CN104383797A - 一种烟气的干湿法净化回收处理工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：送风烟气与干粉吸收剂随高压引风机进入磨粉机进行破碎处理，粉碎后的吸收剂再随气流送入分级机，经筛选后的气粉混合物进入主烟道，与主烟道内的烟气反应，实现烟气的初步净化，初步净化后的烟气从主烟道进入吸收塔经湿法净化后直接排放；吸收塔内的废液经絮凝后，清液进入反应器与碳酸氢铵反应，反应完成后，得到的固体作为吸收剂回用于烟气净化工段，液体冷却结晶后的清液作为原料液进入蒸发系统，蒸发结晶得到铵盐晶体回收利用。
Description
技术领域
本发明涉及烟气净化技术领域，具体涉及一种烟气的干湿法净化回收处理工艺。
背景技术
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。
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（一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SO2或NOX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（一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
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工艺。该工艺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。
为实现上述发明目的，本发明采用如下技术方案：
一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：送风烟气与干粉吸收剂随高压引风机进入磨粉机进行破碎处理，粉碎后的吸收剂再随气流送入分级机，经筛选后的气粉混合物进入主烟道，与主烟道内的烟气反应，实现烟气的初步净化，初步净化后的烟气从主烟道进入吸收塔经湿法净化后直接排放；吸收塔内的废液经絮凝后，清液进入反应器与碳酸氢铵反应，反应完成后，得到的固体作为吸收剂回用于烟气净化工段，液体冷却结晶后的清液经蒸发结晶，得到铵盐晶体回收利用。
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，本发明将烟气分为送风烟气和主烟道烟气，吸收剂随送风烟气进入冲击磨粉机和分级机，获得的气粉混合物进入主烟道与烟气混合反应后，一并送至吸塔。在干粉吸收剂被粉碎的同时，与送风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，实现了吸收剂的预处理，同时送风烟气得到了初净化。预处理后的气粉混合物与主烟道内的烟气混合反应时，其脱硫脱硝效率得到提高，实际使用效果良好。
本发明湿法净化后的吸收塔废液与碳酸氢铵反应得到的碳酸盐固体作为吸收剂回用于烟气净化工段，液体溶液中主要含硫酸铵和硝酸铵，经过后续的蒸发结晶工序得到硫酸铵和硝酸铵晶体，可用于制备复合肥。
本发明所述的干粉吸收剂为NaHCO3、KHCO3、Mg(HCO3)2中的一种或两种以上的组合物。
本发明所述湿法净化的吸收剂为NaHCO3、KHCO3、Mg(HCO3)2中的一种或两种以上组合物的水溶液。
所述的湿法净化是指湿法脱硫或者脱硝。
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为6～23g/nm3，干粉吸收剂与送风烟气的混合比为100～460g/nm3，烟气中的污染物含量通常在2000～9000mg/Nm3的范围内，该混合比的过量干粉吸收剂保证了烟气的充分反应，烟气中污染物的脱除率高。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为（9～19）：1，有效实现原烟气的粗净化，提高烟气的脱硫脱硝效率。
所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成，与烟气的接触表面大，提高吸附效果，保证了脱硝的高效率；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
所述的高压引风机置于磨粉机的前端，高压引风机为正压操作，其操作压力为10～13kpa。
所述的高压引风机置于分级机的后端，高压引风机为负压操作，其操作压力为10～13kpa。该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约5～8kpa，另一部分则为克服气体混合器的压力，约5 kpa。
本发明所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
优选地，所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.05%-0.1%的水溶液。
两种絮凝剂在1：3的比例下复配为复合絮凝剂，絮凝效果是最佳的。可有效的去除烟气湿法脱硫液中的烟气粉尘，其透光率与不含粉尘的纯溶液的透光率基本相同，充分说明絮凝后的溶液除尘效果好。且这两种絮凝剂的复配，很适合脱硫液的pH值6-8。符合粉尘絮凝的条件，无需进行任何处理，可直接加入絮凝；质量分数为0.05%-0.1%的水溶液。絮凝剂的溶解是需要一定时间的，因而加入低浓度的溶液使得絮凝剂与脱硫液的混合效果更好，以达到更佳的絮凝效果。
进一步优选地，所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.05%-0.20%，复合絮凝剂的用量小，可大大节省运行成本。
优选地，所述的料液在管道混合器中的流速为0.8-1.2m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.9-1.0m／s，混合性能好，效率高；操作稳定。
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。
进一步优选地，所述的螺旋式静态管式混合器上的脱硫液入口管道和药剂入口管道之间呈12°-16°的夹角，保证两种液体的充分混合。
优选地，所述絮凝的温度为40~45℃，在沉降池中絮凝澄清的时间为0.5h。符合脱硫液的温度，温度稳定，不需要频繁的调节絮凝剂的用量；澄清时间短，因而设备占地小，节约投资。
