CN107601605B - 一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺及系统，酸洗废液在预浓缩器中被高温烟气浓缩后进入水解焙烧炉中高温分解，含HF、NOx、HNO3的烟气进入预浓缩器除尘降温后进入酸吸收塔中进行酸吸收，再经洗涤塔进行洗涤，在冷凝器中被循环冷却水冷凝，冷凝液作为洗涤液在洗涤塔中参与洗涤，洗涤后的洗涤液作为酸吸收塔的吸收液；冷凝后气体进入催化脱硝器中进行脱硝反应，脱除NOx后达标排放。本发明在烟气进行酸吸收前先进行降温，从而有效提高硝酸的吸收率，同时在烟气中喷入氧化剂，可以将NO氧化为N2O5等高价态物质，进一步提高硝酸的收率。
Description
技术领域
本发明涉及金属酸洗废液再生处理技术领域，尤其涉及一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺及系统。
背景技术
在不锈钢退火酸洗生产线，需要通过酸洗去掉带钢表面的氧化铁皮、贫铬层，并对带钢表面进行钝化，提高钢板的耐蚀性。不锈钢冷带酸洗包括预酸洗和混酸酸洗。酸洗介质根据酸洗带钢品种不同而有所不同，目前冷带酸洗普遍采用Na2SO4电解预酸洗+(HNO3+HF)混酸酸洗。废酸洗液中含有大量游离酸以及化合态酸根，可以进行回收利用，以降低酸洗成本，减少废水处理成本。
目前常用的不锈钢废混酸回收技术主要为喷雾焙烧废酸再生回收技术和树脂交换废酸净化回收技术两种。
喷雾焙烧技术最早应用在碳钢酸再生回收系统，技术成熟可靠。而应用于不锈钢酸洗中是Ruthner(鲁兹纳)公司在1992年开始的，并取得成功，图1为喷雾焙烧法酸再生的工艺流程图，其酸再生过程具体可以分为以下几个步骤：
1)酸洗产生的废混酸收集在废酸罐中，然后通过废酸泵将废酸从废酸罐输送到废酸过滤器进行预过滤，将其中的固体颗粒和不溶解的残留物从酸液中分离出来，然后废酸液被送入预浓缩器，在浓缩器内焙烧炉烟气将废酸加热进行预浓缩，部分水蒸气被蒸发。烟气温度由260℃降到80～90℃。
2)在预浓缩器内浓缩后的废酸通过反应炉变频控制泵将被送入焙烧炉喷嘴，酸液通过喷嘴喷向焙烧炉内将废酸液雾化成酸雾。在焙烧炉内废酸和水被加热蒸发，同时废酸中金属盐颗粒缓慢分解：
(1)蒸发：
H2O(液)＝H2O(汽)
HNO3(液)＝HNO3(汽)
HF(液)＝HF(汽)
(2)分解反应：
2FeF3+3H2O＝Fe2O3+6HF
2HNO3＝NO2+NO+O2+H2O
分解出的Fe2O3粉落入焙烧炉底，并通过抽吸运送设备将其运送到氧化粉收集箱(在收集箱顶部有袋式过滤器)处理。
3)通过焙烧反应的酸气离开炉顶，进入预浓缩器，焙烧气在这里与输送上来的废酸直接接触而被冷却。冷却后的气体继续前进到一级吸收塔，酸气从塔底进入，漂洗水从塔顶喷在填料上，在逆流过程中气体中的HF和HNO3经漂洗水吸收形成再生酸。再生酸通过再生酸泵打到再生酸罐，而燃烧废气和含有少量HF和HNO3的水蒸汽则从塔顶离开，进入到二级喷淋搭。在二级喷淋塔中废气中的微量HF和HNO3进一步被吸收，这部分含酸废水回用到吸收塔参与进一步喷淋；废气则进入最终洗涤塔进一步洗涤。
4)废气净化排放：从最终洗涤塔出来的废气再进入DENOx脱氮设备。在DENOx系统内已经预热过的废气通过燃烧器进一步被加热，再同氨气混合，并且导入反应室。该反应室内充填有蜂窝状催化剂，在这里用固体金属氧化物作为催化剂，经过选择性催化还原(SCR)反应，将一氧化氮/二氧化氮转化成N2和水。其反应过程为：
4NO+4NH3+O2＝4N2+6H2O
2NO2+4NH3+O2＝3N2+6H2O
喷雾焙烧废酸再生不仅回收废酸中的游离酸，而且将金属盐分解成游离酸和金属氧化物，从而将游离酸和与金属离子结合的酸全部回收，回收率高。其中HF回收率高达为97％；而HNO3因为易分解，所以回收率低一些，约为60％(若采用H2O2作为强氧化剂则回收率可做到70％)。
但是，实际运行中，喷雾焙烧法硝酸的收率总是不理想，一般在30％左右，分析其原因，在于烟气通过洗涤塔后温度还是较高，达到85℃以上，此时对于硝酸吸收会造成不利影响。
发明内容
