本发明涉及焦炉烟气治理技术领域，尤其涉及一种焦炉烟气干式脱硫装置、焦炉烟气干式脱硫除尘一体化系统及其方法。
背景技术：
焦炉是用煤炼制焦炭的窑炉，在装煤、推焦、熄焦以及生产过程中会产生大量烟气。焦炉烟气中含有H2S，前端煤气脱硫装置未能完全脱除H2S，焦炉煤气参与燃烧供热，生成SO2，浓度在80～450mg/m3。与电厂烟气参数相比，焦炉烟道气具有以下特点：
1)焦炉烟道气温度相对较低。电厂烟气温度在300～400℃之间，焦化厂焦炉烟道废气温度相对较低，一般低于250℃，如果采用高炉煤气加热焦炉，则烟道废气温度会更低(一般低于200℃)。在烟气温度低于250℃的情况下，如果采用电厂烟气脱硝所采用的催化剂进行脱硝，则脱硝效率很低，无法满足烟气排放标准的要求。
2)焦炉烟囱必须始终处于热备状态。与电厂烟气相比，焦炉烟道废气经过脱硫脱硝以后必须回到焦炉烟囱，经过加热焦炉烟囱以后再排放至大气，因此焦炉烟囱始终处于热备状态。经过脱硫脱硝后的烟道气温度必须高于烟气露点温度，且烟气温度不得低于130℃。
3)SO2含量对低温脱硝的影响：在选择性催化还原(SCR)催化剂的作用下，焦炉烟气中部分SO2会被转化为SO3。在180℃至230℃的温度区间内，氨气与SO3反应极易生成硫酸氢铵。硫酸氢铵极易潮解，熔点温度为147℃，沸点为350℃。硫酸氢铵非常粘稠且难以清除，粘附在催化剂表面，会严重影响催化剂的使用效率。
在焦炉烟气治理方面，独立焦化厂用自产的高热值焦炉煤气加热，操作不严格时燃烧室温度较高，容易产生氮氧化物。回炉加热用的焦炉煤气尽管已经净化，但相对于高炉煤气而言，仍然含有较高的硫化物(无机硫和有机硫)和氨、HCN、吡啶、喹啉等含氮组分，最终形成SO2和NOX。我国独立焦化厂几乎都是一段加热，燃烧室容易产生局部高温而形成NOX。因此，独立焦化厂烟道气中的SO2和NOX较高，难于达标，需要采取后处理措施。
目前在国内外焦化领域，针对焦炉烟道气的脱硫脱硝技术尚处于研发阶段。申请公布号为CN 105107349 A的中国专利文献公开了一种焦炉烟道气脱硫脱硝联合净化工艺及装置，该净化工艺在烟气脱硝之前先进行脱硫，其脱硫系统由脱硫塔、脱硫剂溶液制备单元、循环灰溶液制备单元和溶液输送单元组成，由脱硫剂溶液制备单元制备的碳酸钠溶液通过溶液输送单元输送至脱硫塔顶部的顶罐，然后脱硫剂溶液自流进入雾化器，雾化器将脱硫剂溶液雾化成50～100微米的微粒；通过脱硫塔顶部的烟气分配器使焦炉烟道气在脱硫塔内均匀分布，焦炉烟道气与雾化后的脱硫剂微粒在脱硫塔内充分混合，二氧化硫与脱硫微粒发生物料化学反应，生成亚硫酸钠，脱除焦炉烟道气中的二氧化硫，粉状亚硫酸钠随焦炉烟道气脱硫后的烟气进入除尘脱硝系统。
上述技术采用旋转喷雾半干法脱硫，但是对二氧化硫和三氧化硫的脱除效果较差。
技术实现要素：
有鉴于此，本申请提供一种焦炉烟气干式脱硫装置、焦炉烟气干式脱硫除尘一体化系统及其方法，采用本发明提供的脱硫装置净化焦炉烟气，SOX的脱除效果较好。
本发明提供一种焦炉烟气干式脱硫装置，包括：
从底部到顶部依次连通的进气烟道、一级流化床段、文丘里段、锥形段和二级流化床段；所述一级流化床段设置有固体钠基吸收剂供应单元；所述一级流化床段与文丘里段连接处设置有固体钙基吸收剂供应单元；所述二级流化床段具有出口。
