CN108159858A - 一种锅炉窑炉烟气净化工艺 - Google Patents

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Abstract

一种锅炉窑炉烟气净化工艺，其烟气净化系统包括脱硫单元、升温单元以及脱硝单元，其包括以下步骤：1、将高于脱硝反应温度的原烟气引入升温单元与后续脱硫单元排出的脱硫尾气进行换热，在降低原烟气温度的同时，实现对脱硫尾气的升温；2、完成换热降温的原烟气先除尘再进入脱硫单元脱硫，完成除尘和脱硫的脱硫尾气实施步骤1；3、将完成换热升温的脱硫尾气引入选择性催化还原(SCR)脱硝单元，采用氨将烟气中的氮氧化物还原成氮气。本发明利用被净化烟气的自身热量对脱硫后尾气进行加热升温，有效降低了进入脱硫单元的烟气温度，降低了脱硫吸收平衡点的SO2终点浓度，并有效降低了脱硫尾气的含水率，使脱硝反应在低温度条件下达到高脱硝效率。

Description

一种锅炉窑炉烟气净化工艺
技术领域
本发明涉及锅炉窑炉烟气净化处理及烟气余热利用。
背景技术
基于我国PM2.5污染严重的现状，国家对烟气净化处理的要求大幅提高。 国家在完成达标排放阶段性目标的基础上，对锅炉窑炉烟气的净化处理提出了超 低排放的要求。为此，对于现有锅炉窑炉烟气脱硫设施而言，其面临的是提标改 造，而对于脱硝而言，传统的通过燃烧控制来实现氮氧化物达标排放的手段，已 无法满足新排放标准的要求，必须新建氮氧化物末端治理设施来实现超低排放。
从烟气净化角度理解，按照烟气温度的不同，锅炉窑炉烟气通常分可分为高 温烟气(300℃以上)、中温烟气(200-300℃)和低温烟气(小于200℃)。目前达标排 放阶段所建设的除尘、脱硫设施包括与之配套的风机、烟道等设施均是在建立在 低温烟气条件下的，其传统的流程是先采用余热利用方式将中高温烟气温度降至 180℃甚至150℃以下，再进入除尘器除尘后由常温风机送入脱硫单元脱硫后外 排。对于普遍使用的化学吸收脱硫方式，烟气温度越低，脱硫效率越高。但是与 脱硫相反的是，对于目前普遍应用的选择性催化还原(SCR)脱硝方式，其反应 温度越高，脱硝效率越高，虽然催化技术的发展有效地降低了其反应所需的温度 条件，但其温度仍需在180-350℃间。同时，随着脱硝反应温度的降低，其脱硝 催化剂对烟气中SO2含量的要求也大幅提高，窗口温度在300℃以上的SCR催 化剂对烟气SO2浓度无要求；窗口温度在250-300℃的SCR催化剂，其烟气SO2浓度要求在100mg/m3甚至50mg/m3以下；窗口温度在200-250℃的SCR催化剂， 其烟气SO2浓度要求在20mg/m3以下；窗口温度能达到180℃的催化剂，其烟气 SO2浓度要求在10mg/m3以下。同时烟气含水率也对中低温条件下的SCR脱硝 也有一定的影响，其表现为：1)烟气中的水与脱硝反应物在催化剂活性位上构成 竞争吸附而影响脱硝效率；2)烟气中的水引起催化剂可逆性失活，并与SO2协同 作用生成金属硫酸盐，影响催化剂的使用寿命。上述含水率的两种影响均随着脱 硝温度的下降而增大。
按照烟气净化及余热利用过程除尘、脱硫、脱硝及余热利用单元的顺序不同， 烟气净化流程可分为高尘净化流程和低尘净化流程。前者在电力锅炉烟气净化方 面得到普遍应用，该流程先将锅炉排出的300℃以上的高温烟气直接进行SCR 脱硝，然后经余热利用降温后进行除尘处理，除尘后的烟气经脱硫处理后外排(对 比技术1，图1)。其优势在于1)直接利用锅炉300℃以上的排烟温度进行高温SCR 脱硝，烟气的SO2浓度、含水率对SCR催化剂基本无影响，脱硝效率可达85-90％； 2)通过余热利用(空气预热器)回收了烟气余热，烟气温度降至150-180℃，使 之满足了后续除尘和引风设备使用的温度条件；3)普遍采用吸收传质效率高的湿 法脱硫工艺，在低运行成本前提下达到超低排放要求。