本发明所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
优选地，所述的压缩机为离心压缩机，离心压缩机的结构紧凑，尺寸小，重量轻；排气连续、均匀，不需要中间罐等装置；振动小，易损件少，不需要庞大而笨重的基础件；除轴承外，机器内部不需润滑，省油，且不污染被压缩的气体；转速高；维修量小，调节方便。
优选地，所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw，压缩机串联能够得到更高的压头，同时提高二次蒸汽温度，作为热源重新返回换热器强制循环蒸发。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器，有效利用锅炉余热及蒸汽冷凝水余热。
优选地，所述二级预热器与换热器的冷凝液作为一级预热器的热源，有效地节约了能源。
优选地，所述的一级预热器的冷凝液回到烟气净化工段作为补水使用，实现了零排放。
所述的原料液在预热器中的流速为0.5~3m/s，在此流速下能够加大对流传热系数，提高传热效率，减少污垢在管子表面沉积的可能性，同时是避免流速增大导致动力消耗过多选择的最佳流速。
所述的原料液在一级预热器内加热至50~70℃，利用蒸馏水余热将原料由25℃加热到50℃，传热效率为最佳。
所述的原料液在二级预热器内加热至90~100℃，利用蒸汽提高进入循环蒸发器的原料温度，提高循环蒸发器传热效率，减少能耗。
所述的原料液在换热器内加热至105~108℃，达到物料沸点，进入蒸发结晶器，直接蒸发产生二次蒸汽。
所述强制循环泵的表压为0.03~0.05MPa，在此压力下能够保证二次蒸汽的温度。
所述的原料液进入结晶分离器的流速为1~2.5m/s，既不破坏晶体，又在合理的流速范围。
所述的原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为80~85℃，压力为40~50kPa，提供稳定的蒸汽温度及压力，使后续压缩机能够稳定运行。
所述的二次蒸汽在压缩机内被压缩升高至106℃，作为热源重新返回换热器实现强制循环蒸发。
本发明所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。采用一次冷却结晶-蒸馏-二次冷却结晶的方式，二次结晶的方式是为了充分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。
优选地，所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。节省蒸馏蒸汽消耗，降低装置能耗。
进一步优选地，所述加热用的热源为蒸馏后的料液。充分利用蒸馏后料液的热能，进一步降低能耗。
优选地，所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。节省蒸馏蒸汽消耗，降低装置能耗。
优选地，所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为-2~0℃，蒸馏的温度为98~105℃。
一次冷却结晶在该温度范围内可析出大量的十水硫酸钠、碳酸氢钠和碳酸氢铵；二次冷却结晶在该温度范围内可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，以提高硫酸铵的产品纯度。98~105℃的蒸馏温度是为了脱除溶液中的游离氨和二氧化碳。
优选地，所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。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，有利于提高铵盐的收率。
优选地，所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中进一步冷却结晶，提高铵盐收率。
所述蒸馏得到的气体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。
所述的气体经风机加压至0.05~0.08Mpa后，从反应器的底部进入。蒸馏得到的氨气和二氧化碳分散到结晶器底部，从下往上，利用结晶器溶液充分回收氨气和二氧化碳。
所述结晶分离器内的晶体回收后，液体回到二次冷却结晶工序中冷却结晶。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热泵蒸发系统，从而保障硫酸铵产品的纯度。
本发明的有益效果在于：
1、本发明的烟气净化回收处理工艺是烟气净化与回收的一体化工艺，一方面，采用干湿法结合脱除烟气中的污染物，并对干粉吸收剂进行预处理，大大提高了烟气污染物的脱除率；一方面，对吸收塔的废液进行回收利用，废液与碳酸氢铵反应使固体吸收剂再生回用于净化工段，液体为硫酸铵和硝酸铵盐可用于制备复合肥，从而实现了高含盐废水的零排放；另一方面，从絮凝到蒸发结晶工序，对设备有效整合，充分利用能源，实现了设备的占地面积小，能耗小，成本低，工业化实施的可行性强。
2、本发明将烟气分为送风烟气和主烟道烟气，吸收剂随送风烟气进入冲击磨粉机和分级机，获得的气粉混合物进入主烟道与烟气混合反应后，一并送至吸塔。在干粉吸收剂被粉碎的同时，与送风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，实现了吸收剂的预处理，同时避免了采用其他气体降低废气中污染物的浓度和废气温度，同时，由于引入气流为烟气，在对吸收剂进行预处理的同时，烟气还能与吸收剂进行反应，而使吸收剂带有活性，有利于提高废气的脱硫脱硝效率，在辅助烟道中，废气的粗净化率可达到90～99%。预处理后的气粉混合物与主烟道内的烟气混合反应时，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。
3、本发明原理简单，烟气和吸收剂随高压引风机引入至磨粉机进行破碎，吸收剂在分级机及磨粉机之间的空间分散和湍动，并通过冲击磨粉碎分级机和送风烟气的协同作用破碎，破碎效率高，经预处理得到的吸收剂的比表面积和孔隙率极大增加，在实际使用过程中，吸收剂被破碎至颗粒粒度≤40um、孔容为0. 0317 m3/g，比表面积4.2m2/g的微粒。
4、本发明采用的送风烟气来自于原烟气，在实际使用时，由于原烟气的温度较高，吸收剂在经破碎的同时，能更有效的与烟气进行反应，提高吸收剂的处理效率，在实际使用时，进入整型装置的辅助烟气的温度可达到90～200℃，实际使用效果良好。