本发明提供了一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺及系统，烟气进行吸收前先进行降温，从而有效提高硝酸的吸收率，同时在烟气中喷入氧化剂，可以将NO氧化为N2O5等高价态物质，进一步提高硝酸的收率。
为了达到上述目的，本发明采用以下技术方案实现：
一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺，包括如下步骤：
a)酸洗废液进入预浓缩器中，与水解焙烧炉来的高温烟气接触进行浓缩，预浓缩器的液体出口温度85～95℃，浓缩后的液体进入水解焙烧炉中进行高温分解，炉顶温度250～350℃，炉底分解温度650～750℃，炉内表压-200～300Pa；分解产生固体粉末和高温烟气，其中固体粉末进行金属氧化物回收；
b)将步骤a)分解后产生的含HF、NOx、HNO3的高温烟气送入预浓缩器中与酸洗废液接触，高温烟气中的粉尘被回收；
c)经步骤b)除尘后的高温烟气进入酸吸收塔中，其中的HF、HNO3与NOx被吸收液吸收，获得再生混酸；吸收液是来自洗涤塔的洗涤烟气后的洗涤液；混酸中HF含量为40～50g/L，收率95％wt以上；HNO3含量90～110g/L，收率为65～75％wt；
d)经步骤c)吸收后的烟气进入洗涤塔中进一步洗涤，洗涤液是来自冷凝器中烟气冷凝后的冷凝液；洗涤后的烟气加入氧化剂后送至冷凝器，烟气被冷却水冷却至15～35℃，烟气中的水分被冷凝，冷凝液作为洗涤液送往洗涤塔参与洗涤，洗涤后的洗涤液作为吸收液送往酸吸收塔作为吸收液；
e)经步骤d)冷凝后的烟气先与即将排入烟囱的尾气换热，然后进入催化脱硝器，加热至280～320℃后与氨气进行脱硝反应，反应后尾气中NOx浓度减低至50mg/m3以下，与冷凝后的烟气进行换热回收一部分热量后，自烟囱达标排放。
所述酸洗废液的组成为HF含量45～55g/L，HNO3含量145～165g/L，金属离子浓度40～50g/L。
所述步骤c)中酸吸收塔的操作温度为35～55℃。
所述步骤d)中的氧化剂为双氧水或臭氧，冷却水为循环冷却水，温度为15～30℃。
所述步骤e)中，催化脱硝器通过天然气燃烧加热烟气。
一种用于实现所述工艺的提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的系统，包括依次设置的水解焙烧炉、预浓缩器、酸吸收塔、洗涤塔、冷凝器、气液分离罐和催化脱硝器；所述水解焙烧炉的高温烟气出口连接预浓缩器的高温烟气入口，预浓缩器的液体出口连接预浓缩循环泵的入口，预浓缩循环泵的出口连接预浓缩器的循环液体入口和焙烧炉给料泵的入口，焙烧炉给料泵的出口连接水解焙烧炉的液体入口；预浓缩器的烟气出口连接酸吸收塔的烟气入口，预浓缩器上还设有酸洗废液入口；酸吸收塔的再生酸液出口通过酸吸收循环泵连接酸吸收塔的循环酸液入口和预浓缩器的补充酸液入口；酸吸收塔的烟气出口连接洗涤塔的烟气入口，洗涤塔的洗涤液出口通过洗涤泵连接洗涤塔的循环洗涤液入口及酸吸收塔的吸收液入口；洗涤塔的烟气出口连接冷凝器的入口，且连接管道上设氧化剂加入口，洗涤塔还设有补充水入口；冷凝器的出口连接气液分离罐的入口，气液分离罐的冷凝液出口连接洗涤泵的入口；气液分离罐的气体出口通过引风机连接催化脱硝器的脱硝反应室入口，脱硝反应室下方设燃烧室，脱硝反应室的一侧设氮气入口，另一侧设尾气出口。
与现有技术相比，本发明的有益效果是：
烟气进行吸收前先进行降温，从而有效提高硝酸的吸收率，同时在烟气中喷入氧化剂，可以将NO氧化为N2O5等高价态物质，进一步提高硝酸的收率。
附图说明
图1是所述鲁兹纳喷雾焙烧法酸再生的工艺流程图。
图2是本发明所述提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺的流程图。
图3是本发明所述提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的系统的结构示意图。
图中：1.水解焙烧炉 2.预浓缩器 3.预浓缩循环泵 4.焙烧炉给料泵 5.酸吸收塔6.酸吸收循环泵 7.洗涤塔 8.洗涤泵 9.冷凝器 10.气液分离罐 11.引风机 12.催化脱硝器
具体实施方式
下面结合附图对本发明的具体实施方式作进一步说明：
