本发明涉及烟气净化技术领域，具体涉及一种通过脱氯以控制脱硫废水排放的方法和系统。
背景技术：
我国煤炭中氯含量随煤种而异，根据已有的分析，无烟煤中氯的平均含量超过200mg/kg，烟煤和褐煤中氯平均含量均在180mg/kg左右。氯在煤种中多以碱金属氯化物、无机氯化物等形式存在于煤的晶格中。燃烧机理研究表明氯元素在燃烧过程中主要以hcl形式释放至烟气中，同时有少量cl2和颗粒态氯。
燃煤机组中，颗粒态氯由干式除尘器脱除，脱除效率在90％以上；而气态氯(hcl和cl2)则在石灰石-石膏湿法脱硫中协同脱除，即在湿法脱硫系统的吸收塔内在脱硫的同时也脱除气态氯，捕集效率在93％以上。
石灰石-石膏法烟气脱硫工艺(wfgd)是目前在我国应用最广泛、技术最成熟的so2脱除技术，约占已安装烟气脱硫(fgd)机组容量的90％，此工艺具有脱硫效率高、运行可靠性高、吸收剂利用率高、能适应大容量机组和高浓度so2烟气条件等特点。
然而，在湿法脱硫的同时脱除氯会导致下述缺陷：
在上述工艺过程中，来自燃煤烟气、石灰石和工艺水中的氯元素会溶于脱硫浆液，使得脱硫浆液中氯离子浓度逐渐升高。其中燃煤烟气中的气态氯为脱硫浆液中氯离子的主要来源。当脱硫浆液中氯离子浓度过高时，会引发设备及管道的腐蚀，进而影响吸收塔的运行和使用寿命；还会抑制so2与脱硫浆液之间的物理和化学反应过程，影响so2吸收，降低脱硫效率；同时，由于氯离子的存在会抑制吸收剂的溶解，进而使脱硫吸收剂的消耗量随氯化物浓度的增大而增大，石膏浆液中剩余的吸收剂也随其增大，使脱硫效率降低，并加大后续石膏脱水困难，影响石膏品质。
因此，当前燃煤电厂为了保证系统稳定安全运行并保持较高的脱硫效率，湿法脱硫系统必须定期排出一定量的脱硫浆液，以降低脱硫浆液氯离子富集度，一般维持脱硫浆液中氯离子浓度在10000mg/l～20000mg/l左右。
但是，上述方案仍然存在缺陷，因为定期排出的脱硫浆液不能直接排放，需要进行废水处理。现有湿法脱硫废水具有含盐量高、悬浮物含量高、硬度高导致易结垢、腐蚀性强及水质随时间和工况不同而变化的特点。传统的废水处理以化学手段为主，分为废水处理和污泥处理两部分，通过加药混凝沉淀进行处理后直接排放。传统的化学沉淀法是目前使用最广的脱硫废水处理方法，具有操作简单，运行费用低，能使脱硫废水达标排放等优点，但存在着加药量大、污泥产生量大、出水含盐量高，对氯离子盐及硒、汞等去除效率低等缺点，直接排放会引起二次污染，造成土地的盐碱化、地表水含盐量增高等问题，且严重影响邻近区域的地表水质。同时，该方法设备较多，建设投资费用高。
目前国内正在使用的脱硫废水零排放技术主要由3部分组成：废水预处理软化、浓缩减量和固化处理工艺。其中，预处理软化是通过投加石灰-碳酸钠、氢氧化钠-碳酸钠等化学药剂以去除水中的钙镁硬度；浓缩减量的目的是减少废水量，降低后续蒸发固化系统的投资和运行成本，包括热法浓缩和膜浓缩。热法浓缩主要是采用多效蒸发(med)或机械蒸汽再压缩(mvr)工艺将预处理后废水浓缩至接近溶质饱和态，另外，反渗透、电渗析、正渗透等膜法减量技术也已被运用于废水减量化操作；固化处理是对软化浓缩后的废水进行蒸发结晶或烟气余热蒸发，使废水中的水分汽化，盐分固化结晶外排，最终实现脱硫废水零排放。
