CN104772033B - 一种烟气干湿法净化回收处理系统 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种烟气干湿法净化回收处理系统。包括主烟道、辅助烟道、吸收塔、絮凝系统、结晶反应器、固液分离器一、蒸发系统、固液分离器四；所述辅助烟道的入口与出口分别与主烟道相通，主烟道的出气口连接吸收塔，吸收塔底部的排液口连接絮凝系统，絮凝系统连接结晶反应器，结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接蒸发系统，蒸发系统连接固液分离器四；所述的辅助烟道设置有磨粉机、分级机和高压引风机，所述的磨粉机与分级机依次连接，高压引风机位于磨粉机的前端或者分级机的后端。
Description
技术领域
本发明涉及烟气净化技术领域，具体涉及一种烟气干湿法净化回收处理系统。
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》（GB13223－2011），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系统。该系统将烟道设置为主烟道和辅助烟道两部分，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，实现吸收剂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：
一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：包括主烟道、辅助烟道、吸收塔、絮凝系统、结晶反应器、固液分离器一、蒸发系统、固液分离器四；所述辅助烟道的入口与出口分别与主烟道相通，主烟道的出气口连接吸收塔，吸收塔底部的排液口连接絮凝系统，絮凝系统连接结晶反应器，结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接蒸发系统，蒸发系统连接固液分离器四；所述的辅助烟道设置有磨粉机、分级机和高压引风机，所述的磨粉机与分级机依次连接，高压引风机位于磨粉机的前端或者分级机的后端。
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，本发明在主烟道上设有供送风烟气通过的辅助烟道，在该辅助烟道内设有冲击磨粉碎分级机，所述的冲击磨粉碎分级机为实现吸收剂粉碎并与辅助烟气一并送至主烟道的气粉输送装置，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，在被送至主烟道后，其脱硫脱硝效率也得到提高，实际使用效果良好。
本发明所述的主烟道上设有气体混合器，所述辅助烟道的出口连接气体混合器的进气口。总烟道提供来自于火电厂或其它工业生产中所产生的原烟气，原烟气沿主烟道输送至烟气净化系统，一部分原烟气进入辅助烟道，称为送风烟气，另一部分原烟气继续留在主烟道。本发明所述的主烟道为供烟道气通过的烟气通道，为提高气粉混合物与烟道气的充分混合和接触，在所述的主烟道上设有气体混合器。
优选地，所述的主烟道上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
优选地，所述的磨粉机上设有吸收剂入口和空气管道。利用气流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。
进一步优选地，所述的吸收剂入口设有吸收剂计量控制组件，所述的吸收剂计量控制组件包括依次相连的吸收剂计量分配装置、吸收剂输送装置以及吸收剂料仓，所述的吸收剂计量分配装置与吸收剂入口相连接。
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，实现吸收剂的计量引入，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2000～9009mg/Nm3的范围内，吸收剂与送风烟气的混合比为100～460g/Nm3，经冲击磨粉碎分级机预处理后，获得的气粉混合物送入气体混合器，其中的吸收剂与主烟道内烟气的混合比为6～23mg/Nm3。
本发明所述的絮凝系统包括静态管道混合器、沉降池、清液储槽和脱水装置，所述的静态管道混合器的出水口通过管道连接沉降池的入水口，沉降池的上部出水口通过管道连接清液储槽，沉降池的底部通过泥浆泵连接脱水装置，脱水装置的出水口连接回到沉降池。
向脱硫液中通过静态管道混合器投加絮凝剂水溶液，脱硫液在沉降池中进行絮凝澄清，沉降池上部清液通过管道溢流到清液储槽，沉降池底部泥浆通过泥浆泵打入脱水装置进行压滤，分离的固体废渣去渣场回收，滤液返回到沉降池循环澄清。
所述的脱硫液为脱硫塔底部排出的脱硫废水。
所述静态管道混合器与沉降池的连接管道上设置有温度计。保证反应液的温度大于40℃。
所述的静态管道混合器上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道和药剂入口管道之间呈12°-16°的夹角，便于两种液体的充分混合。
优选地，所述的脱硫液入口管道上设置有pH值测量计。保证脱硫液的pH值大于7。
优选地，所述的过滤装置为沉淀污泥经板框式压滤机或者卧式螺旋离心机，脱除效率高，对含固量的适应范围广，因而可缩短沉降的停留时间，减小投资和占地，操作也更加简便。
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。
本发明所述的固液分离器一与蒸发系统之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接蒸发系统。
絮凝后得到的清液送入结晶反应器与碳酸氢铵反应，反应液中含有硫酸铵和硝酸铵等铵盐，固液分离器一分离得到的固体可作为烟气的吸收剂回用于烟气净化工段。液体进入一次冷却结晶器结晶，固液分离器二将清液经换热器加热后送入蒸馏塔，再将蒸馏得到的清液送入二次冷却结晶器结晶，固液分离器三将清液经换热器加热后送入蒸发系统除去多余水分，得到高纯度的铵盐溶液。
本发明采用一次冷却结晶器-蒸馏塔-二次冷却结晶器的系统处理铵盐母液，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。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。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。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。二次冷却结晶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；同时返回到一次冷却结晶工序中进一步冷却结晶，以提高硫酸铵的产品纯度。
所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
蒸馏得到的氨气和二氧化碳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；通过增压风机将气体分散到结晶器底部，从下往上，利用结晶器溶液充分回收氨气和二氧化碳。
所述蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器。一次冷却结晶后的清液通过与蒸馏塔底部出液进行换热达到60℃以上，再送入蒸馏塔，节省蒸馏蒸汽消耗，降低装置能耗。
