CN104445283B - 一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，所述的回收再生工艺包括利用洗涤浆液制备Na₂SO₄和NaNO₃产品，所述的洗涤浆液由原烟气经烟气粗净化后送入吸收塔，再经脱硫液洗涤而获得，所述的回收再生工艺包括沉淀、分离、再生后，分别获得Na₂SO₄产品和NaNO₃产品。本工艺操作简单，不仅可脱除原烟气中的污染物，降低环境污染，还可获得Na₂SO₄、NaNO₃产品，大大的降低了大气污染物治理的成本，避免二次污染，具有良好的社会效益和经济价值。

Description

一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺

技术领域

本发明是一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，具体涉及回收烟气中洗涤浆液的吸收再生技术，属于工业烟气的再利用领域。

背景技术

石油及化工等行业的不断进步在促进经济发展的同时，也给环境造成了污染，目前，全球性的污染问题已日趋严重，更引起了世界各国的普遍关注和重视，尤其是火电厂燃煤、燃煤锅炉以及垃圾焚烧烟气的排放等，对大气的污染相当严重，我们知道，燃煤烟气中含有大量的烟尘、二氧化碳、SO₂和NO_X等有害物质，其中，燃料燃烧排放的二氧化碳是引起温室效应的主要物质；SO₂、NO_X以及飞灰颗粒又是大气污染的主要来源；当然，燃煤锅炉等烟道气产生的烟尘也是造成大气污染的主要原因之一，其主要成分也是SO₂和NO_X。据报道，我国约有70%的城市悬浮微粒水平超标，2/3的城市周围大气中的SO₂超标，因此，为提高当前环境的空气质量，这些污染物的治理和减排更是刻不容缓。

按脱硫反应物质在反应过程中的状态划分，烟气脱硫一般可分为三大类：湿法脱硫、干法脱硫和半干法脱硫，脱硫后获得的净化气已除去大部分的SO_X和NO_X，满足排放标准即可由烟道排出；脱硫反应的产物为脱硫浆液，按处理方式的不同进行分类，通常包括抛弃法和回收法两种。其中，抛弃法是将脱硫反应的废渣以某种方式抛弃，不回收，其主要优点是设备简单，操作较容易，投资及运行费用较低，但废渣需要占用场地堆放，容易造成二次污染；回收法是将烟气脱硫的产物做进一步处理，从而可以作为一种副产品加以回收利用，变害为利，但是，流程较复杂，运行难度较大，投资和运行费用均较高。当然，随着世界各国对能源生产过程中环境保护问题的不断重视，对脱硫产物进行回收再利用已成为现有烟气脱硫工业必不可少的一项工业措施。

专利文献CN102489136A（一种烟气脱硫废水回收处理方法，2011.12.16）和专利文献CN101531384A（镁法烟气脱硫循环浆液制备电子级氢氧化镁和硫酸铵工艺，2009.03.05）分别揭示了石灰石/石灰-石膏湿法和氧化镁法脱硫过程中，对脱硫产物石膏浆液和硫酸镁浆液的回收利用过程，开拓了石灰石/石灰-石膏湿法和氧化镁法脱硫工艺中脱硫副产物的再生利用前景，但在实际工业操作中，由于烟气净化产物根据污染物吸收剂的不同而

有所区别，为此，本发明应运而生。

发明内容

本发明的目的在于提供一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，本回收再生工艺是回收原烟气中SOx、NOx来制备Na₂SO₄、NaNO₃的生产工艺，原烟气中的SOx、NOx首先经烟气粗净化后，由吸收塔进行洗涤，原烟气被净化后获得净化气，洗涤浆液中含有一定浓度的硫酸钠、硝酸钠混合溶液，即可通过沉淀、分离和再生，分别获得Na₂SO₄和NaNO₃产品，本工艺操作简单，不仅可脱除原烟气中的污染物，降低环境污染，还可获得Na₂SO₄、NaNO₃产品，大大的降低了大气污染物治理的成本，避免二次污染，具有良好的社会效益和经济价值。

本发明通过下述技术方案实现：一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，本回收再生工艺是回收原烟气中SOx、NOx来制备Na₂SO₄、NaNO₃的生产工艺，所述的回收再生工艺包括利用洗涤浆液制备Na2SO4和NaNO3产品，所述的洗涤浆液由原烟气经烟气粗净化后送入吸收塔，再经脱硫液洗涤而获得，在本发明中，原烟气依次经烟气粗净化、吸收塔洗涤后脱除了绝大部分的SOx和NOx污染物，生产含有一定浓度硫酸钠、硝酸钠混合溶液脱，即洗涤浆液，所述的回收再生工艺包括以下步骤：

（1）沉淀：在洗涤浆液中加入絮凝剂后送入沉降池，对沉降后的上部清液进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；

（2）分离：将浓缩废水送入一级固液分离设备，获得Na₂SO₄悬浮固体和一级滤液，将该一级滤液依次送入硝酸钠结晶器和二级固液分离设备，获得NaNO₃悬浮固体和二级滤液；

（3）再生：分别对上述步骤（2）获得的Na₂SO₄悬浮固体和NaNO₃悬浮固体进行干燥，所述的Na₂SO₄悬浮固体干燥后获得Na₂SO₄产品，所述的NaNO₃悬浮固体干燥后获得NaNO₃产品，本发明操作流程简单，运行难度低，不仅能脱除原烟气中的污染物还可得到Na₂SO₄、NaNO₃产品，大大的降低了大气污染物治理的成本且避免了二次污染。

本发明涉及的烟气粗净化工艺克服了传统烟气净化系统中，吸收剂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的工作模式，在本发明中，所述的烟气粗净化包括将总烟道内的原烟气通过烟气系统送入吸收塔，所述的烟气系统主要由相互连通的辅助烟道和主烟道组成，在辅助烟道内设有冲击磨粉碎分级机，原烟气包括通过辅助烟道的辅助烟气和通过主烟道的烟道气，吸收剂随辅助烟气送入冲击磨粉碎分级机，获得的气粉混合物进入主烟道与烟道气混合反应后，一并送至吸收塔，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，在被送至主烟道与烟道气混合反应时，其脱硫脱硝效率也较高，实际使用效果良好。

在本发明中，来自于总烟道的原烟气经烟气增压风机送入主烟道，一部分原烟气经辅助烟道入口端进入辅助烟道，称为辅助烟气，另一部分原烟气继续留在主烟道，称为烟道气，辅助烟气带动吸收剂一并进入冲击磨粉碎分级机，吸收剂在冲击磨粉碎分级机内进行预处理并与辅助烟气反应，获得的气粉混合物经辅助烟道出口端送至主烟道，再与主烟道内的烟道气进行混合反应后，一并送至吸收塔，在实际应用过程中，所述的烟道气与辅助烟气的体积比为（9～39）：1。

为更好的实现吸收剂的预处理和辅助烟气的粗步净化，本发明对传统磨粉机系统进行了改进，采用冲击磨粉碎分级机，所述的冲击磨粉碎分级机包括磨粉机、分级机以及高压引风机，所述的吸收剂和辅助烟气随高压引风机送入磨粉机，吸收剂被粉碎后再随辅助烟气送入分级机进行筛选，颗粒度≤40μm的吸收剂与气流混合获得气粉混合物，颗粒度＞40μm的吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎，在实际操作时，辅助烟气和吸收剂首先被送入磨粉机进行预处理（粉碎），吸收剂被粉碎的同时与辅助烟气进行反应，由于高压引风机的作用，预处理后的吸收剂又在辅助烟气的带动下一并送入分级机进行筛选，预处理使的吸收剂的比表面积和孔隙率极大增加，极大程度的提高了吸收剂的脱硫脱硝效率。