可见，为了实现脱硫废水的零排放，本领域一直致力于对脱硫废水处理工艺的改进，但无论如何，废水处理工艺都需要耗时耗力，且大量的设备增加了生产成本。
因此，如何尽量实现脱硫废水零排放，又能够简化设备，降低成本，是本领域技术人员亟待解决的技术问题。
技术实现要素：
为解决上述技术问题，本方案提供一种通过脱氯以控制脱硫废水排放的方法以及系统，可在尽量实现脱硫废水零排放的前提下，简化设备、降低成本。
本发明提供的通过脱氯以控制脱硫废水排放的方法，
在进行湿法脱硫之前，向除尘器之前的烟道中喷射碱性吸收剂，以与烟气中的气态氯反应生成含氯颗粒；
烟气经除尘器除尘后，进行湿法脱硫之前，仍进行碱性吸收剂的喷射并继续收集形成的含氯颗粒；
其中，上述碱性吸收剂的喷射量，根据烟气量、烟气中气态氯的含量、气态氯脱除效率确定。
可选地，至少在下述一者处进行碱性吸收剂的喷射：
scr反应器前烟道、空气预热器前烟道、除尘器前烟道。
可选地，设定氯含量限值，根据所述氯含量限值，控制所述除尘器之前的碱性吸收剂喷射量，使所述除尘器收集的颗粒物中氯含量不高于氯含量限值。
可选地，碱性吸收剂以粉末或雾滴的形式喷射至烟气中，粉末粒径范围为1～100μm，雾滴的粒径范围为1～500μm。
可选地，所述碱性吸收剂为ca剂、mg剂或na剂；
所述碱性吸收剂按照下述比值进行控制：
ca2+和cl—的摩尔当量比范围为0.1～3；
mg2+和cl—的摩尔当量比范围为0.1～3；
na+和cl—的摩尔当量比范围为0.1～4。
可选地，所述碱性吸收剂在烟气中的停留时间为0.2～10秒，和/或选取的喷射位置处的烟气温度为90～410℃。
可选地，建立碱性吸收剂类型、粒径、温度、碱性吸收剂与气态氯的摩尔当量比、氯脱除效率五个参数的对应关系；
喷射时，根据碱性吸收剂的类型、喷射位置处的温度，选取碱性吸收剂粒径，以保证在同等量的摩尔当量比下，氯脱除效率最高。
本发明提供的通过脱氯以控制脱硫废水排放的系统，包括：
喷射装置，设于除尘器之前的烟道，以及除尘器和吸收塔之间的烟道，用于向烟道中喷射碱性吸收剂，碱性吸收剂能够与烟气中的气态氯反应生成含氯颗粒；其中，所述喷射装置喷射碱性吸收剂的喷射量，根据烟气量、烟气中气态氯的含量、气态氯脱除效率确定；
还包括颗粒捕集器，所述颗粒捕集器位于所述除尘器和所述吸收塔之间，用于收集相应位置处喷射装置喷射碱性吸收剂而与烟气中的气态氯反应生成的含氯颗粒。
可选地，还包括计量给料设备，所述计量给料设备根据烟气量、烟气中气态氯的含量以及气态氯脱除效率确定向所述喷射装置提供的碱性吸收剂的量。
可选地，锅炉的下游依序设有scr反应器、空气预热器、除尘器，所述除尘器之前的烟道包括下述至少一者：
scr反应器前烟道、空气预热器前烟道、所述除尘器前烟道。
可选地，所述颗粒捕集器为电除尘器或袋除尘器。
本方案主要是在进行湿法脱硫之前，即在除尘器之前烟道内中喷射一定量的碱性吸收剂，通过酸碱中和反应脱除烟气中的气态氯，且喷射的碱性吸收剂量以将氯全部脱除或近乎全部脱除为目的，反应后生成的含氯颗粒由除尘器脱除，预先阻止烟气中的气态氯进入湿法脱硫系统的吸收塔内。当吸收塔的浆液中氯离子浓度降低，设备及管道的腐蚀情况缓解，吸收塔的运行和使用寿命增加，脱硫效率也可提高，石膏品质相应地变好。