本发明所述固液分离器四连接回到二次冷却结晶器。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蒸发系统，从而保障硫酸铵产品的纯度。
优选地，所述的一次和二次冷却结晶器为DTB冷却结晶器，结晶的能力高。
所述的固液分离器一为离心分离机或者带式过滤机。
本发明所述的蒸发系统包括进料泵、预热器、换热器一、结晶分离器、压缩机；所述的结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接进料泵，进料泵连接预热器，预热器的出液口连接换热器一，换热器一通过强制循环泵与结晶分离器的进液口连接，结晶分离器的排气口通过蒸汽管道与压缩机的进气口连接，压缩机的排气口与换热器一壳层的进气口连接。
废液在结晶反应器中与碳酸氢铵反应，通过固液分离器一回收反应液中的固体可作为烟气的吸收剂回用于烟气净化工段，液体作为原料液，泵入预热器，经预热后的原料液进入换热器一，在换热器一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，结晶分离器内压力降低，原料液产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽在结晶分离器中上升从蒸汽管道排出，原料液产生过饱和使晶核成长，当晶核成长到较大晶体时沉降到结晶分离器底部；所述的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器一的壳程。
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。
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一强制循环蒸发。
优选地，所述换热器一的冷凝液出液口和二级预热器的冷凝液出液口连接储液罐，储液罐的出液口连接一级预热器壳层的进液口。将换热器一和二级预热器的冷凝液作为一级预热器的热源，节约能源。
所述的一级预热器的冷凝液出液口连接回到烟气净化工段作为补水使用实现了零排放。
本发明所述的气体混合器包括竖向设置的混合器本体，所述的混合器本体为内设有缓冲板的管道结构，在所述混合器本体的底部设有烟气进口，沿所述混合器本体底部的横截面切向设置有干粉吸收剂进口，在所述混合器本体的顶部设有混合烟气出口。
吸收剂粉末由干粉吸收剂进口切向送入混合器本体，经离心后分离；主烟气由主烟气进口送入混合器本体，与吸收剂粉末进行混合，同时，由下至上流动的主烟气在缓冲板的作用下改变流向，并进一步的与吸收剂粉末进行混合，不仅提高了吸收剂粉末与主烟气的混合效率，还增加了主烟气在混合器本体内的反应时间，能有效的脱除烟气中的部分SO2、NOX和大部分的SO3，获得的烟气混合物由混合烟气出口送出，再进入脱硫塔湿法脱硫脱硝，达到烟气的净化排放标准后，由烟道排出。
优选地，所述的缓冲板横向设置于混合器本体内，在所述缓冲板的底部设有向下延伸的锥形凸起，该锥形凸起的锥面为烟气导流面。
进入混合器本体的主烟气与吸收剂粉末混合并带动吸收剂粉末向上流动，通过缓冲板时，主烟气沿烟气导流面向混合器本体的内壁流动，并进一步的与吸收剂粉末进行混合，混合后的主烟气由缓冲板与混合器本体之间的空隙向上流动，至下一个缓冲板时继续进行导流，实现主烟气与吸收剂粉末的充分混合，同时，也增加了主烟气在混合器本体内的反应时间，
优选地，所述的烟气导流面与缓冲板的夹角呈15°～20°，更好的实现主烟气与吸收剂粉末的充分接触。
进一步优选地，所述缓冲板的直径：混合器本体的内径=1：（1.1～1.6），在实际使用过程中，缓冲板与混合器本体的直径都随主烟气气流量而进行设定。
为进一步的实现主烟气与吸收剂粉末的充分混合，缓冲板采用如下方式进行设置：所述缓冲板的数量为一组以上，每组缓冲板包括第一缓冲板和第二缓冲板，所述第一缓冲板的直径：混合器本体的内径=1：（1.2～1.6），若设定第一缓冲板的直径为2m，混合器本体的内径即为2.4～3.2 m，该第一缓冲板两侧距离混合器本体的距离则为200 mm～600mm；所述第二缓冲板的直径：混合器本体的内径=1：（1.1～1.2），同样以混合器本体的内径为2.4～3.2 m来计算，第二缓冲板的直径即为2.2～2.8m，该第一缓冲板两侧距离混合器本体的距离则为100mm～200mm。
所述的缓冲板可设置一组以上，在所述的每组缓冲板中，第一缓冲板设于第二缓冲板的下方，以主烟气气流量为16万m3/h，吸收剂粉末为过量的碳酸氢钠粉末来计算，缓冲板应设置两组，第一缓冲板与第二缓冲板间隔设置，且所述第一缓冲板至第二缓冲板的距离为第一缓冲板直径的0.8～1倍，保证了主烟气与碳酸氢钠粉末足够的混合空间，设计十分合理。
优选地，所述的缓冲板上设有开孔，开孔的数量可设置一个以上，其总面积与主烟气的气流量相关联。
本发明所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
本发明的有益效果在于：
1、本发明的烟气净化回收处理系统是烟气净化与回收的一体化系统，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，从絮凝到蒸发结晶系统，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，工业化可实施性强。
2、本发明系统在主烟道上设有供送风烟气通过的辅助烟道，在该辅助烟道内设有冲击磨粉碎分级机，所述的冲击磨粉碎分级机为实现吸收剂粉碎并与辅助烟气一并送至主烟道的气粉输送装置，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，实现了吸收剂的预处理，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。
5、本发明设计了干粉吸收剂与主烟道内烟气混合的气体混合器，粉末切向送入混合器本体后与主烟气相混合，主烟气在带动吸收剂粉末由下至上流动的过程中，在缓冲板的作用下改变流向，进一步的与吸收剂粉末进行混合，不仅提高了吸收剂粉末与主烟气的混合效率，还增加了主烟气在混合器本体内的反应时间，能有效的脱除烟气中的SO2、NOX和大部分的SO3，进一步保证了脱硫脱硝效率高。
6、本发明的絮凝系统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。
7、絮凝系统中的管道混合器为螺旋式静态管式混合器，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，且将脱硫液入口管道和药剂入口管道之间设置成12°-16°的夹角，混合性能好，效率高；操作稳定。
8、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系统。物料在换热器一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。
9、本发明的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。
10、由于物料含有大量酸根离子（Cl-，NO3-），故采用强制循环蒸发结晶工艺，可有效避免结晶堵管，设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料，保证设备使用寿命。