对于磨粉机而言，在所述的磨粉机上连接有空气管道，还可利用空气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。

在本发明中，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，实现所述的吸收剂经计量后送入磨粉机，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200～9000mg/Nm³的范围内，所述的吸收剂与辅助烟气的混合比为100～920g/Nm³，经计量后送入磨粉机。

进一步的，所述的吸收剂包括NaHCO₃、KHCO₃、Ca(HCO₃)₂、Mg(HCO₃)₂中的一种或多种组成的混合物。

另一种情况，所述的吸收剂包括Na₂CO₃、K₂CO₃、CaCO₃、MgCO₃中的一种或多种组成的混合物。

为提高气粉混合物与烟道气的充分混合和接触，本发明在所述的主烟道上设置气体混合器，所述的气粉混合物和烟道气在气体混合器内混合反应，所述气粉混合物中的吸收剂与烟道气的混合比为6～23g/Nm³。

在实际生产过程中，高压引风机可采用如下两种方式进行设置：

一种是，所述的高压引风机设置于磨粉机的前端，所述的辅助烟气沿辅助烟道送入高压引风机后再依次送入磨粉机和分级机，吸收剂则直接送至磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎、反应，被破碎、反应的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，一部分吸收剂与辅助烟气混合组成气粉混合物，在高压引风机提供的动力下送至气体混合器，另一部分吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎。

由上述情况可知，所述的磨粉机和分级机为正压操作，所述高压引风机的操作压力为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。

另一种是，所述的分级机设置于高压引风机的前端，所述的辅助烟气沿辅助烟道依次送入磨粉机、分级机和高压引风机，吸收剂和辅助烟气被送入磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，一部分吸收剂与烟气混合组成气粉混合物，并经高压引风机送至气体混合器，另一部分吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎。

由上述情况可知，所述的磨粉机和分级机为负压操作，所述高压引风机的操作压力为10～13kPa，高压引风机的压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约5～8kPa，另一部分为克服气体混合器的压力，约5 kPa。

在上述两种情况下，送至气体混合器的气粉混合物的压力均为5 kPa。

在本发明中，所述的吸收塔为设有喷淋层以及脱硫液循环系统的洗涤设备，所述的主烟道与吸收塔相连通，在吸收塔的顶部设有供净化气排出的烟道，在吸收塔与沉降池之间连接有供洗涤浆液输送的废水管道，其具体操作流程如下：气粉混合物被送入主烟道与烟道气混合反应后形成的烟气混合物再通过主烟道送入吸收塔，喷淋层布置在吸收塔内，脱硫液循环系统对循环泵加压后，将脱硫液由喷淋层上分布的喷嘴高压喷出，并形成大量的比表面积较大的脱硫雾滴，一方面，烟气混合物进入吸收塔的中部，在塔内迅速降温增湿，并与逆向高速运动的脱硫雾滴迎头接触，发生强烈紊流作用，气、液两相进行充分传质传热，烟气混合物中的SO₂被大量吸收；另一方面，烟气混合物中的吸收剂颗粒进入塔内后，同样随气流逆流而上，与自上而下的脱硫液充分的接触，过量的吸收剂颗粒溶解到脱硫液中，随洗涤浆液在脱硫液循环系统的作用下在塔内循环继续吸收烟气中残留的SO₂、NO_Y及重金属氧化物，SO₂的脱除效率可高达到99%，脱硫后的净化气达到国家排放标准后可直接由烟道进行排放，洗涤浆液在循环过程中，由于不断的吸收SO₂，达到一定浓度后，即由废液管道排出。

进一步的，所述的脱硫液包括碳酸氢钠溶液。

为使絮凝剂溶液与洗涤浆液（即：脱硫脱硝废水）快速混合均匀，在所述的废水管道上设有管道混合器，在所述的步骤（1）中，絮凝剂通过计量输送泵送至管道混合器，管道混合器的位置应尽量靠近吸收塔，便于粉尘的絮凝，洗涤浆液在沉降池中进行絮凝澄清，将洗涤浆液中的粉尘和杂质絮凝沉降下来后，上部清液送入废水蒸发器进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；沉淀污泥（经絮凝下来的杂质和粉尘）送至废水过滤器，过滤获得的废渣外运，滤液返回至废水蒸发器循环蒸发浓缩。

所述的絮凝剂由聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠组成，所述聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠的质量比例为1：3，其中，聚丙烯酰钠是一种线状、可溶性的高分子化合物，其分子链上的羧基由于静电相斥作用，使得曲绕的聚合物链伸展，促成具有吸附性的功能团外露到表面上来，由于这些活性点吸附在溶液中悬浮粒子上，形成粒子间的架桥，从而加速了悬浮粒子的沉降；聚丙烯酰胺除了具有与聚丙烯酰钠相同的作用外，还可与粒子表面的电荷中和，促进絮凝。

两种絮凝剂在1：3的比例下复配为复合絮凝剂，絮凝效果最佳，可有效的去除洗涤浆液（脱硫脱硝废水）中的粉尘，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。

本发明所述的絮凝剂为质量分数为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。

絮凝剂的用量由原烟气中的粉尘含量而决定，在本发明中，所述的絮凝剂的使用量为洗涤浆液中粉尘质量的0.05%～0.20%，复合絮凝剂的用量小，可大大节省运行成本。

所述的管道混合器为喷嘴式、多孔板式、涡流式或螺旋片式管道混合器，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。

在本发明中，所述的沉降池为斜管沉淀池、刮板沉淀池。

本发明涉及的废水蒸发器主要用于增加洗涤浆液（脱硫脱硝废水）的浓度，以便分离出Na₂SO₄，所述的废水蒸发器为多效蒸发器或MVR蒸发器，MVR蒸发器是传统蒸发器的升级产品，可采用低温与低压汽蒸技术和清洁能源为电能，产生蒸汽，将媒介中的水分分离出来，是一种高效的节能蒸发设备。

在所述废水蒸发器的冷凝水出口与吸收塔之间连接有冷凝水管，废水蒸发器产生的冷凝水由冷凝水管送至吸收塔作为补充水使用。

为更好的实现洗涤浆液中NaNO₃的分离，设置换热器，分别将一级滤液和二级滤液送入换热器中，所述的一级滤液经换热器降温后送入硝酸钠结晶器；所述的二级滤液经换热器升温后送入废水蒸发器，在发明中，一级滤液与二级滤液通过换热器进行热交换，使一级滤液降温后送入硝酸钠结晶器，以便冷析结晶出硝酸钠；使二级滤液预热后送至废水蒸发器，继续浓缩并分离出Na₂SO₄。

进一步的，所述的换热器为板式、管式或螺旋板式换热器。

本发明的操作原理十分简单，由洗涤浆液分离出来的Na₂SO₄悬浮固体和NaNO₃悬浮固体分别经干燥后送入包装机制得袋装产品，在实际生产过程中，设备的选择也十分简单，直接根据物料特性进行选择即可，适用范围广泛，例如：

所述的一级固液分离设备为刮刀卸料离心机、活塞推料离心机、卧式螺旋离心机或真空带式过滤机。

所述的二级固液分离设备为刮刀卸料离心机、活塞推料离心机、卧式螺旋离心机或真空带式过滤机。

所述的硝酸钠结晶器为DTB结晶器、OSLO结晶器或FC结晶器，所述的DTB型结晶器属于晶浆内循环结晶器，具有较高的生产强度，能生产颗粒较大的晶粒，且结晶器内不易结疤；所述的OSLO结晶器为OSLO冷却式结晶器，由外部冷却器对循环料液冷却达到过饱和，再通过垂直管道进入悬浮床使晶体得以成长，生产出的晶体具有体积大、颗粒均匀、生产能力大，并且还具有连续操作、劳动强度低等优点；FC结晶器又称为强制循环结晶器，结晶室有锥形底，晶浆从锥形底排出后，经循环管，靠循环泵送入换热器，被加热后，重又进入结晶室，如此循环往复，实现连续结晶过程。

