CN112058049A - 一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法 - Google Patents

一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法 Download PDF

Info

Publication number
CN112058049A
CN112058049A CN202010975297.9A CN202010975297A CN112058049A CN 112058049 A CN112058049 A CN 112058049A CN 202010975297 A CN202010975297 A CN 202010975297A CN 112058049 A CN112058049 A CN 112058049A
Authority
CN
China
Prior art keywords
flue gas
absorbent
fluidized bed
desulfurization
unit
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN202010975297.9A
Other languages
English (en)
Inventor
胡小吐
钟璐
杨颖欣
胡静龄
杨森林
薛学良
莫伟智
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Guangdong Jiade Environmental Protection Technology Co Ltd
Original Assignee
Guangdong Jiade Environmental Protection Technology Co Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Guangdong Jiade Environmental Protection Technology Co Ltd filed Critical Guangdong Jiade Environmental Protection Technology Co Ltd
Priority to CN202010975297.9A priority Critical patent/CN112058049A/zh
Publication of CN112058049A publication Critical patent/CN112058049A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/74—General processes for purification of waste gases; Apparatus or devices specially adapted therefor
    • B01D53/75—Multi-step processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/46—Removing components of defined structure
    • B01D53/60—Simultaneously removing sulfur oxides and nitrogen oxides
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F23—COMBUSTION APPARATUS; COMBUSTION PROCESSES
    • F23J—REMOVAL OR TREATMENT OF COMBUSTION PRODUCTS OR COMBUSTION RESIDUES; FLUES 
    • F23J15/00—Arrangements of devices for treating smoke or fumes
    • F23J15/06—Arrangements of devices for treating smoke or fumes of coolers
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2251/00—Reactants
    • B01D2251/10—Oxidants
    • B01D2251/104—Ozone
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2251/00—Reactants
    • B01D2251/40—Alkaline earth metal or magnesium compounds
    • B01D2251/404—Alkaline earth metal or magnesium compounds of calcium
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2251/00—Reactants
    • B01D2251/60—Inorganic bases or salts
    • B01D2251/604—Hydroxides
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2258/00—Sources of waste gases
    • B01D2258/02—Other waste gases
    • B01D2258/0283—Flue gases
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E20/00—Combustion technologies with mitigation potential
    • Y02E20/30—Technologies for a more efficient combustion or heat usage

Abstract

本发明提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法，所述的烟气脱硫脱硝系统装置包括沿烟气流向依次连接的臭氧氧化单元、流化床脱硫单元和分离除尘单元；所述的烟气脱硫脱硝系统装置还包括吸收剂进料单元和烟气换热单元，所述的吸收剂进料单元接入流化床脱硫单元，用于向流化床脱硫单元供给吸收剂；所述的烟气换热单元包括换热装置和再热装置，所述的换热装置和再热装置通过换热管路循环连接，所述的换热管路内注入换热介质，所述的换热装置还连接臭氧氧化单元，所述的再热装置还连接分离除尘单元，烟气经换热装置换热降温后进入臭氧氧化单元，分离除尘单元排出的烟气进入再热装置升温后排出。