如图2所示，本发明所述一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺，包括如下步骤：
a)酸洗废液进入预浓缩器2中，与水解焙烧炉1来的高温烟气接触进行浓缩，预浓缩器2的液体出口温度85～95℃，浓缩后的液体进入水解焙烧炉1中进行高温分解，炉顶温度250～350℃，炉底分解温度650～750℃，炉内表压-200～300Pa；分解产生固体粉末和高温烟气，其中固体粉末进行金属氧化物回收；
b)将步骤a)分解后产生的含HF、NOx、HNO3的高温烟气送入预浓缩器2中与酸洗废液接触，高温烟气中的粉尘被回收；
c)经步骤b)除尘后的高温烟气进入酸吸收塔5中，其中的HF、HNO3与NOx被吸收液吸收，获得再生混酸；吸收液是来自洗涤塔7的洗涤烟气后的洗涤液；混酸中HF含量为40～50g/L，收率95％wt以上；HNO3含量90～110g/L，收率为65～75％wt；
d)经步骤c)吸收后的烟气进入洗涤塔7中进一步洗涤，洗涤液是来自冷凝器9中烟气冷凝后的冷凝液；洗涤后的烟气加入氧化剂后送至冷凝器9，烟气被冷却水冷却至15～35℃，烟气中的水分被冷凝，冷凝液作为洗涤液送往洗涤塔7参与洗涤，洗涤后的洗涤液作为吸收液送往酸吸收塔5作为吸收液；
e)经步骤d)冷凝后的烟气先与即将排入烟囱的尾气换热，然后进入催化脱硝器12，加热至280～320℃后与氨气进行脱硝反应，反应后尾气中NOx浓度减低至50mg/m3以下，与冷凝后的烟气进行换热回收一部分热量后，自烟囱达标排放。
所述酸洗废液的组成为HF含量45～55g/L，HNO3含量145～165g/L，金属离子浓度40～50g/L。
所述步骤c)中酸吸收塔5的操作温度为35～55℃。
所述步骤d)中的氧化剂为双氧水或臭氧，冷却水为循环冷却水，温度为15～30℃。
所述步骤e)中，催化脱硝器12通过天然气燃烧加热烟气。
如图3所示，本发明所述一种用于实现所述工艺的提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的系统，包括依次设置的水解焙烧炉1、预浓缩器2、酸吸收塔5、洗涤塔7、冷凝器9、气液分离罐10和催化脱硝器12；所述水解焙烧炉1的高温烟气出口连接预浓缩器2的高温烟气入口，预浓缩器2的液体出口连接预浓缩循环泵3的入口，预浓缩循环泵3的出口连接预浓缩器2的循环液体入口和焙烧炉给料泵4的入口，焙烧炉给料泵4的出口连接水解焙烧炉1的液体入口；预浓缩器2的烟气出口连接酸吸收塔5的烟气入口，预浓缩器2上还设有酸洗废液入口；酸吸收塔5的再生酸液出口通过酸吸收循环6泵连接酸吸收塔5的循环酸液入口和预浓缩器2的补充酸液入口；酸吸收塔5的烟气出口连接洗涤塔7的烟气入口，洗涤塔7的洗涤液出口通过洗涤泵8连接洗涤塔7的循环洗涤液入口及酸吸收塔5的吸收液入口；洗涤塔7的烟气出口连接冷凝器9的入口，且连接管道上设氧化剂加入口，洗涤塔7还设有补充水入口；冷凝器9的出口连接气液分离罐10的入口，气液分离罐10的冷凝液出口连接洗涤泵8的入口；气液分离罐10的气体出口通过引风机11连接催化脱硝器12的脱硝反应室入口，脱硝反应室下方设燃烧室，脱硝反应室的一侧设氮气入口，另一侧设尾气出口。
本发明中，所述HF和HNO3含量均以总HF浓度计算。
以下实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。下述实施例中所用方法如无特别说明均为常规方法。
【实施例1】
本实施例中，以天然气燃烧产生的热量作为热源对水解焙烧炉1进行预热，然后加热到所需的温度，其中炉顶温度250℃，炉底温度650℃；高温烟气进入预浓缩器2中，将酸洗废液加入预浓缩器2中，在对高温烟气降温的同时，浓缩酸洗废液。
所处理的不锈钢酸洗废液的组成如表1所示：
表1
| 成分 | g/L |
| Ae(金属离子) | 45 |
| F离子 | 45 |
| <![CDATA[NO<sub>3</sub><sup>-</sup>]]> | 145 |
| 总计 | 235 |
每小时处理废液6m3/h。
酸洗废液在预浓缩器2中预浓缩后的组成见表2：
表2
| 成分 | g/L |
| Ae(金属离子) | 56 |
