CN104190227B - 基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，解决了现有系统中存在运行成本和设备投资成本高、工艺复杂、能耗高的问题。技术方案包括经烟气管道连接的浓缩塔及吸收塔，所述吸收塔底部设有循环口，所述循环口经吸收液循环喷淋管线与吸收塔上部连通，所述吸收塔底部的引流口经管道与浓缩塔连接，所述浓缩塔底部的排液口经第一除铁反应池与第一沉淀池连接，所述第一沉淀池上段的清液出口与硫酸铵结晶系统连接。本发明运行成本和设备投资低、能高效同步脱硫脱硝、能耗低。

Description

基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统

技术领域

本发明涉及一种烟气净化领域，具体的说是一种基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统。

背景技术

我国钢铁行业自20世纪90年代以来迅猛发展，导致了大气污染物的大量排放，其中SO₂和NOx的排放量仅次于电厂烟气。2011年我国重点统计的钢铁工业SO₂排放量在251万吨，其中铁前烧结球团工序SO₂排放量达到218万吨，占钢铁企业排放总量的87％以上，而SO₂的处理率仅32％。烧结烟气的特点是烟气量大、烟气携带粉尘量较大、二氧化硫的排放量和浓度变化较大、烟气温度波动大、烟气成分复杂、烟气含湿量大。与锅炉烟气相比较，处理起来更加困难，难以直接采用电厂脱硫脱硝技术。

在脱硝方面，由于烧结烟气具有以上的特殊性，且针对已有的烧结(球团)系统，以至于现有的SCR脱硝技术并不完全适用于烧结烟气的治理，若采取分步治理方式，将会造成资本投资费用高，装置占地面积大且烟气系统复杂等缺点，并且，成熟技术-SCR脱硝技术中，需对烟气加热到催化剂催化温度窗口300-400℃，导致能耗高的问题。

在实际生产中，采用多系统单独脱硫、脱硝的技术已经非常成熟。但由于其系统复杂、占地面积大导致了设备投资和运行费用高，所以研究高效脱硫脱硝一体化工艺成为了国内外学者关注的焦点。自上世纪80年代开始，国外研究者就开始了同步脱硫脱硝的相关研究，研发了很多同步脱硫脱硝方法，这些方法中有一部分已经投入了实际生产，有的还处于实验室阶段。在我国，同步脱硫脱硝研究工作起步较晚。现有同步脱硫脱硝方法可按照工艺过程分为五大类：固相吸附/再生同步脱硫脱硝技术、气固催化同步脱硫脱硝技术、吸收剂喷射同步脱硫脱硝技术、高能电子活化氧化同步脱硫脱硝技术、湿法烟气同步脱硫脱硝技术。

在众多方法中，氨法脱硫因其脱硫效率高、耗水少、副产品可以有效利用、无二次污染等优点而被广泛应用，而且这种方法在保证脱硫效果的同时还具有一定的脱硝效果。杜振、高翔等研究了氨法脱硫过程中(NH₄)₂SO₃溶液吸收NO_X的特征，确定了SO₂的存在对NO的吸收有促进作用，证明了氨法同时脱硫脱硝的可行性。由于在烟气中NO占NO_X的95％，而NO在水中的低溶解度造成了氨法虽然具有同步脱硫脱硝的作用，但是脱硝效率低，无法达到要求。络合吸收法是湿法脱硝中最为有效的一种方法，脱硝效果显著，反应适应性强。目前，国内外学者对络合剂单独脱除NO进行了细致的研究，如荆国华研究了Fe(II)EDTA吸收NO的工艺参数，结果发现SO₃ ^2-可部分还原络合NO和被O₂氧化的Fe(Ⅲ)EDTA，有利于络合脱销过程。

络合吸收法中研究最多的就是Fe(Ⅱ)EDTA法，从20世纪70年代开始，日本和美国一些学者就开始了对Fe(II)EDTA法进行大量的研究，研究表明络合剂Fe(Ⅱ)EDTA可以与氮氧化物发生络合反应生成生成2Fe²⁺EDTA(NO)，达到脱硝的目的，吸收反应式如下：