Description

一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法
技术领域
本发明属于烟气脱硫脱硝技术领域，涉及一种烟气脱硫脱硝系统装置及方法，尤其涉及一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法。
背景技术
半干法技术是一种简洁、低投资、高性能的脱硫系统，占地面积小，容易接近。半干法脱硫工艺是指脱硫剂以湿态加入，利用烟气显热蒸发浆液中的水分。在干燥过程中，脱硫剂与烟气中的二氧化硫发生反应，生成干粉状的产物。为了提高脱硫效率，通常采用石灰粉消化制浆作为脱硫剂。脱硫终产物脱硫渣是一种自由流动的干粉混合物，无二次污染，同时还可以进一步综合利用。该工艺主要应用于电站锅炉烟气脱硫，单塔处理烟气量可适用于蒸发量75t/h～1025t/h之间的锅炉，SO2脱除率可达到90％～98％，是目前干法、半干法等类脱硫技术中单塔处理能力最大、脱硫综合效益最优越的一种方法。
来自锅炉空预器的烟气由脱硫塔下部通过布风装置进入脱硫塔，然后烟气通过脱硫塔底部的文丘里管的加速，进入循环流化床体，物料在循环流化床里，气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，充分接触，在上升的过程中，不断形成聚团物向下返回，而聚团物在激烈湍动中又不断解体重新被气流提升，使得气固间的滑落速度高达单颗粒滑落速度的数十倍，使得床内的Ca/S比高达87以上。反应过程中的烟气温度靠喷入的雾化水调节到约70，合格的吸收剂干粉经喷射泵气力输送进入吸收塔，在塔内与烟气进行脱硫化学反应，反应后的大量的气--固混合物从吸收塔顶部排出。这样循环流化床内气固两相流机制，极大地强化了气固间的传质与传热，为实现高脱硫率提供了根本的保证。
净化后的含尘烟气从脱硫塔顶部侧向排出，然后转向进入高效除尘器，再通过锅炉风机排入烟囱。经除尘器捕集下来的固体颗粒，通过除尘器下的再循环系统，返回脱硫塔继续参加反应，如此循环。
CN107252624A公开一种利用粉煤灰的半干法脱硫系统，其包括粉煤灰加料装置、工艺热水装置、流化床脱硫塔以及除尘装置，所述流化床脱硫塔分别与所述粉煤灰加料装置、工艺热水装置以及除尘装置连接，所述粉煤灰加料装置提供的粉煤灰与含硫烟气进入所述流化床脱硫塔，混合均匀，所述工艺热水装置提供的工艺热水将粉煤灰内的氧化钙增湿活化为氢氧化钙，氢氧化钙与含硫烟气在所述流化床脱硫塔内进行脱硫反应，脱硫反应后经所述除尘装置除尘得到脱硫灰和洁净烟气。
CN205886588U公开了一种将半干法脱硫灰重新利用再脱硫的系统，涉及循环流化床燃煤电站尾部半干法烟气脱硫灰的利用，包括沿烟气流程先后设置的流化床锅炉、低温电除尘系统、半干法脱硫吸收塔和除尘器，还包括脱硫灰仓、绞龙、生石灰仓、均化仓、输送装置和灰库，除尘器的积灰出口与脱硫灰三通分料阀入口相连，脱硫灰三通分料阀出口分别通过输灰管路与半干法脱硫吸收塔、灰库和脱硫灰仓相连，脱硫灰仓经绞龙与均化仓相连，生石灰仓也与均化仓相连，均化仓经气力输送装置与流化床锅炉相连。
CN103566725A公开了一种循环流化床半干法联合脱硫脱硝脱汞的装置及方法所述装置包括依次连接的烟道及循环流化床反应塔，烟道与循环流化床反应塔底部进口连接；所述烟道还连接有臭氧发生装置。通过臭氧分布器向烟道中喷入臭氧，烟气中的NO和Hg0在烟道中被氧化为高价态NOx和Hg2+；氧化后的烟气送入循环流化床反应塔，烟气中的SO2、高价态NOx和Hg2+在反应塔中与Ca基吸收剂在雾化水的作用下进行反应脱除。
但目前的半干法工艺会出现挂壁结垢的问题，导致系统无法正常工作，且对烟气中的氮氧化物的去除率较低。
发明内容
针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法，本发明提供的烟气脱硫脱硝系统装置配置合理，与臭氧氧化结合，实现了脱硫脱硝的同步进行，吸收剂获得高循环倍率和利用率，而且不存在粘壁、结垢和塌床的问题，同时明显降低了出口烟气的含尘量，大大减轻了后部除尘装置的负荷，确保装置安全、稳定、长周期运行，有效解决了半干法烟气脱硫技术中的技术难题。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置，所述的烟气脱硫脱硝系统装置包括沿烟气流向依次连接的臭氧氧化单元、流化床脱硫单元和分离除尘单元。
所述的烟气脱硫脱硝系统装置还包括吸收剂进料单元和烟气换热单元，所述的吸收剂进料单元接入流化床脱硫单元，用于向流化床脱硫单元供给吸收剂；所述的烟气换热单元包括换热装置和再热装置，所述的换热装置和再热装置通过换热管路循环连接，所述的换热管路内注入换热介质，所述的换热装置还连接臭氧氧化单元，所述的再热装置还连接分离除尘单元，烟气经换热装置换热降温后进入臭氧氧化单元，分离除尘单元排出的烟气进入再热装置升温后排出。
本发明提供的烟气脱硫脱硝系统装置配置合理，与臭氧氧化结合，实现了脱硫脱硝的同步进行，吸收剂获得高循环倍率和利用率，而且不存在粘壁、结垢和塌床的问题，同时明显降低了出口烟气的含尘量，大大减轻了后部除尘装置的负荷，确保装置安全、稳定、长周期运行，有效解决了半干法烟气脱硫技术中的技术难题。此外，通过循环连接的取热装置和再热装置对高温烟气的富余热量进行了有效回收，并利用回收的富余热量对外排烟气进行换热，进一步缓解了烟气外排时的白烟现象，且无需额外增设加热设备，减小了设备的投资成本。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的臭氧氧化单元包括臭氧发生装置和混合装置，所述的混合装置设置于流化床脱硫单元的进口烟道上，所述的臭氧发生装置接入所述的进口烟道。
优选地，所述的臭氧发生装置通过臭氧喷射管路接入所述的进口烟道，所述的臭氧喷射管路的出口端设置有位于进口烟道内部的臭氧喷嘴，所述臭氧喷嘴的喷射方向与烟气流向相反。
优选地，所述的混合装置为旋流混合器。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的流化床脱硫单元包括流化床反应装置。
所述的硫化床反应装置包括壳体，所述壳体内部沿烟气流向分为相通的进气区、扩散区和反应区。
优选地，所述的进气区和反应区所在壳体均为等径的筒体，所述的进气区所在壳体直径小于反应区所在壳体直径。
优选地，沿烟气流向，所述的扩散区所在壳体直径减扩，分别对接所述的进气区和反应区。
优选地，所述的进气区内设置有文丘里管，烟气沿竖直方向穿过文丘里管进入所述的扩散区，所述的文丘里管沿烟气流向包括依次对接的减缩管段、平直管段和减扩管段。
优选地，所述的反应区内沿烟气流向依次设置有吸收剂喷淋层和至少一层工艺水喷淋层。
优选地，所述的吸收剂喷淋层包括相互交叉且在交点处连通的至少两根喷淋主管，所述的喷淋主管上设置有雾化喷嘴。
优选地，所述的工艺水喷淋层包括紧贴壳体内壁设置的至少一个环形主管，所述的环形主管上设置有至少一个喷淋头。
优选地，所述壳体内壁沿垂直方向设置有等距分布的至少三个环形主管，相邻两个环形主管上的喷淋头交错分布。
本发明通过设置环形主管向流化床反应装置的内壁面喷射工艺水，在流化床反应装置内壁面形成高强度湍流区，减少了液滴和吸收剂颗粒在塔体内壁附近的聚集，减轻粘壁结垢现象，提高系统运行稳定性，同时使得壁面附近的脱硫剂颗粒和雾化水液滴能够进入塔内中央区域而得到高效利用。
优选地，所述的反应区所在壳体还外接有循环颗粒储罐，所述的循环颗粒储罐向反应区内喷射循环颗粒。
优选地，所述的循环颗粒包括活性炭、焦炭、粉煤灰或生物质中的一种或至少两种的组合。