11、本发明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、本发明系统将烟气净化的废液，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，固液分离器一分离得到的固体可作为烟气的吸收剂回用于烟气净化工段。采用一次冷却结晶器-蒸馏塔-二次冷却结晶器的系统处理铵盐母液，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。
13、本发明所述的固液分离器二连接回到结晶反应器，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；固液分离器三连接回到一次冷却结晶器，二次冷却结晶析出的析出四水硫酸钠和硫酸铵的混合物固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶；固液分离器四连接回到二次冷却结晶器，分离后的溶液中含有大量的硫酸铵，回到二次冷却结晶工序中冷却结晶析出。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。
14、由于蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器，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。
15、由于蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部，蒸馏得到的氨气和二氧化碳返回反应器中继续反应，将气体从结晶器的底部送入，分散到底部，从下往上，使结晶器溶液与氨气和二氧化碳气体充分反应，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。
附图说明
图1为本发明烟气干湿法净化回收处理系统的结构示意图。
图2为本发明絮凝系统的结构示意图。
图3为本发明蒸发系统的结构示意图。
图4为本发明絮凝系统的结构示意图。
图5为本发明絮凝系统和蒸发系统的结构示意图。
图6为本发明气体混合器的结构示意图。
图7为本发明气体混合器的俯视图。
图8为本发明所述气体混合器的第一缓冲板的结构示意图。
图9为本发明所述气体混合器的第二缓冲板的结构示意图。
图10为本发明气体混合器设置有两组缓冲板时的结构示意图。
图中标记为：1、结晶反应器，2、固液分离器一，3、进料泵，4、预热器，5、换热器一，6、结晶分离器，7、压缩机，8、一级预热器，9、二级预热器，10、储液罐，11、一次冷却结晶器，12、固液分离器二，13、换热器二，14、蒸馏塔、15、二次冷却结晶器，16、固液分离器三，17、换热器三，18、主烟道，19、辅助烟道，20、磨粉机，21、分级机，22、高压引风机，23、气体混合器，24、吸收塔，25、絮凝系统，26、蒸发系统，27、固液分离器四，28、静态管道混合器，29、沉降池，30、脱水装置，31、清液储槽，32、脱硫液入口管道，33、药剂入口管道，34、混合器本体，35、缓冲板，36、烟气进口，37、干粉吸收剂进口，38、混合烟气出口，39、烟气导流面，40、开孔，41、安装支架，42、第一缓冲板，43、第二缓冲板。
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
一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：包括主烟道18、辅助烟道19、吸收塔24、絮凝系统25、结晶反应器1、固液分离器一2、蒸发系统26、固液分离器四27；所述辅助烟道19的入口与出口分别与主烟道18相通，主烟道18的出气口连接吸收塔24，吸收塔24底部的排液口连接絮凝系统25，絮凝系统25连接结晶反应器1，结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接蒸发系统26，蒸发系统26连接固液分离器四27；所述的辅助烟道19设置有磨粉机20、分级机21和高压引风机22，所述的磨粉机20与分级机21依次连接，高压引风机22位于磨粉机20的前端。
实施例2
一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：包括主烟道18、辅助烟道19、吸收塔24、絮凝系统25、结晶反应器1、固液分离器一2、蒸发系统26、固液分离器四27；所述辅助烟道19的入口与出口分别与主烟道18相通，主烟道18的出气口连接吸收塔24，吸收塔24底部的排液口连接絮凝系统25，絮凝系统25连接结晶反应器1，结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接蒸发系统26，蒸发系统26连接固液分离器四27；所述的辅助烟道19设置有磨粉机20、分级机21和高压引风机22，所述的磨粉机20与分级机21依次连接，高压引风机22位于分级机21的后端。
实施例3
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的主烟道18上设有气体混合器23，所述辅助烟道19的出口连接气体混合器23的进气口。
实施例4
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的主烟道18上设有气体混合器23，所述辅助烟道19的出口连接气体混合器23的进气口。
所述的主烟道18上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
实施例5
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的主烟道18上设有气体混合器23，所述辅助烟道19的出口连接气体混合器23的进气口。
所述的主烟道18上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
所述的磨粉机20上设有吸收剂入口和空气管道。
实施例6
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的主烟道18上设有气体混合器23，所述辅助烟道19的出口连接气体混合器23的进气口。
所述的主烟道18上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
所述的磨粉机20上设有吸收剂入口和空气管道。
所述的吸收剂入口设有吸收剂计量控制组件，所述的吸收剂计量控制组件包括依次相连的吸收剂计量分配装置、吸收剂输送装置以及吸收剂料仓，所述的吸收剂计量分配装置与吸收剂入口相连接。
实施例7
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的主烟道18上设有气体混合器23，所述辅助烟道19的出口连接气体混合器23的进气口。
所述的主烟道18上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
所述的磨粉机20上设有吸收剂入口和空气管道。
所述的吸收剂入口设有吸收剂计量控制组件，所述的吸收剂计量控制组件包括依次相连的吸收剂计量分配装置、吸收剂输送装置以及吸收剂料仓，所述的吸收剂计量分配装置与吸收剂入口相连接。
实施例8
