CN112403154A - 一种烟气多污染物协同净化工艺及装置 - Google Patents

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Abstract

本发明提出一种烟气多污染物协同净化工艺及装置，在脱硝处理后增加氧化处理系统，将经过脱硝处理后的烟气通过氧化处理系统，使得烟气中一氧化碳转化为二氧化碳，此过程放出的热量直接用于升温进入脱硝装置前的烟气温度，减少甚至节省了通过外部燃料加热升温该烟气的过程。本发明充分利用了烟气中的一氧化碳，利用一氧化碳转化为二氧化碳过程中放出的热量达到升温烟气温度用于脱硝处理的目的，节约甚至省去了燃料的使用，同时处理了烟气中一氧化碳，减少了烟气对环境的污染，同时减弱甚至避免了烟气处理过程中的二次污染。

Description

一种烟气多污染物协同净化工艺及装置
技术领域
本发明涉及一种污染物处理方法和处理装置，具体涉及一种烟气多污染物协同净化工艺及装置，属于环境保护技术领域。
背景技术
对于工业烟气、尤其钢铁工业的烧结机烟气而言，烟气脱硫脱硝技术是应用于多氮氧化物、硫氧化物生成化工工业的一项烟气净化技术。氮氧化物、硫氧化物是空气污染的主要来源之一。烟气同时脱硫脱硝技术目前大多处于研究和工业示范阶段，但由于其在一套系统中能同时实现脱硫和脱硝，特别是随着对NOX控制标准的不断严格化，同时脱硫脱硝技术正受到各国的日益重视。
烟气脱硫指从烟道气或其他工业废气中除去硫氧化物(SO2和SO3)。目前工业采用的脱硫方法包括干法脱硫、半干法脱硫或湿法脱硫。干式烟气脱硫工艺用于电厂烟气脱硫始于80年代初，与常规的湿式洗涤工艺相比有以下优点：投资费用较低；脱硫产物呈干态，并和飞灰相混；无需装设除雾器及再热器；设备不易腐蚀，不易发生结垢及堵塞。半干法脱硫主要采用喷雾脱硫，喷雾干式烟气脱硫，最先由美国JOY公司和丹麦NiroAtomier公司共同开发的脱硫工艺，70年代中期得到发展，并在电力工业迅速推广应用。该工艺用雾化的石灰浆液在喷雾干燥塔中与烟气接触，石灰浆液与SO2反应后生成一种干燥的固体反应物，最后连同飞灰一起被除尘器收集。湿法脱硫主要是使用石灰石(CaCO3)、石灰(CaO)或碳酸钠(Na2CO3)等浆液作洗涤剂，在反应塔中对烟气进行洗涤，从而除去烟气中的SO2；其主要优点是脱硫效率高，同步运行率高，且其吸收剂的资源丰富，副产品可吸收，商业价值高。
烟气脱硝，是指把已生成的NOX还原为N2，从而脱除烟气中的NOX，按治理工艺可分为湿法脱硝和干法脱硝。烟气脱硝技术主要有干法(选择性催化还原烟气脱硝、选择性非催化还原法脱硝)和湿法两种。与湿法烟气脱硝技术相比，干法烟气脱硝技术的主要优点是：基本投资低，设备及工艺过程简单，脱除NOX的效率也较高，无废水和废弃物处理，不易造成二次污染。选择性催化还原SCR法脱硝是在催化剂存在的条件下，采用氨、CO或碳氢化合物等作为还原剂，在氧气存在的条件下将烟气中的NO还原为N2。SNCR是选择性非催化还原，是一种成熟的低成本脱硝技术。该技术以炉膛或者水泥行业的预分解炉为反应器，将含有氨基的还原剂喷入炉膛，还原剂与烟气中的NOx反应，生成氨和水。
钢铁烧结烟气中含有粉尘、SO2、NOx、CO、二噁英等污染物，随着环保要求的日益严格，现有烟气净化设施面临着改造、升级或重建。目前烟气中粉尘、SO2、NOx已要求超低排放，技术方面主要问题在于已有电除尘难以实现粉尘超低排放，必须加设湿电除尘或布袋除尘；SO2脱除后的副产物难以处理；经过脱硫和除尘处理后的烟气温度低，采用SCR处理时NOx效率低，当采用强制氧化时，副产物难处理。同时现有装置二噁英脱除效率低、CO未得到处理，外排对环境会造成严重影响。
现有技术中针对烟气脱硫脱硝的处理绝大多数是采用脱硫和脱硝分开工艺，由于脱硝工艺需要喷入氨气等还原性气体，如果先对烟气进行脱硝，然后再进行脱硫，氨气等还原性气体将会优先与硫氧化物反应生成硫铵，影响脱硝过程；所以，一般针对烟气的脱硫脱硝工艺均是先对烟气进行脱硫处理，经过脱硫处理后的烟气再进行脱硝处理。现有技术中，采用干法脱硫的温度一般控制在100-150℃范围内，采用半干法脱硫的温度一般控制在90-110℃范围内，采用湿法脱硫的温度一般控制在50-60℃。再进入脱硝工艺中，采用选择性催化还原SCR法脱硝，一般温度控制在160-400℃左右；如果采用选择性非催化还原SNCR法脱硝，一般温度控制在800℃～1100℃较为适宜。现有技术中优先将待处理烟气的温度调节到适合脱硫处理的温度范围，一般温度较低，然后将经过脱硫后的烟气进行升温，将其温度升高到适合脱硝的温度范围。此工艺过程，由于一般待处理烟气量大，因此需消耗大量的燃料用于加热经过脱硫处理后的烟气，造成资源的浪费和环境的二次污染。