5、本发明涉及的预处理中采用的吸收剂整型装置主要由磨粉机、分级机以及高压引风机组成，与传统的磨粉机系统不同的是，本发明采用的整型装置取消了传统的旋风和袋式收集器的设置，避免了粉碎后的吸收剂团聚，充分的保持了预处理吸收剂的活性，实用性极强。
6、为了适应烟气净化废液的结晶蒸发过程，本发明采用强制循环蒸发工艺。物料在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，在强制循环泵的推动下进入结晶分离器后压力降低产生闪蒸，产生的二次蒸汽从蒸汽管路排出，物料产生过饱和结晶沉降，强制循环蒸发产生的二次蒸汽经过压缩机压缩后作为换热器的热源。节约了蒸汽的消耗，每年节约生蒸汽7000t左右，实现了节能。同时减少50%以上的占地面积。
7、本发明在絮凝工序中使用的复合絮凝剂可有效的去除烟气湿法脱硫液中的烟气粉尘，其透光率与不含粉尘的纯溶液的透光率基本相同，充分说明絮凝后的溶液除尘效果好；本发明的复配絮凝剂很适合脱硫液的pH值和温度，符合粉尘絮凝的条件，无需进行任何处理，可直接加入絮凝；且絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.05%-0.20%，用量小，可大大节省运行成本。
8、本发明通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，不需要调节pH值，也不需要另外设置反应区，设备占地小，很大程度上节约了投资。
9、本发明的管道混合器为螺旋式静态管式混合器，且脱硫液入口管道和药剂入口管道之间呈12°-16°的夹角，能很好地控制脱硫液在管道混合器中的流速为0.8-1.2m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.9-1.0m／s，在混合器内完成絮凝反应，不需要另外设置反应区，且混合性能好，效率高；操作稳定。
10、本发明的蒸发结晶工艺中，二级预热器与换热器的冷凝液作为一级预热器的热源，同时，一级预热器的冷凝液回到烟气净化工段作为补水使用，节约用水的同时，实现了零排放。
11、本发明的蒸发结晶工艺中，采用离心压缩机作为热泵，工作时它本身消耗很少一部分电能，却能从二次蒸汽中提取4~7倍于电能，提升温度进行利用。压缩离心机本身结构紧凑，尺寸小，重量轻；排气连续、均匀，不需要中间罐等装置；振动小，易损件少，不需要庞大而笨重的基础件；除轴承外，机器内部不需润滑，省油，且不污染被压缩的气体；转速高；维修量小，调节方便。
12、本发明的蒸发结晶工艺中，将预热器中原料液的流速控制在0.5~3m/s，在此流速下能够加大对流传热系数，提高传热效率，减少污垢在管子表面沉积的可能性，同时是避免流速增大导致动力消耗过多选择的最佳流速。
13、本发明的蒸发结晶工艺中，原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度控制在80~85℃，压力控制在40~50kPa，提供稳定的蒸汽温度及压力，使后续压缩机能够稳定运行。同时经压缩机压缩后，蒸汽温度升高到106℃，作为热源重新返回换热器实现强制循环蒸发。
14、本发明将烟气净化的废液，包括脱硫或者脱硝的废液与碳酸氢铵反应，反应液中含有硫酸铵和硝酸铵等铵盐，固体可作为烟气的吸收剂回用于烟气净化工段。采用一次冷却结晶-蒸馏-二次冷却结晶工艺处理铵盐母液，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。得到高纯度的铵盐溶液。最终产品的氮含量符合电力标准的副产硫酸铵产品要求：总氮≥18%，外观白色颗粒。
15、本发明一次冷却结晶的固体返回反应器继续反应，一次冷却结晶析出的十水硫酸钠、碳酸氢钠和碳酸氢铵固体返回到结晶反应器中继续反应；二次冷却结晶析出的四水硫酸钠和硫酸铵的混合物，返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶；经热泵蒸发后得到的液体连接回到二次冷却结晶工序，分离后的溶液中含有大量的硫酸铵，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热泵蒸发系统，从而保障硫酸铵产品的纯度。以上操作是硫酸铵收率的有力保证，系统得到铵盐产品的收率达到99%以上，每吨废液可以副产0.25-0.35吨铵盐产品。
16、由于蒸馏后的料液作为一次冷却结晶液体加热的热源，使一次冷却结晶后的清液通过与蒸馏塔底部出液进行换热，温度达到60℃以上，再送入蒸馏塔，节省蒸馏蒸汽消耗，降低装置能耗。
17、由于蒸馏排出的气体经加压至0.05~0.08Mpa后，从反应器的底部进入。蒸馏得到的氨气和二氧化碳分散到结晶器底部，从下往上，利用结晶器溶液充分回收氨气和二氧化碳。 减少物料消耗的同时，降低对环境的污染。
18、所述结晶分离器内的晶体回收后，液体回到二次冷却结晶工序中冷却结晶。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热泵蒸发系统，从而进一步地保障硫酸铵产品的纯度。
附图说明
图1为本发明的烟气净化回收处理工艺流程图。
图2为本发明絮凝工序的工艺流程图。
图3为本发明吸收剂再生的工艺流程图。
图4为本发明蒸发结晶工序的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本发明的实质性内容作进一步详细的描述。
实施例1
一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，送风烟气与干粉吸收剂随高压引风机进入磨粉机进行破碎处理，粉碎后的吸收剂再随气流送入分级机，经筛选后的气粉混合物进入主烟道，与主烟道内的烟气反应，实现烟气的初步净化，初步净化后的烟气从主烟道进入吸收塔经湿法净化后直接排放；吸收塔内的废液经絮凝后，清液进入反应器与碳酸氢铵反应，反应完成后，得到的固体作为吸收剂回用于烟气净化工段，液体冷却结晶后的清液经蒸发结晶，得到铵盐晶体回收利用。
实施例2
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂为NaHCO3，所述湿法净化的吸收剂为NaHCO3的水溶液。
实施例3
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂为KHCO3，所述湿法净化的吸收剂为KHCO3的水溶液。