但是，由于未经除尘的烟 气直接进入SCR脱硝系统，对SCR脱硝系统乃至锅炉系统的运行造成了一定的 影响：1)由于烟气未经除尘，催化剂长期受到烟尘的磨损和碱/碱土金属的侵蚀， 加之炉膛温度波动引起的排烟温度不稳定，造成催化剂床层的物理损坏，使SCR 催化剂无法达到预期的使用寿命。2)由于烟气未经脱硫，SO2在SCR催化剂的作 用下，约有千分之一被氧化成SO3，并在高温下与脱硝还原剂氨反应生成硫酸氢 氨，其在200-300℃温度区间内以粘稠状液体形式附着在SCR下游设备(空气预 热器)的换热面上，并黏附未经除尘烟气中的尘颗粒，造成空气预热器堵塞和换 热效率下降，大幅增加的空气预热器阻力，其直接导致余热利用效率的下降以及 风机电耗的增加。目前的解决方法是控制空气预热器排烟温度大于185℃并采用 间隙吹扫及定期清理的方式加以控制，但此举在降低余热利用效率的同时，直接 影响锅炉的使用效率和使用安全。3)由于电力行业的上网时间大幅缩短，电力 锅炉长期在低负荷下运行，其锅炉排烟温度经常低于300℃，在影响脱硝效率的 同时也造成硫酸氢氨附着在催化剂毛细孔内，直接影响脱硝效率及催化剂的使用 寿命。4)湿法脱硫后烟气温度低，烟气含水率高，造成烟囱冒白烟现象，此问题 不但影响烟气的扩散，同时相关文献也报道其与PM2.5的形成相关，为此，部 分区域已要求将烟气升温后外排，需消耗一定的升温能耗。
而对于中、低温烟气，其烟气温度限制了其采用上述高尘净化流程，而在未 脱硫条件下，其SO2浓度又限制了其采用中低温SCR催化剂进行脱硝，为实现 中低温烟气的SCR脱硝，同时解决高尘净化流程存在的上述弊端，国外相关机 构早在上世纪80年代研发成功了低尘净化流程，其先将原烟气降温、除尘后进 行脱硫处理，脱硫尾气与后续SCR脱硝单元排放的脱硝尾气采用GGH(气-气换 热器)进行一次换热升温，然后采用外部热源进行二次升温至脱硝反应温度，再 进入SCR脱硝单元脱硝(对比技术2，图2)。低尘净化流程解决了高尘净化流 程的上述所有弊端，也使烟气温度本来就无法满足脱硝要求的中低温烟气具备了 采用SCR法脱硝的可行性，但是该项技术的使用存在严重的制约因素：1)湿法 脱硫反应温度低，脱硫效率高，其脱硫终点SO2浓度可达到35mg/m3甚至10mg/m3， 但其脱硫过程烟气温度降达100℃，脱硫过程水的汽化量大，脱硫尾气烟气含水 率增加6个百分点左右，影响后续脱硝的效率和催化剂的使用寿命，难以在低尘 烟气净化流程中得到应用。为此，目前的低尘净化流程，对于原烟气含水率较高 的窑炉烟气均采用半干法脱硫，其优势是脱硫过程烟气温度降在50℃左右，烟 气含水率仅增加3个百分点左右，但由于其脱硫反应温度高，脱硫效率较低，其 终点SO2浓度高，无法达到中低温脱硝的要求，脱硝反应仍需在接近300℃的高 温条件下进行(目前国内唯一采用低尘净化流程的钢厂烧结烟气净化装置，其脱硝温度为280℃)。2)为使GGH换热形成一定的冷热侧温度差，需采用外部热源 对GGH换热升温后的脱硫尾气进行二次升温，以控制GGH的换热面积在可接 受的范围内，由于净化烟气量通常在每小时数十万乃至数百万立方米，其二次升 温过程能耗巨大，通常非产能企业无如此大的能量可以提供。即使对于产能的电 力企业，如采用其发电锅炉的高压蒸汽对脱硫尾气二次升温加热，其发电量将减 少3％，如采用电加热升温，其电耗将达到其发电量的5％以上；而对于产生煤 气的钢铁企业，以某钢厂600平方米烧结机烟气净化为例，其烟气二次升温消耗 高炉煤气达30000立方米/每小时，仅其燃料成本已远大于高尘烟气净化流程的 全部脱硝成本；3)上述经济技术因素以外，更为突出的是，该项技术的使用存在 合规性问题。在烟气净化系统启动阶段，GGH、SCR脱硝单元均需升温至脱硝 温度，外部提供的热能需在满足烟气升温的同时需实现对庞大的系统设备本体的 升温，加之升温热量大部分直接被升温后的烟气带出，为此，系统启动过程时间 长(某钢，烧结超过8小时)，启动过程烟气长时间超标排放。鉴于上述因素， 虽然低尘净化流程已经推出超过三十年的时间，但是国外应用实例极少，受升温 热源限制，其使用也大多局限在小型装置。国内在高温烟气净化领域无应用业绩， 在中、低温烟气净化领域的应用也仅限于副产煤气的钢铁和焦化行业的个别案例。