此外，由于待处理烟气均是由于燃料的燃烧产生，由于燃烧的充分程度和燃料不可能完全充分燃烧，因此，烟气中均含有一定量的一氧化碳。现有技术中，国家目前对于一氧化碳的排放标准没有明确规定，因此，对于待处理烟气一般只经过脱硫和脱硝处理后直接排放，烟气中的一氧化碳没有针对性的进行处理和利用，造成一氧化碳的直接排放。同时，一氧化碳为无色、无臭、无刺激性的气体；在水中的溶解度甚低，极难溶于水；与空气混合爆炸极限为12.5％～74.2％；一氧化碳极易与血红蛋白结合，形成碳氧血红蛋白，使血红蛋白丧失携氧的能力和作用，造成组织窒息，严重时死亡；一氧化碳对全身的组织细胞均有毒性作用，尤其对大脑皮质的影响最为严重。因此，一氧化碳的直接排放对环境污染极大。
发明内容
针对现有技术烟气中CO污染物未得到处理、脱硫后的低温烟气需要采用加热炉升温后才能脱硝处理等技术缺陷，本发明提出一种烟气多污染物协同净化工艺及装置，在脱硝处理后增加氧化处理系统，将经过脱硝处理后的烟气通过氧化处理系统，使得烟气中一氧化碳转化为二氧化碳，此过程放出的热量直接用于升温进入脱硝装置前的烟气温度，减少甚至节省了通过外部燃料加热升温该烟气的过程。本发明充分利用了烟气中的一氧化碳，利用一氧化碳转化为二氧化碳过程中放出的热量达到升温烟气温度用于脱硝处理的目的，节约甚至省去了燃料的使用，同时处理了烟气中一氧化碳，减少了烟气对环境的污染，同时减弱甚至避免了烟气处理过程中的二次污染。
根据本发明提供的第一种实施方案，提供一种烟气多污染物协同净化工艺。
一种烟气多污染物协同净化工艺，该工艺包括以下步骤：
1)将待处理烟气G0输送至除尘系统进行除尘处理，待处理烟气G0中的粉尘经过除尘系统被第一次脱除，获得除尘后的烟气G1；
2)将除尘后的烟气G1输送至脱硫系统进行脱硫处理，除尘后的烟气G1中的硫氧化物经过脱硫系统后被脱除、除尘后的烟气G1中的粉尘经过脱硫系统被第二次脱除、除尘后的烟气G1中的二噁英经过脱硫系统被第一次脱除，获得脱硫后的烟气G2；
3)将脱硫后的烟气G2经过脱硝系统进行脱硝处理，脱硫后的烟气G2中的氮氧化物经过脱硝系统后被脱除，经过脱硝系统后的烟气为脱硫脱硝烟气G3；
4)将脱硫脱硝烟气G3输送至氧化处理系统进行氧化处理，脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统中发生反应，一氧化碳被氧化为二氧化碳，同时放出热量；脱硫脱硝烟气G3中的二噁英经过氧化处理系统被第二次脱除；脱硫脱硝烟气G3中的氨气经过氧化处理系统被氧化；脱硫脱硝烟气G3经过氧化处理系统后变为脱除CO烟气G4。
作为优选，待处理烟气G0经过原烟气输送管道输送至除尘系统的进气口。除尘系统的气体出口通过第一输送管道输送至脱硫系统的进气口。脱硫系统的排气口通过第二输送管道输送至脱硝系统的进气口。脱硝系统的排气口通过第三输送管道输送至氧化处理系统的进气口。氧化处理系统的排气口与第四输送管道连接。第二输送管道与第四输送管道上设有换热器。换热器吸收脱除CO烟气G4中的热量，传递给脱硫后的烟气G2，提升进入脱硝系统前烟气的温度。
作为优选，该工艺还包括步骤5)碱液处理：将脱除CO烟气G4经过碱液处理装置，脱除CO烟气G4中的二氧化碳、三氧化硫、二氧化氮、卤素被碱液处理装置中的碱性溶液吸收，脱除CO烟气G4经过碱液处理装置后变为净烟气G5。
作为优选，第四输送管道连接至碱液处理装置。
作为优选，所述碱性溶液为碱溶液和/或强碱弱酸盐。
作为优选，所述碱性溶液优选为氢氧化钠、氢氧化钾、氢氧化钙、碳酸钠、碳酸钾、碳酸氢钠、碳酸氢钾、碳酸氢钙中的一种或多种。
作为优选，步骤4)中还包括：向氧化处理系统中补充含氧气体，优选为空气或富氧气体(例如液氧)。
