本发明涉及大气污染控制技术领域，具体涉及一种用于烟气湿法脱硝吸收剂可循环利用的工艺用于碱回收炉烟气超低排放。
背景技术：
造纸工业是一个与国民经济发展息息相关的重要产业，但我国造纸工业集中化程度低、环境污染严重，废纸回收利用率比较低，资源与环境问题已经成为造纸工业可持续发展的瓶颈。清洁生产作为一种全过程的污染防控战略，充分体现了污染预防的思想，重在生产过程中削减污染负苛，从而降低末端处理的压力，是被公认为可持续发展的技术手段和实现工具。它以技术、管理为手段，以“节能、降耗、减污、增效”为目标，是实现造纸企业可持续发展的途径之一。清洁生产标准可以指导和帮助企业进行污染全过程控制，尤其是对生产过程产生的污染的控制，使各个生产环节的污染预防具体化和定量化；弥补当前环境标准侧重末端治理、忽视全过程控制的弊端。因此，认真研究我国造纸行业清洁生产标准现状，分析其存在的问题，探讨其对策和建议，将有利于我国造纸行业实现持续、快速、良性发展。
自2002年1月，国家环保总局启动了全国清洁生产标准的编制工作以来，经过近几年的宣传、推广，清洁生产标准已经在全国环保系统、工业行业和企业中产生广泛的影响，成为清洁生产领域的基础性标准。
碱回收锅炉是制浆企业碱回收系统的重要设备，是以制浆废液浓缩后的浓黑液为燃料的特种锅炉。燃烧的目的在于回收制浆废液中的碱和有机成份的热量，因而碱回收锅炉同时又是造纸行业环境保护和节约能源的重要设备。随着制浆造纸行业的发展，碱回收锅炉已经成为造纸行业制浆厂必不可少的设备，而碱回收锅炉能否安全经济运行往往成为制浆企业的瓶颈，以及环境保护和经济性的关键。
碱炉烟气中含有大量的碱性粉尘，如钠盐和钾盐。经过电除尘器后的烟气温度在180℃～210℃之间，选用常规的中高温scr催化剂脱硝，但烟气中的钠和钾这类碱金属易使中高温scr催化剂化学中毒失活，同时容易堵塞催化剂表面的通道造成物理覆盖，均会造成催化剂效率下降失活，因此scr脱硝工艺往往不适合用于碱炉烟气脱硝。
sncr脱硝工艺为在850℃～1050℃的温度窗口中喷入氨水或尿素还原剂进行脱硝，由于碱炉的特殊结构，炉膛尺寸大，雾化的还原剂无法较好的覆盖整个炉膛横截面，黑液燃烧火焰高度高，sncr喷枪合适的布置位置与炉膛出口水冷屏距离很短，造成还原剂与烟气中的nox反应的停留时间短，还原剂利用率低，选用sncr脱硝造成碱炉脱硝效率低，因此sncr脱硝工艺往往不适合用于碱炉烟气脱硝。
燃煤锅炉中选用臭氧氧化结合湿法吸收烟气中的nox已取得一定的工程应用，公开号cn1768902a锅炉烟气臭氧氧化脱硝方法中在温度范围为110～150℃的锅炉烟道低温段喷入臭氧o3，将锅炉中的一氧化氮no氧化成易溶于水的高价态氮氧化物，该专利中通过添加吸收剂的形式通过酸碱中和的原理吸收易溶于水的高价态氮氧化物，产生的废水为难以处理的硝酸盐废水。因此常规的臭氧氧化脱硝工艺针对的常规的燃煤锅炉，吸收剂为消耗品不可循环使用，产生的外排的废水往往不处理混合在脱硫废水中或者通过蒸发结晶的方式转变成盐当做危废处理。
公开号cn102078762a一种湿法脱硝后的亚硝酸盐废水脱氮工艺，采用脱硫废水中的亚硫酸根作为脱氮剂，通过氧化还原反应将亚硝酸盐还原成为氮气，实现脱硝废水中亚硝酸盐高效脱氮。脱硫过程中亚硫酸钙是一种带有粘性的物质，会包裹在脱硫吸收剂的表面，使脱硫吸收剂溶出速率降低，甚至中毒，因此在脱硫运行中通过氧化和ph的控制降低和减少。该发明中通过在酸性的溶液中将亚硝酸根与亚硫酸根反应生成氮气，酸性的溶液中同时亚硝酸根分解成no和硝酸根的情况，造成吸收的nox再次发生逃逸废水中新增硝酸盐的问题。因此该专利脱氮工艺存在，脱硫剂中毒、被吸收的nox逃逸和新增硝酸盐的问题。由于湿法脱硝的运行成本、臭氧逃逸产生的二次污染及吸收产物中硝酸盐及亚硝酸盐处理等问题限制了湿法脱硝的广泛应用。上述专利都在燃煤锅炉上取得了一定范围的应用，但在碱炉的特殊烟气条件下未有应用，为此开发一种用于烟气湿法脱硝吸收剂可循环利用的工艺，使碱炉烟气脱硝低运行成本、低臭氧逃逸及零废水排放具有较广的应用前景。