为制得袋装Na₂SO₄产品，在本发明中，所述的Na₂SO₄悬浮固体经硫酸钠干燥机干燥后，再送入硫酸钠自动包装机，获得Na₂SO₄产品，所述的硫酸钠干燥机为振动流化床干燥机、回转干燥机、气流干燥机或沸腾干燥机。

为制得袋装NaNO₃产品，在本发明中，所述的NaNO₃悬浮固体经硝酸钠干燥机干燥后，再送入硝酸钠自动包装机，获得NaNO₃产品，所述的硝酸钠干燥机为振动流化床干燥机、回转干燥机、气流干燥机或沸腾干燥机。

本发明与现有技术相比，具有以下优点及有益效果：

（1）本发明是利用烟气中SOx、NOx来制备Na₂SO₄、NaNO₃的回收再生工艺，在实现烟气净化的同时，回收烟气中的SOx、NOx并获得含有SOx、NOx的脱硫脱硝废水（洗涤浆液），该脱硫脱硝废水通过沉淀、分离和再生后，分别获得Na₂SO₄和NaNO₃产品，本工艺操作简单，不仅可脱除原烟气中的污染物，降低环境污染，还可获得Na₂SO₄、NaNO₃产品，大大的降低了大气污染物治理的成本，避免二次污染，具有良好的社会效益和经济价值。

（2）本发明涉及的烟气粗净化工艺包括：通过辅助烟气将吸收剂引入冲击磨粉碎分级机，在对吸收剂进行预处理并获得气粉混合物的同时，利用吸收剂对辅助烟气进行脱硫脱硝处理，气粉混合物中的吸收剂因反应而具有活性，被送入主烟道后又与烟道气混合并进行反应，大大的提高了吸收剂的脱硫脱硝效率，对提高后续吸收塔的脱硫脱硝处理效率具有极高的促进作用。

（3）本发明设计合理，在主烟道上设置有辅助烟道，由辅助烟气将吸收剂引入冲击磨粉碎分级机进行预处理，在本发明中，进入冲击磨粉碎分级机的气流为辅助烟气，避免了采用其他气体降低烟气中污染物的浓度和烟气温度，同时，由于引入气流为辅助烟气，在对吸收剂进行预处理的同时，辅助烟气还能与吸收剂进行反应，而使吸收剂带有活性，有利于提高烟气的脱硫脱硝效率，在辅助烟道中，烟气的粗净化率可达到90%～99%。

（4）本发明原理简单，辅助烟气和吸收剂随高压引风机引入至冲击磨粉碎分级机进行破碎，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辅助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≤40μm、孔容≥0. 03 m³/g，比表面积≥14.02m²/g的微粒。

（5）本发明采用的辅助烟气来自于原烟气，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，能更有效的与辅助烟气进行反应，提高吸收剂的处理效率，在实际使用时，进入冲击磨粉碎分级机的辅助烟气的温度可达到90～200℃，实际使用效果良好。

（6）本发明涉及的冲击磨粉碎分级机主要由磨粉机、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，本发明采用的冲击磨粉碎分级机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。

（7）本本发明操作灵活，涉及的冲击磨粉碎分级机包括两种实施工况，一种是磨粉机和分级机采用正压操作，能避免粉碎后吸收剂颗粒对风机的磨损，降低了设备的耐磨要求；另一种是磨粉机和分级机采用负压操作，能避免磨粉机及分级机出现粉尘泄露，但需提高高压引风机的耐磨处理程度。

（8）负压操作时，为降低吸收剂颗粒对高压引风机的磨损，本发明涉及的高压引风机的流道采用耐磨蚀处理，具有增加高压引风机的耐磨程度和提高高压引风机使用寿命的有益效果。

（9）本发明在主烟道上还设有气体混合器，该气体混合器能使送入主烟道的气粉混合物与烟道气充分均匀的混合，有利于吸收剂对烟道气的粗净化，在主烟道中，引入的气粉混合物与烟道气的初净化率可达到80～90%，脱硫脱硝效率高。

（10）本发明在提高烟道气粗净化过程中脱硫脱硝效率的同时，还减轻了后续吸收塔的净化压力，在实际操作过程中，吸收塔对烟气混合物中SO₂的脱除效率可高达到99%，脱硫过程中的产生的脱硫浆液送入回收再生工序进行处理，无废水产生。

（11）本发明涉及的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。

（12）本发明通过管道混合器向洗涤浆液中投加絮凝剂水溶液，洗涤浆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。

（13）本发明的管道混合器可设置为螺旋式静态管式混合器，洗涤浆液的入口管道和絮凝剂的入口管道之间呈12～16°的夹角，能很好地控制洗涤浆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。

（14）本发明絮凝的温度为40～45℃，符合洗涤浆液的温度，温度稳定，因而不需要频繁的调节絮凝剂的用量，操作稳定。

（15）本发明的操作原理十分简单，由洗涤浆液分离出来的Na₂SO₄悬浮固体和NaNO₃悬浮固体分别经干燥后送入包装机制得袋装产品，在实际生产过程中，设备的选择也十分简单，直接根据物料特性进行选择即可，适用范围广泛。

附图说明

图1为本发明的流程示意图。

图2为本发明所述磨粉机和分级机采用正压操作时的结构布置图。

图3为本发明所述吸收塔的结构示意图。

其中，1—主烟道，2—辅助烟道，3—喷淋层，4—吸收塔，5—烟道，6—废水管道，7—循环泵，8—冷凝水管，9—空气管道。

具体实施方式

下面结合实施例对本发明作进一步地详细说明，但本发明的实施方式不限于此。

实施例1：

本发明提出了一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，主要涉及回收原烟气中SOx、NOx来制备Na₂SO₄、NaNO₃的生产过程，在本实施例中，原烟气中的SOx、NOx首先经烟气粗净化后，由吸收塔4中的脱硫液循环洗涤，吸收塔4的洗涤浆液在循环洗涤过程中，不断的捕捉烟气中的SOx、NOx，形成含有一定浓度的硫酸钠、硝酸钠混合溶液，即：洗涤浆液。本实施例涉及的回收再生工艺则是利用洗涤浆液来制备Na2SO4和NaNO3产品的生产过程，其生产过程包括以下步骤：

（1）沉淀：在洗涤浆液中加入絮凝剂后送入沉降池，絮凝剂能对粉尘和杂质进行絮凝，并在沉降池内进行澄清，对沉降后的上部清液进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；

（2）分离：将浓缩废水送入一级固液分离设备，获得Na₂SO₄悬浮固体和一级滤液，将该一级滤液依次送入硝酸钠结晶器和二级固液分离设备，获得NaNO₃悬浮固体和二级滤液；

（3）再生：分别对上述步骤（2）获得的Na₂SO₄悬浮固体和NaNO₃悬浮固体进行干燥， Na₂SO₄悬浮固体干燥后获得Na₂SO₄产品， NaNO₃悬浮固体干燥后获得NaNO₃产品。

本工艺操作简单，不仅可脱除原烟气中的污染物，降低环境污染，还可获得Na₂SO₄、NaNO₃产品，大大的降低了大气污染物治理的成本，避免二次污染，具有良好的社会效益和经济价值。