优选地，所述锥形段设置有增湿降温单元。
优选地，所述进气烟道还设置有气流均布单元。
在本发明中，高温焦炉烟气通过进气烟道首先引入一级流化床段，与在此处加入的固体钠基吸收剂混合反应，初步吸收烟气中的SOX。反应后的烟气和后续加入的固体钙基吸收剂通过文丘里段的加速，被送入二级流化床段，大量钙基和钠基吸收剂颗粒形成激烈湍动的大比表面物料床层，进一步将烟气中的SOX吸收、脱除。同时，高湍动的二级流化床段可以使得其内部的焦炉烟气中携带的超细粉尘聚集凝并、增大，形成较粗颗粒，更有利于烟尘被后续的除尘器脱除。并且，焦炉烟气中还含有硫化氢，焦油等污染物，在低温段高湍动的二级流化床段，气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，硫化氢和焦油与吸收剂充分接触，进而实现高效的脱除。
与现有技术相比，本发明采用高温的一级流化床段、加低温高湍动的二级流化床段相结合的新型反应器，能最大限度提高对焦炉烟气的脱硫效率。并且，低温高湍动的二级流化床段具有高效传质、传热的湍动环境，有利于超细烟尘的凝并，粉尘颗粒增大，进而实现焦炉烟气中超细粉尘的高效脱除。
此外，本申请优选在脱硫装置锥形段设置增湿降温单元，通过其雾化喷水降温，温降可控为烟囱入口排烟温度不低于130℃，利于脱硫、降低能耗等。
本申请提供一种焦炉烟气干式脱硫除尘一体化系统，包括：
上文所述的脱硫装置；
进料口与所述脱硫装置中二级流化床段出口连接的除尘装置；
与所述除尘装置出气口连接的引风机，用于引出净烟气。
优选地，所述系统还包括：与引风机出口连接的循环烟道，所述循环烟道与脱硫装置中进气烟道相连，所述循环烟道设置有烟气负荷调节装置。
优选地，所述除尘装置为布袋除尘器；布袋除尘器下端通过空气斜槽，与脱硫装置中一级流化床段与文丘里段连接处相连，和/或与脱硫装置中一级流化床段中部相连。
优选地，所述布袋除尘器还具有副产物出口，与副产物储仓连接。
本发明还提供一种焦炉烟气干式脱硫除尘一体化方法，包括以下步骤：
1)将高温焦炉烟气与固体钠基吸收剂以固体流态化方式反应，得到初步脱硫烟气；
2)将所述初步脱硫烟气与固体钙基吸收剂混合通过文丘里加速后，以固体流态化方式反应，得到脱硫烟气；
3)将所述脱硫烟气除尘，得到净烟气。
优选地，所述步骤2)中反应在增湿降温的条件下进行，所述增湿降温控制温降为烟囱入口排烟温度不低于130℃。
优选地，所述步骤3)通过布袋过滤除尘，得到净烟气和未反应完的固体物料；
将部分所述净烟气引回步骤1)调节烟气负荷；将所述未反应完的固体物料返回步骤1)和/或步骤2)。
与现有技术相比，本发明提供的脱硫除尘一体化系统以“新型脱硫装置+除尘装置”为核心，主要由高温的一级流化床段、低温高湍动的二级流化床段、固体吸收剂供应单元等组成。通过此系统，本发明能高效脱除SO2及SO3，脱除效率高达98％以上，并且能将焦炉烟气中的SOX、硫化氢、焦油和超细粉尘颗粒一揽子脱除，实现SO2控制在30mg/m3以下，烟尘控制在10mg/m3以下的环保超低排放指标。
附图说明
图1为本申请实施例提供的焦炉烟气干式脱硫除尘一体化流程示意图。
具体实施方式
下面对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供了一种焦炉烟气干式脱硫装置，包括：