技术实现要素：
本发明提供一种用于碱炉烟气脱硝的工艺，烟气湿法脱硝吸收剂可循环利用、低脱硝运行成本、不消耗脱硝吸收剂、无臭氧逃逸及零废水排放。
一种吸收剂循环利用的碱炉烟气湿法脱硝工艺，包括如下步骤：
(1)碱回收炉烟气依次经高温电除尘、换热降温和臭氧氧化后送入湿法吸收塔内，湿法吸收塔内的脱硝吸收液对烟气进行循环喷淋吸收，净化后的烟气经烟囱排除，所述脱硝吸收液为硫化钠和氢氧化钠混合溶液；
(2)对烟气进行喷淋吸收后的浆液排除至吸收塔外，向浆液中加入脱氮剂，脱除浆液中的亚硝酸根后转变成硫酸钠浆液，脱氮处理后的硫酸钠浆液送入碱回收炉的黑液浓缩工序，与需浓缩的黑液共同浓缩，然后将浓缩后的硫酸钠与黑液混合液喷入碱回收炉中，在碱回收炉中进行燃烧还原，生成熔融的硫化钠与碳酸钠熔盐，燃烧还原产物排除后经溶解、苛化，重新生成所述脱硝吸收液，送入所述湿法吸收塔内进行烟气脱硝。
本发明工艺中的湿法脱硝吸收剂吸收烟气中的氮氧化物，脱硝吸收剂经过吸收、外排、化学脱氮、浓缩、还原、溶解苛化后重新制备成新鲜脱硝吸收剂，本放发明工艺适用于碱回收炉超低排放中湿法脱硝的吸收剂循环再生。
碱回收炉烟气经引风机进入烟道内，依次经过换热器换热和臭氧氧化，经臭氧氧化后的烟气进入吸收塔，在吸收塔中通过吸收液吸收烟气中的nox，然后经除尘后从吸收塔出口排出。通过工艺水维持吸收塔吸收液的水蒸发平衡，吸收液补充与外排同时进行，外排的吸收液通过脱氮后进入碱炉的黑液蒸煮浓缩工艺。浓缩后的黑液在碱炉燃烧后炉底部产生的绿液通过溶解苛化后制备成的新鲜吸收液作为吸收塔补充的吸收剂循环利用。
工艺中主要的化学方程式为：
优选地，经换热降温后的烟气温度降至100℃～150℃，换热器降温使臭氧喷入点温度为100℃～150℃，臭氧在该温度点喷入。
碱炉高温电除尘后与引风机之间增加换热器，烟气经过换热器后使碱炉200℃左右的烟气温度降至100℃～150℃左右，在引风机后的烟道中喷入臭氧，使臭氧与烟气中的no氧化成no2，再进入吸收塔吸收烟气中的so2与no2，吸收塔上端安装的湿电除雾器或高效除雾器去除烟气中的粉尘及小液滴，出口烟气再进入烟囱排放。
喷入的臭氧中臭氧的体积百分比为0.1～10％。即喷入的臭氧为混合气，其中臭氧的所占提及百分比为0.1～10％。
臭氧喷入采用均布格栅的形式，由制氧系统或者液氧经臭氧发生器制备的臭氧结合稀释风机将臭氧稀释成0.1％～10％的浓度与烟气中的nox反应，臭氧喷入的量为no3：nno＝0.1～1。
优选地，吸收塔中脱硝吸收液的ph值为6～7，所述吸收液中硫化钠与氢氧化钠的摩尔比为0.1～8，进一步优选，硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.1～1。
烟气中的氮氧化物通过吸收塔中的脱硝吸收剂进行吸收，吸收塔的形式为喷淋塔、填料塔或鼓泡塔及其他高效吸收塔，或可以通过多塔串联组合的形式。吸收塔中吸收液的ph值维持5～10，优选吸收液的ph值控制为6～7，选用碳酸钠、碳酸氢钠或氢氧化钠溶液用于控制吸收塔的ph值。
吸收塔中的脱硝吸收液为碱炉底部产生的绿液经溶解苛化后制备的硫化钠与氢氧化钠的脱硝吸收液，其中硫化钠与氢氧化钠摩尔比优选为0.1～1。