2Fe²⁺EDTA+NO→2Fe²⁺EDTA(NO)

但是，一方面Fe(Ⅱ)EDTA虽然脱硝效率高，但价格昂贵，生成2Fe²⁺EDTA(NO)后不回收络合剂非常不经济的，高成本会导致无法工业上实用；

另一方面，Fe(Ⅱ)EDTA与烟气中NO的络合过程中，自身也很容易被烟气中所携带O₂所氧化，形成对NO无吸收活性的Fe(Ⅲ)EDTA，消耗络合剂，反应式如下：

4Fe²⁺EDTA+O₂+4H⁺→4Fe³⁺EDTA+2H²O

而且这部分的络合剂的再生回收利用也是非常重要的。

总之，人们希望加入的络合剂尽可能的再生回收，在保证高效脱硫脱硝的同时能降低成本，提高硫酸铵产品的品质，保证系统的正常运行。

发明内容

本发明的目的是为了解决上述技术问题，提供一种工艺简单、生产成本和设备投资低、能高效同步脱硫脱硝、能耗低的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统。

本发明系统包括经烟气管道连接的浓缩塔及吸收塔，所述吸收塔底部设有循环口，所述循环口经吸收液循环喷淋管线与吸收塔上部连通，所述吸收塔底部的引流口经管道与浓缩塔连接，所述浓缩塔底部的排液口经第一除铁反应池与第一沉淀池连接，所述第一沉淀池上段的清液出口与硫酸铵结晶系统连接。

所述浓缩塔的中段经烟气管道与吸收塔的中段连接，所浓缩塔的顶部设有烟气入口，吸收塔的顶部设有烟气出口。

所述烟气管道上设有丝网过滤器。

所述吸收塔底部还设有排液口，所述排液口分别与设有铁屑填料层的第一再生塔和第二除铁反应池连接，所述第一再生塔经络合剂再生浆液槽与吸收塔连接；所述第二除铁反应池与第二沉淀池连接，所述第二沉淀池上段的清液出口也与络合剂再生浆液槽连接。

所述硫酸铵结晶系统经饱和液管线依次与pH调节池、设有铁屑填料层的第二再生塔以及络合剂再生浆液槽连接。

所述吸收塔底部的引流口经管道与浓缩塔的浓缩液循环喷淋管线连接。

所述第一沉淀池下段的浆液出口与第一浓缩池连接。

所述第二沉淀池下段的浆液出口与第二浓缩池连接。

所述的蒸发结晶系统的气相出口管与浓缩塔顶部的烟气入口连接。

所述浓缩塔与吸收塔本身结构与现有技术相同，在此不作详述。但浓缩塔与吸收塔连接的烟管中设有丝网过滤器，可用于过滤烟气中所携带的大颗粒灰尘，提高对烟气的除尘洗涤效果。

一种基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝工艺，包括烟气增压后送入浓缩塔与塔内浓缩液接触反应，出浓缩塔的烟气送入吸收塔中部与从塔顶喷入的循环吸收液逆向接触反应，从吸收塔底部引出吸收液作为循环吸收液回送至塔上部喷淋与烟气循环接触，浓缩塔塔底小部分反应后的浓缩液送入硫酸铵结晶系统，向吸收塔的吸收液中加入络合剂EDTA-Fe(Ⅱ)或者按摩尔比1∶1加入EDTA-Na盐和硫酸亚铁，使吸收液中的EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度为0.015～0.05mol/L；将所述吸收塔中少量的吸收液送入所述浓缩塔中与浓缩液混合，使吸收塔内吸收液的硫酸铵和亚硫酸铵总浓度控制在5～15％(wt),pH值控制在5.0～6.5，浓缩塔内浓缩液中硫酸铵和亚硫酸铵总浓度控制在30～40％(wt)，pH值控制在4.0～4.5。

由浓缩塔塔底引出的小部分反应后的浓缩液先送入第一除铁反应池中，在搅拌作用下，向第一除铁反应池中加入氨水溶液或碳酸铵溶液以调节浓缩液的pH值为6.8～7.6后进行除铁反应，反应液送第一沉淀池沉淀分层，下层含固浆液送出进一步处理，上层清液送入硫酸铵结晶系统。