据此，由于烟气中气态氯被脱除，脱硫浆液中氯离子被消除或仅存有少量氯离子(最终通过石膏排出)，进而无需向外排放废水，充分实现主动式的脱硫废水零排放，即不需要再考虑如何优化废水处理实现零排放，而是极大地延长排放周期，甚至可以近乎不排。因此，该方案不仅解决了湿法脱硫系统中废水排放造成水资源浪费的问题，同时，无需投入大量资金购买脱硫废水处理设备及建设相应设施，节省大量资金。而且，该方法和系统简单，操作便利，设备投资低，运行方便，可以广泛地应用于湿法烟气脱硫工艺。
此外，本方案在除尘器之前的烟道中喷射碱性吸收剂，而且在除尘器除尘后还进行一次氯的脱除，即实现“两级脱氯”，并且一级和二级脱氯之后均进行含氯颗粒的收集。这样，一方面两级脱氯有利于氯脱除地更为彻底，并且，可以控制一级脱氯和二级脱氯后，收集的含氯颗粒的含量，以满足关于氯的含量指标规定，使得完全脱氯能够满足实际工业应用。
附图说明
图1为本发明所提供一种湿法脱硫系统的结构示意图；
图2为在测试温度为343℃，选用天然碱(nahco3)作为碱性吸收剂，并且以干粉形式喷射时，氯离子脱除效率和na+:cl—摩尔比、粒径的对比曲线图；
图3为在测试温度为343℃，选用粒径为25μm的天然碱作碱性吸收剂，并以干粉形式喷入空气预热器之前的烟道内，hcl浓度随吸收剂喷入时间的变化曲线图；
图4为在测试温度为163℃，选用天然碱(nahco3)作为碱性吸收剂，并且以干粉形式喷射时，氯离子脱除效率和na+:cl—摩尔比、粒径的对比曲线图；
图5为本发明所提供另一种湿法脱硫系统的结构示意图。
图1-5中附图标记说明如下：
10-锅炉；20-省煤器；30-scr反应器；40-空气预热器；50-除尘器；
60-引风机；70-吸收塔；70a-排气口；80-喷射装置；90-颗粒捕集器。
具体实施方式
为了使本领域的技术人员更好地理解本发明的技术方案，下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步的详细说明。
请参考图1，图1为本发明所提供一种湿法脱硫系统的结构示意图。
从锅炉10流出的烟气，一般会依次流经省煤器20、scr反应器30，为了利用热量，还进一步设置空气预热器40，排出的烟气和进入锅炉10的空气在空气预热器40中换热，从而利用烟气温度加热进入锅炉10的空气。在空气预热器40下游还设置除尘器50，除尘器50在本实施例中并不做限定，可以是电除尘器(图示为电除尘器)或者袋除尘器，也可以是二者的结合或复合。在除尘器50的下游设置吸收塔70，以进行湿法脱硫，净化后的烟气从吸收塔70的排气口70a排出。图1中，在除尘器50和吸收塔70之间还设有引风机60，为烟气流动提供动力，便于烟气进入吸收塔70中。
本实施例提供一种通过脱氯以控制脱硫废水排放的系统，如图1所示，该系统包括喷射装置80，喷射装置80可向烟道内喷射碱性吸收剂。碱性吸收剂例如可以是钠基、镁基、钙基中的一种，或者两种、两种以上配置而成。
碱性吸收剂可以是以干粉形式进行喷射，也可以是以溶液、悬浮液、乳液的形式喷射进入烟道，溶液、悬浮液、乳液雾滴在烟道内快速蒸发，雾滴蒸发后的碱性吸收剂细颗粒物在烟气中与气态氯反应，配置溶液、悬浮液、乳液，浓度可控制1-500g/l范围内。碱性吸收剂选为干粉时，粉末粒径范围可以为1～100μm，在该范围内以保证气固反应效率；碱性吸收剂以溶液、悬浮液、乳液雾滴状进行喷射时，雾滴粒径范围可以为1～500μm。为便于在不同温度下充分反应，需要根据不同温度提供反应所需的时间，本方案中，碱性吸收剂在烟气中的停留时间为0.2～10秒，比如在除尘器50的前烟道中设置喷射装置80时，可远离除尘器50一定距离，以保证能够有足够的时间进行反应。