从底部到顶部依次连通的进气烟道、一级流化床段、文丘里段、锥形段和二级流化床段；所述一级流化床段设置有固体钠基吸收剂供应单元；所述一级流化床段与文丘里段连接处设置有固体钙基吸收剂供应单元；所述二级流化床段具有出口。
本申请提供了一种新型脱硫反应装置，采用本发明提供的脱硫装置净化焦炉烟气，能获得较好的SOX脱除效果，并利于后续粉尘等的高效脱除。
本申请提供的脱硫装置的底部包括进气烟道，用于引入焦炉烟气。所述脱硫装置可具有文丘里空塔结构；在本申请实施例的脱硫装置中，与进气烟道连接、连通的是一级流化床段。
焦炉烟气温度范围广，温度变化为190～280℃。高温的焦炉烟气(200～280℃)可以经余热锅炉热量回收利用，也可不经余热锅炉热量回收利用。焦炉烟气(200～280℃)通过进气烟道首先引入一级流化床段，所述一级流化床段为高温段一级反应器(反应床)，作为一级吸收反应场所。其中，将大量固体颗粒悬浮于运动的流体之中，从而使颗粒具有流体的某些表观特征，这种流固接触状态称为固体流态化，即流化床，也称输送床。
在本发明中，所述一级流化床段设置有固体钠基吸收剂供应单元，其用于供应固体钠基吸收剂，一般包括钠基吸收剂仓和与其连接的给料器。在本发明实施例中，所述固体钠基吸收剂供应单元设置在一级流化床段前端。本发明实施例通过给料器在高温段一级反应器中，加入固体钠基吸收剂如NaHCO3等。
在本发明的优选实施例中，所述进气烟道还设置有气流均布单元，使得进入高温段一级反应器的烟气分布均匀，保证钠基吸收剂和烟气中的SOX充分混合反应。同时，可以根据烟气中的SOX浓度及脱硫后烟气温度的要求，调节钠基吸收剂的加入量。此外，在本发明的实施例中，高温段一级反应器有大量的钙基及钠基吸收剂循环物料，可通过后端除尘器收集后，经大流量空气斜槽由一级流化床段中部加入。本申请实施例通过新加入的钠基吸收剂和循环返料，初步吸收烟气中的SOX，完成高温段一级反应器脱硫反应。
在本发明的具体实施例中，加入的钠基吸收剂(NaHCO3)与焦炉高温烟气接触，在热烟气中分解成细度更小、比表面积更大、活性更高的Na2CO3，同时分解生成的H2O能增加烟气的湿度，为后续脱硫反应等创造条件。在高温段一级反应器钠基吸收剂和烟气中的SOX充分混合反应，主要反应式如下：
2NaHCO3+SO2＝Na2SO3+2CO2+H2O；
2NaHCO3+SO3＝Na2SO4+2CO2+H2O；
Na2CO3+SO2＝Na2SO3+CO2；
Na2CO3+SO3＝Na2SO4+CO2；
Na2SO3+1/2O2＝Na2SO4。
在本发明的具体实施例中，所述一级流化床段的烟气的停留的时间为0.1s～0.5s。
在本申请实施例的脱硫装置中，与一级流化床段连接、连通的是文丘里段，用于加速、引入烟气物料。所述文丘里段为本领域技术人员熟知的脱硫装置部分，本申请可以采用单孔或多孔文丘里管加速段。在本发明中，所述一级流化床段与文丘里段连接处设置有固体钙基吸收剂供应单元，用于供应固体钙基吸收剂如Ca(OH)2，一般包括钙基吸收剂仓和与其连接的给料器。
