一种烟气干湿法净化回收处理系统的制作方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及烟气净化技术领域，具体涉及一种烟气干湿法净化回收处理系统。
【背景技术】
[0002] 近年来随着空气污染的越来越严重，人们对烟气特别是燃煤烟气的治理提出了更 高的要求；国家环境保护部2011年7月29日发布了新的《火电厂大气污染物排放标准》(GB 13223 - 2011)，对烟气的烟尘、二氧化硫、氮氧化物提出了新的排放限值。目前，烟气脱硫 的有效方式为氨法、钠法等湿法烟气脱硫。以上的脱硫方法都要产生一定浓度的含硫酸盐、 硝酸盐的废液。具有含盐量高、偏酸性等特性，采用普通方法处理时出水水质难于达到排放 标准，针对烟气净化废水的新型处理技术的开发显得尤为重要。尤其对于环保要求较高的 地区，往往要求高含盐废水"零排放"，这就对高含盐废水处理技术提出了更高的要求。需对 其进行处理，同时回收有用物质，避免浪费。
[0003] 从现有专利文献CN102489129A (工业烟气净化脱硫脱硝一体化装置及其工作方 法，2012. 06. 13)、CN203108424U (-种同时进行脱硫和脱硝的烟气处理装置，2013. 08. 07) 我们知道，联合脱硫脱硝技术逐渐成为烟气治理的发展方向，但这类烟道气脱硫脱硝的一 体化技术往往还不够成熟，为提高后续脱硫脱硝工艺的处理效率，通常在脱硫工序前端采 用预处理烟道对烟道气中的30 2或NO x进行粗净化，使用的方式包括臭氧喷射、降温、吸收 剂等等，又如专利文献CN102363095A (烟气干法脱硫工艺方法及其烟气干法脱硫系统， 2012. 02. 29)、CN103990375A (-种半干法烧结烟气一体化净化方法，2014. 08. 20)等，在实 际使用过程中，其处理效率从整个脱硫(脱硝）的工艺过程中的体现却并不明显，因此，他们 的工业化应用也并不明显。
【发明内容】
[0004] 为了解决上述技术问题，本发明提供了一种烟气的干湿法净化回收处理系统。该 系统将烟道设置为主烟道和辅助烟道两部分，实现了吸收剂预处理的烟气喷射输送，采用 烟气送风，在对吸收剂进行破碎处理的同时，吸收剂与送风烟气反应，气粉混合物中的吸收 剂因反应而具有活性，实现吸收剂预处理的同时也实现了烟气的粗净化。预处理后的吸收 剂再与主烟道内的烟道气反应，大大的提高了吸收剂的脱硫脱硝效率，并对后续湿法脱硫 脱硝工艺的处理效率具有极高的促进作用。
[0005] 为实现上述发明目的，本发明采用如下技术方案： 一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：包括主烟道、辅助烟道、吸收塔、絮凝 系统、结晶反应器、固液分离器一、蒸发系统、固液分离器四；所述辅助烟道的入口与出口分 别与主烟道相通，主烟道的出气口连接吸收塔，吸收塔底部的排液口连接絮凝系统，絮凝系 统连接结晶反应器，结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接 蒸发系统，蒸发系统连接固液分离器四；所述的辅助烟道设置有磨粉机、分级机和高压引风 机，所述的磨粉机与分级机依次连接，高压引风机位于磨粉机的前端或者分级机的后端。
[0006] 在传统烟气净化方法中，干粉吸收剂通常是经计量后通过磨粉机系统粉碎成吸收 剂颗粒，然后再通过干粉喷射器送入主烟道与原烟气进行混合并反应，吸收剂对原烟气的 脱硫脱硝效率较低。为提高吸收剂的工作效率，本发明在主烟道上设有供送风烟气通过的 辅助烟道，在该辅助烟道内设有冲击磨粉碎分级机，所述的冲击磨粉碎分级机为实现吸收 剂粉碎并与辅助烟气一并送至主烟道的气粉输送装置，在实际操作时，随辅助烟气送入冲 击磨粉碎分级机的吸收剂在被粉碎的同时，与辅助烟气进行反应并获得气粉混合物，该气 粉混合物中的吸收剂因反应而具有活性，在被送至主烟道后，其脱硫脱硝效率也得到提高， 实际使用效果良好。
[0007] 本发明所述的主烟道上设有气体混合器，所述辅助烟道的出口连接气体混合器的 进气口。总烟道提供来自于火电厂或其它工业生产中所产生的原烟气，原烟气沿主烟道输 送至烟气净化系统，一部分原烟气进入辅助烟道，称为送风烟气，另一部分原烟气继续留在 主烟道。本发明所述的主烟道为供烟道气通过的烟气通道，为提高气粉混合物与烟道气的 充分混合和接触，在所述的主烟道上设有气体混合器。
[0008] 优选地，所述的主烟道上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
[0009] 优选地，所述的磨粉机上设有吸收剂入口和空气管道。利用气流带动吸收剂在磨 粉机内的空间分散和湍动，同样可以实现吸收剂的粉碎，操作十分灵活。
[0010] 进一步优选地，所述的吸收剂入口设有吸收剂计量控制组件，所述的吸收剂计量 控制组件包括依次相连的吸收剂计量分配装置、吸收剂输送装置以及吸收剂料仓，所述的 吸收剂计量分配装置与吸收剂入口相连接。
