本發(fā)明屬于大氣污染控制技術(shù)領(lǐng)域，涉及燃煤鍋爐煙氣排放的凈化方法，具體指一種煙氣濕式聯(lián)合脫硫脫硝方法。

背景技術(shù)：

隨著我國(guó)經(jīng)濟(jì)的快速發(fā)展，我國(guó)對(duì)能源的需求大幅增加，其中煤炭占一次能源的構(gòu)成比例高達(dá)70%。燃煤電廠是耗煤大戶，燃煤排放的二氧化硫（SO₂）和氮氧化物（NO_X）是大氣的主要污染物，對(duì)環(huán)境和人體健康具有極大的危害。因此，控制燃煤電廠SO₂和NO_X的排放，是目前我國(guó)大氣污染控制領(lǐng)域最為緊迫的任務(wù)之一。

目前，工業(yè)化的脫硫脫硝技術(shù)采用的是單獨(dú)脫硫工藝和單獨(dú)脫硝工藝，為滿足脫硫脫硝目的，需要建設(shè)兩套裝置，工藝復(fù)雜，投資成本大。為簡(jiǎn)化工藝，降低成本，煙氣聯(lián)合脫硫脫硝技術(shù)應(yīng)運(yùn)而生，成為當(dāng)前的研究熱點(diǎn)。

氨法脫硫技術(shù)是當(dāng)前應(yīng)用較廣泛的濕法脫硫技術(shù)，其在脫硫的同時(shí)可副產(chǎn)硫酸銨化肥等有價(jià)值產(chǎn)品，且不產(chǎn)生任何的二次污染，屬于綠色清潔的脫硫技術(shù)，但其脫硝能力并不高。對(duì)于脫硝技術(shù)，工業(yè)上應(yīng)用較多的主要是SCR（選擇性催化還原）和SCNR（選擇性非催化還原）。其中SCR法脫硝效率高，但工藝復(fù)雜，催化劑昂貴且易失活；SNCR法工藝簡(jiǎn)單，裝置運(yùn)行成本低，但脫硝效率較低。絡(luò)合亞鐵具有吸收速率快，吸收容量大，價(jià)廉易得等特點(diǎn)，是目前最有應(yīng)用前景的一鐘濕法脫硝劑。

專利CN101053747中提出了一種先行氧化煙氣中NO，再利用氨做吸收劑進(jìn)行脫硫脫硝的工藝，需消耗大量雙氧水、臭氧等氧化劑。同時(shí)上述工藝和裝置脫硝時(shí)需消耗氨，成本較高。專利CN103432877中提出了一種超重力絡(luò)合亞鐵煙氣濕法除塵脫硫脫硝脫汞脫砷一體化的方法，工藝流程復(fù)雜，裝置占地面積大，運(yùn)行成本高。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明目的是解決上述背景技術(shù)的不足，提出一種濕式聯(lián)合脫硫脫硝的方法。

本發(fā)明所述煙氣濕式聯(lián)合脫硫脫硝的方法，其特征在于，煙氣濕法聯(lián)合脫硫脫硝系統(tǒng)中，脫硫和脫硝在同一吸收塔中進(jìn)行，吸收塔由下部的脫硫噴淋段、上部的脫硝噴淋段，塔外脫硫循環(huán)管路、塔外脫硝循環(huán)管路和循環(huán)吸收池組成，具體的工藝流程為：

降溫除塵后的含SO₂和NO_X的煙氣首先進(jìn)入脫硫噴淋段底部，與同進(jìn)入脫硫噴淋段的NH₃吸收液逆流接觸吸收，實(shí)現(xiàn)脫硫。脫硫后的煙氣向上進(jìn)入脫硝噴淋段底部，與同進(jìn)入脫硝噴淋段的絡(luò)合亞鐵吸收液逆流接觸吸收，實(shí)現(xiàn)脫硝。脫硫噴淋段下降的部分吸收液經(jīng)塔外脫硫循環(huán)管路循環(huán)輸送至脫硫噴淋段，脫硝噴淋段下降的吸收液與脫硫噴淋段送來(lái)的部分吸收液在循環(huán)吸收池混合后經(jīng)塔外脫硝循環(huán)管路循環(huán)輸送至脫硝噴淋段。吸收后的煙氣從吸收塔頂部排出，循環(huán)吸收池的過(guò)濾產(chǎn)物可以結(jié)晶回收作為銨肥。

一般地，本發(fā)明所述脫硝噴淋段的絡(luò)合亞鐵吸收液是乙二胺四乙酸（EDTA）亞鐵、N-（2-羥乙基）乙二胺-N,N',N'-三乙酸（HEDTA）亞鐵、氮川三乙酸（NTA）亞鐵、二乙烯三胺五乙酸（DTPA）亞鐵、檸檬酸亞鐵中的一種或幾種的混合物。

本發(fā)明所述濕式聯(lián)合脫硫脫硝方法可分為兩步，具體原理如下：

（1）脫硫噴淋段：采用氨做脫硫劑，與煙氣中的SO₂反應(yīng)生成亞硫酸銨和亞硫酸氫銨，反應(yīng)化學(xué)方程式如下：

2NH₃ + H₂O + SO₂ = (NH₄)₂SO₃

NH₃ + H₂O + SO₂ = NH₄HSO₃

(NH₄)₂SO₃ + SO₂ + H₂O = 2NH₄HSO₃

（2）脫硝噴淋段：煙氣中NO_X的95%是NO，常規(guī)堿液吸收法不能脫除NO，本發(fā)明采用絡(luò)合亞鐵吸收液吸收煙氣中的NO，反應(yīng)化學(xué)方程式如下：