优选地，所述的吸收剂喷淋层和与其相邻的工艺水喷淋层之间设置有循环颗粒喷射层，所述的循环颗粒储罐接入所述的循环颗粒喷射层。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的吸收剂进料单元包括沿进料方向依次连接的吸收剂料仓、搅拌装置和缓冲罐。
优选地，所述的缓冲罐接入所述的吸收剂喷淋层。
优选地，所述的吸收剂进料单元还包括工艺水储罐，所述的工艺水储罐分别连接搅拌装置和工艺水喷淋层。
优选地，所述的吸收剂料仓和搅拌装置通过传输装置对接。
优选地，所述的吸收剂料仓内储存的吸收剂为钙基吸收剂。
优选地，所述的钙基吸收剂为氧化钙。
吸收剂料仓和工艺水储罐分别向搅拌装置中输送生石灰和工艺水，在搅拌过程中反应生成氢氧化钙吸收浆液，利用喷雾干燥的原理向热烟气中喷入氢氧化钙吸收浆液和工艺水，工艺水雾化成水滴进入吸收塔后，一部分水滴捕捉氢氧化钙颗粒后形成浆滴，浆滴的水分蒸发速度下降，滴内开始阶段的脱硫反应为离子反应，随着水分的蒸发，脱硫反应也逐渐由离子反应过渡到气固反应，未形成吸收剂浆滴的水滴，在烟气中快速蒸发，使烟气温度下降，冷却后的烟气有效体积减小，也使得脱除SO2及除尘更有效。
反应步骤如下：
(1)烟气中的SO2被喷淋的工艺水液滴吸收：SO2+H2O→H2SO3；
(2)吸收的SO2同吸收剂浆液颗粒反应：Ca(OH)2+H2SO3→CaSO3+2H2O；
(3)液滴中的CaSO3达到饱和后结晶析出；
(4)部分溶液中的CaSO3与溶液中的氧反应，氧化成硫酸钙；
(5)CaSO4溶解度低，结晶析出。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的分离除尘单元包括沿烟气流向依次连接的分离装置和除尘装置。
优选地，所述的分离装置底部出料口设置有分料阀，所述的分离装置的底部出料口通过分料阀分别独立接入流化床反应装置的回料口和吸收剂料仓，分离装置分离得到的脱硫灰由底部出料口排出后由回流口返回流化床反应装置。
本发明通过将脱硫灰输送到流化床反应装置内再次参与烟气的脱硫反应，将半干法脱硫灰中的未反应吸收剂剂再次利用，减少炉内生石灰的投入量，有效降低了脱硫成本；同时半干法脱硫灰在流化床反应装置进行二次脱硫反应转变成成分稳定的煤灰，解决了现有半干法脱硫灰难以被综合利用的问题。
优选地，所述的分离装置底部出料口通过斜槽接入所述的流化床反应装置的回料口。
优选地，所述的除尘装置的底部出料口接入所述的吸收剂料仓。
优选地，所述的除尘装置的底部出料口与分离装置的底部出料口合并为一路后接入所述的吸收剂料仓。
优选地，所述的除尘装置的出口端外接烟囱。
优选地，所述的分离装置为旋风分离装置。
优选地，所述的除尘装置为布袋除尘装置。
作为本发明一种优选的技术方案，采用第一方面所述的烟气脱硫脱硝系统装置对烟气进行脱硫脱硝，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
烟气经换热装置与换热介质换热后经臭氧氧化，氧化后的烟气进入流化床脱硫单元；吸收剂进料单元向流化床脱硫单元内喷淋吸收剂，通过循环流化床半干法对烟气进行脱硫脱硝；脱硫脱硝后的烟气排出后进入再热装置，与换热介质换热，升温消白后排出。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的烟气脱硫脱硝方法具体包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置内与换热介质换热降温后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝；烟气排出后进入分离装置分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，其余脱硫灰返回吸收剂料仓用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置排出的烟气经除尘后进入再热装置，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅰ)中，所述的烟气换热降温至120～150℃，例如可以是120℃、122℃、124℃、126℃、128℃、130℃、132℃、134℃、136℃、138℃、140℃、142℃、144℃、146℃、148℃或150℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为(1～2):1，例如可以是1:1、1.1:1、1.2:1、1.3:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.7:1、1.8:1、1.9:1或2.0:1，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，烟气与臭氧的接触时间为0.5～1.5s，例如可以是0.5s、0.6s、0.7s、0.8s、0.9s、1.0s、1.1s、1.2s、1.3s、1.4s或1.5s，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅱ)中，所述的吸收剂浆液采用如下方法制备得到：
吸收剂料仓和工艺水储罐分别向搅拌装置内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液；
优选地，所述的生石灰和工艺水的摩尔比为(5～20):1，例如可以是5:1、6:1、7:1、8:1、9:1、10:1、11:1、12:1、13:1、14:1、15:1、16:1、17:1、18:1、19:1或20:1，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的生石灰的粒径为1～100mm，例如可以是1mm、10mm、20mm、30mm、40mm、50mm、60mm、70mm、80mm、90mm或100mm，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
本发明采用粒径为1～100mm的生石灰制备吸收剂浆液，由于生石灰与水反应放热，有助于将反应产物氢氧化钙破碎成平均粒径为微米级的微小颗粒，增加了吸收剂浆液形成的悬浮流化床层与烟气之间的接触面积，实现吸收剂浆液高效利用目的。如果采用的生石灰粒径小于1mm时，生石灰与水反应所放出的热量不集中，难以形成细小的微米级脱硫剂颗粒；如果采用的生石灰粒径大于100mm时，会导致反应时间过长。由于含有的颗粒粒径较小，采用本发明制备的吸收剂浆液，不容易发生沉积，可避免浆液输送管道的堵塞问题，在喷入流化床反应装置内也能有效避免吸收剂浆液粘壁结垢，保证了系统的稳定运行。
优选地，生石灰和工艺水搅拌均匀后静置5～30min，例如可以是5min、10min、15min、20min、25min或30min，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为(1～3):1，例如可以是1.0:1、1.2:1、1.4:1、1.6:1、1.8:1、2.0:1、2.2:1、2.4:1、2.6:1、2.8:1或3.0:1，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的循环颗粒包括活性炭、焦炭、粉煤灰或生物质中的一种或至少两种的组合。
优选地，所述的循环颗粒的粒径为50～100μm，例如可以是50μm、55μm、60μm、65μm、70μm、75μm、80μm、85μm、90μm、95μm或100μm，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