作为优选，本工艺还包括：检测单位时间内脱硫脱硝烟气G3的流量，标记为U1 Nm3/h；检测脱硫脱硝烟气G3的温度，标记为T1℃；检测脱硫脱硝烟气G3中CO的含量，标记为P1g/Nm3。
计算：单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳的质量流量为U1*P1 g/h；单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳燃烧放出的热量Q1 kJ/h：
Q1＝a*U1*P1*10.11；其中：a为燃烧系数，kJ/g；取值为0.1-1，优选为0.4-0.95，更优选为0.7-0.9。
计算单位时间内脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统转化为二氧化碳后，脱除CO烟气G4的温度T2℃：
Figure BDA0002260607120000041
其中：C为烟气的平均比热容，kJ/(℃·g)；b为热传递系数，g/Nm3；取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。
作为优选，本工艺还包括：检测脱硫后的烟气G2的温度，标记为T3℃；根据脱硝系统的工艺需要，设定脱硝系统的最佳脱硝温度为T脱硝℃。
计算通过换热器，脱除CO烟气G4能够释放的最大热量为Q2，kJ/h；
Figure BDA0002260607120000042
计算脱硫后的烟气G2进入脱硝系统需要吸收的热量Q3，kJ/h；
Q3＝C*U1*(T脱硝-T3)。
若Q2≥Q3，通过调节换热器内换热介质的流速，使得进入脱硝系统前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃。
若Q2＜Q3，通过在第二输送管道增设加热炉，通过加热炉燃烧燃料，提升进入脱硝系统前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃。
作为优选，本工艺还包括：所述通过调节换热器内换热介质的流速，使得进入脱硝系统前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃；具体为：
换热器内换热介质的比热容为C2 kJ/(℃·g)，计算单位时间内换热器内介质的流量U2 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000051
其中：f为换热系数，取值为0.5-1，优选为0.6-0.98，更优选为0.7-0.95；也就是说单位时间内，换热器内需要通过流量为U2 Nm3/h的换热介质，用于控制加热进入脱硝系统前烟气的温度为T脱硝±t℃。
作为优选，本工艺还包括：所述通过加热炉燃烧燃料，提升进入脱硝系统前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃；具体为：
先通过换热器将CO在氧化处理系统中释放的热量传递给脱硫后的烟气G2；检测脱硫后的烟气G2经过换热后的温度T4℃；向加热炉内输送燃料，设定燃料的燃烧热为N kJ/g，计算需要补充燃料的质量流量U3 kg/h：
Figure BDA0002260607120000052
其中：e为燃烧系数，取值为0.6-1，优选为0.8-0.99，更优选为0.8-0.98；也就是说单位时间内，向加热炉补充流量为U3 Nm3/h、燃烧热为N kJ/g的燃料，使得进入脱硝系统前烟气的温度达到T脱硝±t℃。
在本发明中，T脱硝为180-280℃，优选为200-260℃，更优选为210-240℃。
在本发明中，t为0-20℃，优选为2-10℃，更优选为4-8℃。
在本发明中，所述向氧化处理系统中补充含氧气体，具体为：
检测脱硫脱硝烟气G3中O2的含量，标记为P2 g/Nm3；计算：单位时间内脱硫后的烟气G1中O2的流量为P2*U1 g/h，燃烧流量为U1的脱硫脱硝烟气G3中、含量为P1的CO所需的氧气流量U4 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000053