就烟气化学吸收脱硫而言，由于超低排放标准下SO2的气相分压极低，其化 学吸收反应动力已大幅降低，为此，达到超低排放要求(35mg/m3)或中低温催化 剂使用要求的SO2浓度目标，我们涉及的已不仅仅是污染物的脱除效率问题，实 际需要解决的是降低吸收平衡点SO2浓度的问题。降低脱硫单元进烟温度，可以 有效降低吸收平衡点的SO2浓度，同时也更有利于降低烟气含水率的增幅，从而 为实现中低温脱硝创造条件；而脱硝反应温度的降低，使原烟气温度与脱硝反应 温度形成换热的足够温度差，又为待处理原烟气的余热应用于脱硫尾气的升温创 造了条件；而在现有烟气净化流程基础上增加原烟气与脱硫尾气换热的环节，必 然降低进入脱硫单元烟气温度，升高进入脱硝单元烟气的温度，使得上述有益循 环得以实现。
发明内容：
为了克服上述现有技术的不足，本发明提出了一种锅炉窑炉烟气净化工艺， 技术方案如下：
一种锅炉窑炉烟气净化工艺，其烟气净化系统包括脱硫单元、升温单元以及 脱硝单元，其净化过程包括以下步骤：
步骤1：将高于脱硝反应温度的原烟气引入升温单元与后续脱硫单元排出的 脱硫尾气进行换热，在降低原烟气温度的同时，实现对脱硫尾气的升温；
原烟气是指未经净化和余热利用的烟气，包括完全混合后的原烟气以及完全 混合前的高温段原烟气；事实上，几乎所有的锅炉窑炉均具有温度相对较高的原 烟气或高温段原烟气，其是否能用于对脱硫尾气的升温使之满足脱硝反应温度的 要求，取决于脱硝反应温度，脱硝反应温度越低，对用于换热升温的原烟气的温 度要求越低，具备“高于脱硝反应温度”的原烟气量越多；
上述换热越充分，经换热降温后进入脱硫单元的烟气温度越低，脱硫过程的 水分蒸发量也越少，进脱硝单元的烟气含水率也越低，同时，脱硫效率也越高， 进脱硝单元烟气的SO2浓度越低。此举有利于后续脱硝反应低温SCR催化剂的 使用，降低脱硝反应温度。同时换热越充分，出升温单元的脱硫后烟气温度也越 高，越有利于后续的脱硝环节；
理想的脱硫尾气的升温终点温度应达到脱硝反应温度，如“高于脱硝反应温 度的原烟气”量不足，可采用外部热源加热方式向升温后的脱硫尾气补热，使脱 硫尾气达到脱硝反应温度。
步骤2：完成换热降温的原烟气先除尘再进入脱硫单元脱硫，或先进入脱硫 单元脱硫再除尘，完成除尘和脱硫的脱硫尾气进入升温单元与高于脱硝反应温度 的原烟气换热升温；
脱硫与除尘工序的前置，有利于降低烟气SO2和烟尘对后续脱硝单元的不利 影响；脱硫尾气SO2浓度越低，越有利于后续脱硝反应低温SCR催化剂的使用， 脱硝反应所需温度也越低，也利于减少后续脱硝过程硫酸(氢)铵的生成。
脱硫与除尘的前后顺序，取决于脱硫方式和烟气中的尘含量，通常对于原烟 气尘含量低，且后续采用半干法或干法脱硫的烟气净化系统，采用先脱硫再除尘 的方式，其他情况下，普遍采用先除尘再脱硫的方式。
步骤3：将完成换热升温的脱硫尾气引入选择性催化还原(SCR)脱硝单元，采 用氨将烟气中的氮氧化物还原成氮气。
完成脱硝的尾气，根据其余热利用价值，选择直接排放或与脱硫尾气换热或 其他余热利用方式。
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是所述的高于脱硝反应温度的原烟气， 其温度高于脱硝反应温度25℃以上。