本申请实施例所述脱硫装置包括锥形段和二级流化床段；锥形段的小径端与文丘里段连通，大径端与二级流化床段连通。在本申请的实施例中，所述锥形段设置有增湿降温单元。本发明对所述增湿降温单元没有特殊限制，如可采用本领域常用的雾化水喷射设备。本申请优选在脱硫装置锥形段设置增湿降温单元，通过其雾化喷水降温，温降可控在烟囱入口排烟温度不低于130℃，利于脱硫、降低能耗等。
在本申请实施例中，二级流化床段位于脱硫装置上部且延伸至顶部。所述二级流化床段为低温段高湍动二级反应床(反应器)或高湍动二级反应器，其顶部具有出口，可排出脱硫烟气。在本发明的具体实施例中，所述二级流化床段的烟气的停留的时间为1s～15s。
在本发明的具体实施例中，高温段一级反应床后端与低温段高湍动二级反应床反应器连接，通过文丘里加速段，大量钠基及钙基物料被送入低温段高湍动二级反应床反应器中，低温段高湍动二级反应床中加入钙基吸收剂，大量钠基及钙基物料颗粒及新加入的钙基吸收剂与烟气激烈湍动混合，充分接触，形成激烈湍动的大比表面物料床层，床内的物料浓度最高部位(Ca+Na)/S比高达50以上，极大地强化了气固间的传质与传热。并且，可通过增湿降温单元雾化喷水降温，温降控制在烟囱入口排烟温度不低于130℃，进一步将烟气中的SOX吸收、脱除。其中，高湍动二级反应床中的主要反应式如下：
Na2CO3+SO2＝Na2SO3+CO2；
Na2CO3+SO3＝Na2SO4+CO2；
Na2SO3+1/2O2＝Na2SO4；
Ca(OH)2+SO2＝CaSO3·1/2H2O+1/2H2O；
Ca(OH)2+SO3＝CaSO4·1/2H2O+1/2H2O；
CaSO3·1/2H2O+1/2O2＝CaSO4·1/2H2O；
Ca(OH)2+H2S→CaSO3。
同时，本申请采用高湍动二级反应器，可以使得焦炉烟气中携带的超细粉尘在高湍动的反应器内，聚集凝并、增大而形成较粗颗粒，更有利于烟尘被后续的除尘器脱除。而且焦炉烟气中还含有硫化氢，焦油等污染物，低温段高湍动二级反应床反应器中气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，硫化氢和焦油与吸收剂充分接触，进而实现高效的脱除。
因此，本申请采用高温段一级反应器加低温段高湍动二级反应床相结合的新型反应器，能最大限度提高脱硫效率。同时，可根据项目的特点，很好的控制烟气温度的降低，温降控制在烟囱入口排烟温度不低于130℃，且低温段高湍动二级反应床具有高效传质、传热的湍动环境，有利于超细烟尘的凝并，粉尘颗粒增大，进而实现焦炉烟气中超细粉尘的高效脱除。
本申请提供了一种焦炉烟气干式脱硫除尘一体化系统，包括：
上文所述的脱硫装置；
进料口与所述脱硫装置中二级流化床段出口连接的除尘装置；
与所述除尘装置出气口连接的引风机，用于引出净烟气。
采用本申请设计的脱硫除尘一体化净化系统，能以较低的投资和运行成本，实现焦化行业焦炉烟气的有效治理。
本发明提供的脱硫除尘一体化系统包括脱硫装置，所述脱硫装置的内容如前文所述。在本发明的实施例中，所述一体化系统的脱硫装置包括进气烟道，其设置有气流均布单元，可以使得进入高温段一级反应器的烟气分布均匀，保证钠基吸收剂和烟气中的SOX充分混合反应。
在本发明的实施例中，所述一体化系统的脱硫装置包括高温段一级反应床和文丘里段，高温段一级反应床通过给料器连接有钠基吸收剂仓，高温段一级反应床和文丘里段连接处通过给料器连接有钙基吸收剂仓。本申请实施例主要通过加入的钠基吸收剂等，在高温段一级反应器初步吸收烟气中的SOX。