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的絮凝系统25包括静态管道混合器28、沉降池29、清液储槽31和脱水装置30，所述的静态管道混合器28的出水口通过管道连接沉降池29的入水口，沉降池29的上部出水口通过管道连接清液储槽31，沉降池29的底部通过泥浆泵连接脱水装置30，脱水装置30的出水口连接回到沉降池29。
实施例9
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的絮凝系统25包括静态管道混合器28、沉降池29、清液储槽31和脱水装置30，所述的静态管道混合器28的出水口通过管道连接沉降池29的入水口，沉降池29的上部出水口通过管道连接清液储槽31，沉降池29的底部通过泥浆泵连接脱水装置30，脱水装置30的出水口连接回到沉降池29。
所述静态管道混合器28与沉降池29的连接管道上设置有温度计。
实施例10
本实施例与实施例6基本相同，在此基础上：
所述的絮凝系统25包括静态管道混合器28、沉降池29、清液储槽31和脱水装置30，所述的静态管道混合器28的出水口通过管道连接沉降池29的入水口，沉降池29的上部出水口通过管道连接清液储槽31，沉降池29的底部通过泥浆泵连接脱水装置30，脱水装置30的出水口连接回到沉降池29。
所述静态管道混合器28与沉降池29的连接管道上设置有温度计。
所述的静态管道混合器28上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道32和药剂入口管道33之间呈12°-16°的夹角。
实施例11
本实施例与实施例6基本相同，在此基础上：
所述的絮凝系统25包括静态管道混合器28、沉降池29、清液储槽31和脱水装置30，所述的静态管道混合器28的出水口通过管道连接沉降池29的入水口，沉降池29的上部出水口通过管道连接清液储槽31，沉降池29的底部通过泥浆泵连接脱水装置30，脱水装置30的出水口连接回到沉降池29。
所述静态管道混合器28与沉降池29的连接管道上设置有温度计。
所述的静态管道混合器28上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道32和药剂入口管道33之间呈12°-16°的夹角。
所述的脱硫液入口管道（32）上设置有pH值测量计。
实施例12
本实施例与实施例6基本相同，在此基础上：
所述的絮凝系统25包括静态管道混合器28、沉降池29、清液储槽31和脱水装置30，所述的静态管道混合器28的出水口通过管道连接沉降池29的入水口，沉降池29的上部出水口通过管道连接清液储槽31，沉降池29的底部通过泥浆泵连接脱水装置30，脱水装置30的出水口连接回到沉降池29。
所述静态管道混合器28与沉降池29的连接管道上设置有温度计。
所述的静态管道混合器28上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道32和药剂入口管道33之间呈12°-16°的夹角。
所述的脱硫液入口管道（32）上设置有pH值测量计。
所述的脱水装置30为板框式压滤机或者卧式螺旋离心机。
所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
实施例13
本实施例与实施例6基本相同，在此基础上：
所述的絮凝系统25包括静态管道混合器28、沉降池29、清液储槽31和脱水装置30，所述的静态管道混合器28的出水口通过管道连接沉降池29的入水口，沉降池29的上部出水口通过管道连接清液储槽31，沉降池29的底部通过泥浆泵连接脱水装置30，脱水装置30的出水口连接回到沉降池29。
所述静态管道混合器28与沉降池29的连接管道上设置有温度计。
所述的静态管道混合器28上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道32和药剂入口管道33之间呈12°-16°的夹角。
所述的脱硫液入口管道（32）上设置有pH值测量计。
所述的脱水装置30为板框式压滤机或者卧式螺旋离心机。
所述的静态管道混合器28为螺旋式静态管式混合器。
实施例14
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一2与蒸发系统26之间还依次连接有一次冷却结晶器11、固液分离器二12、蒸馏塔14、二次冷却结晶器15和固液分离器三16，所述的固液分离器二12通过换热器二13连接蒸馏塔14，所述的固液分离器三16通过换热器三17连接蒸发系统。
实施例15
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一2与蒸发系统26之间还依次连接有一次冷却结晶器11、固液分离器二12、蒸馏塔14、二次冷却结晶器15和固液分离器三16，所述的固液分离器二12通过换热器二13连接蒸馏塔14，所述的固液分离器三16通过换热器三17连接蒸发系统。
所述的固液分离器二12连接回到结晶反应器1；所述的固液分离器三17连接回到一次冷却结晶器11。
实施例16
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一2与蒸发系统26之间还依次连接有一次冷却结晶器11、固液分离器二12、蒸馏塔14、二次冷却结晶器15和固液分离器三16，所述的固液分离器二12通过换热器二13连接蒸馏塔14，所述的固液分离器三16通过换热器三17连接蒸发系统。
所述的固液分离器二12连接回到结晶反应器1；所述的固液分离器三17连接回到一次冷却结晶器11。
所述固液分离器四9连接回到二次冷却结晶器15。
所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
实施例17
本实施例与实施例12基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一2与蒸发系统26之间还依次连接有一次冷却结晶器11、固液分离器二12、蒸馏塔14、二次冷却结晶器15和固液分离器三16，所述的固液分离器二12通过换热器二13连接蒸馏塔14，所述的固液分离器三16通过换热器三17连接蒸发系统。
所述的固液分离器二12连接回到结晶反应器1；所述的固液分离器三17连接回到一次冷却结晶器11。
所述固液分离器四9连接回到二次冷却结晶器15。
所述蒸馏塔14的排气口通过增压风机连接结晶反应器1的底部。
实施例18
本实施例与实施例12基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一2与蒸发系统26之间还依次连接有一次冷却结晶器11、固液分离器二12、蒸馏塔14、二次冷却结晶器15和固液分离器三16，所述的固液分离器二12通过换热器二13连接蒸馏塔14，所述的固液分离器三16通过换热器三17连接蒸发系统。
所述的固液分离器二12连接回到结晶反应器1；所述的固液分离器三17连接回到一次冷却结晶器11。
所述固液分离器四9连接回到二次冷却结晶器15。
所述蒸馏塔14的排气口通过增压风机连接结晶反应器1的底部。
所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
实施例19
本实施例与实施例12基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一2与蒸发系统26之间还依次连接有一次冷却结晶器11、固液分离器二12、蒸馏塔14、二次冷却结晶器15和固液分离器三16，所述的固液分离器二12通过换热器二13连接蒸馏塔14，所述的固液分离器三16通过换热器三17连接蒸发系统。