由浓缩塔底部引出的小部分反应后的浓缩液量为从吸收塔引入到浓缩塔的吸收液量的30-40％(v)。

由吸收塔底部引出的循环吸收液分成两部分，占总引出体积量20～60％的循环吸收液由泵送入塔上部喷淋与烟气循环接触；其余部分循环吸收液再分成两部分，一部分循环吸收液送入设有铁屑填料层的第一再生塔，出第一再生塔的反应液经络合剂再生浆液槽送入吸收塔内；另一部分循环吸收液送入第二除铁反应池，在搅拌作用下，向第二除铁反应池中加入氨水溶液或碳酸铵溶液调节循环吸收液pH值为6.8～7.6后进行除铁反应，反应液送第二沉淀池沉淀分层，下层含固浆液送出进一步处理，上层清液送入络合剂再生浆液槽。

所述其余部分循环吸收液再分成两部分，其中，占该部分循环吸收液量35～60％(v)的一部分循环吸收液送往第一再生塔，占该部分循环吸收液量40～65％(v)的另一部分循环吸收液送入第二除铁反应池。

系统正常运行后，当吸收塔内吸收液中的EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度低于0.015mol/L时，则向吸收塔内补入EDTA-Na盐以使吸收液中的EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度控制在0.015～0.05mol/L。

来自第一反应池的所述上层清液送入硫酸铵结晶系统蒸发结晶出硫酸铵后形成饱和液，该饱和液在系统内循环，当饱和液中EDTA浓度达到0.2～0.35mol/L时由硫酸铵结晶系统排出送往pH调节池，采用硫酸溶液调节pH调节池中的饱和液pH值为5.8～6.5后送入设有铁屑填料层的第二再生塔中，出第二再生塔的反应液送入络合剂再生浆液槽。

所述第一再生塔和第二再生塔中，液体由下往上经过在铁屑填料层,停留时间均为15～60s。

浓缩塔内浓缩液的硫酸铵和亚硫酸铵总浓度控制在30～40％(wt)，pH值控制在4.0～4.5。

所述的蒸发结晶系统的尾气直接引入到浓缩塔内。

本发明中，所述EDTA浓度为液体中EDTA、EDTA-Na和EDTA-Fe(Ⅱ& Ⅲ)的浓度总和。

发明人基于烟气湿式氨法脱硫法，在不改变原有的湿式氨法脱硫工艺的前提下，结合Fe(Ⅱ)EDTA法对烟气实施同步脱硫脱硝。通过向吸收塔中加入络合剂EDTA-Fe(Ⅱ)，或者按摩尔比1∶1加入EDTA-Na盐和硫酸亚铁，使EDTA-Na盐和硫酸亚铁在吸收塔中反应生成EDTA-Fe(Ⅱ)，EDTA-Fe(Ⅱ)可与氮氧化物反应，反应式为：2Fe²⁺EDTA+NO→2Fe²⁺EDTA(NO)(反应式1)。虽然采用前种方法更为简单，但是络合剂EDTA-Fe(Ⅱ)的采购成本高昂，而采用EDTA-Na盐和硫酸亚铁则的采购成本则低得多。因而在初始向吸收塔中加入EDTA-Na盐和硫酸亚铁较直接加入络合剂EDTA-Fe(Ⅱ)效果更加。控制使吸收液中的EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度为0.015～0.05mol/L，优选0.03mol/L，过高会增加运行成本，过低会降低脱硝效率。

为了保证脱硝的效果，将所述吸收塔中少量的吸收液送入所述浓缩塔中与浓缩液混合，使浓缩液中EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度为0.04～0.1mol/L，使吸收塔内吸收液的硫酸铵和亚硫酸铵总浓度控制在5～15％(wt),pH值控制在5.0～6.5。由于浓缩液中含有EDTA-Fe(Ⅱ)，这样在烟气进入浓缩塔与浓缩液接触脱硫浓缩时还可对烟气进行初步脱硝。