其中：d为反应系数，取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。
若U4≤P2*U1，则不需要向氧化处理系统中补充含氧气体。
若U4＞P2*U1，则需要向氧化处理系统中补充含氧气体。
作为优选，若U4＞P2*U1，单位时间内向氧化处理系统中补充含氧气体的流量使得含氧气体中氧气的流量为U5 Nm3/h：U5＝U4-P2*U1。
根据本发明提供的第二种实施方案，提供一种烟气多污染物协同净化工艺的装置。
一种用于第一种实施方案中所述烟气多污染物协同净化工艺的装置，该装置包括除尘系统、脱硫系统、脱硝系统、氧化处理系统。除尘系统的进气口与原烟气输送管道连接。第一输送管道连接除尘系统的气体出口与脱硫系统的进气口。第二输送管道连接脱硫系统的排气口与脱硝系统的进气口。第三输送管道连接脱硝系统的排气口与氧化处理系统的进气口。氧化处理系统的排气口与第四输送管道连接。
作为优选，第二输送管道与第四输送管道上设有换热器。
作为优选，该装置还包括碱液处理装置。第四输送管道的末端连接至碱液处理装置。
作为优选，该装置还包括：加热炉。加热炉设置在第二输送管道上。
作为优选，加热炉设置在第二输送管道上并且位于换热器与第二输送管道连接位置的下游。
作为优选，氧化处理系统上设有含氧气体入口，含氧气体入口与含氧气体输送管道连接。
作为优选，所述除尘系统为电除尘系统或布袋除尘系统。
作为优选，所述脱硫系统为活性炭脱硫处理系统。
作为优选，所述脱硝系统为SCR脱硝处理系统。
作为优选，所述换热器为GGH换热器。
本发明的第一个目的是脱除烟气中一氧化碳。本申请之前发明人提供了一种烟气净化处理方案，具体为：烟气经过脱硫处理→一氧化碳氧化处理→脱硝处理→净烟气。经过试验和工艺应用发现，该技术方案虽然能够除去烟气中的一氧化碳，但是依然存在以下问题：一、由于脱硫处理并不能100％脱除烟气中的硫氧化物，经过脱硫处理后的烟气中依然存在一定含量的SO2气体，将脱硫后的烟气经过一氧化碳氧化处理工序时，SO2也会被氧化成SO3；而SO3存在于烟气中，随着烟气进入脱硝处理工序，脱硝处理需要往烟气中喷入氨气，SO3容易与氨气发生反应生成NH4HSO4、(NH4)2SO4，而NH4HSO4和(NH4)2SO4容易造成SCR催化剂堵塞与中毒，导致脱硝效率降低，提高了脱硝处理工序中催化剂的使用成本。二、该工艺经过脱硝处理后的烟气为净烟气，直接排放，而脱硝处理过程中，为了保证对烟气的脱硝效果，喷入的氨气是过量的，也就是说经过脱硝处理后的烟气中依然存在一定量的氨气，将脱硝处理后的烟气直接排放，导致氨气的逃逸，而氨气的味道刺鼻，并且氨气对金属的腐蚀作用较大，造成工作环境较差，并且造成二次污染。
本发明的发明人经过研究和工业试验，提出本申请的方法，具体为：原烟气经过除尘处理→脱硫处理→脱硝处理→氧化处理→脱除CO烟气G4。
采用本发明的技术方案：第一步，除尘处理对待处理烟气G0中的粉尘第一次脱除，获得除尘后的烟气G1；第二步，脱硫处理对除尘后的烟气G1中的硫氧化物进行脱除、除尘后的烟气G1中的粉尘第二次脱除、除尘后的烟气G1中的二噁英第一次脱除，获得脱硫后的烟气G2；第三步，脱硝处理对脱硫后的烟气G2中的氮氧化物进行脱除，获得脱硫脱硝烟气G3；第四步，氧化处理对脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳进行脱除(同时放出热量)、脱硫脱硝烟气G3中的二噁英第二次脱除、脱硫脱硝烟气G3中的氨气、被氧化脱除；脱硫脱硝烟气G3经过氧化处理系统后变为脱除CO烟气G4。
采用本申请的技术方案，由于经过脱硝处理后再经过氧化处理，脱硫后烟气中的SO2不会被氧化成SO3，避免了在脱硝过程中NH4HSO4、(NH4)2SO4的形成，从而避免了NH4HSO4和(NH4)2SO4造成SCR催化剂堵塞与中毒的情况发生，从而保证了脱硝效率。此外脱硝处理工序中喷入的过量的氨气(未反应完的氨气)，通过后续的氧化处理工序，氨气被氧化，消除了排出净烟气中的氨气成分，从而避免了氨气的逃逸。
作为优选，该工艺还包括步骤5)碱液处理：将脱除CO烟气G4经过碱液处理装置，脱除CO烟气G4中的二氧化碳、三氧化硫、二氧化氮、卤素被碱液处理装置中的碱性溶液吸收，脱除CO烟气G4经过碱液处理装置后变为净烟气G5。将经过氧化处理后的烟气经过碱液处理，在氧化处理工序中形成的二氧化碳、三氧化硫、二氧化氮，原烟气中的卤素等污染物被碱液处理装置中的碱性气体吸收，从而实现污染物的全脱除。