所述的固液分离器二12连接回到结晶反应器1；所述的固液分离器三17连接回到一次冷却结晶器11。
所述固液分离器四9连接回到二次冷却结晶器15。
所述蒸馏塔14的排气口通过增压风机连接结晶反应器1的底部。
所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
所述蒸馏塔14的排液口通过换热器二13的壳程连接二次冷却结晶器15。
实施例20
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的蒸发系统进料泵3、预热器4、换热器一5、结晶分离器6、压缩机7；所述的结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接进料泵3，进料泵3连接预热器4，预热器4的出液口连接换热器一5，换热器一5通过强制循环泵与结晶分离器6的进液口连接，结晶分离器6的排气口通过蒸汽管道与压缩机7的进气口连接，压缩机7的排气口与换热器一5壳层的进气口连接。
实施例21
本实施例与实施例2基本相同，在此基础上：
所述的蒸发系统进料泵3、预热器4、换热器一5、结晶分离器6、压缩机7；所述的结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接进料泵3，进料泵3连接预热器4，预热器4的出液口连接换热器一5，换热器一5通过强制循环泵与结晶分离器6的进液口连接，结晶分离器6的排气口通过蒸汽管道与压缩机7的进气口连接，压缩机7的排气口与换热器一5壳层的进气口连接。
所述的压缩机7为离心压缩机。
实施例22
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的蒸发系统进料泵3、预热器4、换热器一5、结晶分离器6、压缩机7；所述的结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接进料泵3，进料泵3连接预热器4，预热器4的出液口连接换热器一5，换热器一5通过强制循环泵与结晶分离器6的进液口连接，结晶分离器6的排气口通过蒸汽管道与压缩机7的进气口连接，压缩机7的排气口与换热器一5壳层的进气口连接。
所述的压缩机7为离心压缩机。
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13基本相同，在此基础上：
所述的蒸发系统进料泵3、预热器4、换热器一5、结晶分离器6、压缩机7；所述的结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接进料泵3，进料泵3连接预热器4，预热器4的出液口连接换热器一5，换热器一5通过强制循环泵与结晶分离器6的进液口连接，结晶分离器6的排气口通过蒸汽管道与压缩机7的进气口连接，压缩机7的排气口与换热器一5壳层的进气口连接。
所述的压缩机7为离心压缩机。
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4分为一级预热器8和二级预热器9。
实施例24
本实施例与实施例18基本相同，在此基础上：
所述的蒸发系统进料泵3、预热器4、换热器一5、结晶分离器6、压缩机7；所述的结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接进料泵3，进料泵3连接预热器4，预热器4的出液口连接换热器一5，换热器一5通过强制循环泵与结晶分离器6的进液口连接，结晶分离器6的排气口通过蒸汽管道与压缩机7的进气口连接，压缩机7的排气口与换热器一5壳层的进气口连接。
所述的压缩机7为离心压缩机。
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4分为一级预热器8和二级预热器9。
所述换热器一5的冷凝液出液口和二级预热器9的冷凝液出液口连接储液罐10，储液罐10的出液口连接一级预热器8壳层的进液口。
所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
实施例25
本实施例与实施例18基本相同，在此基础上：
所述的蒸发系统进料泵3、预热器4、换热器一5、结晶分离器6、压缩机7；所述的结晶反应器1的出料口连接固液分离器一2、固液分离器一2的出液口连接进料泵3，进料泵3连接预热器4，预热器4的出液口连接换热器一5，换热器一5通过强制循环泵与结晶分离器6的进液口连接，结晶分离器6的排气口通过蒸汽管道与压缩机7的进气口连接，压缩机7的排气口与换热器一5壳层的进气口连接。
所述的压缩机7为离心压缩机。
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4分为一级预热器8和二级预热器9。
所述换热器一5的冷凝液出液口和二级预热器9的冷凝液出液口连接储液罐10，储液罐10的出液口连接一级预热器8壳层的进液口。
所述的一级预热器8的冷凝液出液口连接回到烟气净化工段作为补水。
所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
实施例26
以碳酸氢钠作为吸收剂的湿发烟气净化废液作为初始的原料液，采用本发明的干湿法净化回收处理系统，得到硫酸铵副产品量如下表：
表1
本发明的送风烟气通过辅助烟道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，清液进入结晶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。
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200～900mg/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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为（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。
本发明絮凝系统的运行方式为：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。
本发明的烟气经湿法净化后的废液送入结晶反应器与碳酸氢铵反应，反应完成后，通过固液分离器一回收反应液中的固体，液体进入一次冷却结晶器结晶，固液分离器二将清液经换热器加热后送入蒸馏塔，再将蒸馏得到的清液送入二次冷却结晶器结晶，固液分离器三将清液经换热器加热后送入蒸发系统除去多余水分，得到高纯度的铵盐溶液。
所述的一次和二次冷却结晶的结晶温度均为-2~0℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为98~105℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.05—0.08Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
本发明的蒸发系统运行方式为：料液泵入预热器，经预热后的原料液进入换热器三，在换热器三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，结晶分离器内压力降低，原料液产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽在结晶分离器中上升从蒸汽管道排出，原料液产生过饱和使晶核成长，当晶核成长到较大晶体时沉降到结晶分离器底部；所述的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器三的壳程。