实施例4
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂为NaHCO3，所述湿法净化的吸收剂为NaHCO3和Mg(HCO3)2的水溶液。
实施例5
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为10g/nm3。
实施例6
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为15g/nm3。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为12：1。
实施例7
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为6g/nm3。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为9：1。
所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
实施例8
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为23g/nm3。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为19：1。
所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
所述的干粉吸收剂与送风烟气的混合比为100g/nm3。
实施例9
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为6g/nm3。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为9：1。
所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
所述的干粉吸收剂与送风烟气的混合比为460g/nm3。
所述的高压引风机置于磨粉机的前端，高压引风机为正压操作，其操作压力为10kpa。
实施例10
本实施例与实施例3基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为8g/nm3。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为9.5：1。
所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
所述的干粉吸收剂与送风烟气的混合比为250g/nm3。
所述的高压引风机置于磨粉机的前端，高压引风机为正压操作，其操作压力为13kpa。
实施例11
本实施例与实施例4基本相同，在此基础上：
所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为20g/nm3。
所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为18：1。
所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
所述的干粉吸收剂与送风烟气的混合比为120g/nm3。
所述的高压引风机置于分级机的后端，高压引风机为负压操作，其操作压力为12kpa。
实施例12
本实施例的实施方式与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
实施例13
本实施例的实施方式与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.06%的水溶液。
实施例14
本实施例的实施方式与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.05%的水溶液。
所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.20%。
实施例15
本实施例的实施方式与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.1%的水溶液。
所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.05%。
所述的料液在管道混合器中的流速为0.8m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.9m／s。
实施例16
本实施例的实施方式与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.07%的水溶液。
所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.10%。
所述的料液在管道混合器中的流速为1.2m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为1.0m／s。
所述的管道混合器为螺旋式静态管式混合器。
实施例17
本实施例的实施方式与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.08%的水溶液。
所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.12%。
所述的料液在管道混合器中的流速为1.0 m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.95m／s。
所述的管道混合器为螺旋式静态管式混合器。
所述絮凝的温度为42℃，在沉降池中絮凝澄清的时间为0.5h。
实施例18
本实施例的实施方式与实施例10基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.09%的水溶液。
所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.15%。
所述的料液在管道混合器中的流速为0.9m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.92m／s。
所述的管道混合器为螺旋式静态管式混合器。