该系统具体还可以包括输送设备和计量给料设备，输送设备用于输送碱性吸收剂至喷射装置80，计量给料设备根据所需的碱性吸收剂量控制喷射装置80的喷射量。喷射装置80可根据需求调节喷射流等，以保证碱性吸收剂与烟气混合均匀。
这里所需的碱性吸收剂量，是根据烟气量、烟气中气态氯的含量确定。可从本方案的工作原理理解，原理就是利用酸碱中和反应生成盐，将烟气中气态氯气体携带的氯离子脱除，例如喷射碱性吸收剂nahco3、ca(oh)2、mg(oh)2时发生的反应：
3nahco3+so2+气态氯→na2so3+nacl+2h2o+3co2
3/2ca(oh)2+so2+气态氯→caso3+1/2cacl2+2h2o
3/2mg(oh)2+so2+气态氯→mgso3+1/2mgcl2+2h2o
因此，可以监测烟气量以及气态氯的含量，即可知需要中和的气态氯的量，根据反应式，以及喷射时的反应效率，可以计算出所需的碱性喷射剂的喷射量。
本方案在湿法脱硫之前脱除氯，其具体步骤如下：
配备碱性吸收剂；
根据烟气量、气态氯含量的在线监测数据以及气态氯脱除效率，确定所需碱性吸收剂的喷射量，通过计量给料设备给料，由输送设备经由管道将碱性吸收剂输送至喷射装置80；
向烟道喷射碱性吸收剂，由喷射装置80进行喷射，喷射装置80可以根据覆盖率、喷射粒径等因素来控制，例如当喷射的碱性吸收剂是干粉，即粉末状，则可以控制压缩空气及流量，保证碱性吸收剂与烟气混合均匀，提高反应效率，反应后生成含氯颗粒；
在湿法脱硫之前收集所述含氯颗粒。例如，图1中，最终生成的含氯颗粒会被吸收塔上游的除尘器50收集。
由于生成的含氯颗粒需要被收集，除尘器50是湿法脱硫系统之前的烟气排放系统中本身固有的除尘设备，所以喷射装置80可设在湿法脱硫系统的除尘器50之前。如图1所示，在除尘器50前的烟道共在三处设置喷射装置80，第一处位于scr反应器30的前烟道，即上游的烟道，具体处于scr反应器30和省煤器20之间；第二处位于空气预热器40的前烟道，即上游的烟道，具体处于空气预热器40和scr反应器30之间；第三处位于除尘器50的前烟道，即上游的烟道，具体处于除尘器50和空气预热器40之间。可以理解，三处至少设置一处即可达到脱除氯的目的，当然，三处均设置，氯的脱除效果会更好。以上三处喷射反应生成的含氯颗粒被除尘器50收集。
请继续参考图2，图2为选用天然碱(nahco3)作为碱性吸收剂，并且以干粉形式喷射时，氯离子脱除效率和na+:cl—摩尔比、粒径的对比曲线图。图2中，碱性吸收剂是在空气预热器40之前的烟道内进行喷射，测试温度为343℃，选用20μm、25μm、35μm、45μm干粉喷射粒径，对比不同na+:cl—摩尔比(反应碱性吸收剂量和气态氯量的比值)下氯离子的脱除效率。整体而言，随着na+:cl—摩尔比加大，hcl脱除效率增高，即增加碱性吸收剂喷射量可提高氯的脱除效率；而且，当选用粒径为45μm时，能以较小的摩尔比达到较佳的脱除效率。