采用本申请的技术方案，硫氧化物经过脱硫处理工序、碱液处理工序两次脱除处理；氮氧化物经过脱硝处理工序、碱液处理工序两次脱除处理；粉尘经过除尘工序、脱硝处理工序两次脱除处理；二噁英经过脱硫处理工序、氧化处理工序两次脱除处理；原烟气中的一氧化碳经过氧化工序处理，并利用该过程中放出的热量；脱硝处理过程中过剩的氨气经过氧化处理工序被氧化，避免了氨气的逃逸。采用本申请的技术方案，实现了原烟气中污染物更彻底的脱除。
本发明的第二个目的是利用脱除烟气中一氧化碳产生的热量，用于提升进入脱硝系统前烟气的温度。
在本发明的技术方案中，通过将脱硫后的烟气经过一氧化碳处理系统，将脱硫后烟气中的一氧化碳转化为二氧化碳，具体为：
2CO+O2＝＝＝＝2CO2。
利用烟气中本身存在(或含有)的一氧化碳成分，利用一氧化碳与氧气反应生成二氧化碳是一个放热反应，通过一氧化碳处理系统将烟气中的一氧化碳转化为二氧化碳，该反应放出的热量通过换热器用于升温进入脱硝系统前的烟气，从而实现了烟气升温的效果；同时，除去了烟气中的一氧化碳，避免了烟气中一氧化碳对环境的污染。
在现有技术中，待处理烟气(也称为原烟气)中含有大量的硫氧化物和氮氧化物，必须经过脱硫脱硝处理后才能排放。脱硫脱硝处理工艺为：①将原烟气经过脱硫处理，采用干法脱硫后排出烟气的温度为100-150℃，半干法脱硫后排出烟气的温度为90-110℃，采用湿法脱硫后排出烟气的温度为50-60℃；②将脱硫后的烟气进行升温处理，通过外部热源加热脱硫后的烟气(包括直接换热法和间接换热法)，使得进入脱硝系统的烟气温度升高；③将升温后的烟气输送至脱硝系统进行脱硝处理，如果采用SCR选择性脱硝处理控制进入SCR脱硝系统的烟气温度为160-400℃，如果采用SNCR非选择性脱硝系统处理控制进入SNCR脱硝系统的烟气温度为800℃～1100℃。也就是说，现有技术中，均是将脱硫后的烟气经过外部热源加热，使其温度升高，然后再进行脱硝处理。
本发明设计者经过多年研究和工程实践，提出了利用脱硫脱硝烟气G3中本身存在的一氧化碳成分，使一氧化碳转化为二氧化碳，该反应放出热量，利用放出的热量通过换热器，将该热量传递给脱硫后的烟气G2，脱硫后的烟气G2经过与换热器换热后，温度升高，再进入脱硝系统，从而达到使进入脱硝系统的烟气升温的目的；同时，处理了烟气中的污染物一氧化碳。
在本发明中，将脱硫脱硝烟气G3输送至氧化处理系统，在氧化处理系统中，脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳进行转化反应(也就是一氧化碳燃烧，生成二氧化碳的反应)，放出的热量，通过换热器，该热量传递给脱硫后的烟气G2，从而达到升温的效果。
作为优选方案，根据脱硫脱硝烟气G3的温度、脱硫脱硝烟气G3的流量、脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳的含量等参数指标，通过计算可以得到单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳燃烧放出的热量，进一步计算出通过一氧化碳的氧化，经过氧化处理系统后烟气可以达到的温度，再进一步可以计算出通过换热器后，脱除CO烟气G4能够释放的最大热量。
进一步的，计算出为了达到最佳脱硝温度，脱硫后的烟气G2进入脱硝系统需要吸收的热量。比较脱除CO烟气G4能够释放的最大热量与进入脱硝系统前烟气需要吸收的热量：
如果脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化放出的热量足以使得进入脱硝处理系统的烟气的温度升高至脱硝系统的最适宜脱硝温度，则在完全可以通过氧化烟气中本身含有的一氧化碳，利用一氧化碳氧化过程中释放出的热量用来加热脱硝系统前烟气，使得进入脱硝系统前烟气G2的温度为T脱硝±t℃。