实施例2：

本实施例与实施例1的区别在于：本实施例涉及的烟气粗净化较传统烟气净化方法中，吸收剂计量后送入磨粉机系统进行粉碎，粉碎后的吸收剂颗粒再通过干粉喷射器送入主烟道1与原烟气进行混合并反应的操作模式不同，传统方法中，吸收剂对原烟气的净化效率通常为50%左右，脱硫效率较低，为提高吸收剂的工作效率，本实施例提出了如下设计：总烟道内的原烟气通过烟气系统送入吸收塔4，对烟气系统的改进是，烟气系统主要由相互连通的辅助烟道2和主烟道1组成，同时，在辅助烟道2内设有冲击磨粉碎分级机，其工艺流程如下：来自于总烟道的原烟气沿主烟道1送至吸收塔4的过程中，原烟气被分流形成辅助烟气和烟道气，吸收剂随辅助烟气送入辅助烟道2内的冲击磨粉碎分级机进行预处理（粉碎），获得的气粉混合物进入主烟道1与烟道气混合反应后，一并送至吸收塔4，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1与烟道气混合反应时，其脱硫脱硝效率也较高，经实践证明，吸收剂对辅助烟气的粗净化率可达到90～99%，气粉混合物被送至主烟道1后，对主烟道1内的烟道气的粗净化率可达到80～90%，同时，还能有效的降低后续吸收塔4的净化压力，设计十分合理。

实施例3：

本实施例与实施例2的区别在于：在本实施例中，原烟气被分流后，分别通过主烟道1的烟道气和通过辅助烟道2的辅助烟气的体积比为9：1。

在本实施例的实际应用过程中，原烟气经烟气增压风机送入主烟道1，一部分原烟气经辅助烟道2入口端进入辅助烟道2，称为辅助烟气，另一部分原烟气继续留在主烟道1，称为烟道气，辅助烟气带动吸收剂一并进入冲击磨粉碎分级机，吸收剂在冲击磨粉碎分级机内进行预处理并与辅助烟气反应，获得的气粉混合物经辅助烟道2出口端送至主烟道1，再与主烟道1内的烟道气进行混合反应后，一并送至吸收塔4。

实施例4：

本实施例与实施例3的区别在于：在本实施例中，冲击磨粉碎分级机主要由磨粉机、分级机以及高压引风机组成，吸收剂和辅助烟气随高压引风机送入磨粉机，吸收剂被粉碎后再随辅助烟气送入分级机进行筛选，在实际操作过程中，调节分级机的转速即可对气粉混合物进行选择，通常情况下气粉混合物中吸收剂的粒度被控制在10～40μm，即：颗粒度≤40μm的吸收剂与辅助烟气混合获得气粉混合物，颗粒度＞40μm的吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎。

由于吸收剂的引入量与原烟气中的污染物含量相关，因此，在实际使用时，还需对原烟气中的污染物进行监测，根据监测数据对吸收剂进行计量控制后，再将吸收剂送入磨粉机，本实施例适用于污染物含量在200mg/Nm³的范围内的原烟气的粗净化，引入的吸收剂与辅助烟气的最大混合比为100g/Nm³，经冲击磨粉碎分级机预处理后，吸收剂对辅助烟气的粗净化率可达到99%。

实施例5：

本实施例与实施例4的区别在于：在本实施例中，使用的吸收剂包括NaHCO₃、KHCO₃、Ca(HCO₃)₂、Mg(HCO₃)₂组成的混合物，该混合物中NaHCO₃、KHCO₃、Ca(HCO₃)₂、Mg(HCO₃)₂的质量比为1：0.05：0.05：0.05，可适用于原烟气的脱硫脱硝粗净化，其化学反应过程包括：

脱硫：2HCO₃ ^—+ SO₂ + ½O₂ ↔ SO₄ ^{2 —}+ H₂O + 2CO₂；

2HCO₃ ^— + SO₃ → SO₄ ^{2 —} + 2 CO₂ + H₂O；

脱硝：2HCO₃ ^—+ SO₂ + NO + O₂ ↔ SO₄ ^{2 —}+ NO₂ + H₂O + 2CO₂；

2HCO₃ ^— + 2NO₂ + ½O₂ ↔ 2NO₃ ^—+ H₂O + 2CO₂；

4SO₃ + 2NO₂ ↔ 4SO₄ ^{2 —} + N₂；

2NO + 2SO₂ ↔ 2SO₃ + N₂；

2HCO₃ ^—+ SO₃ ↔ SO₄ ^{2 —}+ H₂O + 2CO₂。

实施例6：

本实施例与实施例4的区别在于：在本实施例中，使用的吸收剂包括Na₂CO₃、K₂CO₃、CaCO₃、MgCO₃组成的混合物，该混合物中Na₂CO₃、K₂CO₃、CaCO₃、MgCO₃的质量比为1：0.05：0.1：0.05，适用于原烟气的脱硫脱硝粗净化，其化学反应过程包括：

脱硫：2CO₃ ^—+ SO₂ + ½O₂ ↔ SO₄ ^{2 —}+ H₂O + 2CO₂；

2CO₃ ^— + SO₃ → SO₄ ^{2 —} + 2 CO₂ + H₂O；

脱硝：2CO₃ ^—+ SO₂ + NO + O₂ ↔ SO₄ ^{2 —}+ NO₂ + H₂O + 2CO₂；

2CO₃ ^— + 2NO₂ + ½O₂ ↔ 2NO₃ ^—+ H₂O + 2CO₂；

4SO₃ + 2NO₂ ↔ 4SO₄ ^{2 —} + N₂；

2NO + 2SO₂ ↔ 2SO₃ + N₂；

2CO₃ ^—+ SO₃ ↔ SO₄ ^{2 —}+ H₂O + 2CO₂。

实施例7：

本实施例与实施例4的区别在于：本实施例在主烟道1上设置有气体混合器，气粉混合物和烟道气在气体混合器内充分混合反应，为保证烟道气的脱硫脱硝效率，气粉混合物中吸收剂与烟道气的混合比应为6g/Nm³。在实际应用过程中，对磨粉机引入的吸收剂用量的确定，不仅需要对原烟气中的污染物总量进行检测，还需要对气体混合器后主烟道1内的污染物总量进行检测，两者数据共同反馈至吸收剂的计量控制系统才能完成，其控制流程如图1所示，在原烟气管道上设置用于原烟气污染物、流量、压力、温度自动检测的原烟气组分检测仪，原烟气污染物的检测信号送到控制系统，控制系统根据原烟气检测信号计算出需处理的污染总量，再设定需要加入的吸收剂量，将吸收剂加入量信号传输到吸收剂计量分配装置，将吸收剂送到磨粉机。在净化后烟气管道上设置粗净化后烟气污染物、流量、压力、温度自动检测的净化后烟气检测仪，检测到的净化后烟气信号和吸收剂计量分配装置的脉冲计量信号一起反馈回控制系统，控制系统根据反馈回来的信号对吸收剂设定值进行修正并构成一个完整的控制系统。

实施例8：

本实施例与实施例7的区别在于：本实施例采用的高压引风机设置于磨粉机的前端，如图2所示，辅助烟气沿辅助烟道2送入高压引风机后再依次送入磨粉机和分级机，在本实施例中，磨粉机和分级机为正压操作，能避免粉碎后吸收剂颗粒对高压引风机的磨损，降低了设备的耐磨要求。在实际应用过程中，吸收剂直接送至磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，一部分吸收剂与气流混合组成气粉混合物，在高压引风机提供的动力下送至气体混合器，另一部分吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎。在本实施例中，高压引风机的操作压力为10kPa，该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约5kPa，另一部分则为克服气体混合器的阻力，约5 kPa，即：送至气体混合器的气粉混合物的压力为5 kPa。