循环流化床反应器内加入粒径为50～1000μm的循环颗粒，与喷入的吸收剂浆液中的小颗粒液滴碰撞合并，吸收剂浆液覆盖于循环物料颗粒表面，由于循环物料颗粒粒径较大，可被旋风分离装置高效分离，并在旋风分离装置和流化床反应装置循环流动，从而延长吸收剂浆液在流化床反应装置内的停留时间，减少细小吸收剂颗粒的逃逸量，提高脱硫剂利用率。如果加入的循环颗粒粒径低于50μm时，则难以被旋风分离装置捕集分离；如果加入的循环颗粒粒径高于1000μm时，则该颗粒需要较高的风速才能保证循环过程，增加了系统阻力。加入的循环颗粒所形成的流态化过程，还可以起到对吸收剂颗粒的分散作用，有效减少由于床内吸收剂分布不均匀所造成的烟气SO2逃逸问题，使系统具有更高的脱硫效果。
优选地，所述的吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为(1～2):1的比例喷入流化床反应装置，例如可以是1:1、1.1:1、1.2:1、1.3:1、1.4:1、1.5:1、1.6:1、1.7:1、1.8:1、1.9:1或2.0:1，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为70～80℃，例如可以是70℃、71℃、72℃、73℃、74℃、75℃、76℃、77℃、78℃、79℃或80℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的流化床反应装置内的反应温度为160～180℃，例如可以是160℃、162℃、164℃、166℃、168℃、170℃、172℃、174℃、173℃、178℃或180℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，烟气在流化床反应装置内的停留时间为3～8s，例如可以是3.0s、3.5s、4.0s、4.5s、5.0s、5.5s、6.0s、6.5s、7.0s、7.5s或8.0s，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，烟气在流化床反应装置内的流速为15～20m/s，例如可以是15m/s、15.5m/s、16m/s、16.5m/s、17m/s、17.5m/s、18m/s、18.5m/s、19m/s、19.5m/s或20m/s，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置分离得到的脱硫灰总质量的20～30wt％，例如可以是20wt％、21wt％、22wt％、23wt％、24wt％、25wt％、26wt％、27wt％、28wt％、29wt％或30wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅲ)中，由分离装置排出的烟气温度为60～70℃，例如可以是60℃、61℃、62℃、63℃、64℃、65℃、66℃、67℃、68℃、69℃或70℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
所述的烟气换热升温至≥80℃后排出，例如可以是80℃、81℃、82℃、83℃、84℃、85℃、86℃、87℃、88℃、89℃或90℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
所述系统是指设备系统、装置系统或生产装置。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
本发明提供的烟气脱硫脱硝系统装置配置合理，与臭氧氧化结合，实现了脱硫脱硝的同步进行，吸收剂获得高循环倍率和利用率，而且不存在粘壁、结垢和塌床的问题，同时明显降低了出口烟气的含尘量，大大减轻了后部除尘装置的负荷，确保装置安全、稳定、长周期运行，有效解决了半干法烟气脱硫技术中的技术难题。此外，通过循环连接的取热装置和再热装置对高温烟气的富余热量进行了有效回收，并利用回收的富余热量对外排烟气进行换热，进一步缓解了烟气外排时的白烟现象，且无需额外增设加热设备，减小了设备的投资成本。
附图说明
图1为本发明一个具体实施方式提供的烟气脱硫脱硝系统装置的结构示意图。
其中，1-换热装置；2-臭氧发生装置；3-混合装置；4-进气区；5-扩散区；6-反应区；7-吸收剂喷淋层；8-循环颗粒喷射层；9-工艺水喷淋层；10-吸收剂料仓；11-传输装置；12-搅拌装置；13-工艺水储罐；14-缓冲罐；15-循环颗粒储罐；16-分离装置；17-除尘装置；18-再热装置；19-烟囱。
具体实施方式
需要理解的是，在本发明的描述中，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
需要说明的是，在本发明的描述中，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以通过具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。
在一个具体实施方式中，本发明提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置，所述的烟气脱硫脱硝系统装置如图1所示，包括沿烟气流向依次连接的臭氧氧化单元、流化床脱硫单元和分离除尘单元。烟气脱硫脱硝系统装置还包括吸收剂进料单元和烟气换热单元，吸收剂进料单元接入流化床脱硫单元，用于向流化床脱硫单元供给吸收剂；烟气换热单元包括换热装置1和再热装置18，换热装置1和再热装置18通过换热管路循环连接，换热管路内注入换热介质，换热装置1还连接臭氧氧化单元，再热装置18还连接分离除尘单元，烟气经换热装置1换热降温后进入臭氧氧化单元，分离除尘单元排出的烟气进入再热装置18升温后排出。
臭氧氧化单元包括臭氧发生装置2和混合装置3，混合装置3设置于流化床脱硫单元的进口烟道上，臭氧发生装置2接入所述的进口烟道。臭氧发生装置2通过臭氧喷射管路接入所述的进口烟道，臭氧喷射管路的出口端设置有位于进口烟道内部的臭氧喷嘴，所述臭氧喷嘴的喷射方向与烟气流向相反。进一步地，混合装置3为旋流混合器。
流化床脱硫单元包括流化床反应装置。硫化床反应装置包括壳体，壳体内部沿烟气流向分为相通的进气区4、扩散区5和反应区6。进气区4和反应区6所在壳体均为等径的筒体，进气区4所在壳体直径小于反应区6所在壳体直径。沿烟气流向，所述的扩散区5所在壳体直径减扩，分别对接进气区4和反应区6。进气区4内设置有文丘里管，烟气沿竖直方向穿过文丘里管进入所述的扩散区5，文丘里管沿烟气流向包括依次对接的减缩管段、平直管段和减扩管段。反应区6内沿烟气流向依次设置有吸收剂喷淋层7和至少一层工艺水喷淋层9。吸收剂喷淋层7包括相互交叉且在交点处连通的至少两根喷淋主管，喷淋主管上设置有雾化喷嘴。工艺水喷淋层9包括紧贴壳体内壁设置的至少一个环形主管，环形主管上设置有至少一个喷淋头。进一步地，壳体内壁沿垂直方向设置有等距分布的至少三个环形主管，相邻两个环形主管上的喷淋头交错分布。反应区6所在壳体还外接有循环颗粒储罐15，所述的循环颗粒储罐15向反应区6内喷射循环颗粒。循环颗粒包括活性炭、焦炭、粉煤灰或生物质中的一种或至少两种的组合。吸收剂喷淋层7和与其相邻的工艺水喷淋层9之间设置有循环颗粒喷射层8，循环颗粒储罐15接入循环颗粒喷射层8。
吸收剂进料单元包括沿进料方向依次连接的吸收剂料仓10、搅拌装置12和缓冲罐14，缓冲罐14接入吸收剂喷淋层7。吸收剂进料单元还包括工艺水储罐13，工艺水储罐13分别连接搅拌装置12和工艺水喷淋层9。吸收剂料仓10和搅拌装置12通过传输装置11对接，吸收剂料仓10内储存的吸收剂为钙基吸收剂，进一步地，钙基吸收剂为氧化钙。