进一步的，由浓缩塔塔底引出的小部分反应后的浓缩液中含有少量铁离子，若不加去除使铁离子进入硫酸铵结晶系统，则会影响脱硫副产物的表观性状。因此，由浓缩塔底部引出的浓缩液需要送入除铁反应池进行除铁处理。在搅拌作用下，添加氨水或碳酸铵溶液调节溶液的pH值到6.8～7.6，使浓缩液中大部分铁离子以固相分离出来，通过沉淀分层的方法去除，在此步骤中，可使浓缩液中30～80％质量百分比的铁被分离出来，保证了结晶后硫酸铵产品的质量。

为了在脱硫脱硝的同时尽量控制成本，投入的络合剂或EDTA-Na盐中的EDTA均需再生回收。而投入吸收塔中的EDTA-Fe(Ⅱ)部分会和氮氧化物反应生成2Fe²⁺EDTA(NO)，部分则可能与烟气中的氧发生氧化反应生成2Fe³⁺EDTA。将吸收塔中的部分循环液引入充满铁屑填料的第一再生塔中，在第一再生塔内酸性环境下进行多种反应，最终使吸收液中的Fe(Ⅲ)被铁屑还原成Fe(Ⅱ)，EDTA-Fe(Ⅱ)络合的NO也被还原成NH₃进入吸收液中，再生塔内涉及的主要反应式为：(无氧和有氧状态并存)：

无氧状态：

2Fe²⁺EDTA(NO)+Fe+8H⁺→2Fe²⁺EDTA+Fe²⁺(OH)₂+2NH₃ (3)

NH₃+H⁺→NH₄ ⁺ (4)

有氧状态：

2Fe²⁺EDTA(NO)+Fe+8H⁺一2Fe²⁺EDTA+Fe²⁺(OH)₂+2NH₃ (5)

4Fe²⁺EDTA+O₂+4H⁺→4Fe³⁺EDTA+2H₂O (6)

2Fe³⁺EDTA+Fe+2OH→2Fe²⁺EDTA+Fe²⁺(OH) (7)

2Fe²⁺(OH)₂+2H⁺+O₂→2Fe³⁺(OH)₃ (8)

2Fe³⁺(OH)₃+Fe→3Fe²⁺(OH)₂ (9)

通过再生塔可以回收大部分EDTA，但是发明人发现，在实际运行过程中存一个严重的问题：吸收液在通过再生塔的铁屑填料层时，会有部分铁元素被腐蚀氧化进入吸收液中(再生后的溶液中铁元素增加量大约在2～10％)，若长期运行，会导致塔内铁离子含量不断增高，影响系统的正常运行，对此问题，发明人考虑将引出的反应后的吸收液的部分进行除铁(主要为三价铁)，并将除铁后的清液与再生后的吸收液混合，以降低再生后吸收液中的铁含量。通过多次实验和计算，限定引出的用于再生和除铁的循环吸收液占吸收塔循环吸收液引出总量的40-80％(v)，并以引出的用于再生和除铁的循环吸收液为100％计，送往第一再生塔的循环吸收液占35～60％(v)，送入第二除铁反应池的循环吸收液占40～65％(v)，以此保证吸收液中铁含量的平衡，避免铁离子的不断积累。

无论是在第一除铁反应池中，还是第二除铁反应池中，除铁反应过程均会使少量EDTA也随之被分离，若吸收液中EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度过低，则需要向吸收塔中补入EDTA以保证络合反应充分，此时仅补入EDTA-Na盐即可，因为系统正常运行后，系统内并不缺乏铁离子，因此无需另行补充硫酸亚铁。

另外，对于硫酸铵结晶系统引的饱和液而言，其EDTA浓度达到0.2～0.35mol/L时，将其送入pH调节池调节pH值后，再送入设有铁屑填料层的第二再生塔中进行再生，出第二再生塔的反应液也送入络合剂再生浆液槽，以进一步提高络合剂的回收率。