外排的吸收产物为亚硝酸钠与硫酸钠的混合溶液，优选地，排除吸收塔外的浆液中tds盐浓度为10000～200000mg/l。该吸收产物需进行通过添加化学脱氮剂脱除外排工序中吸收液的亚硝酸根，优选地，优选化学脱氮剂为氨基磺酸、氨基磺酸钠、硫酸羟胺及其他含氨基的化合物，其中氨基化合物与亚硝酸盐的摩尔比为0.1～2。
优选地，苛化过程为向溶液中加入氢氧化钙溶液，加入量以生成的硫化钠与氢氧化钠摩尔比在0.1～8范围内计。
外排经脱除亚硝酸根的吸收液与需浓缩的黑烟混合后通过蒸发进行共同浓缩，使浓缩后的黑液中水的质量含量为15～30％。
熔融的硫化钠和碳酸钠通过溶解工序溶解，溶解工序采用除盐水作为溶剂进行溶解生成绿液，绿液的总碱浓度控制在50～200g/l。
通过工艺水、吸收液的补充和外排维持吸收塔吸收液的盐浓度和液位高度，外排吸收液tds盐浓度为10000～200000mg/l。外排经脱除亚硝酸根的吸收液为硫酸钠溶液，进入碱回收炉黑液浓缩工序，与需浓缩的黑液混合后共同浓缩，经过浓缩后的黑液与外排经脱除亚硝酸根的吸收液进入碱回收炉燃烧，将外排经脱除亚硝酸根的吸收液进行还原生成绿液，即熔融的硫化钠与碳酸钠熔盐，将熔融的硫化钠和碳酸钠熔盐溶解成硫化钠和碳酸钠溶液，再通过加入氢氧化钙溶液后制备成硫化钠与氢氧化钠溶液，作为脱硝吸收剂补充至吸收塔循环利用。
重新生成的新鲜脱硝吸收剂补充进吸收塔内，吸收剂补充量为硫化钠的补充量，摩尔比为nno：nna2s＝0.1～8，进一步优选为0.1～1。
本发明还提供一种吸收剂循环利用的碱炉烟气湿法脱硝装置，包括：
顺次设置的碱回收炉、高温电除尘器、换热器、臭氧混合系统、湿法吸收塔和烟囱；
湿法吸收塔的浆液排出口外接化学脱氮罐，所述化学脱氮罐下游顺浆液输送方向依次为黑液蒸发工段、入炉废液槽和黑液喷射系统，所述黑液喷射系统接入所述碱回收炉中；
碱回收炉的底部产物出口连接溶解槽，溶解槽下游顺次为苛化槽和白液罐，白液罐接入所述吸收塔的浆液入口。
优选地，所述臭氧混合系统包括：
顺次设置的制氧系统或液氧系统、臭氧发生器、静态混合器和喷射格栅，所述喷射格栅位于烟道内；
以及接入所述静态混合气的稀释风机。
进一步优选地，所述喷射格栅包括：
分配母管，进气口与所述静态混合器连接；
若干喷射支管，喷射支管上均匀设置喷嘴；
以及连接分配不管与对应喷射支管的分配器。
臭氧混合系统为由制氧系统或液氧产生的氧气经臭氧发生器制备成臭氧与稀释风机通过静态混合器混合成一定浓度的臭氧进入分配母管，分配母管的若干个分配器将稀释后的臭氧通过支管上一定间距安装的喷嘴将臭氧均匀的喷入烟道中与烟气中的nox混合。
优选地，所述吸收塔为喷淋塔、填料塔或鼓泡塔及其他高效吸收塔，或可以通过多塔串联组合的形式。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
本工艺中选取的脱硝吸收剂为一种可循环利用的脱硝吸收剂，该吸收剂吸收碱炉烟气中的氮氧化物后，吸收产物经过处理后，能返回碱炉燃烧工序，经过碱炉自身的溶解苛化等过程能重新转变成湿法脱硝的吸收剂。因此，该吸收剂用于湿法脱硝可循环利用。
吸收剂吸收烟气中氮氧化物产物为硫酸钠和亚硝酸钠，经过化学脱氮后产物转变成硫酸钠，进入碱炉。黑液进入碱炉燃烧前会补充一定量的硫酸钠以维持碱炉绿液中的硫化度，因此外排废液中的硫酸钠可作为黑液硫酸钠补充的来源，废液循环利用。
整个碱炉脱硝除尘过程中不外排废水，维持吸收塔的ph为钠的碱性物质，因此未有任何钠元素的流失，满足碱炉设计运行的钠回收率。
由于碱炉排烟温度较高一般均在200℃左右，因此该烟气中存在大量未被利用的热量。本发明结合碱炉的时间运行工艺在高温电除尘器与引风机间设置了换热器，经过换热后降低了烟气的温度，换热器交换的热量可以用于加热碱炉凝结水、热网水回水及锅炉进风等，提高碱炉的热利用率。同时较低温度的烟气能降低湿法脱硝工艺段中臭氧受热分解率，提高的臭氧的利用率。降低了进入吸收塔的烟温降低了吸收塔蒸发的水量。