优化的烟气换热条件是热冷侧换热介质具有25℃以上的温度差，使升温单 元的换热面积在可接受的范围内，同时可无需使用外部热源对脱硫尾气进行二次 升温；
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是所述的升温单元，其换热方式是通 过载热体传热将原烟气热量输送给脱硫尾气。
此举有利于解决原烟气的长距离输送问题，降低升温单元的烟气阻力，降低 升温动力消耗。
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是所述的脱硫单元是采用湿法烟气脱 硫或半干法脱硫工艺。
原烟气与脱硫尾气的换热降温，使得进入脱硫单元烟气的温度大幅降低，采 用湿法脱硫过程的烟气温度降大幅减少，烟气含水率可达到低于现有半干法的水 平，使湿法脱硫在脱硝前的使用具备了可行性；而湿法脱硫运行成本低、处理效 率高、脱硫反应终点浓度低的优势，为窗口温度低而抗硫失活性能差的SCR催 化剂的使用创造了条件，可有效降低脱硝反应温度，使更多的原烟气可以用于对 脱硫尾气的升温，由此形成更好的良性循环。
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是所述的升温单元，其升温过程包括 脱硫尾气与脱硝尾气的一次换热，以及一次换热后的脱硫尾气与高于脱硝反应温 度的原烟气进行二次换热的两个换热过程。
此举有利于减少用于升温的原烟气量，使原烟气仍具备其他途径的余热利用 的价值，同时解决“高于脱硝反应温度的原烟气”量不足问题。
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是所述的升温单元，所述的一次换热， 其脱硫尾气同时与脱硝尾气以及完成二次换热的原烟气进行换热。
此举有利于完成二次换热的原烟气继续向脱硫后的低温脱硫尾气释放热量， 有利于原烟气温度的进一步降低，达到降低脱硫单元进烟温度的目的。同时也有 利于提高一次换热的传热效率、提高最终的排烟温度，杜绝冒白烟现象。
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是所述的升温单元，是采用外部热源 对完成与高于脱硝温度的原烟气换热升温后的脱硫尾气进行补热，使之达到脱硝 反应温度。
上述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是烟气净化系统启动过程，采用加大 传热介质循环量的方法缩短其启动升温时间。
有益效果
本发明利用被净化烟气的自身热量对脱硫后尾气进行加热升温，有效降低了 进入脱硫单元的烟气温度，降低了脱硫吸收平衡点的SO2终点浓度，并有效降低 了脱硫尾气的含水率，使脱硝反应在低温度条件下达到高脱硝效率；而脱硝温度 的降低，又使得被净化烟气的自身热量得以满足将脱硫尾气加热升温至脱硝反应 温度的要求，提升了烟气的余热利用价值，从而实现了烟气净化过程节能、高效 的有益循环。
相对于现有高尘净化流程(对比技术1)，本发明解决了：1)SCR催化剂的 物理损坏和化学失活问题，有效延长了催化剂的使用寿命；2)减少或杜绝了硫 酸氢铵的生成，以及由此引起的余热利用设备的换热效率下降及设备积灰堵塞的 安全隐患；3)脱硝效率不受排锅炉排烟温度波动的影响，解决了锅炉低负荷运 行情况下脱硝效率下降问题；4)解决了湿法脱硫造成烟囱白烟现象，节约了排 烟升温的能耗；5)在数量和质量两个方面同时提高了高温烟气余热利用的效率。
相对于现有低尘净化流程(对比技术2)，本发明：1)解决了脱硝反应仍需 在高温条件下进行的缺陷，也使湿法脱硫具备了在中低温脱硝前使用的条件；2) 解决了脱硫尾气升温至脱硝反应温度的热源来源及热量成本问题；3)解决了烟 气净化系统启动过程的烟气超标排放问题。
附图说明
图1为现有锅炉高尘净化流程(对比技术1).