有益效果：

(1)在原有湿式氨法脱硫系统的基础上应用络合剂同步脱除烟气中的硝，通过再生系统和除铁系统维持系统内平衡，使络合剂尽可能的再生系利用，从而可大幅减少了脱硝的相关设备投资和运行成本，与传统的分步SCR脱硝系统相比，可节省投资及运行成本70％以上，经本发明系统处理后，可对脱除烟气中95％的二氧化硫及45-50％的氮氧化物，烟气中硫含量可降至100mg/Nm3以下，氮氧化物含量可降至200mg/Nm3以下。

(2)与传统SCR脱硝系统相比，采用本发明系统，利用络合法脱硝无需对烟气进行加热，可进一步降低能耗。本发明系统具有操作简单、运行可靠、使用寿命长的优点。

(3)利用具有铁屑填料层的再生塔对络合剂进行再生，脱除的氮氧化物也能反应生成氨回用于系统，从而可以减少补入氨水的量，节省湿式氨法脱硫的氨源用量。

(4)对进入硫酸铵结晶系统前的浓缩液利用除铁反应池进行除铁，以保证脱硫副产物的性状满足要求，采用碳酸铵溶液调节pH值，有利于保证后续产品的品质。同时引入的碳酸铵也是一种脱硫吸收剂，可以进一步减少脱硫剂-氨的用量。

(5)对于引出吸收塔的部分吸收液也利用除铁反应池进行了除铁，以保证吸收塔内吸收液中铁含量的平衡，采用碳酸铵溶液调节pH值，有利于保证后续产品的品质。同时引入的碳酸铵也是一种脱硫吸收剂，可以进一步减少脱硫剂氨的用量。

附图说明

图1为本发明工艺流程图暨系统图。

其中，1-浓缩塔、1.1-排液口、1.2-烟气入口、2-吸收塔、2.1-引流口、2.2-烟气出口、2.3-排液口、2.4-循环口、3-烟气管道、4-丝网过滤器、5-浓缩液循环喷淋管线、6-第一除铁反应池、7-第一沉淀池、7.1-清液出口、7.2-浆液出口、8-硫酸铵结晶系统、9-第一浓缩池、10-第一络合剂再生浆液槽、11-第一再生塔、11.1-铁屑填料层、12-第二除铁反应池、13-第二沉淀池、13.1-清液出口、13.2-浆液出口、14-第二浓缩池、15-饱和液管线、16-第二再生塔、17-pH调节池、18-吸收液循环喷淋管线。

具体实施方式

系统实施例：

浓缩塔1的中段经设有丝网过滤器4的烟气管道3与吸收塔2的中段连接，所浓缩塔1的顶部设有烟气入口1.2，吸收塔2的顶部设有烟气出口2.2。所述吸收塔2底部的引流口2.1经管道与浓缩塔1的浓缩液循环喷淋管线5连接。所述浓缩塔1的排液口1.1经第一除铁反应池6与第一沉淀池7连接，所述第一沉淀池7上段的清液出口7.1与硫酸铵结晶系统8连接，下段的混合液出口7.2与第一浓缩池6连接，所述硫酸铵结晶系统8经饱和液管线15与pH值调节池17连接,所述pH值调节池15连接设有铁屑填料层的第二再生塔16，所述第二再生塔16经泵及管线连接络合剂再生浆液槽10。

所述吸收塔2底部设有循环口2.4和排液口2.3，所述循环口2.4经吸收液循环喷淋管线18与吸收塔2的上段连接，所述排液口2.3分别与第一再生塔11和第二除铁反应池连接12，所述第一再生塔11设有铁屑填料层11.1，所述第一再生塔11经络合剂再生浆液槽10与吸收塔2连接；所述第二除铁反应池12与第二沉淀池13连接，所述第二沉淀池13的清液出口13.1也与络合剂再生浆液槽10连接，下段的混合液出口13.2与第二浓缩池14连接。

工艺实施例：

本实施例中，烟气来自435m2烧结机的烧结烟气(烟气量约1400000～1600000Nm³/h)，SO₂浓度：800～1200mg/Nm³，NOx浓度(主要为NO)：300～400mg/Nm³。烟气温度为90-110℃(进除尘器温度：100-120℃,出除尘器：100℃左右，经增压后，温度略有增加)。