通过实验，当以ca2+:cl—和mg2+:cl—作为参数时，两种化学摩尔当量比可在0.1～3范围内进行选取；以na+:cl—作为参数时，na+:cl—的化学摩尔当量比可在0.1～4之间进行选取。应知，在实际锅炉燃煤排气过程中，实际工况属于动态变化的过程，例如烟气量、烟温以及燃煤的煤质等，这里经过试验对碱性吸收剂与氯的摩尔当量比进行范围划定，便于根据实际工况以及脱氯效果反馈在该范围内进行碱性吸收剂喷射量的调整，选取最适合当前工况的摩尔当量比。
请继续参考图3，图3为选用粒径为25μm的天然碱作碱性吸收剂，并以干粉形式喷入空气预热器40之前的烟道内，hcl浓度随吸收剂喷入时间的变化曲线图。测试温度为343℃，从图中可知，碱性吸收剂喷入2min后烟气中的hcl浓度急剧下降，从76ppmv降到20ppmv，随着时间的增加，烟气中hcl浓度不断下降，最终浓度降至0。
请再看图4，图4为选用天然碱(nahco3)作为碱性吸收剂，并且以干粉形式喷射时，氯离子脱除效率和na+:cl—摩尔比、粒径的对比曲线图。图4中，碱性吸收剂是在除尘器50之前的烟道内进行喷射，测试温度为163℃，选用20μm、25μm、35μm干粉喷射粒径，对比不同na+:cl—摩尔比下氯离子的脱除效率。由图可知，随着na+:cl—摩尔比上升，hcl脱除效率提高，粒径为25μm时能以较小的摩尔比达到较佳的脱除效率。
对比图2、4可知，对于不同位置的喷射装置80，由于测试温度的不同，粒径大小和摩尔比、氯脱除效率的关系并不相同，例如图2中，在343℃测试温度下，越大的粒径，更有利于在较小摩尔比下达到较佳脱除效率；而在163℃测试温度下，而是出于中间位置大小的25μm粒径，更有利于在较小摩尔比下达到较佳脱除效率。
因此，可以建立碱性吸收剂类型、粒径、温度、碱性吸收剂与气态氯的摩尔当量比、氯脱除效率五个参数的对应关系。喷射时，可根据碱性吸收剂的类型、喷射位置处的温度，选取碱性吸收剂粒径，以保证在同等量的摩尔当量比下，氯脱除效率最高。喷射位置处的烟气温度一般在90～410℃之间，比如，在scr反应器30入口和空气预热器40入口处位置一般在300～410℃之间，而除尘器50入口处温度一般在90～170℃。
即本方案中，由于进一步考虑到了粒径比、温度、摩尔比对脱除效率的影响，可根据不同喷射位置，以最小的代价实现最高的脱除效率，从而对喷射具有科学合理的指导作用，能够提高经济性。
本方案主要是在进行湿法脱硫之前，即向除尘器50之前烟道内中喷射一定量的碱性吸收剂，通过酸碱中和反应脱除烟气中的气态氯，且喷射的碱性吸收剂量以将氯全部脱除或近乎全部脱除为目的，反应后生成的含氯颗粒由除尘器50脱除，预先阻止烟气中的气态氯进入湿法脱硫系统的吸收塔70内。当吸收塔70的浆液中氯离子浓度降低，设备及管道的腐蚀情况缓解，吸收塔70的运行和使用寿命增加，脱硫效率也可提高，石膏品质相应地变好。
据此，由于烟气中气态氯被脱除，脱硫浆液中氯离子被消除或仅存有少量氯离子(通过石膏排出)，进而无需向外排放废水，充分实现主动式的脱硫废水零排放，即不再是考虑如何优化废水处理实现零排放，而是极大地延长排放周期(下文实施例将1小时排放数次延长为16小时排放1次)，甚至可以近乎不排。因此，该方案不仅解决了湿法脱硫系统中水资源浪费的问题，同时，无需投入大量资金购买脱硫废水处理设备及建设相应设施，节省大量资金。而且，该方法和系统简单，操作便利，设备投资低，运行方便，可以广泛地应用于湿法烟气脱硫工艺。