| F离子 | 56 |
| <![CDATA[NO<sub>3</sub><sup>-</sup>]]> | 180 |
| 总计 | 292 |
浓缩后的液体送往水解焙烧炉1进行高温水解，水解后的气体组成见表3：
表3
| 成分 | 体积％ |
| HF | 3.0 |
| <![CDATA[H<sub>2</sub>O]]> | 38.3 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 3.8 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 42.1 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 3.7 |
| <![CDATA[NOx(含HNO<sub>3</sub>)]]> | 9.1 |
| 合计 | 100 |
合计气体总量：15600m3/h，温度为250℃。
水解焙烧炉1炉底收集氧化物红粉末386kg，堆密度600kg/m3。
经过预浓缩器2后的气体组成见表4：
表4
| 成分 | 体积％ |
| HF | 2.5 |
| <![CDATA[H<sub>2</sub>O]]> | 47.9 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 3.4 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 35.5 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 3.2 |
| <![CDATA[NOx(含HNO<sub>3</sub>)]]> | 7.5 |
| 合计 | 100 |
气体总体积为：12400m3/h，密度0.84kg/m3，温度85℃。
酸吸收塔5温度55℃；酸吸收塔5回收液体量为6.5m3/h，其中HF含量为42.4g/L，HN03含量为90g/L，其中HF回收率97％wt，HN03回收率66％wt。
冷凝器9冷凝温度35℃，冷凝器9回收液体量为1.3m3/h，其中HF含量为1.2g/L，HNO3含量为25.0g/L。氧化剂为双氧水，含量30％wt，喷入量为110kg/h。
催化脱硝器12中尾气温度预热至300℃，通入氨气进行脱硝，通入氨气量148kg/h；排放的尾气组成见表5：
表5
| 成分 | <![CDATA[含量mg/m<sup>3</sup>]]> |
| HF | 2 |
| NOx | 30 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 7.0 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 78.0 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 14.3 |
【实施例2】
本实施例中，以天然气燃烧产生的热量作为热源对水解焙烧炉1进行预热，然后加热到所需的温度，其中炉顶温度350℃，炉底温度750℃；高温烟气进入预浓缩器2中，将酸洗废液加入预浓缩器2中，在对高温烟气降温的同时，浓缩酸洗废液。
所处理的不锈钢酸洗废液的组成如表6所示：
表6
| 成分 | g/L |
| Ae(金属离子) | 55 |
| F离子 | 55 |
| <![CDATA[NO<sub>3</sub><sup>-</sup>]]> | 165 |
| 总计 | 280 |
每小时处理废液6m3/h。
酸洗废液在预浓缩器2中预浓缩后的组成见表7：
表7
| 成分 | g/L |
| Ae(金属离子) | 73 |
| F离子 | 73 |
| <![CDATA[NO<sub>3</sub><sup>-</sup>]]> | 220 |
| 总计 | 373 |
浓缩后的液体送往水解焙烧炉1进行高温水解，水解后的气体组成见表8：
表8
| 成分 | 体积％ |
| HF | 5.0 |