1)烟气由浓缩塔1塔顶的烟气入口1.2向下进入浓缩塔1，并与来自浓缩液循环喷淋管线5喷出的循环浓缩液(即硫酸铵溶液，由浓缩液循环喷淋管线5从塔底将浓缩液循环抽出，再由塔顶喷淋，本实施例中循环量为1800m³/h。)顺流接触并发生化学吸收反应，由于浓缩液中含有氨及来自吸收塔的EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)，因而可同步吸收烟气中的二氧化硫和氮氧化物，同时将烟气中的大部分颗粒洗涤下来，高温的烟气带走循环浓缩液中的部分水份，使循环浓缩液进一步浓缩，当浓缩液中的硫酸铵浓度达5～15％(wt)时，部分浓缩液由浓缩塔1的排液口1.1送入第一除铁反应池6；进入第一除铁反应池6的浓缩液量为从吸收塔2引入浓缩塔1的吸收液量的30-40％(体积比)；所述吸收塔2底少量的吸收液送入所述浓缩塔1的浓缩液循环喷淋管线5中与浓缩液一起由塔顶循环喷出。控制吸收塔内吸收液的硫酸铵和亚硫酸铵总浓度控制在5～15％(wt),pH值控制在5.0～6.5；浓缩塔内浓缩液中EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度控制在0.04～0.1mol/L，硫酸铵和亚硫酸铵总浓度控制在30～40％(wt)，pH值控制在4.0～4.5。通过上述参数可有效得出送入缩浓塔1内的吸收液的量，本实施例中为60m³/h。经过浓缩塔1洗涤后烟气中二氧化硫含量下降30-50％，氮氧化物含量下降5-15％，烟气温度降至75-85℃。

2)在搅拌作用下，向第一除铁反应池6内的浓缩液中加入15-20％(wt)氨水或5～10％(wt)碳酸铵溶液，调节浓缩液pH值至6.8～7.6后反应，反应停留时间为300～600s，反应液送第一沉淀池7进行沉淀分层，下层含固浆液经浆液出口7.2送入第一浓缩池9进行压滤，滤压后的液体可回送络合剂再生槽11，污泥排出；上层清液经清液出口7.1送入硫酸铵结晶系统8蒸发结晶出硫酸铵晶体后形成饱和液，该饱和液在系统内循环，当饱和液中EDTA浓度(所述EDTA浓度为液体中EDTA、EDTA-Na、EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)的浓度总和)达到0.2～0.35mol/L时，饱和液经饱和液管线15送往pH值调节池17，向pH值调节池17加10-20％(wt)的硫酸溶液，将pH值调至5.8-6.5，调节pH值后的饱和液送入第二再生塔16中进行再生，再生后的反应液送往络合剂再生浆液槽10。所述的蒸发结晶系统8的尾气(气相)直接引入到浓缩塔1内。

3)烟气经浓缩塔1进行一次脱硫脱硝及洗涤后由浓缩塔1中段经烟气管道3送入吸收塔2的中段，烟气在经过烟气管道3时被丝网过滤器4过滤，保证大颗粒灰尘不会进入吸收塔2中；

4)烟气进入吸收塔2后上升与吸收塔2的吸收液循环喷淋管线18喷出的循环吸收液(即硫酸铵溶液，由吸收液循环喷淋管线18从塔底将吸收液循环抽出，再由塔顶喷淋，本实施例中循环量为3600m³/h)逆流接触反应，然后上升由烟气出口2.2排出。开工时，向吸收塔2的吸收液中加入络合剂EDTA-Fe(Ⅱ)或者按摩尔比1∶1加入EDTA-Na盐和硫酸亚铁作为络合剂，使吸收液中的EDTA-Fe(Ⅱ &Ⅲ)浓度为0.015～0.05mol/L；当系统正常运行后，可通过向吸收液中补入EDTA-Na盐，以维持吸收液中的EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度为0.015～0.05mol/L；将所述吸收塔2中的少量吸收液经引流口2.1送入所述浓缩塔1中与浓缩液混合，使浓缩液中EDTA-Fe(Ⅱ & Ⅲ)浓度维持在0.04～0.1mol/L。所述络合剂的添加及EDTA-Na盐的补入均可通过络合剂再生浆液槽10补入系统中。