分离除尘单元包括沿烟气流向依次连接的分离装置16和除尘装置17。分离装置16底部出料口设置有分料阀，分离装置16的底部出料口通过分料阀分别独立接入流化床反应装置的回料口和吸收剂料仓10，进一步地，分离装置16底部出料口通过斜槽接入流化床反应装置的回料口，分离装置16分离得到的脱硫灰由底部出料口排出后由回流口返回流化床反应装置。除尘装置17的底部出料口接入吸收剂料仓10。进一步地，除尘装置17的底部出料口与分离装置16的底部出料口合并为一路后接入吸收剂料仓10。除尘装置的出口端外接烟囱19。具体地，分离装置16为旋风分离装置16，除尘装置17为布袋除尘装置17。
在另一个具体实施方式中，本发明提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，采用第一方面所述的烟气脱硫脱硝系统装置对烟气进行脱硫脱硝，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至120～150℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为(1～2):1，烟气与臭氧的接触时间为0.5～1.5s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为(5～20):1，生石灰的粒径为1～100mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置5～30min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为(1～3):1，循环颗粒包括活性炭、焦炭、粉煤灰或生物质中的一种或至少两种的组合，循环颗粒的粒径为50～100μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为(1～2):1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为70～80℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为160～180℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为3～8s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的20～30wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的60～70℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至≥80℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
实施例1
本实施例提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至120℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为1:1，烟气与臭氧的接触时间为1.5s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为5:1，生石灰的粒径为1mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置5min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为1:1，循环颗粒为活性炭，循环颗粒的粒径为50μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为1:1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为70℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为160℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为3s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的20wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的60℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至80℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
对烟囱排出的烟气取样检测，计算脱硫率为90.3％，脱硝率为85.6％。
实施例2
本实施例提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至126℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为1.2:1，烟气与臭氧的接触时间为1.3s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为8:1，生石灰的粒径为20mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置10min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为1.4:1，循环颗粒为焦炭，循环颗粒的粒径为60μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为1.2:1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为72℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为164℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为4s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的22wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的62℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至82℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
对烟囱排出的烟气取样检测，计算脱硫率为91.5％，脱硝率为86.9％。
实施例3