本工艺中选取的臭氧与氮氧化物的摩尔比为no3：nno＝0.1～1，与常规臭氧氧化脱硝工艺选取臭氧与氮氧化物的摩尔比为no3：nno>1的相比降低了臭氧的消耗量，降低了臭氧发生器的产量，降低了臭氧脱硝的运行成本，同时降低的臭氧脱硝工艺的投资成本。由于选取了低摩尔比的臭氧，no3：nno＝0.1～1，经过氧化和吸收后，不存在出口有臭氧逃逸的情况，避免了臭氧的二次污染。
附图说明
图1是本发明的装置及工艺流程图。
图2是本发明的臭氧混合系统结构示意图。
图中所示附图标如下：
1碱回收炉、2溶解槽、3碱灰混合槽、4苛化工段、5白液罐、6高温电除尘器、7换热器、8制氧系统或液氧系统、9臭氧发生器、10引风机、11吸收塔、12湿式电除尘或高效除雾器、13化学脱氮罐、14化学脱氮剂罐、15黑液蒸发工段、16入炉废液槽、17黑液喷射系统、18臭氧混合系统、18-1稀释风机、18-2静态混合器、18-3分配母管、18-4分配器、18-5支管、18-6喷嘴、18-7烟道、19烟囱。
具体实施方式
下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，本发明的保护范围不受实施例的限制，本发明的保护范围由权利要求书决定。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作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。
如图1和图2所示，吸收剂循环利用的碱炉烟气湿法脱硝工艺及装置，包括顺次设置的碱回收炉1、高温电除尘器6、换热器7、引风机10、臭氧混合系统18、吸收塔11和烟囱19。
吸收塔采用为喷淋塔，塔内底部为浆液池、中部设置喷淋设备、顶部设置湿式电除尘或高效除雾器12，臭氧混合系统如图2所示，包括顺次设置的制氧系统或液氧系统8、臭氧发生器9、静态混合器18-2和喷射格栅，喷射格栅位于烟道18-7内，喷射格栅由一根分配母管18-3和若干喷射支管18-5组成，分配母管与对应的喷射支管之间各设置一个分配器18-4，各喷射支管上均匀设置喷嘴18-6，稀释风机18-1接入静态混合器内。
臭氧发生器9制备成臭氧与稀释风机18-1通过静态混合器18-2混合成一定浓度的臭氧，分配母管18-3的分配器18-4将稀释后的臭氧通过支管18-5上一定间距安装的喷嘴18-6将臭氧均匀的喷入烟道中与烟气中的nox混合。
吸收塔内的浆液排除至化学脱氮罐13中，脱氮剂从化学脱氮剂罐14中加入化学脱氮罐13中，脱氮后的浆液送入碱回收炉的黑液蒸发工段15，与需要浓缩的黑液一起浓缩，然后送入入炉废液槽16中，再由黑液喷射系统喷入碱回收炉1中。
黑液与硫酸钠在碱回收炉中燃烧还原，燃烧产物从碱回收炉底部排除，送入溶解槽2中，重新溶解后送入苛化工段4，苛化后送入白液罐5中，然后作为脱硝吸收液补充液送入吸收塔内，进行烟气脱硝吸收。
碱灰混合槽3中的碱灰来自碱炉出口和电除尘器收集的碱灰，主要成分为碳酸钠，与绿液混合后进入苛化后生成氢氧化钠。
吸收塔11中的脱硝吸收液吸收烟气中的氮氧化物后外排至化学脱氮罐13，通过添加化学脱氮剂罐14中的脱氮剂，脱除化学脱氮罐13中的亚硝酸钠转变成硫酸钠溶液，再将硫酸钠溶液输送至碱炉的黑液蒸发工段15，蒸发浓缩后依次通过入炉废液槽16、黑液喷射系统17后进入碱回收炉1进行燃烧还原，碱回收炉1炉底排出的绿液进入溶解槽2中经过苛化工段4后重新生成新鲜脱硝吸收剂输送至白液罐5中，脱硝吸收剂重新用于吸收塔11中吸收碱炉烟气中的氮氧化物，完成脱硝吸收剂的制备再生循环利用。