Fe(Ⅱ)EDTA + NO = Fe(Ⅱ)EDTA(NO)

其中Fe(Ⅱ)EDTA易被氧化為Fe(Ⅲ)EDTA，而Fe(Ⅲ)EDTA不能絡(luò)合NO，使吸收劑的吸收速率下降，因此需要將Fe(III)EDTA進(jìn)行還原，而絡(luò)合產(chǎn)物Fe(II)EDTA(NO)也要被還原生成Fe(II)EDTA后才可繼續(xù)用于絡(luò)合NO。氨吸收SO2 過(guò)程中產(chǎn)生的(NH4)2SO3 和NH4HSO3 具有一定的還原性，可將Fe(Ⅲ)EDTA和Fe(II)EDTA(NO)還原為Fe(Ⅱ)EDTA，從而使絡(luò)合亞鐵吸收液再生，不需要外加其它還原劑，且還原后循環(huán)吸收池的硫酸銨可以結(jié)晶回收。

本發(fā)明所述脫硫噴淋段的NH₃吸收液pH為3.0-7.0，吸收液吸收溫度為40-70℃。

本發(fā)明所述絡(luò)合亞鐵吸收液pH為5.0-7.5，吸收液吸收溫度為35-55℃。

本發(fā)明所述脫硫噴淋段的吸收液體積和煙氣體積之比為2-100:1。

本發(fā)明所述脫硝噴淋段的吸收液體積和煙氣體積之比為1.5-50:1。

本發(fā)明所述脫硫噴淋段下降的吸收液進(jìn)入脫硫循環(huán)管路和進(jìn)入脫硝循環(huán)管路的體積比為5-20:1。

本發(fā)明工藝簡(jiǎn)單，吸收效率高，吸收劑可重復(fù)利用，副產(chǎn)物可以作為銨肥，脫硫率在97%以上，脫硝率在84%以上。

附圖說(shuō)明

圖1為本發(fā)明實(shí)施例方法的工藝流程圖。

具體實(shí)施方式

如圖1所示，降溫除塵后的含SO₂和NO_X的煙氣首先進(jìn)入吸收塔下部的脫硫噴淋段，與脫硫噴淋段頂部噴出的霧狀NH₃吸收液逆流接觸吸收，實(shí)現(xiàn)脫硫。脫硫后的煙氣向上進(jìn)入脫硝噴淋段底部，與脫硝噴淋段頂部噴出的霧狀絡(luò)合亞鐵吸收液逆流接觸吸收，實(shí)現(xiàn)脫硝。NH₃吸收液和絡(luò)合亞鐵吸收液分別通過(guò)外部溶液儲(chǔ)槽打入吸收塔脫硫噴淋段和脫硝噴淋段。脫硫噴淋段下降的部分吸收液經(jīng)塔外脫硫循環(huán)管路循環(huán)輸送至脫硫噴淋段，脫硝噴淋段下降的吸收液與脫硫噴淋段送來(lái)的部分吸收液在循環(huán)吸收池混合后經(jīng)塔外脫硝循環(huán)管路循環(huán)輸送至脫硝噴淋段。吸收后的煙氣從吸收塔頂部排出，循環(huán)吸收池的過(guò)濾產(chǎn)物可以結(jié)晶回收作為銨肥。

實(shí)施例1

將溫度為40℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO₂含量為1200-1500mg/Nm³，NO_X含量為200-220 mg/Nm³。煙氣與同進(jìn)入脫硫噴淋段的溫度為40℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為3.0，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為2:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來(lái)后進(jìn)入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為35℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，F(xiàn)e(II)EDTA吸收液pH為5.0，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為1.5:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進(jìn)入脫硫循環(huán)管路和進(jìn)入脫硝循環(huán)管路的體積比為20:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測(cè)，整個(gè)裝置脫硫率97.5%，脫硝率85%。

實(shí)施例2

將溫度為50℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO₂含量為1600-1800mg/Nm³，NO_X含量為200-220 mg/Nm³。煙氣與同進(jìn)入脫硫噴淋段的溫度為50℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為4.5，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為2:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來(lái)后進(jìn)入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為40℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，F(xiàn)e(II)EDTA吸收液pH為6.0，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為1.5:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進(jìn)入脫硫循環(huán)管路和進(jìn)入脫硝循環(huán)管路的體積比為20:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測(cè)，整個(gè)裝置脫硫率98.2%，脫硝率83.6%。

實(shí)施例3

將溫度為60℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO₂含量為1600-2000mg/Nm³，NO_X含量為180-240 mg/Nm³。煙氣與同進(jìn)入脫硫噴淋段的溫度為60℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為4.5，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為20:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來(lái)后進(jìn)入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為55℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，F(xiàn)e(II)EDTA吸收液pH為6.0，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為30:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進(jìn)入脫硫循環(huán)管路和進(jìn)入脫硝循環(huán)管路的體積比為10:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測(cè)，整個(gè)裝置脫硫率99.3%，脫硝率90.5%。

實(shí)施例4

將溫度為70℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO₂含量為1400-1800mg/Nm³，NO_X含量為160-200 mg/Nm³。煙氣與同進(jìn)入脫硫噴淋段的溫度為70℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為6，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為20:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來(lái)后進(jìn)入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為55℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，F(xiàn)e(II)EDTA吸收液pH為6.5，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為30:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進(jìn)入脫硫循環(huán)管路和進(jìn)入脫硝循環(huán)管路的體積比為10:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測(cè)，整個(gè)裝置脫硫率97.8%，脫硝率91.7%。