在本发明的实施例中，所述一体化系统的脱硫装置包括锥形段和低温段高湍动二级反应床，在所述锥形段设置雾化水喷射设备。在本发明的具体实施例中，高温段一级反应床后端与低温段高湍动二级反应床反应器连接，通过文丘里加速段，大量钠基及钙基物料被送入低温段高湍动二级反应床中，低温段高湍动二级反应床中加入钙基吸收剂，大量钠基及钙基物料颗粒及新加入的钙基吸收剂与烟气激烈湍动混合，充分接触，形成激烈湍动的大比表面物料床层，床内的物料浓度最高部位(Ca+Na)/S比高达50以上，极大地强化了气固间的传质与传热。并且，可通过雾化水喷射设备这种增湿降温单元雾化喷水降温，温降控制在烟囱入口排烟温度不低于130℃，进一步将烟气中的SOX吸收、脱除。同时，本申请也利于烟尘、硫化氢和焦油等的高效脱除。
本申请提供的干式脱硫除尘一体化系统包括除尘装置，其进料口与脱硫装置中二级流化床段出口连接，以对脱硫烟气进行除尘。在本申请中，所述除尘装置优选为布袋除尘器。
本申请对所述布袋除尘器没有特殊限制，采用本领域常用的即可。在本申请的实施例中，布袋除尘器下端通过空气斜槽，与脱硫装置中一级流化床段与文丘里段连接处相连，和/或与脱硫装置中一级流化床段中部相连，实现物料循环。本申请实施例中的布袋除尘器底部具有副产物出口，即副产物外排口，可与副产物储仓(脱硫副产物仓)连接。
在本申请实施例中，低温段高湍动二级反应床出口直接连接布袋除尘器，滤袋上的粉饼层物料中还含有一定量的吸收剂，可以在脱除烟气粉尘的同时，进一步吸收脱除烟气中的SO2。大量未反应完的吸收剂则从布袋下端通过大流量空气斜槽返回输送床重复利用；少部分反应完全的副产物外排至副产物储仓。
本申请实施例提供的干式脱硫除尘一体化系统包括引风机，其与除尘装置出气口连接，并通过往烟囱排放烟道引出净烟气。比如，最终烟气中团聚凝并形成的粗颗粒经布袋除尘器净化后通过引风机排至烟囱。
在本申请的优选实施例中，所述系统还包括：与引风机出口连接的循环烟道；所述循环烟道与脱硫装置中进气烟道相连，实现烟气再循环。作为优选，所述循环烟道设置有烟气负荷调节装置。
在本申请实施例中，焦炉烟气负荷波动范围为0％～100％，为了保证高温段一级反应器加低温段高湍动二级反应床新型反应装置在各工况下具有很好的适应性，本申请可加设常规的负荷调节装置，高温段一级反应器入口为负压，通过连接烟道可将引风机后的净烟气引回至反应装置入口，从而保证在低负荷工况下新型反应器的稳定运行。
通过此系统，本发明能高效脱除SO2及SO3，并且能将焦炉烟气中的SOX、硫化氢、焦油和超细粉尘颗粒一揽子脱除。本发明系统投资和运行费用较低，较SDA脱硫路线装置可节省投资费用20％～40％甚至以上，节省运行费用40％以上，具有明显的技术和经济应用优势。
相应地，本发明还提供了一种焦炉烟气干式脱硫除尘一体化方法，包括：
1)将高温焦炉烟气与固体钠基吸收剂以固体流态化方式反应，得到初步脱硫烟气；
2)将所述初步脱硫烟气与固体钙基吸收剂混合通过文丘里加速后，以固体流态化方式反应，得到脱硫烟气；
3)将所述脱硫烟气除尘，得到净烟气。
本发明提供的焦炉烟气干式脱硫除尘一体化技术方法能实现焦化行业烟气的有效治理，满足国家环保排放标准，实现大气污染物的超低排放。并且，本发明工艺流程简单，投资和运行成本较低。