经过高温电除尘6后的碱炉烟气依次经过换热器7换热，引风机10、臭氧混合系统18将制氧系统或液氧系统8和臭氧发生器9制备的臭氧均匀的分配到烟道中与烟气中的nox反应后生成no2，进入吸收塔11吸收后脱除烟气中的so2及no2，烟气再经过吸收塔11上方的湿式电除尘或高效除雾器12除尘后进入烟囱19排放。
上述工艺结合碱炉超低排放的工艺流程如下：
碱回收炉烟气经过高温电除尘后经过换热器换热后将臭氧喷入点位置的烟温降至150℃以下，通过制氧系统或者液氧经过臭氧发生器后制备的臭氧经过臭氧格栅均匀的分布到烟道中与烟气中的nox反应生成no2，进入吸收塔后被吸收塔中的吸收液吸收，经过除尘后烟气依次经过吸收塔出口和烟囱后排放。外排的废液通过化学脱氮后进入黑液浓缩工艺后，进入碱炉燃烧后炉底外排的绿液经过溶解苛化后制备成白液作为吸收塔补充的吸收剂。
在碱炉烟气超低排放的工艺参数优选如下：
换热器换热后臭氧喷入点位置烟温小于150℃，臭氧与烟气中的氮氧化物摩尔比为：no3：nno＝0.1～1.0，喷入烟气的臭氧浓度为0.1％～10％，吸收剂为碱炉制备的白液，硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.1～1，吸收塔中的ph值控制范围为5～10，优选ph值控制在6～7。硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝0.1～8，外排的废水盐浓度tds控制在10000～200000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为0.5～2。
吸收塔可以采用喷淋塔、填料塔、鼓泡塔及其他高效吸收塔，可以通过多塔串联组合的形式。控制吸收塔中的ph值采用氢氧化钠溶液、碳酸钠溶液或碳酸氢钠溶液。
实施例1
某1440tds/d碱回收炉，烟气量为280800m3/h、nox280mg/nm3、so230mg/nm3粉尘浓度30mg/nm3的初始烟气经过超低排放工艺后。喷臭氧位置烟温为150℃，臭氧与烟气中氮氧化物摩尔比为no3：nno＝0.8；喷入的臭氧浓度为2％；硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.2，喷淋吸收塔中的ph值控制范围为8，硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝6，外排的废水盐浓度tds控制在100000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为0.8，喷淋塔顶部设置湿式电除尘除尘。喷淋塔出口nox63mg/nm3、so22.5mg/nm3、粉尘浓度4.3mg/nm3。
实施例2
某1440tds/d碱回收炉，烟气量为280800m3/h、nox280mg/nm3、so230mg/nm3粉尘浓度30mg/nm3的初始烟气经过超低排放工艺后。喷臭氧位置烟温为130℃，臭氧与烟气中氮氧化物摩尔比为no3：nno＝0.7；喷入的臭氧浓度为4％；硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.6，填料吸收塔中的ph值控制范围为12，硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝4，外排的废水盐浓度tds控制在110000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为0～1，填料塔顶部设置湿式电除尘除尘。喷淋塔出口nox85mg/nm3、so25mg/nm3、粉尘浓度3.7mg/nm3。