| <![CDATA[H<sub>2</sub>O]]> | 35 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 3.1 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 42.1 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 3.8 |
| <![CDATA[NOx(含HNO<sub>3</sub>)]]> | 11.0 |
| 合计 | 100 |
合计气体总量：18500m3/h，温度为350℃。
水解焙烧炉1炉底收集氧化物红粉末470kg，堆密度600kg/m3。
经过预浓缩器2后的气体组成见表9：
表9
| 成分 | 体积％ |
| HF | 3.8 |
| <![CDATA[H<sub>2</sub>O]]> | 45.8 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 3.2 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 35.5 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 3.2 |
| <![CDATA[NOx(含HNO<sub>3</sub>)]]> | 8.5 |
| 合计 | 100 |
气体总体积为：13500m3/h，密度0.81kg/m3，温度95℃。
酸吸收塔5温度45℃；酸吸收塔5回收液体量为6.6m3/h，其中HF含量为50g/L，HNO3含量为105g/L，HF回收率95.1％wt，HNO3回收率70％wt。
冷凝器9冷凝温度25℃，冷凝器9回收液体量为1.2m3/h，其中HF含量为1.6g/L，HNO3含量为35.0g/L。氧化剂为双氧水，含量30％wt，喷入量为130kg/h。
催化脱硝器12中尾气温度预热至300℃，通入氨气进行脱硝，通入氨气量140kg/h；排放的尾气组成见表10：
表10
| 成分 | <![CDATA[含量mg/m<sup>3</sup>]]> |
| HF | 5 |
| NOx | 25 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 6.05 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 78.0 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 15.68 |
【实施例3】
本实施例中，以天然气燃烧产生的热量作为热源对水解焙烧炉1进行预热，然后加热到所需的温度，其中炉顶温度300℃，炉底温度700℃；高温烟气进入预浓缩器2中，将酸洗废液加入预浓缩器2中，在对高温烟气降温的同时，浓缩酸洗废液。
所处理的不锈钢酸洗废液的组成如表11所示：
表11
| 成分 | g/L |
| Ae(金属离子) | 55 |
| F离子 | 50 |
| <![CDATA[NO<sub>3</sub><sup>-</sup>]]> | 150 |
| 总计 | 255 |
每小时处理废液6m3/h。
酸洗废液在预浓缩器2中预浓缩后的组成见表12：
表12
| 成分 | g/L |
| Ae(金属离子) | 69 |
| F离子 | 63 |
| <![CDATA[NO<sub>3</sub><sup>-</sup>]]> | 188 |
| 总计 | 320 |
浓缩后的液体送往水解焙烧炉1进行高温水解，水解后的气体组成见表13：
表13
| 成分 | 体积％ |
| HF | 3.6 |
| <![CDATA[H<sub>2</sub>O]]> | 36.9 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 3.1 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 42.1 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 3.8 |