[0011] 吸收剂首先送入吸收剂料仓后，再经吸收剂输送装置送至吸收剂计量分配装置后 送至磨粉机，实现吸收剂的计量引入，在实际应用时，吸收剂通常过量，同时，还要根据原烟 气中污染物的含量进行计量，对于原烟气而言，其污染物含量通常在2000~9009mg/Nm 3的 范围内，吸收剂与送风烟气的混合比为100~460g/Nm3,经冲击磨粉碎分级机预处理后，获 得的气粉混合物送入气体混合器，其中的吸收剂与主烟道内烟气的混合比为6~23mg/Nm 3。
[0012] 本发明所述的絮凝系统包括静态管道混合器、沉降池、清液储槽和脱水装置，所述 的静态管道混合器的出水口通过管道连接沉降池的入水口，沉降池的上部出水口通过管道 连接清液储槽，沉降池的底部通过泥浆泵连接脱水装置，脱水装置的出水口连接回到沉降 池。
[0013] 向脱硫液中通过静态管道混合器投加絮凝剂水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝 澄清，沉降池上部清液通过管道溢流到清液储槽，沉降池底部泥浆通过泥浆泵打入脱水装 置进行压滤，分离的固体废渣去渣场回收，滤液返回到沉降池循环澄清。
[0014] 所述的脱硫液为脱硫塔底部排出的脱硫废水。
[0015] 所述静态管道混合器与沉降池的连接管道上设置有温度计。保证反应液的温度大 于 40°C。
[0016] 所述的静态管道混合器上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道和药 剂入口管道之间呈12° -16°的夹角，便于两种液体的充分混合。
[0017] 优选地，所述的脱硫液入口管道上设置有pH值测量计。保证脱硫液的pH值大于 ?。
[0018] 优选地，所述的过滤装置为沉淀污泥经板框式压滤机或者卧式螺旋离心机，脱除 效率高，对含固量的适应范围广，因而可缩短沉降的停留时间，减小投资和占地，操作也更 加简便。
[0019] 优选地，所述的管道混合器为螺旋式静态管式混合器，能很好地控制流速，在混合 器内完成絮凝反应，不需要另外设置反应区。设备占地小，节约投资。
[0020] 本发明所述的固液分离器一与蒸发系统之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液 分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连 接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接蒸发系统。
[0021] 絮凝后得到的清液送入结晶反应器与碳酸氢铵反应，反应液中含有硫酸铵和硝酸 铵等铵盐，固液分离器一分离得到的固体可作为烟气的吸收剂回用于烟气净化工段。液体 进入一次冷却结晶器结晶，固液分离器二将清液经换热器加热后送入蒸馏塔，再将蒸馏得 到的清液送入二次冷却结晶器结晶，固液分离器三将清液经换热器加热后送入蒸发系统除 去多余水分，得到高纯度的铵盐溶液。
[0022] 本发明采用一次冷却结晶器-蒸馏塔-二次冷却结晶器的系统处理铵盐母液，二 次结晶是为了析出溶液中未反应完全的碳酸氢铵和硫酸钠等杂质，同时减少物料消耗；蒸 馏是为了脱除溶液中的游离氨和二氧化碳。
[0023] 所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。一次冷却结晶析出的固体析出大量的 十水硫酸钠、碳酸氢钠和碳酸氢铵，返回到结晶反应器中继续反应。
[0024] 所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。二次冷却结晶析出四水硫酸钠和 硫酸铵的混合物，进一步降低硫酸铵母液中的硫酸钠含量；同时返回到一次冷却结晶工序 中进一步冷却结晶，以提尚硫酸按的广品纯度。
[0025] 所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
[0026] 蒸馏得到的氨气和二氧化碳返回反应器中继续反应，减少物料消耗，以及降低对 环境的污染；通过增压风机将气体分散到结晶器底部，从下往上，利用结晶器溶液充分回收 氨气和二氧化碳。
[0027] 所述蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器。一次冷却结晶后 的清液通过与蒸馏塔底部出液进行换热达到60°C以上，再送入蒸馏塔，节省蒸馏蒸汽消耗， 降低装置能耗。
[0028] 本发明所述固液分离器四连接回到二次冷却结晶器。分离得到的液体在硫酸钠达 到饱和之前，将滤液送入到二次冷却结晶器进行冷却结晶，将硫酸钠析出后再进入后序的 蒸发系统，从而保障硫酸铵产品的纯度。
[0029] 优选地，所述的一次和二次冷却结晶器为DTB冷却结晶器，结晶的能力高。
[0030] 所述的固液分离器一为离心分离机或者带式过滤机。
[0031] 本发明所述的蒸发系统包括进料泵、预热器、换热器一、结晶分离器、压缩机；所述 的结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接进料泵，进料泵连 接预热器，预热器的出液口连接换热器一，换热器一通过强制循环泵与结晶分离器的进液 口连接，结晶分离器的排气口通过蒸汽管道与压缩机的进气口连接，压缩机的排气口与换 热器一壳层的进气口连接。
[0032] 废液在结晶反应器中与碳酸氢铵反应，通过固液分离器