5)由吸收塔2塔底的吸收液循环引出作为循环吸收液，其中循环吸收液总引出量(或称总循环量，本实施例中循环液量为3600m³/h)20～60％(v)的循环吸收液由泵经吸收液循环喷淋管线18送入塔上部喷淋与烟气循环接触；其余80-40％(v)的循环吸收液以100％计再分成两部分，其中，送往第一再生塔11的部分循环吸收液(占总量的35～60％(v))，由第一再生塔11底部进料，吸收液由下往上经过铁屑填料层11.1(停留时间为15～60s)，最后由第一再生塔11顶部出口溢流而出，在酸性环境中，吸收液中的Fe(Ⅲ)被铁屑还原成Fe(Ⅱ)，同时还有部分铁元素被腐蚀氧化进入吸收液中；EDTA-Fe(Ⅱ)络合的NO也被还原成NH₃进入吸收液中，出第一再生塔11的反应液经络合剂再生浆液槽10送入吸收塔2内；其余部分循环液(占总量的65-40％(v))送入第二除铁反应池12，在搅拌作用下，向第二除铁反应池12中加入15～20％氨水溶液或10～20％碳酸铵溶液以调节pH值6.8～7.6进行反应，反应停留时间为300～600s，反应液送第二沉淀池13沉淀分层，下层含固浆液经浆液出口13.2送入第二浓缩池14进一步处理，上层清液经清液出口13.1送入络合剂再生浆液槽10，所述络合剂浆液槽10中的反应液可送入吸收塔2上部喷淋而出与烟气逆流接触。第二除铁反应池12中的循环液反应后可除去60～90％质量百分比的三价铁离子，同时还有8～12％质量百分数的EDTA被沉淀进入固相中。

经吸收塔2排出的烟气温度为50-60℃左右，二氧化硫含量有100mg/Nm3以下，氮氧化物含量为200mg/Nm3以下。

Claims (7)

1.一种基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，包括经烟气管道连接的浓缩塔及吸收塔，所述吸收塔底部设有循环口，所述循环口经吸收液循环喷淋管线与吸收塔上部连通，其特征在于，所述吸收塔底部的引流口经管道与浓缩塔连接，所述浓缩塔底部的排液口经第一除铁反应池与第一沉淀池连接，所述第一沉淀池上段的清液出口与硫酸铵结晶系统连接，所述吸收塔底部还设有排液口，所述排液口分别与设有铁屑填料层的第一再生塔和第二除铁反应池连接，所述第一再生塔经络合剂再生浆液槽与吸收塔连接；所述第二除铁反应池与第二沉淀池连接，所述第二沉淀池上段的清液出口与络合剂再生浆液槽连接；所述硫酸铵结晶系统经饱和液管线依次与pH调节池、设有铁屑填料层的第二再生塔以及络合剂再生浆液槽连接。

2.如权利要求1所述的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，其特征在于，所述浓缩塔的中段经烟气管道与吸收塔的中段连接，所述浓缩塔的顶部设有烟气入口，吸收塔的顶部设有烟气出口。

3.如权利要求1所述的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，其特征在于，所述烟气管道上设有丝网过滤器。

4.如权利要求1-3任一项所述的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，其特征在于，所述吸收塔底部的引流口经管道与浓缩塔的浓缩液循环喷淋管线连接。

5.如权利要求1所述的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，其特征在于，所述第一沉淀池下段的浆液出口与第一浓缩池连接。

6.如权利要求1所述的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，其特征在于，所述第二沉淀池下段的浆液出口与第二浓缩池连接。

7.如权利要求1所述的基于烟气湿式氨法脱硫的同步脱硝系统，其特征在于，所述的硫酸铵结晶系统的气相出口管与浓缩塔顶部的烟 气入口连接。