实施例9：

本实施例与实施例7的区别在于：本实施例采用的分级机设置于高压引风机的前端，如图1所示，辅助烟气沿辅助烟道2依次送入磨粉机、分级机和高压引风机，在本实施例中，磨粉机和分级机采用负压操作，能避免粉碎机及分级机出现粉尘泄露，但需提高高压引风机的耐磨处理程度。在实际应用过程中，吸收剂和辅助烟气被送入磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，一部分吸收剂与气流混合组成气粉混合物，并经高压引风机送至气体混合器，另一部分吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎。在本实施例中，高压引风机的操作压力为13kPa，该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约8kPa，另一部分为克服气体混合器的压力，约5kPa，即：送至气体混合器的气粉混合物的压力均为5 kPa。

在本实施例中，为避免吸收剂颗粒对高压引风机的磨损和腐蚀，高压引风机的流道应采用耐磨蚀处理，具有增加高压引风机的耐磨程度和提高高压引风机使用寿命的有益效果。

实施例10：

本实施例与实施例1的区别在于：在本实施例中，吸收塔4包括喷淋层3以及脱硫液循环系统，如图3所述，主烟道1连接在吸收塔4的中部，在吸收塔4的顶部设有供净化气排出的烟道5，在吸收塔4的底部则设有供脱硫浆液排出的废水管道6，其具体操作流程如下：气粉混合物被送入主烟道1与烟道气混合反应后形成的烟气混合物再通过主烟道1送入吸收塔4，喷淋层3布置在吸收塔4内，例如，在吸收塔4内布置有三层喷淋层3，脱硫液循环系统对循环泵7加压后，将脱硫液由三层喷淋层3上分布的喷嘴高压喷出，并形成大量的比表面积较大的脱硫雾滴，一方面，烟气混合物进入吸收塔4的中部，在塔内迅速降温增湿，并与逆向高速运动的脱硫雾滴迎头接触，发生强烈紊流作用，气、液两相进行充分传质传热，烟气混合物中的SO₂被大量吸收；另一方面，烟气混合物中的吸收剂颗粒进入塔内后，同样随气流逆流而上，与自上而下的脱硫液充分的接触，过量的吸收剂颗粒溶解到脱硫液中，随脱硫浆液在脱硫液循环系统的作用下在塔内循环继续吸收烟气中残留的SO₂、NO_Y及重金属氧化物，三层喷嘴产生的喷淋雾锥对脱硫塔截面的覆盖率可以达到200%以上，SO₂的脱除效率可高达到99%，脱硫后的净化气达到国家排放标准后可直接由烟道5进行排放，脱硫浆液在循环过程中，由于不断的吸收SO₂，当脱硫浆液中Na₂SO₄的浓度达到26%后，即由废水管道6送至污水处理站。在上述过程中，脱硫液可选用碳酸氢钠溶液或碳酸钠、硫酸钠、硝酸钠组成的混合物。

实施例11：

本实施例与实施例10的区别在于：在本实施例中，絮凝剂首先由计量输送泵进行输送，该计量输送泵通过管道联接于废水管道6，其位置尽量靠近吸收塔4，絮凝剂的用量根据原烟气中的粉尘含量来确定，通常情况下，絮凝剂的使用量为洗涤浆液中粉尘质量的0.05%。如图1所示，为使絮凝剂与洗涤浆液（即：脱硫脱硝废水）快速混合均匀，废水管道6上布置有管道混合器，如喷嘴式管道混合器，其位置尽量靠近吸收塔4。

由管道混合器将混合有絮凝剂的洗涤浆液送至沉降池，用以将洗涤浆液中的粉尘和杂质絮凝沉降下来，之后布置废水过滤器，沉降池内的上部清液送入废水蒸发器进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；沉降池内的沉淀污泥送入废水过滤器，用于絮凝沉降下来的杂质和粉尘，过滤获得的废渣外运，滤液再返回至废水蒸发器循环蒸发浓缩。

在本实施例中，絮凝剂为质量分数为0.05%的水溶液，由聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠组成，其中，聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠的质量比例为1：3；废水蒸发器采用多效蒸发器；沉降池采用斜管沉淀池。

实施例12：

本实施例与实施例11的区别在于，本实施例在废水蒸发器的冷凝水出口与吸收塔4之间连接有冷凝水管8，废水蒸发器采用MVR蒸发器，沉降池采用刮板沉淀池，在实际操作时，由沉降池澄清的上部清液送至MVR蒸发器进行蒸发浓缩，在蒸发过程中，MVR蒸发器会产生大量的冷凝水，为实现冷凝水的充分利用，本实施例设置有冷凝水管8，将MVR蒸发器产生的冷凝水返回至吸收塔4作为补充水使用，具有节能降耗的目的，实际使用效果良好。

实施例13：

本实施例与实施例11的区别在于：本实施例还设置有换热器，如：板式换热器，一级滤液与二级滤液通过换热器进行热交换，达到使一级滤液降温，二级滤液预热的目的，其工作流程如下：一级滤液和二级滤液分别送入换热器中，一级滤液经换热器降温后送入硝酸钠结晶器；二级滤液经换热器升温后送入废水蒸发器，再次蒸发浓缩后送至一级固液分离设备完成后续Na₂SO₄和NaNO₃的分离。

实施例14：

本实施例与实施例1的区别在于：在本实施例中，一级固液分离设备和二级固液分离设备均采用刮刀卸料离心机，由一级固液分离设备获得的Na₂SO₄悬浮固体经硫酸钠干燥机干燥后，再送入硫酸钠自动包装机，获得Na₂SO₄产品，由二级固液分离设备获得的NaNO₃悬浮固体经硝酸钠干燥机干燥后，再送入硝酸钠自动包装机，获得NaNO₃产品，其中，其中，硫酸钠干燥机和硝酸钠干燥机均采用为振动流化床干燥机，硝酸钠结晶器采用DTB结晶器。

实施例15：

本实施例与实施例1的区别在于：在本实施例中，一级固液分离设备和二级固液分离设备均采用活塞推料离心机，由一级固液分离设备获得的Na₂SO₄悬浮固体经硫酸钠干燥机干燥后，再送入硫酸钠自动包装机，获得Na₂SO₄产品，由二级固液分离设备获得的NaNO₃悬浮固体经硝酸钠干燥机干燥后，再送入硝酸钠自动包装机，获得NaNO₃产品，其中，其中，硫酸钠干燥机和硝酸钠干燥机均采用为气流干燥机，硝酸钠结晶器采用OSLO结晶器。

实施例16：

本实施例适用于原烟气污染物含量为9000mg/Nm³的工业环境，该原烟气包括体积比为39：1的烟道气和辅助烟气，其中，辅助烟气沿辅助烟道2送入冲击磨粉碎分级机，烟道气则沿主烟道1被送至气体混合器。

在辅助烟道2内依次设置有磨粉机、分级机以及高压引风机，辅助烟气沿辅助烟道2入口送入辅助烟道2的磨粉机；吸收剂首先送入吸收剂料仓，然后经吸收剂输送装置后送至吸收剂计量分配装置，计量后再送入磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，调节分级机转速至1000r/min，控制粉碎后吸收剂的颗粒度为≤20μm，吸收剂颗粒度＞20μm的吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎，满足颗粒度为≤20μm的吸收剂则与辅助烟气混合获得气粉混合物；高压引风机的目的在于为辅助烟气提供动力，使辅助烟气能带动吸收剂从磨粉机送入分级机，所获得的气粉混合物还具有一定的压力，能稳定的送入气体混合器，与烟道气进行反应。在本实施例中，吸收剂选用NaHCO₃，其引入量与辅助烟气的最大混合比为920g/Nm³，高压引风机的压力设定为13kPa，该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约8kPa，另一部分为克服气体混合器的压力，约5 kPa，即：送至气体混合器的气粉混合物的压力为5 kPa。