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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至50-70℃，利用蒸馏水余热将原料由25℃加热到50-70℃，传热效率为最佳。
所述的二级预热器中，原料液被加热至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。
所述的换热器三中，原料液被加热至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。
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。
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。
所述压缩机的出口温度为106℃，作为热源重新返回换热器三实现强制循环蒸发。
实施例27
一种烟气的干湿法净化回收处理工艺，辅助烟道内的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28
本实施例与实施例27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29
本实施例与实施例27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30
本实施例与实施例27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31
本实施例与实施例28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32
本实施例与实施例28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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为12：1。
实施例33
本实施例与实施例28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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为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34
本实施例与实施例28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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为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35
本实施例与实施例28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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为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36
本实施例与实施例29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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为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37
本实施例与实施例30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。
所述的送风烟气与主烟道内烟气的体积比为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38
本实施例的实施方式与实施例28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39
本实施例的实施方式与实施例35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40
本实施例的实施方式与实施例35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41
本实施例的实施方式与实施例35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42
本实施例的实施方式与实施例36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43
本实施例的实施方式与实施例37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44
本实施例与实施例27基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的结晶温度均为-1℃。
实施例45
本实施例与实施例29基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的结晶温度均为-2℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为98℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
实施例46
本实施例与实施例37基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的结晶温度均为0℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为105℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.08Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
实施例47
本实施例与实施例40基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的结晶温度均为-1.5℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为99℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.05Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
实施例48
本实施例与实施例40基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的结晶温度均为-1℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为102℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.07Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