如果脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化放出的热量不足以使得进入脱硝处理系统的烟气的温度升高至脱硝系统的最适宜脱硝温度，则优先利用脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化放出的热量后，再通过加热炉等外部热量进行调节，提升进入脱硝系统前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃。在本发明的技术方案中，优先利用脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化放出的热量。
作为优选，如果脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化放出的热量足以使得进入脱硝处理系统的烟气的温度升高至脱硝系统的最适宜脱硝温度，通过控制换热器内换热介质的流速(或流量)，调节控制换热器的换热效率，使得经过换热器换热后，进入脱硝处理系统的烟气温度维持在脱硝处理系统的最佳脱硝温度范围内，从而保证脱硝效果。具体为：根据进入脱硝处理系统前的烟气需要吸收的热量、换热介质的比热容，可以计算出单位时间内换热器内介质的流量。
如果脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化放出的热量不足以使得进入脱硝处理系统的烟气的温度升高至脱硝系统的最适宜脱硝温度，通过外部调节具体为：通过向加热炉中补充燃料，通过燃料的燃烧直接加热进入脱硝处理系统前的烟气，使该烟气在进入脱硝系统前达到最适宜脱硝温度。作为优选，通过精确控制向加热炉补充燃料的流量，使得进入脱硝系统前烟气的温度达到T脱硝±t℃；①避免了燃料的浪费，②避免了进入脱硝处理系统的烟气温度过高，导致脱硝效率的下降。
精确控制向加热炉补充燃料的流量具体为：检测经过换热器，将CO在氧化处理系统中释放的热量传递给脱硫后的烟气G2后，脱硫后的烟气G2经过换热后的温度，燃料的燃烧热、燃烧系数，精确计算出单位时间内，向加热炉补充燃料的流量。
在本发明中，为了保证脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳充分燃烧，尽最大可能的放出最多热量，还可以向一氧化碳处理系统中补充含氧气体，优选为空气或富氧气体；该措施进一步提高了脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳的脱除率，实现资源最大化利用，污染物(一氧化碳)最大程度被处理。
作为优选，通过精确计算氧化处理系统中，一氧化碳转化需要的氧气，检测脱硫脱硝烟气G3中本身的氧含量，如果氧含量不够，及时补充的氧气，从而保证了一氧化碳转化率，提高了热量的利用率和污染物的脱除率。具体为：根据脱硫脱硝烟气G3的流量、脱硫脱硝烟气G3中的CO含量，可以计算出转化脱硫脱硝烟气G3中CO需要的氧气。检测脱硫脱硝烟气G3中O2的含量，比较转化脱硫脱硝烟气G3中CO需要的氧气量与硫脱硝烟气G3中O2的含量：
如果转化脱硫脱硝烟气G3中CO需要的氧气量小于或等于硫脱硝烟气G3中O2的含量，则不需要向氧化处理系统中补充含氧气体。
如果转化脱硫脱硝烟气G3中CO需要的氧气量大于硫脱硝烟气G3中O2的含量，则需要向氧化处理系统中补充含氧气体。作为优选，通过计算，可以精准控制单位时间内向氧化处理系统中补充含氧气体的流量。
在本发明中，通过检测脱硫脱硝烟气G3的流量、脱硫脱硝烟气G3的温度、脱硫脱硝烟气G3中CO的含量，就可以得出单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳的质量流量。通过换算，可以计算出单位时间内，脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳燃烧放出的热量Q1＝a*U1*P1*10.11。其中：燃烧系数a是因为一氧化碳很难实现100％转化，可以根据工程经验取值，取值为0.1-1，优选为0.4-0.95，更优选为0.7-0.9。U1为单位时间内脱硫脱硝烟气G3的流量，P1为脱硫脱硝烟气G3中CO的含量。也就是说，通过本发明的技术方案，利用烟气中的一氧化碳，可以获取Q1的能量。