实施例3
某1440tds/d碱回收炉，烟气量为280800m3/h、nox280mg/nm3、so230mg/nm3粉尘浓度30mg/nm3的初始烟气经过超低排放工艺后。喷臭氧位置烟温为100℃，臭氧与烟气中氮氧化物摩尔比为no3：nno＝0.5；喷入的臭氧浓度为1％；硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.1，喷淋吸收塔中的ph值控制范围为6，硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝8，外排的废水盐浓度tds控制在200000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为0.8，喷淋塔顶部设置高效除雾器。喷淋塔出口nox153mg/nm3、so26.1mg/nm3、粉尘浓度7.5mg/nm3。
实施例4
某2500tds/d碱回收炉，烟气量为530000m3/h、nox300mg/nm3、so230mg/nm3粉尘浓度30mg/nm3的初始烟气经过超低排放工艺后。喷臭氧位置烟温为150℃，臭氧与烟气中氮氧化物摩尔比为no3：nno＝0.4；喷入的臭氧浓度为2～10％；硫化钠与氢氧化钠摩尔比为1，鼓泡吸收塔中的ph值控制范围为11，硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝5，外排的废水浓度控制在200000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为0～1，鼓泡塔顶部设置高效除雾器。喷淋塔出口nox182mg/nm3、so25.6mg/nm3、粉尘浓度7.3mg/nm3。
实施例5
某2500tds/d碱回收炉，烟气量为530000m3/h、nox300mg/nm3、so230mg/nm3粉尘浓度30mg/nm3的初始烟气经过超低排放工艺后。喷臭氧位置烟温为110℃，臭氧与烟气中氮氧化物摩尔比为no3：nno＝1；喷入的臭氧浓度为2％；硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.5，喷淋吸收塔中的ph值控制范围为12，硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝4，外排的废水浓度控制在10000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为1，填料塔顶部设置湿式电除尘除尘。填料塔出口nox13mg/nm3、so22.1mg/nm3、粉尘浓度2.3mg/nm3。
实施例6
某2500tds/d碱回收炉，烟气量为530000m3/h、nox300mg/nm3、so230mg/nm3粉尘浓度30mg/nm3的初始烟气经过超低排放工艺后。喷臭氧位置烟温为150℃，臭氧与烟气中氮氧化物摩尔比为no3：nno＝0.3；喷入的臭氧浓度为10％；硫化钠与氢氧化钠摩尔比为0.1，鼓泡吸收塔中的ph值控制范围为7，硫化钠的补充量摩尔比为nno：nna2s＝5，外排的废水浓度控制在150000mg/l，化学脱氮剂中的氨基与废水中的亚硝酸盐的摩尔比为0.5，鼓泡塔顶部设置高效除雾器。鼓泡塔出口nox213mg/nm3、so213mg/nm3、粉尘浓度6.5mg/nm3。