经脱硝、去除二噁英及脱硫后的洁净烟气通过脱硫塔顶部烟囱达标排放。
在本申请中，GGH换热器为热管式GGH换热器或回转式GGH换热器。
在本申请的方法中，流过本发明装置的烧结烟气的流量为100000Nm3/h-1400000Nm3/h(如400000Nm3/h，700000Nm3/h，900000Nm3/h)。进入该装置前的烟气温度为120℃-150℃(如130℃)。烟气SO2浓度一般为1000mg/Nm3-2000mg/Nm3(如1500mg/Nm3)。烟气中NOX浓度一般为200mg/Nm3-600mg/Nm3(如400mg/Nm3)。采用湿法脱硫，脱硫后烟气温度一般为55℃-65℃(如60℃)，脱硫效率90％或95％以上。采用SCR脱硝，脱硝反应温度一般为280℃-420℃(如350℃或360℃)，脱硝效率80％以上。
本发明的有益效果：
1、本发明根据脱硝脱硫所需要的烟气温度，将SCR反应器布置在烧结烟气脱硫塔之前，只需要将烟气温度从130℃加热到320℃以上，而现有技术需要将烟气温度从50℃～60℃加热到320℃以上，因而本发明减少大量燃料消耗；
2、本发明在GGH换热器净烟气出口，烟气增压风机之前设置烟气-水换热器，一方面减小了进入增压风机的烟气体积流量，减少了增压风机电耗，另一方面提高了脱硫塔出口烟气温度，可有效减轻排烟酸性腐蚀及消除烟囱冒“白烟”现象。
3、各换热环节中的温升和温降的幅度彼此匹配，总体的热量利用效率高。
4、与现有技术的电耗相比，节电43.75％。
附图说明
图1：钢铁烧结烟气脱硫、脱硝及去除二噁英工艺流程图。
附图标记：
1：主抽风机；2：GGH换热器；201：GGH换热器的第一换热区；20101：GGH换热器的第一换热区的烟气入口；20102：GGH换热器的第一换热区的烟气出口；202：GGH换热器的第二换热区；20201：GGH换热器的第二换热区的烟气入口；20202：GGH换热器的第二换热区的烟气出口；3：烟气加热炉；301：烟气加热炉的烟气入口；302：烟气加热炉的烟气出口；4：喷氨格栅；5：SCR反应器；501：SCR反应器的烟气入口；502：SCR反应器的烟气出口；6：烟气-水换热器；601：烟气-水换热器的第一换热区；602：烟气- 水换热器的第二换热区；7：增压风机；8：脱硫塔：9：烟囱；10：循环水泵。
具体实施方式
在下面的具体实施方式中，采用一种钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的装置，参见图1所示，该装置包括：主抽风机1，随着烟气流向，还包括设置在主抽风机1右上方的GGH换热器2，设置在GGH换热器2上方的烟气加热炉3，设置在烟气加热炉3上方的喷氨格栅4，设置在喷氨格栅4右方的SCR反应器5，位于SCR反应器5下方且与GGH换热器2相连的烟气-水换热器6，位于烟气-水换热器6的烟气流下游的增压风机7，位于增压风机7右方的脱硫塔8以及位于脱硫塔8顶部的烟囱9。
此外，上述装置还包括位于烟气-水换热器6和烟囱9之间的循环水泵10。
另外，采用一种使用以上所述装置的钢铁烧结烟气综合脱硫、脱硝及去除二噁英的方法，该方法主要包括：除尘后的烧结原烟气，经主抽风机1后先接入SCR烟气脱硝装置5，然后再进入湿法脱硫塔8，最后经烟囱9排放。
优选的是，除尘后的烧结原烟气(如130℃)经主抽风机1进入SCR反应器5之前，先进入GGH换热器2加热至280℃～320℃，然后进入烟气加热炉3继续被加热至320℃～350℃，再经过喷氨格栅4加氨后送入SCR反应器5。
优选，从SCR反应器5出来的净烟气(320℃～350℃)通过GGH换热器2来加热原烟气，使原烟气温度升至280℃～320℃，换热后的净烟气温度降至160℃～180℃。