进一步，根据计算出的利用烟气中一氧化碳转化获取的能量为Q1 kJ/h，可以计算出利用该能量可以提高经过一氧化碳处理系统后得到的烟气的温度提升至T2℃。
Figure BDA0002260607120000101
其中：通过检测脱硫脱硝烟气G3的温度T1℃，通过仪器检测可以得出为脱硫脱硝烟气G3的平均比热容C，kJ/(℃﹒g)。热传递系数b是因为一氧化碳转化为二氧化碳放出的热量很难100％被脱硫后的烟气吸收，可以根据工程经验取值，取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。也就是说，通过本发明的技术方案，利用烟气中的一氧化碳，可以将脱硝后烟气的温度从T1℃提升到T2℃。
在本发明中，根据具体的脱硝系统的特点、根据脱硝工艺的选择、脱硝催化剂等情况，知道选择的脱硝系统的最佳(或最适宜)脱硝温度T脱硝℃，也就是知道最佳输送至脱硝系统的烟气的温度为T脱硝℃。
通过计算可以得出，利用一氧化碳的氧化放出的热量，通过换热器，与进入脱硝处理系统前的烟气进行换热，可以得出脱除CO烟气G4能够释放的最大热量为Q2，kJ/h；
Figure BDA0002260607120000102
再计算脱硫后的烟气G2进入脱硝系统需要吸收的热量Q3，kJ/h；
Q3＝C*U1*(T脱硝-T3)。
通过比较Q2和Q3，保证脱硫后的烟气G2进入脱硝系统时的温度，从而保证了脱硫后的烟气G2在脱硝系统中的脱硝效率，尽最大效率脱除烟气中的氮氧化物，减少外排净烟气中污染物的含量，从而减少对环境的污染。
若Q2≥Q3，也就是说，通过利用烟气中一氧化碳转化放出的热量，足以可以使得进入脱硝系统的含硝烟气G2达到T脱硝℃，那么将该烟气直接在脱硝系统进行脱硝处理。
若Q2＜Q3，也就是说，虽然通过利用烟气中一氧化碳转化放出的热量，还不足以使得进入脱硝系统的脱硫后的烟气G2达到T脱硝℃，那么可以通过额外的调节手段对脱硝系统前的脱硫后的烟气G2达到T脱硝℃，然后再输送至脱硝系统。
在本发明中，若Q2≥Q3，也就是说，通过利用烟气中一氧化碳转化放出的热量，足以提升进入脱硝系统前的脱硫后的烟气G2达到T脱硝℃，而且热量还有剩余。本发明充分利用烟气中的一氧化碳转化放出的热量用于提升进入脱硝系统前的脱硫后的烟气G2高于T脱硝℃，此时，可以通过调节换热器内换热介质的流速，使得进入脱硝系统的脱硫后的烟气G2控制在T脱硝±t℃范围内。
根据换热器内换热介质的比热容为C2 kJ/(℃·g)，计算单位时间内换热器内介质的流量U2 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000111
其中：f为换热系数，因为介质换热存在换热比例，很难实现100％理论换热，可以根据工程经验取值，取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。也就是说单位时间内，换热器内需要通过流量为U2 Nm3/h的换热介质，用于控制加热进入脱硝系统前烟气的温度为T脱硝±t℃。
在本发明中，若Q2＜Q3，也就是说，虽然通过利用烟气中一氧化碳转化放出的热量，还不足以使得进入脱硝系统的脱硫后的烟气G2达到T脱硝℃，可以通过精确计算向第二输送管道上的加热炉中补充燃料的量。实现以下目的：利用完烟气中一氧化碳转化放出的热量，补充适当的燃料使得进入脱硝系统的脱硫后的烟气G2达到T脱硝±t℃范围内。
根据选择的燃料，可以知道该燃料的燃烧热N kJ/g，通过计算，可以得出需要补充燃料的流量为U3 kg/h：
Figure BDA0002260607120000112
其中：e为燃烧系数，因为燃料很难实现100％燃烧，很难放出理论的100％热量，可以根据工程经验取值，取值为0.6-1，优选为0.8-0.99，更优选为0.8-0.98。也就是说输入的燃料稍微过量，从而保证进入脱硝系统前烟气的温度达到T脱硝±t℃范围内。
在本发明中，通过精确计算，还可以控制向氧化处理系统中补充含氧气体的量。通过检测脱硫脱硝烟气G3中O2的含量，可以得到单位时间内脱硫后的烟气G1中O2的流量，通过一氧化碳与氧气反应的特点，可以得出利用烟气中一氧化碳所需的氧气流量U4 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000121