| <![CDATA[NOx(含HNO<sub>3</sub>)]]> | 10.5 |
| 合计 | 100 |
合计气体总量：16700m3/h，温度为300℃。
水解焙烧炉1炉底收集氧化物红粉末580kg，堆密度600kg/m3。
经过预浓缩器2后的气体组成见表14：
表14
| 成分 | 体积％ |
| HF | 2.9 |
| <![CDATA[H<sub>2</sub>O]]> | 46.9 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 3.2 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 35.5 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 3.1 |
| <![CDATA[NOx(含HNO<sub>3</sub>)]]> | 8.4 |
| 合计 | 100 |
气体总体积为：13000m3/h，密度0.82kg/m3，温度88℃。
酸吸收塔5温度40℃；酸吸收塔5回收液体量为6.8m3/h，其中HF含量为47.3g/L，HNO3含量为101g/L，HF回收率98％wt，HNO3回收率75％wt。
冷凝器9冷凝温度20℃，冷凝器9回收液体量为1.5m3/h，其中HF含量为2.6g/L,HNO3含量为25.0g/L。氧化剂为双氧水，含量30％wt，喷入量为150kg/h。
催化脱硝器12中尾气温度预热至300℃，通入氨气进行脱硝，通入氨气量110kg/h；排放的尾气组成见表15：
表15
| 成分 | <![CDATA[含量mg/m<sup>3</sup>]]> |
| HF | 5 |
| NOx | 25 |
| <![CDATA[O<sub>2</sub>]]> | 6.6 |
| <![CDATA[N<sub>2</sub>]]> | 77.5 |
| <![CDATA[CO<sub>2</sub>]]> | 15.3 |
以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。
Claims (2)
1.一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺，其特征在于，包括如下步骤：
a)酸洗废液进入预浓缩器中，与水解焙烧炉来的高温烟气接触进行浓缩，预浓缩器的液体出口温度85～95℃，浓缩后的液体进入水解焙烧炉中进行高温分解，炉顶温度250～350℃，炉底分解温度650～750℃，炉内表压-200～300Pa；分解产生固体粉末和高温烟气，其中固体粉末进行金属氧化物回收；
b)将步骤a)分解后产生的含HF、NOx、HNO3的高温烟气送入预浓缩器中与酸洗废液接触，高温烟气中的粉尘被回收；
c)经步骤b)除尘后的高温烟气进入酸吸收塔中，其中的HF、HNO3与NOx被吸收液吸收，获得再生混酸；吸收液是来自洗涤塔的洗涤烟气后的洗涤液；混酸中HF含量为40～50g/L，收率95％wt以上；HNO3含量90～110g/L，收率为65～75％wt；酸吸收塔的操作温度为35～55℃；
d)经步骤c)吸收后的烟气进入洗涤塔中进一步洗涤，洗涤液是来自冷凝器中烟气冷凝后的冷凝液；洗涤后的烟气加入氧化剂后送至冷凝器，烟气被冷却水冷却至15～35℃，烟气中的水分被冷凝，冷凝液作为洗涤液送往洗涤塔参与洗涤，洗涤后的洗涤液作为吸收液送往酸吸收塔作为吸收液；氧化剂为双氧水或臭氧，冷却水为循环冷却水，温度为15～30℃；
e)经步骤d)冷凝后的烟气先与即将排入烟囱的尾气换热，然后进入催化脱硝器，加热至280～320℃后与氨气进行脱硝反应，反应后尾气中NOx浓度减低至50mg/m3以下，与冷凝后的烟气进行换热回收一部分热量后，自烟囱达标排放；
所述酸洗废液的组成为HF含量45～55g/L，HNO3含量145～165g/L，金属离子浓度40～50g/L。
2.根据权利要求1所述的一种提高不锈钢酸洗废液再生硝酸收率的工艺，其特征在于，所述步骤e)中，催化脱硝器通过天然气燃烧加热烟气。
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