参见图1，图1为本申请实施例提供的焦炉烟气干式脱硫除尘一体化流程示意图。本发明实施例首先将190～280℃的焦炉烟气通过烟道引入高温段一级反应器，吸收剂仓的固体钠基吸收剂通过给料器在输送床反应器前端加入，以高温段一级反应器作为一级吸收反应场所，加入的钠基吸收剂(NaHCO3)与焦炉高温烟气接触，以固体流态化方式反应，吸收脱除烟气中的SOX，得到初步脱硫烟气。
其中，加入的NaHCO3吸收剂在热烟气中分解成细度更小，比表面积更大、活性更高的Na2CO3，同时分解生成的H2O，增加烟气的湿度，为低温段高湍动二级反应床中钙基吸收剂与SOX的反应创造条件。另外，给料器为变频控制，可根据烟气中SOX浓度及烟气温降的要求，调节钠基吸收剂的加入量。在本发明的实施例中，所述钠基吸收剂与烟气中(S)的摩尔比优选在0.1～0.4之间，相对应的温降为30～0℃。
同时，在高温段一级反应器前端设有气流均布装置，使得进入输送床反应器的烟气分布均匀，保证在高温段一级反应器钠基吸收剂和烟气中的SOX充分混合反应。本发明实施例还可设计烟气调节装置，保证不同焦炉负荷下，高温段一级反应器内烟气流速在18m/s以上，利于装置稳定运行。
得到初步脱硫烟气后，本发明实施例将其与固体钙基吸收剂混合通过文丘里加速后，在低温段高湍动二级反应器这个二级吸收反应场所，加入的钙基吸收剂以固体流态化方式，反应吸收、脱除烟气中SOX，得到脱硫烟气。本申请实施例采用高温段一级反应器+低温段高湍动二级反应器相结合的新型脱硫反应装置，两级吸收脱除，SOX吸收脱除效率更高。
在本申请的具体实施例中，后端布袋除尘器收集的未反应完全的钙基及钠基吸收剂，可通过大流量空气斜槽从低温段高湍动二级反应器前端加入，还可加入到高温段一级反应器，循环利用。高温段一级反应器后端与低温段高湍动二级反应器连接，吸收剂仓的钙基吸收剂如Ca(OH)2通过给料器在低温段高湍动二级反应器下部加入；钙基吸收剂给料器为变频控制，根据烟气SOX排放浓度的要求调节钙基吸收剂的加入量，加入的钙基吸收剂与烟气中(S)的摩尔比优选为1～1.2。
在本发明的优选实施例中，加入的新鲜的钙基吸收剂、从高温段一级反应器带来的钠基物料及循环回来的钠基和钙基物料，通过文丘里加速进入低温段高湍动二级反应器，通过增湿降温单元雾化喷水降温，增湿降温单元根据烟气湿度调整喷水量，温降控制在烟囱入口排烟温度不低于130℃，创造SOX与Ca(OH)2的反应转化为可以瞬间完成的离子型反应，进一步将烟气中的SOX吸收脱除。
本发明实施例将加入的新鲜的钙基吸收剂、从高温段一级反应器带来的钠基物料及循环回来的钠基和钙基物料，通过文丘里加速进入低温段高湍动二级反应器，大量钙基及钠基吸收剂颗粒与烟气激烈湍动混合，充分接触，形成激烈湍动的大比表面物料床层，床内物料浓度最高部位的(Ca+Na)/S比高达50以上，极大地强化了气固间的传质与传热，实现SOX高效的吸收脱除。
另外，在本发明中，焦炉细微颗粒物在低温段高湍动二级反应器内，始终处于增湿、团聚、凝并的环境，细微颗粒物粉尘聚集凝并、增大成较粗颗粒，更有利于被后续的布袋除尘器脱除。