本实施例提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至132℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为1.4:1，烟气与臭氧的接触时间为1.1s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为11:1，生石灰的粒径为40mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置15min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为1.8:1，循环颗粒为粉煤灰，循环颗粒的粒径为70μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为1.4:1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为74℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为168℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为5s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的24wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的64℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至84℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
对烟囱排出的烟气取样检测，计算脱硫率为91.8％，脱硝率为87.3％。
实施例4
本实施例提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至138℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为1.6:1，烟气与臭氧的接触时间为0.9s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为14:1，生石灰的粒径为60mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置20min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为2.2:1，循环颗粒为生物质，循环颗粒的粒径为80μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为1.6:1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为76℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为172℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为6s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的26wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的66℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至86℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
对烟囱排出的烟气取样检测，计算脱硫率为92.4％，脱硝率为87.4％。
实施例5
本实施例提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至144℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为1.8:1，烟气与臭氧的接触时间为0.7s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为17:1，生石灰的粒径为80mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置25min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为2.6:1，循环颗粒为活性炭和焦炭的混合物，循环颗粒的粒径为90μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为1.8:1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为78℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为176℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为7s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的28wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的68℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至88℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
对烟囱排出的烟气取样检测，计算脱硫率为90.6％，脱硝率为85.5％。
实施例6
本实施例提供了一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置1内与换热介质换热降温至150℃后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为2:1，烟气与臭氧的接触时间为0.5s，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)吸收剂料仓10和工艺水储罐13分别向搅拌装置12内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水的摩尔比为20:1，生石灰的粒径为100mm，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液，搅拌均匀后静置30min；
向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为3:1，循环颗粒为活性炭和粉煤灰的混合物，循环颗粒的粒径为100μm；
吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为2:1的比例喷入流化床反应装置，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为80℃，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝，脱硫脱硝的温度为180℃，烟气在流化床反应装置内的停留时间为8s；
烟气排出后进入分离装置16分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置16分离得到的脱硫灰总质量的30wt％，其余脱硫灰返回吸收剂料仓10用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置16排出的70℃烟气经除尘后进入再热装置18，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温至90℃消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓10。
对烟囱排出的烟气取样检测，计算脱硫率为89.4％，脱硝率为85.7％。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置，其特征在于，所述的烟气脱硫脱硝系统装置包括沿烟气流向依次连接的臭氧氧化单元、流化床脱硫单元和分离除尘单元；