在本实施例中，为避免吸收剂颗粒对高压引风机的磨损和腐蚀，高压引风机的流道应采用耐磨蚀处理，具有增加高压引风机的耐磨程度和提高高压引风机使用寿命的有益效果。

吸收剂经冲击磨粉碎分级机预处理后，在辅助烟道2内对辅助烟气的粗净化率可达到95%，获得的气粉混合物再通过辅助烟道2出口以5kPa的压力送至气体混合器，与主烟道1内的烟道气进行混合，气粉混合物中的吸收剂与烟道气的最大混合比为46g/Nm³，经充分混合反应后，烟道气的净化率可达到85%，无需进行气粉分离，直接通过主烟道1送至烟气净化的后续工序——吸收塔4。

在本实施例中，吸收塔4包括喷淋层3以及脱硫液循环系统，如图3所述，主烟道1连接在吸收塔4的中部，在吸收塔4的顶部设有供净化气排出的烟道5，在吸收塔4的底部则设有供脱硫浆液排出的废水管道6，其具体操作流程如下：气粉混合物被送入主烟道1与烟道气混合反应后形成的烟气混合物再通过主烟道1送入吸收塔4，喷淋层3布置在吸收塔4内，例如，在吸收塔4内布置有三层喷淋层3，脱硫液循环系统对循环泵7加压后，将脱硫液由三层喷淋层3上分布的喷嘴高压喷出，并形成大量的比表面积较大的脱硫雾滴，一方面，烟气混合物进入吸收塔4的中部，在塔内迅速降温增湿，并与逆向高速运动的脱硫雾滴迎头接触，发生强烈紊流作用，气、液两相进行充分传质传热，烟气混合物中的SO₂被大量吸收；另一方面，烟气混合物中的吸收剂颗粒进入塔内后，同样随气流逆流而上，与自上而下的脱硫液充分的接触，过量的吸收剂颗粒溶解到脱硫液中，随脱硫浆液在脱硫液循环系统的作用下在塔内循环继续吸收烟气中残留的SO₂、NO_Y及重金属氧化物，三层喷嘴产生的喷淋雾锥对脱硫塔截面的覆盖率可以达到200%以上，SO₂的脱除效率可高达到99%，脱硫后的净化气达到国家排放标准后可直接由烟道5进行排放，脱硫浆液在循环过程中，由于不断的吸收SO₂，当脱硫浆液中Na₂SO₄的浓度达到24%后，即由废水管道6送至污水处理站。在上述过程中，脱硫液可选用碳酸氢钠溶液。

洗涤浆液由吸收塔4底部的废水管道6排出，靠近吸收塔4的位置设置有连接计量输送泵的管道，该计量输送泵用于实现絮凝剂的计量加入，在本实施例中，絮凝剂为质量分数为0.1%的水溶液，由聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠组成，其中，聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠的质量比例为1：3。在实际操作过程中，絮凝剂加入量应根据原烟气中的粉尘含量来确定，通常情况下，絮凝剂的使用量为洗涤浆液中粉尘质量的0.20%。如图1所示，为使絮凝剂与洗涤浆液（即：脱硫脱硝废水）快速混合均匀，废水管道6上布置有螺旋片式管道混合器，由螺旋片式管道混合器将混合有絮凝剂的洗涤浆液送至斜管沉淀池，用以将洗涤浆液中的粉尘和杂质絮凝沉降下来，之后布置废水过滤器，斜管沉淀池内的上部清液送入多效蒸发器进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；沉降池内的沉淀污泥送入废水过滤器，用于絮凝沉降下来的杂质和粉尘，过滤获得的废渣外运，滤液再返回至多效蒸发器循环蒸发浓缩。

由多效蒸发器获得的浓缩废水被送入一级固液分离设备实现Na₂SO₄的分离，分别获得Na₂SO₄悬浮固体和一级滤液，该一级滤液再依次送至硝酸钠结晶器和二级固液分离设备，实现NaNO₃的分离，分别获得NaNO₃悬浮固体和二级滤液，在本实施例中，Na₂SO₄悬浮固体经硫酸钠干燥机干燥后，再送入硫酸钠自动包装机，即可获得Na₂SO₄产品；NaNO₃悬浮固体经硝酸钠干燥机干燥后，再送入硝酸钠自动包装机，即可获得NaNO₃产品。在实际生产过程中，一级固液分离设备和二级固液分离设备均采用卧式螺旋离心机，硝酸钠结晶器采用FC结晶器，硫酸钠干燥机和硝酸钠干燥机均采用回转干燥机。

实施例17：

本实施例与实施例16的区别在于：本实施例在一级固液分离设备与硝酸钠结晶器之间设置有管式换热器，一级滤液与二级滤液通过管式换热器进行热交换，达到使一级滤液降温，二级滤液预热的目的，其工作流程如下：一级滤液和二级滤液分别送入管式换热器中，一级滤液经换热器降温后送入硝酸钠结晶器；二级滤液经换热器升温后送入废水蒸发器，再次蒸发浓缩后送至一级固液分离设备完成后续Na2SO₄和NaNO₃的分离。

实施例18：

本实施例与实施例17的区别在于：本实施例在磨粉机上还连接有空气管道9，其目的在于：方便操作过程中气流的灵活使用，在实际使用时，吸收剂还可在送入磨粉机外接空气的辅助下，在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎。

实施例19：

适用于原烟气污染物含量为6000mg/Nm3的工业环境，原烟气包括体积比为14：1的烟道气和辅助烟气，其中，辅助烟气沿辅助烟道2送入冲击磨粉碎分级机，烟道气则沿主烟道1被送至气体混合器。

在辅助烟道2内依次设置有高压引风机、磨粉机以及分级机，辅助烟气沿辅助烟道2入口依次送入辅助烟道2内的高压引风机和磨粉机；吸收剂首先送入吸收剂料仓，然后经吸收剂输送装置后送至吸收剂计量分配装置，计量后再送入磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，调节分级机转速至800r/min，控制粉碎后吸收剂的颗粒度为≤30μm，吸收剂颗粒度＞30μm的吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎，满足颗粒度为≤30μm的吸收剂则与辅助烟气混合获得气粉混合物；高压引风机的目的在于为辅助烟气提供动力，使辅助烟气能带动吸收剂从磨粉机送入分级机，所获得的气粉混合物还具有一定的压力，能稳定的送入气体混合器，与烟道气进行反应。在本实施例中，吸收剂选用Na₂CO₃，其引入量与辅助烟气的最大混合比为150g/Nm³，高压引风机的压力设定为12kPa，该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约7kPa，另一部分为克服气体混合器的压力，约5kPa，即：送至气体混合器的气粉混合物的压力为5 kPa。

吸收剂经冲击磨粉碎分级机预处理后，在辅助烟道2内对辅助烟气的粗净化率可达到95%，获得的气粉混合物再通过辅助烟道2出口以5kPa的压力送至气体混合器，与主烟道1内的烟道气进行混合，气粉混合物中的吸收剂与烟道气的最大混合比为10g/Nm³，经充分混合反应后，烟道气的净化率可达到90%，无需进行气粉分离，直接通过主烟道1送至烟气净化的后续工序——吸收塔4。