得到脱硫烟气后，本发明优选将所述脱硫烟气通过布袋除尘器除尘，布袋除尘器滤袋上粉饼层物料中还含有一定量的钠基及钙基吸收剂，可以在脱除烟气粉尘的同时，再次吸收脱除烟气中的SOX，可得到净烟气和未反应完的固体物料。在本发明实施例中，低温段高湍动二级反应器出口连接布袋除尘器，布袋除尘器出来的净烟气经过引风机排入烟囱。
在本发明的优选实施例中，引风机出口设置循环烟道，与高温段一级反应器前烟道相连，通过烟气再循环，将部分所述净烟气回引；连接烟道设置调节装置，根据前端负荷烟气量变化情况，调整调节装置调节烟气负荷，保证高温段一级反应器内烟气流速在18m/s以上，保证反应器的稳定运行。
在本发明的优选实施例中，布袋除尘器将未反应完的物料收集，大部分通过空气斜槽加入输送床反应器继续参与反应，实现物料循环；少量反应后的副产物外排至副产物储仓，通过密封罐车运走。
综上所述，本发明可采用高温段一级反应器+低温段高湍动二级反应器相结合的新型脱硫反应装置，两级吸收脱除的反应机理，SOX吸收脱除效率更高。SO3及SO2的高效脱除，能解决SO3及SO2生成的硫酸氢铵对脱硝催化剂的脱硝效率的问题；干式脱硫除尘可解决雾化器堵塞、磨损及结块问题以及物料的浪费等问题。
本发明通过焦炉烟气干式脱硫除尘一体化方法及系统实现了焦炉烟气脱硫除尘一体化控制，保证焦炉烟气SO2排放控制在30mg/m3以下，烟尘排放控制在10mg/m3以下，实现大气污染物的“超低排放”。
在本发明中，钠基吸收剂与焦炉高温烟气接触，在热烟气中分解生成H2O，增加烟气的湿度，为低温段高湍动二级反应床中钙基吸收剂与SOX的反应创造条件，减少低温段高湍动二级反应器中水的喷入，减少降温，烟气温降可控制在烟囱入口排烟温度不低于130℃。本发明经过脱硫除尘后的烟囱排放烟气温度不低于130℃，满足烟囱的热备，保证在脱硫除尘系统出现故障时，焦炉烟气能通过旁路从依靠烟囱的自拔力能顺利的排出。
本发明实现了脱硫除尘一体化控制，工艺流程简单，操作简便，运行稳定，可协同高效脱除SO3、硫化氢、焦油，且无废水(渣)二次污染产生、无需防腐处理，适于工业化推广。
为了进一步理解本申请，下面结合实施例对本发明提供的焦炉烟气干式脱硫装置、焦炉烟气干式脱硫除尘一体化方法及其系统进行具体地描述。
实施例1：
某焦化厂2*40万t焦炉使用本发明焦炉烟道气脱硫除尘工艺系统，烟气量为180000Nm3/h(标况)；入口烟气温度为190℃，原烟气SO2浓度为500mg/Nm3。使用固体Ca(OH)2及固体NaHCO3作吸收剂，Na/S比为0.1，Ca/S比为1.2，物料浓度最高部位(Ca+Na)/S比为50，温降为30℃。
需要净化的焦炉烟气进入高温段一级反应器(停留时间为0.1s)，烟气流速为18m/s；钠基吸收剂通过给料器加入高温段一级反应器中，烟气中的SOX与加入的钠基吸收剂和充分混合反应，得到初步脱硫烟气。吸收剂仓的钙基吸收剂通过给料器在低温段高湍动二级反应器下部加入，从高温段一级反应器带来的钠基物料及循环回来的钠基和钙基物料通过文丘里加速，进入低温段高湍动二级反应器(停留时间为11s)，通过雾化水喷射设备进行雾化喷水降温，温降控制在30℃，进一步将烟气中的SOX吸收脱除，得到脱硫烟气。
由于低温段高湍动二级反应器内始终处于增湿、团聚、凝并的环境，细微颗粒粉尘聚集凝并、增大成较粗颗粒，更有利于被后续的布袋除尘器脱除。脱硫烟气经后端布袋除尘器除尘，得到净烟气，烟囱排放烟气温度不低于130℃。