图2为现有烧结机低尘净化流程(对比技术2)。
图3为实施例1-烧结机低温烟气净化工艺流程图；
其中：(1)为烧结机，2)为后部主烟道，3)为前部主烟道，4)为除尘器，5)为脱 硫单元，6)为第一换热器，7)为第二换热器，8)为补燃器，9)为脱硝 单元。
图4、为实施例2-焦炉中温烟气净化工艺流程图；
其中：(10)为焦炉，(20)为换热器，(30)为脱硫单元，(40)为除尘器，(50)为 脱硝单元，(60)为余热锅炉。
图5为实施例3-电力锅炉高温烟气净化工艺流程图；
其中：(11)为锅炉，(12)导热油加热器(13)空气预热器，(14)为除尘器，(15) 为脱硫单元，(16)为第一换热器，(17)为第二换热器，(18)为脱硝 单元，(19)导热油变频泵。
具体实施方式
实施例1：
某360平方米烧结机，烧结机主烟道烟气量1200000Nm3/h，烟气温度150℃， 其原烟气SO2浓度500mg/m3，NOx浓度400mg/m3，烟气含水率10％(体积百分 比)现采用先除尘再进行湿法脱硫的烟气净化流程，脱硫单元采用镁法脱硫工艺， 液气比3升/立方米，脱硫净化后烟气温度54℃，脱硫后烟气SO2浓度15mg/m3， 脱硫过程烟气含水率增加5.8个百分点(体积百分比)，拟增加脱硝单元，使其NOx 浓度低于100mg/m3。由于其原烟气温度无法达到高尘净化流程的要求，需采用 低尘烟气净化流程，但其烟气SO2浓度虽能满足窗口温度200-250℃的SCR催化 剂使用要求，但由于原烟气含水率高、加之湿法脱硫烟气含水率增幅大，其在上 述温度区间无法达到75％以上的脱硝效率，且存在由于高含水率影响催化剂使用 寿命的隐患，只能选用窗口温度为250-300℃的SCR催化剂进行脱硝，其脱硫尾 气升温只能采用厂内副产的高炉煤气，且使用量大，严重影响厂内高炉煤气的发 电量。
采用本发明替代上述方案实施烧结烟气净化，实施例工艺流程如下(图3)。 烧结机(1)产生的烟气由多路管线①进入后部主烟道(2)和前部主烟道(3)，沿烧结 隧道窑台车行进方向，由多路管线①进入主烟道的烟气温度由80℃至400℃递增， 混合后烟气温度150℃。由多路管线①进入后部主烟道的各路烟气最低温度 235℃，各路烟气混合后温度270℃，烟气量420000Nm3/h；由多路管线①进入 前部主烟道的混合烟气温度85.4℃，烟气量780000Nm3/h。将后部主烟道(2) 原烟气由管线⑩引入第二换热器(7)与脱硫尾气间壁换热降温至210℃，然后经管 线进入第一换热器(6)继续与脱硫尾气间壁换热降温至100℃，并经管线进 入前部主烟道(3)与前部主烟道烟气混合，混合后烟气量1200000Nm3/h，烟气温 度90.5℃。混合后的烟气由管线②进入除尘器(4)，除尘后由管线③进入脱硫单 元(5)，脱硫单元采用镁法脱硫工艺(见CN200810124177.7《外部再生循环亚硫 酸镁法烟气或废气的脱硫工艺》)，液气比3升/立方米，脱硫尾气SO2浓度小于 12mg/m3，烟气温度46.2℃，脱硫尾气烟气含水率增加2.65个百分点。