实施例49
本实施例与实施例45基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为0.6m/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。
实施例50
本实施例与实施例45基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为0.5m/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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至50℃。
实施例51
本实施例与实施例48基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至70℃。
所述的二级预热器中，原料液被加热至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。
实施例52
本实施例与实施例48基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为1m/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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至55℃。
所述的二级预热器中，原料液被加热至90℃，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。
所述的换热器三中，原料液被加热至105℃，达到物料沸点，进入蒸发结晶器，直接蒸发产生二次蒸汽。
实施例53
本实施例与实施例48基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为2.5m/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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至65℃。
所述的二级预热器中，原料液被加热至98℃，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。
所述的换热器三中，原料液被加热至108℃。
所述强制循环泵的表压为0.05MPa，在此压力下能够保证二次蒸汽的温度。
原料液进入结晶分离器的流速为2.5m/s，既不破坏晶体，又在合理的流速范围。
实施例54
本实施例与实施例48基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为0.6m/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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至52℃，利用蒸馏水余热将原料由25℃加热到52℃，传热效率为最佳。
所述的二级预热器中，原料液被加热至92℃，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。
所述的换热器三中，原料液被加热至107℃。
所述强制循环泵的表压为0.03MPa，在此压力下能够保证二次蒸汽的温度。
原料液进入结晶分离器的流速为1m/s，既不破坏晶体，又在合理的流速范围。
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，提供稳定的蒸汽温度及压力，使后续压缩机能够稳定运行。
实施例55
本实施例与实施例48基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为1.8m/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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至60℃。
所述的二级预热器中，原料液被加热至95℃，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。
所述的换热器三中，原料液被加热至106℃。
所述强制循环泵的表压为0.04MPa，在此压力下能够保证二次蒸汽的温度。
原料液进入结晶分离器的流速为1.8m/s，既不破坏晶体，又在合理的流速范围。
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，提供稳定的蒸汽温度及压力，使后续压缩机能够稳定运行。
所述压缩机的出口温度为106℃，作为热源重新返回换热器三实现强制循环蒸发。
实施例56
本实施例与实施例48基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为1.5m/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。
所述的一级预热器中，原料液被加热至62℃。
所述的二级预热器中，原料液被加热至96℃，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。
所述的换热器三中，原料液被加热至106℃。
所述强制循环泵的表压为0.042MPa，在此压力下能够保证二次蒸汽的温度。
原料液进入结晶分离器的流速为1.5m/s，既不破坏晶体，又在合理的流速范围。
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，提供稳定的蒸汽温度及压力，使后续压缩机能够稳定运行。
所述压缩机的出口温度为106℃，作为热源重新返回换热器三实现强制循环蒸发。
Claims (28)
1.一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：包括主烟道（18）、辅助烟道（19）、吸收塔（24）、絮凝系统（25）、结晶反应器（1）、固液分离器一（2）、蒸发系统（26）、固液分离器四（27）；所述辅助烟道（19）的入口与出口分别与主烟道（18）相通，主烟道（18）的出气口连接吸收塔（24），吸收塔（24）底部的排液口连接絮凝系统（25），絮凝系统（25）连接结晶反应器（1），结晶反应器（1）的出料口连接固液分离器一（2）、固液分离器一（2）的出液口连接蒸发系统（26），蒸发系统（26）连接固液分离器四（27）；所述的辅助烟道（19）设置有磨粉机（20）、分级机（21）和高压引风机（22），所述的磨粉机（20）与分级机（21）依次连接，高压引风机（22）位于磨粉机（20）的前端或者分级机（21）的后端；
所述的絮凝系统（25）包括静态管道混合器（28）、沉降池（29）、清液储槽（31）和脱水装置（30），所述的静态管道混合器（28）的出水口通过管道连接沉降池（29）的入水口，沉降池（29）的上部出水口通过管道连接清液储槽（31），沉降池（29）的底部通过泥浆泵连接脱水装置（30），脱水装置（30）的出水口连接回到沉降池（29）；