在本实施例中，吸收塔4包括设有喷淋层3以及脱硫液循环系统，如图3所述，主烟道1连接在吸收塔4的中部，在吸收塔4的顶部设有供净化气排出的烟道5，在吸收塔4的底部则设有供脱硫浆液排出的废水管道6，其具体操作流程如下：气粉混合物被送入主烟道1与烟道气混合反应后形成的烟气混合物再通过主烟道1送入吸收塔4，喷淋层3布置在吸收塔4内，例如，在吸收塔4内布置有三层喷淋层3，脱硫液循环系统对循环泵7加压后，将脱硫液由三层喷淋层3上分布的喷嘴高压喷出，并形成大量的比表面积较大的脱硫雾滴，一方面，烟气混合物进入吸收塔4的中部，在塔内迅速降温增湿，并与逆向高速运动的脱硫雾滴迎头接触，发生强烈紊流作用，气、液两相进行充分传质传热，烟气混合物中的SO₂被大量吸收；另一方面，烟气混合物中的吸收剂颗粒进入塔内后，同样随气流逆流而上，与自上而下的脱硫液充分的接触，过量的吸收剂颗粒溶解到脱硫液中，随脱硫浆液在脱硫液循环系统的作用下在塔内循环继续吸收烟气中残留的SO₂、NO_Y及重金属氧化物，三层喷嘴产生的喷淋雾锥对脱硫塔截面的覆盖率可以达到200%以上，SO₂的脱除效率可高达到99%，脱硫后的净化气达到国家排放标准后可直接由烟道5进行排放，脱硫浆液在循环过程中，由于不断的吸收SO₂，当脱硫浆液中Na₂SO₄的浓度达到26%后，即由废水管道6送至污水处理站。在上述过程中，脱硫液可选用碳酸氢钠溶液。

洗涤浆液由吸收塔4底部的废水管道6排出，靠近吸收塔4的位置设置有连接计量输送泵的管道，该计量输送泵用于实现絮凝剂的计量加入，在本实施例中，絮凝剂为质量分数为0.075%的水溶液，由聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠组成，其中，聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠的质量比例为1：3。在实际操作过程中，絮凝剂加入量应根据原烟气中的粉尘含量来确定，通常情况下，絮凝剂的使用量为洗涤浆液中粉尘质量的0.12%。如图1所示，为使絮凝剂与洗涤浆液（即：脱硫脱硝废水）快速混合均匀，废水管道6上布置有多孔板式管道混合器，其位置靠近吸收塔4，由多孔板式管道混合器将混合有絮凝剂的洗涤浆液送至刮板沉淀池，用以将洗涤浆液中的粉尘和杂质絮凝沉降下来，之后布置废水过滤器，刮板沉淀池内的上部清液送入MVR蒸发器进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；刮板沉淀池内的沉淀污泥送入废水过滤器，用于过滤沉降下来的杂质和粉尘，过滤获得的废渣外运，滤液再返回至多效蒸发器循环蒸发浓缩。

由MVR蒸发器获得的浓缩废水被送入一级固液分离设备实现Na₂SO₄的分离，分别获得Na₂SO₄悬浮固体和一级滤液，该一级滤液再依次送至硝酸钠结晶器和二级固液分离设备，实现NaNO₃的分离，分别获得NaNO₃悬浮固体和二级滤液，在本实施例中，Na₂SO₄悬浮固体经硫酸钠干燥机干燥后，再送入硫酸钠自动包装机，即可获得Na₂SO₄产品；NaNO₃悬浮固体经硝酸钠干燥机干燥后，再送入硝酸钠自动包装机，即可获得NaNO₃产品。在实际生产过程中，一级固液分离设备和二级固液分离设备均采用真空带式过滤机，硝酸钠结晶器采用DTB结晶器，硫酸钠干燥机和硝酸钠干燥机均采用沸腾干燥机。

实施例20：

本实施例与实施例19的区别在于：本实施例在一级固液分离设备与硝酸钠结晶器之间设置有螺旋板式换热器，一级滤液与二级滤液通过螺旋板式换热器进行热交换，达到使一级滤液降温，二级滤液预热的目的，其工作流程如下：一级滤液和二级滤液分别送入管式换热器中，一级滤液经换热器降温后送入硝酸钠结晶器；二级滤液经换热器升温后送入废水蒸发器，再次蒸发浓缩后送至一级固液分离设备完成后续Na2SO₄和NaNO₃的分离。

实施例21：

本实施例与实施例19的区别在于：本实施例在磨粉机上还连接有空气管道9，其目的在于：方便操作过程中气流的灵活使用，在实际使用时，吸收剂还可在送入磨粉机外接空气的辅助下，在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎。

实施例22：

本实施例与实施例16的区别在于：本实施例适用于污染物含量在4000mg/Nm³的范围内的原烟气的粗净化，原烟气包括体积比为12：1的烟道气和辅助烟气，其中，辅助烟气沿辅助烟道2送入冲击磨粉碎分级机，烟道气则沿主烟道1被送至气体混合器。

在辅助烟道2内依次设置有磨粉机、分级机以及高压引风机，辅助烟气沿辅助烟道2入口送入辅助烟道2的磨粉机；吸收剂首先送入吸收剂料仓，然后经吸收剂输送装置后送至吸收剂计量分配装置，计量后再送入磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，调节分级机转速至800r/min，控制粉碎后吸收剂的颗粒度为≤30μm，吸收剂颗粒度＞30μm的吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎，满足颗粒度为≤30μm的吸收剂则与辅助烟气混合获得气粉混合物；高压引风机的目的在于为辅助烟气提供动力，使辅助烟气能带动吸收剂从磨粉机送入分级机，所获得的气粉混合物还具有一定的压力，能稳定的送入气体混合器，与烟道气进行反应。在本实施例中，吸收剂选用质量比为NaHCO₃：Mg(HCO₃)₂=1：0.1组成的混合物，其引入量与辅助烟气的最大混合比为143g/Nm³，高压引风机的压力设定为12kPa，该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约7kPa，另一部分为克服气体混合器的压力，约5 kPa，即：送至气体混合器的气粉混合物的压力为5 kPa。

吸收剂经冲击磨粉碎分级机预处理后，在辅助烟道2内对辅助烟气的粗净化率可达到92%，获得的气粉混合物再通过辅助烟道2出口以5 kPa的压力送至气体混合器，与主烟道1内的烟道气进行混合，气粉混合物中的吸收剂与烟道气的最大混合比为11g/Nm³，经充分混合反应后，烟道气的净化率可达到80%，无需进行气粉分离，直接通过主烟道1送至吸收塔4。

在本实施例中，为避免烟气中的污染物对高压引风机的磨损和腐蚀，高压引风机的流动应采用耐磨蚀处理，具有增加高压引风机的耐磨程度和提高高压引风机使用寿命的有益效果。

实施例23：

本实施例适用于污染物含量在8000mg/Nm³的范围内的原烟气的粗净化，原烟气包括体积比为18：1的烟道气和辅助烟气，其中，辅助烟气沿辅助烟道2送入冲击磨粉碎分级机，烟道气则沿主烟道1被送至气体混合器。