脱硫尾气 由管线④进入第一换热器(6)与脱硝尾气以及由管线从第二换热器引入换热降 温后的原烟气同时换热，脱硫尾气升温至185℃，然后经管线⑤进入第二换热器 (7)与原烟气换热升温至206℃后经管线⑥进入补燃器(8)，高炉煤气作为补热燃 料由管线通入补燃器(8)中，将脱硫尾气升温至210℃的脱硝反应温度，随后 经管线⑦进入SCR脱硝单元(9)，脱硝还原剂液氨由管线引入脱硝单元(9)将烟 气中的NOx还原为氮气，由于烟气SO2浓度低，脱硝单元选用窗口温度为 200-250℃的SCR催化剂，(沈伯雄、梁材、郭宾彬等《烟气低温SCR脱硝技术 的现状与展望》，电力环境保护，2016，22(6)：37-39)，脱硝温度210℃，理论 脱硝效率可达85％，实际脱硝效率78％，烟气含水率仍对脱硝效率产生了一定 的影响，但由于脱硫过程含水率增幅相对较小，脱硝尾气浓度仍能达到超低排放 要求。脱硝尾气经管线⑧进入第一换热器(6)与脱硫尾气换热降温至110℃后经管 线⑨外排。
与采用对比技术2相比，本实施例由于脱硫单元进烟温度降低近60℃，在 未改变原有脱硫工艺和运行参数的前提下，脱硫尾气含水率增幅降低55％，脱硫 尾气SO2浓度也有一定幅度的降低，使脱硝反应可以在210℃的反应温度条件下 达到75％以上的脱硝效率；脱硝反应温度的降低，使原烟气中的部分高于脱硝反 应温度的后部烟道原烟气具备了作为升温单元热源的能力，上述烟气热量的利用 方式在降低进脱硫烟气温度的同时，节约了外部升温的燃料消耗，使高炉煤气的 用量降低85％以上。同时，由于热烟气释放热量是对比技术采用燃料释放热量的 5倍以上，系统启动升温时间可缩短至20分钟，解决了生产系统启停所造成的 超标排放违规问题。本实施例由于进除尘器及主抽风机的烟气温度降低，需对其 作防腐处理而增加一次性投资，但与采用本实施例所节约的日常运行成本相比是 微不足道的。同时，所有的隧道式窑炉，虽然其完全混合后的平均烟温较低，但 其均存在高温烟气段，均可作为脱硝升温热源使用，为此，本实施例技术方案具 有普遍适用性。
实施例2：
某年产110万吨焦炭焦炉，烟气量320000Nm3/h，烟气温度280℃，SO2浓度300mg/m3，NOx浓度900mg/m3，烟气含水率7.8％(体积百分比)。现有焦 化烟气余热利用和净化流程为：烟气先经余热锅炉回收低压蒸汽(0.8MPa)用于生 产，烟气温度降至180℃，由于焦炉对排烟温度有特殊要求，必须大于130℃， 为此，其采用喷雾干燥(SDA)半干法工艺脱硫除尘，脱硫尾气SO2浓度80mg/m3， 脱硫后烟气温度130℃，烟气含水率10.9％(体积百分比)，拟新增脱硝单元，使 烟气NOx浓度低于150mg/m3。同时，其目前SO2浓度无法满足超低排放要求，需降至30mg/m3以下。
采用本发明实施上述焦化中温烟气的净化和余热利用，工艺流程如下(见附 图4)：焦炉(10)产生的280℃烟气由管线①进入换热器(20)与来自管线④的除尘 后烟气换热，降温至105℃后由管线②进入SDA半干法脱硫单元(30)脱硫，脱硫 单元(30)采用氢氧化钙浆液为脱硫剂(见《SDA脱硫除尘工艺技术手册》，作 者：马艳宁，出版社：中国环境出版社，出版时间：2016年08月)，脱硫尾气温度 80℃、SO2浓度25mg/m3、含水率9.3％(体积百分比)。脱硫尾气由管线③进入除 尘器(40)除去烟尘和脱硫产物，并由管线④进入换热器(20)与原烟气换热升温 至255℃后经管线⑤进入SCR脱硝单元(50)脱硝，脱硝单元采用窗口温度 250-300℃的SCR催化剂(沈伯雄、梁材、郭宾彬等《烟气低温SCR脱硝技术 的现状与展望》，电力环境保护，2016，22(6)：37-39)，其在255℃脱硝反应温 度下脱硝效率85％，由于烟气含水率较低，实际脱硝效率达到85％的设计要求； 255℃的脱硝尾气由管线⑥进入余热锅炉(60)降温至150℃后经管线⑦外排。