后端布袋除尘器收集未反应完的物料，大部分物料经空气斜槽返回输送床反应器中部继续参加循环反应。布袋除尘器滤袋上粉饼层物料中还含有一定量的钠基及钙基吸收剂，在脱除烟气粉尘的同时再次吸收脱除烟气中的SO2。经过多级处理后的净烟气经引风机排往烟囱。焦炉烟气负荷波动范围为30％～100％，当焦炉负荷降低时，开启烟气调节装置，保持反应器内具有足够的烟气流速。另外，固体副产物主要为Na2SO3、Na2SO4、CaSO3、CaSO4、以及少量未反应的Ca(OH)2及NaHCO3，少量反应后的副产物外排至副产物储仓，通过密封罐车运走。
此发明装置脱硫效率为98％，保证焦炉烟气SO2排放控制在10mg/m3，烟尘控制在4.5mg/m3。本发明克服传统半干法装置存在的弊端，实现一体化控制，工艺流程简单，操作简便，运行稳定，可协同高效脱除SO3、H2S及焦油，且无废水(渣)二次污染产生、无需防腐处理。
实施例2：
某焦化厂200万t焦炉使用本发明焦炉烟道气脱硫除尘工艺系统。烟气量为380000Nm3/h(标况)；入口烟气温度为280℃，原烟气SO2浓度为200mg/Nm3。使用固体Ca(OH)2及固体NaHCO3作吸收剂，Na/S比为0.4，Ca/S比为1.0，物料浓度最高部位(Ca+Na)/S比为50，温降为0℃。
需要净化的焦炉烟气进入高温段一级反应器(停留时间为0.2s)，烟气流速为18m/s；钠基吸收剂通过给料器加入高温段一级反应器中，烟气中的SOX与加入的钠基吸收剂和充分混合反应，得到初步脱硫烟气。吸收剂仓的钙基吸收剂通过给料器在低温段高湍动二级反应器下部加入，从高温段一级反应器带来的钠基物料及循环回来的钠基和钙基物料通过文丘里加速，进入低温段高湍动二级反应器(停留时间为6s)，不进行雾化喷水降温，进一步将烟气中的SOX吸收脱除，得到脱硫烟气。
由于低温段高湍动二级反应器内始终处于增湿、团聚、凝并的环境，细微颗粒粉尘聚集凝并、增大成较粗颗粒，更有利于被后续的布袋除尘器脱除。脱硫烟气经后端布袋除尘器除尘，得到净烟气，烟道气温度不低于130℃。
后端布袋除尘器收集未反应完的物料，大部分物料经空气斜槽返回输送床反应器中部继续参加循环反应。布袋除尘器滤袋上粉饼层物料中还含有一定量的钠基及钙基吸收剂，在脱除烟气粉尘的同时再次吸收脱除烟气中的SO2。经过多级处理后的净烟气经引风机排往烟囱。焦炉烟气负荷波动范围为30％～100％，当焦炉负荷降低时，开启烟气调节装置，保持反应器内具有足够的烟气流速。另外，固体副产物主要为Na2SO3、Na2SO4、CaSO3、CaSO4、以及少量未反应的Ca(OH)2及NaHCO3，少量反应后的副产物外排至副产物储仓，通过密封罐车运走。
此发明装置脱硫效率为97.5％，保证焦炉烟气SO2排放控制在5mg/m3，烟尘控制在4mg/m3。本发明克服传统半干法装置存在的弊端，实现一体化控制，工艺流程简单，操作简便，运行稳定，可协同高效脱除SO3、H2S及焦油，且无废水(渣)二次污染产生、无需防腐处理。
以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于使本技术领域的专业技术人员，在不脱离本发明技术原理的前提下，是能够实现对这些实施例的多种修改的，而这些修改也应视为本发明应该保护的范围。