在辅助烟道2内依次设置有高压引风机、磨粉机以及分级机，辅助烟气沿辅助烟道2入口依次送入辅助烟道2内的高压引风机和磨粉机；吸收剂首先送入吸收剂料仓，然后经吸收剂输送装置后送至吸收剂计量分配装置，计量后再送入磨粉机，吸收剂在磨粉机内的空间分散和湍动，并通过磨粉机和辅助烟气的协同作用被破碎，被破碎的吸收剂在辅助烟气的带动下送至分级机进行筛选，调节分级机转速至1000r/min，控制粉碎后吸收剂的颗粒度为≤20μm，吸收剂颗粒度＞20μm的吸收剂返回磨粉机继续进行粉碎，满足颗粒度为≤20μm的吸收剂则与辅助烟气混合获得气粉混合物；高压引风机的目的在于为辅助烟气提供动力，使辅助烟气能带动吸收剂从磨粉机送入分级机，所获得的气粉混合物还具有一定的压力，能稳定的送入气体混合器，与烟道气进行反应。在本实施例中，吸收剂选用质量比为Na₂CO₃：K₂CO₃=1：0.05组成的混合物，其引入量与辅助烟气的最大混合比为247g/Nm³，高压引风机的压力设定为13kPa，该操作压力一部分为克服磨粉机和分级机的阻力，约8kPa，另一部分为克服气体混合器的压力，约5 kPa，即：送至气体混合器的气粉混合物的压力为5 kPa。

吸收剂经冲击磨粉碎分级机预处理后，在辅助烟道2内对辅助烟气的粗净化率可达到94%，获得的气粉混合物再通过辅助烟道2出口以5 kPa的压力送至气体混合器，与主烟道1内的烟道气进行混合，气粉混合物中的吸收剂与烟道气的最大混合比为13g/Nm³，经充分混合反应后，烟道气的净化率可达到89%，无需进行气粉分离，直接通过主烟道1送至吸收塔4。

以上所述，仅是本发明的较佳实施例，并非对本发明做任何形式上的限制，凡是依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、等同变化，均落入本发明的保护范围之内。

Claims (29)

1.一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的回收再生工艺包括利用洗涤浆液制备Na₂SO₄和NaNO₃产品，所述的洗涤浆液由原烟气经烟气粗净化后送入吸收塔（4），再经脱硫液洗涤而获得，所述的回收再生工艺包括以下步骤：

（1）沉淀：在洗涤浆液中加入絮凝剂后送入沉降池，对沉降后的上部清液进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；

（2）分离：将浓缩废水送入一级固液分离设备，获得Na₂SO₄悬浮固体和一级滤液，将该一级滤液依次送入硝酸钠结晶器和二级固液分离设备，获得NaNO₃悬浮固体和二级滤液；

（3）再生：分别对上述步骤（2）获得的Na₂SO₄悬浮固体和NaNO₃悬浮固体进行干燥，所述的Na₂SO₄悬浮固体干燥后获得Na₂SO₄产品，所述的NaNO₃悬浮固体干燥后获得NaNO₃产品，

所述的烟气粗净化包括将总烟道内的原烟气通过烟气系统送入吸收塔（4），所述的烟气系统主要由相互连通的辅助烟道（2）和主烟道（1）组成，在辅助烟道（2）内设有冲击磨粉碎分级机，原烟气包括通过辅助烟道（2）的辅助烟气和通过主烟道（1）的烟道气，吸收剂随辅助烟气送入冲击磨粉碎分级机，获得的气粉混合物进入主烟道（1）与烟道气混合反应后，一并送至吸收塔（4）。

2.根据权利要求1所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的烟道气与辅助烟气的体积比为（9～39）：1。

3.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的冲击磨粉碎分级机包括磨粉机、分级机以及高压引风机，所述的吸收剂和辅助烟气随高压引风机送入磨粉机，吸收剂被粉碎后再随辅助烟气送入分级机进行筛选，颗粒度≤40μm的吸收剂与气流混合获得气粉混合物，颗粒度＞40μm的吸收剂再返回磨粉机继续进行粉碎。

4.根据权利要求3所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：在所述的磨粉机上连接有空气管道（9）。

5.根据权利要求3所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的吸收剂经计量后送入磨粉机，所述的吸收剂与辅助烟气的混合比为100～920g/Nm³。

6.根据权利要求1～5任一项所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的吸收剂包括NaHCO₃、KHCO₃、Ca(HCO₃)₂、Mg(HCO₃)₂中的一种或多种组成的混合物。

7.根据权利要求1～5任一项所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的吸收剂包括Na₂CO₃、K₂CO₃、CaCO₃、MgCO₃中的一种或多种组成的混合物。

8.根据权利要求3所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：在所述的主烟道（1）上设置气体混合器，所述的气粉混合物和烟道气在气体混合器内混合反应，所述气粉混合物中的吸收剂与烟道气的混合比为6～46g/Nm³。

9.根据权利要求3所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的高压引风机设置于磨粉机的前端，所述的辅助烟气沿辅助烟道（2）送入高压引风机后再依次送入磨粉机和分级机。

10.根据权利要求9所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的磨粉机、分级机为正压操作，所述高压引风机的操作压力为10～13kPa。

11.根据权利要求3所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的分级机设置于高压引风机的前端，所述的辅助烟气沿辅助烟道（2）依次送入磨粉机、分级机和高压引风机。

12.根据权利要求11所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的磨粉机、分级机为负压操作，所述高压引风机的操作压力为10～13kPa。

13.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的吸收塔（4）为设有喷淋层（3）以及脱硫液循环系统的洗涤设备，所述的主烟道（1）与吸收塔（4）相连通，在吸收塔（4）的顶部设有供净化气排出的烟道（5），在吸收塔（4）与沉降池之间连接有供洗涤浆液输送的废水管道（6）。

14.根据权利要求13所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的脱硫液包括碳酸氢钠溶液。

15.根据权利要求13所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：在所述的废水管道（6）上设有管道混合器，在所述的步骤（1）中，絮凝剂通过计量输送泵送至管道混合器，洗涤浆液在沉降池中进行絮凝澄清，上部清液送入废水蒸发器进行蒸发浓缩，获得浓缩废水；沉淀污泥送至废水过滤器，过滤获得的废渣外运，滤液返回至废水蒸发器循环蒸发浓缩。

16.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的絮凝剂由聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠组成，所述聚丙烯酰胺和聚丙烯酰钠的质量比例为1：3。

17.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的絮凝剂为质量分数为0.05%～0.1%的水溶液。

18.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的絮凝剂的使用量为洗涤浆液中粉尘质量的0.05%～0.20%。

19.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的管道混合器为喷嘴式、多孔板式、涡流式或螺旋片式管道混合器。

20.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的沉降池为斜管沉淀池、刮板沉淀池。

21.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的废水蒸发器为多效蒸发器或MVR蒸发器。

22.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：在所述废水蒸发器的冷凝水出口与吸收塔（4）之间连接有冷凝水管（8）。

23.根据权利要求15所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：设置换热器，分别将一级滤液和二级滤液送入换热器中，所述的一级滤液经换热器降温后送入硝酸钠结晶器；所述的二级滤液经换热器升温后送入废水蒸发器。

24.根据权利要求23所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的换热器为板式、管式或螺旋板式换热器。

25.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的一级固液分离设备为刮刀卸料离心机、活塞推料离心机、卧式螺旋离心机或真空带式过滤机。

26.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的二级固液分离设备为刮刀卸料离心机、活塞推料离心机、卧式螺旋离心机或真空带式过滤机。

27.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的硝酸钠结晶器为DTB结晶器、OSLO结晶器或FC结晶器。

28.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的Na₂SO₄悬浮固体经硫酸钠干燥机干燥后，再送入硫酸钠自动包装机，获得Na₂SO₄产品，所述的硫酸钠干燥机为振动流化床干燥机、回转干燥机、气流干燥机或沸腾干燥机。

29.根据权利要求2所述的一种实现烟气净化方法中废弃物的回收再生工艺，其特征在于：所述的NaNO₃悬浮固体经硝酸钠干燥机干燥后，再送入硝酸钠自动包装机，获得NaNO₃产品，所述的硝酸钠干燥机为振动流化床干燥机、回转干燥机、气流干燥机或沸腾干燥机。