本实施例采用全部未余热利用(降温)的原烟气与脱硫尾气换热的方式，使 进脱硫单元的烟气温度降低75℃，使SDA法脱硫的吸收平衡点SO2浓度大幅降 低，在满足超低排放要求的同时，也使脱硝反应可以在较低的反应温度下进行； 同时，脱硫单元进烟温度的大幅降低也使脱硫尾气烟气含水率维持在较低水平， 满足了脱硝效率达到85％的要求。虽然上述烟气余热利用方式降低了后续余热锅 炉的蒸汽压力，但与采用燃料(焦炉煤气)升温相比，仍大幅度节约了运行成本。
实施例3：
某300MW机组发电锅炉，烟气量1200000Nm3/h，烟气SO2浓度1200mg/m3， NOx浓度300mg/m3，烟气含水率6.5％(体积百分比)，锅炉排烟温度在300℃左 右波动，其现有的烟气余热利用和净化流程为：由炉膛排出的300℃原烟气进入 空气预热器加热助燃空气，使助燃空气升温至170℃以上，烟气温度降至150℃ 进入除尘器除尘，完成除尘的烟气进入湿法脱硫单元脱硫，湿法脱硫单元采用石 灰石-石膏法脱硫，喷淋液气比26L/m3，脱硫尾气SO2浓度18-25mg/m3，脱硫后 烟气含水率12.7％(体积百分比)，温度50℃。拟新增脱硝单元，将NOx浓度降 至50mg/m3以下。如采用高尘净化流程，由于锅炉排烟温度的波动无法保证85％以上的脱硝效率；如采用低尘净化流程，其脱硫尾气SO2浓度不能稳定满足窗口 温度为200-250℃的SCR催化剂的使用要求，存在催化剂失活的风险，同时由于 其脱硫后的烟气含水率高，脱硝效率也无法达到85％以上满足排放要求。
按本发明增加烟气脱硝单元，其烟气净化工艺流程如下(见附图5)：由锅 炉(11)排出的300℃原烟气由管线①进入导热油加热器(12)加热导热油，烟气温度 降至250℃，导热油温度由230℃升至270℃后由管线⑩进入第二换热器(17)加热 脱硫尾气，导热油温度降至230℃后由管线入导热油变频泵(19)，并经管线回到导热油加热器(12)循环加热。出导热油加热器(12)的烟气由管线②进入 空气预热器(13)预热锅炉助燃空气，助燃空气由20℃升温至150℃，烟气温度由 250℃降至120℃，烟气经管线③进入除尘器(14)除尘处理后由管线④进入湿法脱 硫单元(15)(见《火电厂烟气脱硫工程技术规范石灰石/石灰－石膏法》(HJ/T 179-2005 2005-10-01实施)，进脱硫单元(15)前烟气温度为120℃。脱硫尾气SO2浓度稳定在20mg/m3以下，烟气温度47℃，烟气含水率10.8％，脱硫尾气经管 线⑤进入第一换热器(16)，与脱硝后尾气换热升温至175℃，再经管线⑥进入第 二换热器(17)与导热油换热后升温至225℃，经管线⑦进入SCR脱硝单元(18)， 脱硝单元采用窗口温度200-250℃的中温SCR催化剂(沈伯雄、梁材、郭宾彬等 《烟气低温SCR脱硝技术的现状与展望》，电力环境保护，2016，22(6)：37-39)， 在上述烟气含水率条件下，其脱硝尾气NOx浓度小于50mg/m3，完成脱硝的烟气 经管线⑧进入第一换热器(16)，将烟气热量传递给脱硫尾气后经管线⑨外排，外 排烟气温度97℃。系统启动阶段，调节导热油变频泵(9)流量至正常工况的150％， 系统启动后25分钟，脱硝单元(8)烟气温度达到225℃。在锅炉低负荷运行，烟 气温度降低的情况下，调节导热油变频泵(9)适当增加导热油流量，脱硝温度仍 能维持在225℃，85％以上脱硝效率仍可得到保证。