所述絮凝的温度为40℃，在沉降池中絮凝澄清的时间为0.5h。
实施例19
本实施例的实施方式与实施例11基本相同，在此基础上：
所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.07%的水溶液。
所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.09%。
所述的料液在管道混合器中的流速为0.16m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.96m／s。
所述的管道混合器为螺旋式静态管式混合器。
所述絮凝的温度为45℃，在沉降池中絮凝澄清的时间为0.5h。
实施例20
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
实施例21
本实施例与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
所述的压缩机为离心压缩机。
实施例22
本实施例与实施例10基本相同，在此基础上：
所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw。
实施例23
本实施例与实施例12基本相同，在此基础上：
所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
实施例24
本实施例与实施例12基本相同，在此基础上：
所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
所述二级预热器与换热器的冷凝液作为一级预热器的热源。
实施例25
本实施例与实施例19基本相同，在此基础上：
所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
所述二级预热器与换热器的冷凝液作为一级预热器的热源。
所述的一级预热器的冷凝液回到烟气净化工段作为补水使用。
实施例26
本实施例与实施例23基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为0.6m/s。
实施例27
本实施例与实施例23基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为2m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至60℃。
实施例28
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为0.5m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至50℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至90℃。
实施例29
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为3m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至70℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至100℃。
所述的原料液在换热器内加热至108℃。
实施例30
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为0.8m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至55℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至95℃。
所述的原料液在换热器内加热至106℃。
所述强制循环泵的表压为0.03MPa。
实施例31
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为2.5m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至65℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至95℃。
所述的原料液在换热器内加热至107℃。
所述强制循环泵的表压为0.05MPa。
所述的原料液进入结晶分离器的流速为2.5m/s。
实施例32
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为1.0 m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至58℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至92℃。
所述的原料液在换热器内加热至106℃。
所述强制循环泵的表压为0.04MPa。
所述的原料液进入结晶分离器的流速为1m/s。
所述的原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为80℃，压力为40kPa。
实施例33
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为2.2m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至62℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至96℃。
所述的原料液在换热器内加热至108℃。
所述强制循环泵的表压为0.05MPa。
所述的原料液进入结晶分离器的流速为2m/s。
所述的原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为85℃，压力为50kPa。
所述的二次蒸汽在压缩机内被压缩升高至106℃。
实施例34
本实施例与实施例25基本相同，在此基础上：
所述的原料液在预热器中的流速为1.8m/s。
所述的原料液在一级预热器内加热至60℃。
所述的原料液在二级预热器内加热至95℃。
所述的原料液在换热器内加热至106℃。
所述强制循环泵的表压为0.04MPa。
所述的原料液进入结晶分离器的流速为1.8m/s。
所述的原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为82℃，压力为45kPa。