下文将例举更为具体的四个实施例，针对一台具体的360mw燃煤机组进行脱氯的试验。
实施例1
选用天然碱做碱性吸收剂，以干粉形式喷射。此时配设存储设备，存储设备包括储罐，储罐设有进料口和排气口，二者可设于储罐的顶部。粉料可由外置的移动储罐车通过气泵打入储罐内，储罐的顶部排气口处可安装过滤器，例如布袋式过滤器，以过滤含粉气体，保持储罐压力稳定的同时避免排出气体携带粉尘污染环境。
可配设在线检测仪，气态氯的含量可由在线检测仪测出，烟气流量可由烟气流量计检测获得，则结合烟气量和气态氯的含量可计算出所需的碱性吸收剂喷射量，然后将该数据输出至计量给料设备，计量给料设备具有称重功能，可将所需的碱性干粉精确称量后，送入输送设备，输送设备前半段输送高压气源，与计量给料设备连接后，可将碱性干粉用过高压气源经管道输送至喷射装置80。喷射装置80可根据需求调节喷射流速，还可以调节压缩空气与粉末比例，保证粉料与烟气混合均匀。以上，检测、计算以及对计量给料设备、输送设备的控制，都可通过控制器控制和监控，从而实现就地、远端控制，并可与dcs(电厂的分布式控制系统)通讯稳定可靠。
具体地，喷射流速控制为150g/h，喷射点选在空气预热器40前烟道处，粉末粒径选用45μm，烟温343℃，na+/cl—化学摩尔当量比选用0.81。
针对该台360mw燃煤机组进行计算分析，其烟气组分如下表1所示，经下式的氯离子平衡公式(1)可计算出机组的废水量：
qpcp+qfcm-qf’cn＝qwcw+qgcg(1)
式中：qp为工业水量，m3/h；qf为吸收塔70进口烟气流量(6％o2，干基，标况)，m3/h；qf’为吸收塔70出口烟气流量(6％o2，干基，标况)，m3/h；qw为废水排放量，m3/h；qg为石膏产量，kg/h；cp为工业水中氯离子浓度，kg/m3；cm为吸收塔70进口烟气中氯离子浓度，kg/m3；cn为吸收塔70出口烟气中氯离子浓度(一般取0)，kg/m3；cw为废水中氯离子浓度，mg/l；cg为石膏中氯离子质量百分数，一般为0.01％(以无游离水石膏作为基准)；
经表1计算可得，未脱氯前机组脱硫废水量为5.11m3/h。将烟气中氯脱除后，由于烟气中氯离子浓度大幅下降，使得脱硫废水量随之下降。假设设置na+/cl—摩尔当量比为0.81，hcl脱除效率为99.9％(可参考图2)，经氯离子平衡计算，脱氯后脱硫废水将大幅下降至0.32m3/h，则脱硫废水16小时排放一次即可，实现脱硫废水的减排，减少废水处理运行费用。在未进行事先脱氯时，一般在1小时内即可能排水数次。
表1某1×360mw机组石灰石-石膏法烟气脱硫项目废水排放计算结果
实施例2
具体方法及系统和实施例1基本相同，不同之处是，碱性吸收剂的喷射位置选在除尘器50之前，此时气态氯的脱除效率高达98％(如图4所示)。
实施例3
具体方法及系统实施例1基本相同，不同之处是将碱性吸收剂喷射粒径换成35μm，气态氯脱除效率高达99.8％。
实施例4
具体方法及系统实施例1基本相同，不同之处是将碱性吸收剂替换成ca(oh)2，气态氯脱除效率高达95％。