所述的主烟道（18）上设有气体混合器（23），所述辅助烟道（19）的出口连接气体混合器（23）的进气口。
2.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的主烟道（18）上设有增压风机，该增压风机位于辅助烟道入口端。
3.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的磨粉机（20）上设有吸收剂入口和空气管道。
4.根据权利要求3所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的吸收剂入口设有吸收剂计量控制组件，所述的吸收剂计量控制组件包括依次相连的吸收剂计量分配装置、吸收剂输送装置以及吸收剂料仓，所述的吸收剂计量分配装置与吸收剂入口相连接。
5.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的静态管道混合器（28）与沉降池（29）的连接管道上设置有温度计。
6.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的静态管道混合器（28）上设置有脱硫液入口和药剂入口，且脱硫液入口管道（32）和药剂入口管道（33）之间呈12°-16°的夹角。
7.根据权利要求6所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的脱硫液入口管道（32）上设置有pH值测量计。
8.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的脱水装置（30）为板框式压滤机或者卧式螺旋离心机。
9.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的静态管道混合器（28）为螺旋式静态管式混合器。
10.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的固液分离器一（2）与蒸发系统（26）之间还依次连接有一次冷却结晶器（11）、固液分离器二（12）、蒸馏塔（14）、二次冷却结晶器（15）和固液分离器三（16），所述的固液分离器二（12）通过换热器二（13）连接蒸馏塔（14），所述的固液分离器三（16）通过换热器三（17）连接蒸发系统。
11.根据权利要求10所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的固液分离器二（12）连接回到结晶反应器（1）；所述的固液分离器三（17）连接回到一次冷却结晶器（11）。
12.根据权利要求10所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述固液分离器四（27）连接回到二次冷却结晶器（15）。
13.根据权利要求10所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述蒸馏塔（14）的排气口通过增压风机连接结晶反应器（1）的底部。
14.根据权利要求10所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
15.根据权利要求10所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述蒸馏塔（14）的排液口通过换热器二（13）的壳程连接二次冷却结晶器（15）。
16.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的蒸发系统（26）包括进料泵（3）、预热器（4）、换热器一（5）、结晶分离器（6）和压缩机（7），结晶反应器（1）的出料口连接固液分离器一（2）、固液分离器一（2）的出液口连接进料泵（3），进料泵（3）连接预热器（4），预热器（4）的出液口连接换热器一（5），换热器一（5）通过强制循环泵与结晶分离器（6）的进液口连接，结晶分离器（6）的排气口通过蒸汽管道与压缩机（7）的进气口连接，压缩机（7）的排气口与换热器一（5）壳层的进气口连接。
17.根据权利要求16所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的压缩机（7）为离心压缩机。
18.根据权利要求17所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw。
19.根据权利要求18所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的预热器（4）分为一级预热器（8）和二级预热器（9）。
20.根据权利要求19所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述换热器一（5）的冷凝液出液口和二级预热器（9）的冷凝液出液口连接储液罐（10），储液罐（10）的出液口连接一级预热器（8）壳层的进液口。
21.根据权利要求19所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的一级预热器（8）的冷凝液出液口连接回到烟气净化工段作为补水。
22.根据权利要求1所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的气体混合器（23）包括竖向设置的混合器本体（34），所述的混合器本体（34）为内设有缓冲板（35）的管道结构，在所述混合器本体（34）的底部设有烟气进口（36），沿所述混合器本体（34）底部的横截面切向设置有干粉吸收剂进口（37），在所述混合器本体（34）的顶部设有混合烟气出口（38）。
23.根据权利要求22所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的缓冲板（35）横向设置于混合器本体（34）内，在所述缓冲板（35）的底部设有向下延伸的锥形凸起，该锥形凸起的锥面为烟气导流面（39）。
24.根据权利要求23所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述的烟气导流面（39）与缓冲板（35）的夹角呈15°～20°。
25.根据权利要求24所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述缓冲板（35）的直径：混合器本体（34）的内径=1：（1.1～1.6）。
26.根据权利要求22所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述缓冲板（35）的数量为一组以上，每组缓冲板（35）包括第一缓冲板（42）和第二缓冲板（43），所述第一缓冲板（42）的直径：混合器本体（34）的内径=1：（1.2～1.6）；所述第二缓冲板（43）的直径：混合器本体（34）的内径=1：（1.1～1.2）；第一缓冲板（42）设于第二缓冲板（43）的下方。
27.根据权利要求26所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：所述第一缓冲板（42）至第二缓冲板（43）的距离为第一缓冲板（42）直径的0.8～1倍。
28.根据权利要求22所述的一种烟气干湿法净化回收处理系统，其特征在于：在所述的缓冲板（35）上设有开孔（40）。
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