所述的烟气脱硫脱硝系统装置还包括吸收剂进料单元和烟气换热单元，所述的吸收剂进料单元接入流化床脱硫单元，用于向流化床脱硫单元供给吸收剂；所述的烟气换热单元包括换热装置和再热装置，所述的换热装置和再热装置通过换热管路循环连接，所述的换热管路内注入换热介质，所述的换热装置还连接臭氧氧化单元，所述的再热装置还连接分离除尘单元，烟气经换热装置换热降温后进入臭氧氧化单元，分离除尘单元排出的烟气进入再热装置升温后排出。
2.根据权利要求1所述的烟气脱硫脱硝系统装置，其特征在于，所述的臭氧氧化单元包括臭氧发生装置和混合装置，所述的混合装置设置于流化床脱硫单元的进口烟道上，所述的臭氧发生装置接入所述的进口烟道；
优选地，所述的臭氧发生装置通过臭氧喷射管路接入所述的进口烟道，所述的臭氧喷射管路的出口端设置有位于进口烟道内部的臭氧喷嘴，所述臭氧喷嘴的喷射方向与烟气流向相反；
优选地，所述的混合装置为旋流混合器。
3.根据权利要求1或2所述的烟气脱硫脱硝系统装置，其特征在于，所述的流化床脱硫单元包括流化床反应装置；
所述的硫化床反应装置包括壳体，所述壳体内部沿烟气流向分为相通的进气区、扩散区和反应区；
优选地，所述的进气区和反应区所在壳体均为等径的筒体，所述的进气区所在壳体直径小于反应区所在壳体直径；
优选地，沿烟气流向，所述的扩散区所在壳体直径减扩，分别对接所述的进气区和反应区；
优选地，所述的进气区内设置有文丘里管，烟气沿竖直方向穿过文丘里管进入所述的扩散区，所述的文丘里管沿烟气流向包括依次对接的减缩管段、平直管段和减扩管段；
优选地，所述的反应区内沿烟气流向依次设置有吸收剂喷淋层和至少一层工艺水喷淋层；
优选地，所述的吸收剂喷淋层包括相互交叉且在交点处连通的至少两根喷淋主管，所述的喷淋主管上设置有雾化喷嘴；
优选地，所述的工艺水喷淋层包括紧贴壳体内壁设置的至少一个环形主管，所述的环形主管上设置有至少一个喷淋头；
优选地，所述壳体内壁沿垂直方向设置有等距分布的至少三个环形主管，相邻两个环形主管上的喷淋头交错分布；
优选地，所述的反应区所在壳体还外接有循环颗粒储罐，所述的循环颗粒储罐向反应区内喷射循环颗粒；
优选地，所述的循环颗粒包括活性炭、焦炭、粉煤灰或生物质中的一种或至少两种的组合；
优选地，所述的吸收剂喷淋层和与其相邻的工艺水喷淋层之间设置有循环颗粒喷射层，所述的循环颗粒储罐接入所述的循环颗粒喷射层。
4.根据权利要求1-3任一项所述的烟气脱硫脱硝系统装置，其特征在于，所述的吸收剂进料单元包括沿进料方向依次连接的吸收剂料仓、搅拌装置和缓冲罐；
优选地，所述的缓冲罐接入所述的吸收剂喷淋层；
优选地，所述的吸收剂进料单元还包括工艺水储罐，所述的工艺水储罐分别连接搅拌装置和工艺水喷淋层；
优选地，所述的吸收剂料仓和搅拌装置通过传输装置对接；
优选地，所述的吸收剂料仓内储存的吸收剂为钙基吸收剂；
优选地，所述的钙基吸收剂为氧化钙。
5.根据权利要求1-4任一项所述的烟气脱硫脱硝系统装置，其特征在于，所述的分离除尘单元包括沿烟气流向依次连接的分离装置和除尘装置；
优选地，所述的分离装置底部出料口设置有分料阀，所述的分离装置的底部出料口通过分料阀分别独立接入流化床反应装置的回料口和吸收剂料仓，分离装置分离得到的脱硫灰由底部出料口排出后由回流口返回流化床反应装置；
优选地，所述的分离装置底部出料口通过斜槽接入所述的流化床反应装置的回料口；
优选地，所述的除尘装置的底部出料口接入所述的吸收剂料仓；
优选地，所述的除尘装置的底部出料口与分离装置的底部出料口合并为一路后接入所述的吸收剂料仓；
优选地，所述的除尘装置的出口端外接烟囱；
优选地，所述的分离装置为旋风分离装置；
优选地，所述的除尘装置为布袋除尘装置。
6.一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝方法，其特征在于，采用权利要求1-5任一项所述的烟气脱硫脱硝系统装置对烟气进行脱硫脱硝，所述的烟气脱硫脱硝方法包括：
烟气经换热装置与换热介质换热后经臭氧氧化，氧化后的烟气进入流化床脱硫单元；吸收剂进料单元向流化床脱硫单元内喷淋吸收剂，通过循环流化床半干法对烟气进行脱硫脱硝；脱硫脱硝后的烟气排出后进入再热装置，与换热介质换热，升温消白后排出。
7.根据权利要求6所述的烟气脱硫脱硝方法，其特征在于，所述的烟气脱硫脱硝方法具体包括：
(Ⅰ)烟气在换热装置内与换热介质换热降温后通入进口烟道，在进口烟道内与臭氧接触氧化，氧化后的烟气进入流化床反应装置；
(Ⅱ)向流化床反应装置内分别喷入吸收剂浆液、工艺水和循环颗粒，吸收剂浆液和工艺水雾化后形成悬浮流化床，烟气穿过悬浮流化床进行脱硫脱硝；烟气排出后进入分离装置分离得到脱硫灰，循环颗粒和部分脱硫灰循环至流化床反应装置，其余脱硫灰返回吸收剂料仓用于补充消耗的吸收剂；
(Ⅲ)分离装置排出的烟气经除尘后进入再热装置，与步骤(Ⅰ)中升温的换热介质进行热量交换，烟气升温消白后排出，除尘得到的脱硫灰返回吸收剂料仓。
8.根据权利要求7所述的烟气脱硫脱硝方法，其特征在于，步骤(Ⅰ)中，所述的烟气换热降温至120～150℃；
优选地，所述的臭氧与烟气中氮氧化物的摩尔比为(1～2):1；
优选地，烟气与臭氧的接触时间为0.5～1.5s。
9.根据权利要求7或8所述的烟气脱硫脱硝方法，其特征在于，步骤(Ⅱ)中，所述的吸收剂浆液采用如下方法制备得到：
吸收剂料仓和工艺水储罐分别向搅拌装置内输送生石灰和工艺水，生石灰和工艺水在搅拌过程中反应得到吸收剂浆液；
优选地，所述的生石灰和工艺水的摩尔比为(5～20):1；
优选地，所述的生石灰的粒径为1～100mm；
优选地，生石灰和工艺水搅拌均匀后静置5～30min；
优选地，喷入流化床反应装置内的循环颗粒与吸收剂浆液中氢氧化钙的质量比为(1～3):1；
优选地，所述的循环颗粒包括活性炭、焦炭、粉煤灰或生物质中的一种或至少两种的组合；
优选地，所述的循环颗粒的粒径为50～100μm；
优选地，所述的吸收剂浆液按照Ca/(S+N)的摩尔比为(1～2):1的比例喷入流化床反应装置；
优选地，喷入流化床反应装置的工艺水的温度为70～80℃；
优选地，所述的流化床反应装置内的反应温度为160～180℃；
优选地，烟气在流化床反应装置内的停留时间为3～8s；
优选地，烟气在流化床反应装置内的流速为15～20m/s；
优选地，循环至流化床反应装置的脱硫灰占分离装置分离得到的脱硫灰总质量的20～30wt％。
10.根据权利要求7-9任一项所述的烟气脱硫脱硝方法，其特征在于，步骤(Ⅲ)中，由分离装置排出的烟气温度为60～70℃；
所述的烟气换热升温至≥80℃后排出。
CN202010975297.9A 2020-09-16 2020-09-16 一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法 Pending CN112058049A (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202010975297.9A CN112058049A (zh) 2020-09-16 2020-09-16 一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN202010975297.9A CN112058049A (zh) 2020-09-16 2020-09-16 一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN112058049A true CN112058049A (zh) 2020-12-11