本实施例通过降低进脱硫单元的烟气温度，有效降低了脱硫尾气的SO2浓度 和含水率，使烟气净化在更低的脱硝温度条件下达到更高的脱硝效率；同时采用 热媒传热方式，解决了大烟气量长距离输送换热的难题，使该项技术具备了普遍 适用性。从余热利用效率角度考虑，本实施例由于高温烟气用于加热脱硫尾气， 造成空气预热器的助燃空气温度降低了40℃，但相对于对比技术1，由于脱硫过 程的温度损失减少了60℃，排烟温度相反增加了近50℃，节约了排烟的升温能 耗，同时空气预热器换热效率大幅提升，本实施例节约的热量远大于助燃空气的 热损。相对于对比技术2，本实施例节约了升温的外部热源，以低质烟气余热替 代了高质的燃料，余热利用效益更为明显。

Claims (8)

1.一种锅炉窑炉烟气净化工艺，其烟气净化系统包括脱硫单元、升温单元以及脱硝单元，其特征是：净化过程包括以下步骤：
步骤1：将高于脱硝反应温度的原烟气引入升温单元与后续脱硫单元排出的脱硫尾气进行换热，在降低原烟气温度的同时，实现对脱硫尾气的升温；
步骤2：完成换热降温的原烟气先除尘再进入脱硫单元脱硫，或先进入脱硫单元脱硫再除尘，完成除尘和脱硫的脱硫尾气进入升温单元与高于脱硝反应温度的原烟气换热升温；
步骤3：将完成换热升温的脱硫尾气引入选择性催化还原(SCR)脱硝单元，采用氨将烟气中的氮氧化物还原成氮气。
2.根据权利要求1所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：所述的高于脱硝反应温度的原烟气，其温度高于脱硝反应温度25℃以上。
3.根据权利要求1所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：所述的升温单元，其换热方式是通过载热体传热将原烟气热量输送给脱硫尾气。
4.根据权利要求1所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：所述的脱硫单元是采用湿法烟气脱硫或半干法脱硫工艺。
5.根据权利要求3所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：所述的升温单元，其升温过程包括脱硫尾气与脱硝尾气的一次换热，以及一次换热后的脱硫尾气与高于脱硝反应温度的原烟气进行二次换热的两个换热过程。
6.根据权利要求5所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：所述的升温单元，所述的一次换热，其脱硫尾气同时与脱硝尾气以及完成二次换热的原烟气进行换热。
7.根据权利要求1所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：所述的升温单元，是采用外部热源对完成与高于脱硝温度的原烟气换热升温后的脱硫尾气进行补热，使之达到脱硝反应温度。
8.根据权利要求1所述的锅炉窑炉烟气净化工艺，其特征是：烟气净化系统启动过程，采用加大传热介质循环量的方法缩短其启动升温时间。
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