优选，从GGH换热器2出来的净烟气(160℃～180℃)进入烟气-水换热器6，换热后的净烟气温度降至120℃左右，净烟气然后用增压风机7送至脱硫塔8脱硫，脱硫后的净烟气温度在50℃～60℃。
优选，烟气-水换热器6采用循环水泵10将GGH换热器2排出的净烟气(160℃～180℃)中蕴含的热量输送至脱硫塔8出口处，加热脱硫塔8出口烟气，使脱硫后的烟气升温至100℃左右，经脱硝、去除二噁英及脱硫后的洁净烟气通过脱硫塔8顶部烟囱9达标排放。
GGH换热器2为热管式GGH换热器或回转式GGH换热器。
实施例
某180m2烧结机，烧结烟气量为700000Nm3/h，烟气温度为130℃，烟气SO2浓度为1500mg/Nm3,烟气NOX浓度为400mg/Nm3。采用湿法脱硫，脱硫后烟气温度60℃，脱硫效率90％；采用SCR脱硝，脱硝反应温度350℃，脱硝效率80％。烟气加热采用焦炉煤气，焦炉煤气热值为16720kJ/Nm3(4000kcal/Nm3)。
1、本发明与现有技术(先脱硫后脱硝)中焦炉煤气消耗量比较：
a.本发明的燃料消耗量：
本发明采用先脱硝后脱硫的工艺：除尘后的烧结原烟气(130℃)，经主抽风机后进入GGH换热器(热管式GGH换热器)被加热至310℃，然后进入烟气加热炉，继续被加热至350℃，再经过喷氨格栅加氨后送入SCR反应器，在SCR反应器内借助催化剂脱除NOX和二噁英，从SCR反应器出来的净烟气(350℃)通过GGH换热器来加热原烟气，使原烟气升温至310℃，换热后的净烟气温度降至170℃。整个过程中，GGH换热器热源为SCR反应器后的净烟气余热，而消耗的燃料仅为烟气加热炉所需。
烟气加热炉将原烟气由310℃加热至350℃所消耗的燃料量E1为：
E1＝(V×Iy2-V×Iy1)/Q/η (1)
＝(700000×479.5-700000×423.5)/16720/0.85
＝2758Nm3/h
V——烟气体积700000Nm3/h
Iy2——350℃时的烟气焓479.5kJ/Nm3(查表)
Iy1——310℃时的烟气焓423.5kJ/Nm3(查表)
Q——焦炉煤气热值16720kJ/Nm3(4000kcal/Nm3)
η——烟气加热炉热利用率，取0.85
b.现有技术(先脱硫后脱硝)的燃料消耗量：
现有技术先脱硫后脱硝：烧结烟气(130℃)经除尘后由主抽风机送入脱硫塔脱除SO2，脱硫后的烟气温度降至60℃，接着进入GGH换热器升温至280℃，然后进入烟气加热炉，继续被加热至350℃，再经过喷氨格栅加氨后送入SCR反应器，在SCR反应器内借助催化剂脱除NOX和二噁英，从SCR反应器出来的净烟气(350℃)通过GGH换热器来加热脱硫后的烟气，使脱硫后的烟气升温至280℃，换热后的净烟气温度降至130℃。整个过程中，GGH换热器热源为SCR反应器后的净烟气余热，而消耗的燃料为烟气加热炉所需。
烟气加热炉将原烟气由280℃加热至350℃所消耗的燃料量：
E2＝(V×Iy2-V×Iy1)/Q/η (2)
＝(700000×479.5-700000×381.5)/16720/0.85
＝4827Nm3/h
Iy2——350℃时的烟气焓479.5kJ/Nm3(查表)
Iy1——280℃时的烟气焓381.5kJ/Nm3(查表)
式(2)中其余字母符号意义与式(1)中相同。
本发明比现有技术节约焦炉煤气百分比：
γ＝(E2-E1)/E2×100％ (3)
＝(4827-2758)/4827×100％
＝42.86％
本发明比现有技术(先脱硫后脱硝)焦炉煤气消耗量节约42.86％。
另外，本发明烟气系统总阻力H1＝4500Pa。现有技术的烟气系统总阻力H2＝8000Pa。本发明与现有技术的烟气系统相比而言节电43.75％。