以上实施例主要针对喷射装置80单独设于除尘器50之前的烟道或者空预器40之前的烟道，喷射碱性吸收剂后，均具有很高的脱除效率，几乎消除了进入脱硫工艺前的烟气中的气态氯。显然，当在scr反应器前、空气预热器40前、除尘器50前的两者或两者以上设置喷射装置80时，脱除效率会进一步提升，可以根据氯的脱除效率的反馈，选择一处或者多处设置喷射装置80，以兼顾效率和成本。
请继续参考图5，图5为本发明所提供另一种湿法脱硫系统的结构示意图。
该系统与图1所述湿法脱硫系统结构基本相同，区别仅在于，图5实施方案中，不再设置引风机60，而是在除尘器50和吸收塔70之间设置另一除尘设备，即颗粒捕集器90，并在该处同时设置喷射装置80，该颗粒捕集器90可以是电除尘器或袋除尘器。
即，在该实施例中，烟气经所述除尘器50除尘后，进行湿法脱硫之前，仍可以进行碱性吸收剂的喷射并通过颗粒捕集器90继续脱除形成的含氯吸收剂颗粒，相当于形成“两级脱氯”，除尘器50是一级除尘设备，颗粒捕集器90是二级除尘设备。一级脱氯是在除尘器50之前设置喷射装置80，并由除尘器50收集生成的含氯颗粒；二级脱氯是在除尘器50之后，吸收塔70之前设置喷射装置80，并由相应的颗粒捕集器90收集生成的含氯颗粒。
如前所述，仅在除尘器50之前一处烟道中设置喷射装置80，根据碱性吸收剂喷射量等参数的控制，氯的脱除效率已经可以达到98％、99％以上，基本消除氯，而此时设置两级脱氯，显然可以进一步提高氯的脱除效率，使得氯脱除地更为彻底，两级脱氯的总的碱性吸收剂喷射量，依然是根据氯的含量、烟气量以及各级的气态氯的脱除效率来确定；并且，由于可控制在两级脱氯过程中碱性吸附剂的喷射量，可以控制一级脱氯和二级脱氯后，收集的含氯颗粒的含量，以满足关于氯的含量指标规定，使得完全脱氯能够满足实际工业应用。
具体地，可以设定氯含量限值，根据所述氯含量限值以及烟气中氯含量，控制除尘器50之前的碱性吸收剂喷射量，以使除尘器50收集的颗粒物中氯含量不高于氯含量限值，氯含量限值可以根据粉尘用途来确定。这主要是因为除尘器50除了收集含氯颗粒，其基本功能是收集烟气中的颗粒，获得粉煤灰，粉煤灰收集量较大，其可在工业上有应用，在应用时根据用途的不同，一般会设定氯含量的指标限制，比如粉煤灰在建材等行业使用时就有一定的氯含量指标限制，这里可通过控制喷射量，确保粉煤灰的氯含量不会超标，无需二次处理，例如可以作为水泥基材使用；如果氯含量较高，超过氯含量限值控制后，需要减少除尘器50前的碱性吸收剂喷入量，相应的其排出烟气中氯可能处理不够彻底，此时，二级脱氯发挥作用，可以脱除剩余的氯，二级脱氯时的颗粒捕集器90只会产生少量的粉煤灰，相应的这部分灰氯含量可能偏高，可只进行填埋处理或作为路基使用。
该实施例，相较于图1方案，显然可更好地控制脱氯的过程，在满足充分脱氯的前提下，又不会影响收集的粉煤灰氯超标。可知，在氯含量较低时，除尘器50收集的粉煤灰中氯含量可能不会超过氯含量限值，此时除尘器50下游的二级颗粒捕集器90也可以不开启，相应地，此处的喷射装置80也可以不开启，当然同时开启联合脱氯除尘也是可以的，可以兼顾脱氯效果和经济性进行选择。总而言之，该实施例可通过协调一级、二级烟气脱氯投运模式及相应的碱性吸收剂喷入量，可保证粉煤灰含氯量满足不同使用用途的指标，实现全煤种、全工况、且粉煤灰氯含量达标的燃煤烟气脱氯联合脱硫废水零排放。
以上仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。