Family

ID=73696132

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202010975297.9A Pending CN112058049A (zh) 2020-09-16 2020-09-16 一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN112058049A (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113769555A (zh) * 2021-09-08 2021-12-10 煤科院节能技术有限公司 一种深度脱硫除尘余热回收系统
CN114409290A (zh) * 2021-12-28 2022-04-29 北京北科环境工程有限公司 一种基于高炉煤气加热改性脱硫灰的装置与方法

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1895748A (zh) * 2006-06-09 2007-01-17 清华大学 一种采用贴壁直流风的半干法烟气脱硫方法及装置
CN104941435A (zh) * 2015-06-19 2015-09-30 清华大学 一种常温半干法循环流化床烟气脱硫系统及方法
CN110841449A (zh) * 2019-11-22 2020-02-28 广东佳德环保科技有限公司 一种臭氧分段氧化协同尿素吸收的烟气脱硫脱硝系统及方法
CN111495142A (zh) * 2020-05-08 2020-08-07 北京金大万翔环保科技有限公司 一种可自动调节的臭氧氧化联合半干法脱硫脱硝方法和设备

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1895748A (zh) * 2006-06-09 2007-01-17 清华大学 一种采用贴壁直流风的半干法烟气脱硫方法及装置
CN104941435A (zh) * 2015-06-19 2015-09-30 清华大学 一种常温半干法循环流化床烟气脱硫系统及方法
CN110841449A (zh) * 2019-11-22 2020-02-28 广东佳德环保科技有限公司 一种臭氧分段氧化协同尿素吸收的烟气脱硫脱硝系统及方法
CN111495142A (zh) * 2020-05-08 2020-08-07 北京金大万翔环保科技有限公司 一种可自动调节的臭氧氧化联合半干法脱硫脱硝方法和设备

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
王丽萍等: "《大气污染控制工程》", 31 August 2012, 中国矿业大学出版社 *

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113769555A (zh) * 2021-09-08 2021-12-10 煤科院节能技术有限公司 一种深度脱硫除尘余热回收系统
CN114409290A (zh) * 2021-12-28 2022-04-29 北京北科环境工程有限公司 一种基于高炉煤气加热改性脱硫灰的装置与方法

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN100546698C (zh) 一种塔外氧化石灰/电石渣-石膏法脱硫工艺及装置
CN204911226U (zh) 一种循环流化床干法烟气净化系统
WO2005028082A1 (fr) Procede de nettoyage a sec de gaz de combstion et systeme correspondant pour les operations simultanees de desulfuration et de denitruration
CN106731585B (zh) 一种焦炉烟气干式脱硫装置、焦炉烟气干式脱硫除尘一体化系统及其方法
WO2010139168A1 (zh) 一种消化循环流化床烟气脱硫方法及装置
CN112058049A (zh) 一种臭氧氧化协同半干法的烟气脱硫脱硝系统装置及方法
CN105107366B (zh) 一种顺流喷雾半干式烟气脱硫方法
CN101385941B (zh) 高效循环流化床烟气脱硫装置
CN101224387B (zh) 一种循环流化床烟气脱硫工艺及其脱硫装置
CN104941435B (zh) 一种常温半干法循环流化床烟气脱硫系统及方法
CN217220890U (zh) 优化的生活垃圾焚烧烟气脱硝脱酸除尘一体化系统
CN201085994Y (zh) 循环流化床烟气脱硫装置
CN102266718A (zh) 一种基于环流循环流化床的半干法烟气脱硫方法及其装置
CN108862207A (zh) 一种与半干法尾气脱硫相结合的酸性气湿法制酸工艺
CN206295800U (zh) 一种半干法烟气脱硫装置
CN1087645C (zh) 烟气循环流化法脱硫工艺方法及装置
CN101721907B (zh) W型多流体碱雾发生器烟气脱硫方法
CN206730826U (zh) 一种气相氧化结合干法吸收的低温脱硝装置
CN207371337U (zh) 一种分级氧化吸收式烟气脱硫脱硝的系统
CN2247049Y (zh) 烟气循环流化法脱硫装置
CN110368799A (zh) 一种半干法脱硫装置及方法
CN101279183B (zh) 喷雾吸收干燥-干粉活化大倍率循环烟气脱硫工艺
CN106853320A (zh) 一种燃煤锅炉烟气脱硫脱硝机构及方法
CN101670237A (zh) 一种循环流化床烟气脱硫脱氯的方法和装置
CN101780370B (zh) 基于内循环w型多流体碱雾发生器的脱硫装置及脱硫方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
RJ01 Rejection of invention patent application after publication

Application publication date: 20201211

RJ01 Rejection of invention patent application after publication