所述的二次蒸汽在压缩机内被压缩升高至106℃。
实施例35
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
实施例36
本实施例与实施例3基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
实施例37
本实施例与实施例4基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
实施例38
本实施例与实施例9基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
实施例39
本实施例与实施例19基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为0℃，蒸馏的温度为98℃。
实施例40
本实施例与实施例34基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为2℃，蒸馏的温度为105℃。
所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。
实施例41
本实施例与实施例34基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为1℃，蒸馏的温度为101℃。
所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。
所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶。
实施例42
本实施例与实施例34基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为0.5℃，蒸馏的温度为99℃。
所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。
所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶。
所述蒸馏得到的气体返回反应器中继续反应。
实施例43
本实施例与实施例34基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为1.5℃，蒸馏的温度为103℃。
所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。
所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶。
所述蒸馏得到的气体返回反应器中继续反应。
所述的气体经风机加压至0.08Mpa后，从反应器的底部进入。
实施例44
本实施例与实施例34基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为0.2℃，蒸馏的温度为100℃。
所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。
所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶。
所述蒸馏得到的气体返回反应器中继续反应。
所述的气体经风机加压至0.05Mpa后，从反应器的底部进入。
所述结晶分离器内的晶体回收后，溶液回到二次冷却结晶工序中冷却结晶。
实施例45
本实施例与实施例34基本相同，在此基础上：
所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏。
所述加热用的热源为蒸馏后的料液。
所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
所述的一次冷却结晶和二次冷却结晶的温度为0.8℃，蒸馏的温度为102℃。
所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应。
所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶。
所述蒸馏得到的气体返回反应器中继续反应。
所述的气体经风机加压至0.06Mpa后，从反应器的底部进入。
所述结晶分离器内的晶体回收后，溶液回到二次冷却结晶工序中冷却结晶。
实施例46
以碳酸氢钠作为吸收剂，采用本发明的烟气净化回收工艺，吸收塔的废液与碳酸氢铵反应后，得到硫酸铵副产品的量如下表：
表1
Claims (30)
1.一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：送风烟气与干粉吸收剂随高压引风机进入磨粉机进行破碎处理，粉碎后的吸收剂再随气流送入分级机，经筛选后的气粉混合物进入主烟道，与主烟道内的烟气反应，实现烟气的初步净化，初步净化后的烟气从主烟道进入吸收塔经湿法净化后直接排放；吸收塔内的废液经絮凝后，清液进入反应器与碳酸氢铵反应，反应完成后，得到的固体作为吸收剂回用于烟气净化工段，液体冷却结晶后的清液经蒸发结晶，得到铵盐晶体回收利用。
2. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的干粉吸收剂为NaHCO3、KHCO3、Mg(HCO3)2中的一种或两种以上的组合物；所述湿法净化的吸收剂为NaHCO3、KHCO3、Mg(HCO3)2中的一种或两种以上组合物的水溶液。
3. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的干粉吸收剂与主烟道内烟气的混合比为6～23g/nm3，干粉吸收剂与送风烟气的混合比为100～460g/nm3。
4. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的主烟道内烟气与送风烟气的体积比为（9～19）：1。
5. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的气粉混合物由颗粒度≤40μm的干粉吸收剂与气流混合而成；颗粒度＞40μm的干粉吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎。
6. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的高压引风机置于磨粉机的前端，高压引风机为正压操作，其操作压力为10～13kpa；或者高压引风机置于分级机的后端，高压引风机为负压操作，其操作压力为10～13kpa。
7. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的絮凝是指：通过管道混合器向脱硫液中投加絮凝剂的水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，清液进入下级再生工序，沉淀污泥经脱水后固体物外运，滤液返回到沉降池循环澄清。
8. 根据权利要求7所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的絮凝剂水溶液由质量比例为1:3的聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠配制成质量分数为0.05%-0.1%的水溶液。
9. 根据权利要求8所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述絮凝剂的使用量为脱硫液中粉尘质量的0.05%-0.20%。
10. 根据权利要求7所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的料液在管道混合器中的流速为0.8-1.2m／s，絮凝剂水溶液在管道混合器中的流速为0.9-1.0m／s。
11. 根据权利要求7所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的管道混合器为螺旋式静态管式混合器。
12. 根据权利要求11所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的螺旋式静态管式混合器上的脱硫液入口管道和药剂入口管道之间呈12°-16°的夹角。
13.根据权利要求7所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述絮凝的温度为40~45℃，在沉降池中絮凝澄清的时间为0.5h。
14. 根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的蒸发结晶是指，液体冷却结晶后的清液作为原料液泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，经离心分离、干燥得到铵盐固体；所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器的壳程。
15.根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的压缩机为三级串联的离心压缩机。
16.根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
17.根据权利要求16所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述二级预热器与换热器的冷凝液作为一级预热器的热源，所述的一级预热器的冷凝液回到烟气净化工段作为补水使用。
18.根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的原料液在预热器中的流速为0.5~3m/s。
19.根据权利要求16所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的原料液在一级预热器内加热至50~70℃，在二级预热器内加热至90~100℃，在换热器内加热至105~108℃。
20. 根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述强制循环泵的表压为0.03~0.05MPa。
21. 根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的原料液进入结晶分离器的流速为1~2.5m/s。
22. 根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为80~85℃，压力为40~50kPa。
23. 根据权利要求14所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的二次蒸汽在压缩机内被压缩升高至106℃。
24.根据权利要求1所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的冷却结晶是指，液体经过一次冷却结晶，取清液蒸馏后进行二次冷却结晶。
25.根据权利要求24所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的一次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再进行蒸馏；所述的二次冷却结晶得到的清液加热至60℃以上后，再作为原料液泵入预热器。
26. 根据权利要求25所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述一次冷却结晶的清液加热用的热源为蒸馏后的料液。
27. 根据权利要求24所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的一次冷却结晶析出的固体返回到反应器中继续反应；所述的二次冷却结晶析出的固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶。
28. 根据权利要求24所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述蒸馏得到的气体返回反应器中继续反应。
29. 根据权利要求28所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：所述的气体经风机加压至0.05~0.08Mpa后，从反应器的底部进入。
30. 根据权利要求24所述的一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，其特征在于：蒸发结晶后的溶液回到所述的二次冷却结晶工序中冷却结晶。
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