其中：P2为脱硫脱硝烟气G3中O2的含量；d为反应系数，因为氧气很难100％反应完全，可以根据工程经验取值，取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。也就是说输入至氧化处理系统的氧气稍微过量，从而保证烟气中的一氧化碳尽可能的完全反应，提高利用率。
若U4≤P2*U1，也就是说脱硫脱硝烟气G3中O2的含量大于或等于利用烟气中一氧化碳所需的氧气流量U4，则不需要向氧化处理系统中补充含氧气体。
若U4＞P2*U1，也就是说脱硫脱硝烟气G3中O2的含量小于利用烟气中一氧化碳转化所需的氧气流量U4，则需要向氧化处理系统中补充一定量的含氧气体，从而保证烟气中的一氧化碳充分利用。
根据计算，单位时间内向氧化处理系统中补充含氧气体的流量使得含氧气体中氧气的流量为U5 Nm3/h：U5＝U4-P2*U1。
本发明的技术方案，适用于任何烟气脱硫脱硝工艺，也适用于任何烟气。本发明中氧化处理系统可以采用现有技术中任何催化一氧化碳转化的处理系统。
在本发明中，根据烟气的流向，从上游到下游依次设置除尘系统、脱硫系统、任选地换热器、任选地加热炉、脱硝系统、氧化处理系统、任选地碱液处理系统。上游、下游的位置限定是根据烟气的走向设定的，先流经的位置为上游，后流经的位置为下游。
在本发明中，氧化处理系统为箱式结构、塔式结构或管式结构。一氧化碳处理系统包括催化剂层、烟气入口和烟气出口。
作为优选，氧化处理系统的高度为1-50m，优选为2-45m，更优选为3-40m。
作为优选，氧化处理系统中催化剂层的高度占氧化处理系统的高度的5-90％，优选为8-80％，更优选为10-60％。
与现有技术相比较，本发明的技术方案具有以下有益技术效果：
1、本发明的技术方案，先经过脱硝处理后再经过氧化处理，脱硫后烟气中的SO2不会被氧化成SO3，避免了在脱硝过程中(NH4)2SO4的形成，从而避免了(NH4)2SO4造成SCR催化剂堵塞与中毒的情况发生，从而保证了脱硝效率；
2、本发明的技术方案，脱硝处理工序中喷入的过量的氨气(未反应完的氨气)，通过后续的氧化处理工序，氨气被氧化，消除了排出净烟气中的氨气成分，从而避免了氨气的逃逸；
3、本发明通过利用脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳，将脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳转化为二氧化碳，此过程放出的热量通过换热器用于升温脱硫后的烟气G2，减少甚至节省了通过外部燃料加热升温该烟气的过程；
4、本发明充分利用了烟气中的一氧化碳，利用一氧化碳转化为二氧化碳过程中放出的热量达到升温烟气温度用于脱硝处理的目的，节约了燃料的使用，同时处理了烟气中一氧化碳，减少了烟气对环境的污染，同时减弱甚至避免了烟气处理过程中的二次污染。
附图说明
图1为本发明一种烟气多污染物协同净化工艺的流程图；
图2为本发明一种烟气多污染物协同净化工艺中包括余热利用的流程图；
图3为本发明一种烟气多污染物协同净化工艺中碱液处理的流程图；
图4为本发明一种烟气多污染物协同净化装置的结构示意图；
图5为本发明一种烟气多污染物协同净化装置中包括换热器的结构示意图；
图6为本发明一种烟气多污染物协同净化装置中包括碱液处理装置的结构示意图；
图7为本发明一种烟气多污染物协同净化装置中包括加热炉的结构示意图。
附图标记：
1：除尘系统；2：脱硫系统；3：脱硝系统；4：氧化处理系统；5：换热器；6：碱液处理装置；7：加热炉；L0：原烟气输送管道；L1：第一输送管道；L2：第二输送管道；L3：第三输送管道；L4：第四输送管道；L5：含氧气体输送管道。
具体实施方式
下面对本发明的技术方案进行举例说明，本发明请求保护的范围包括但不限于以下实施例。
根据本发明提供的第一种实施方案，提供一种烟气多污染物协同净化工艺。
一种烟气多污染物协同净化工艺，该工艺包括以下步骤：
1)将待处理烟气G0输送至除尘系统1进行除尘处理，待处理烟气G0中的粉尘经过除尘系统1被第一次脱除，获得除尘后的烟气G1；
2)将除尘后的烟气G1输送至脱硫系统2进行脱硫处理，除尘后的烟气G1中的硫氧化物经过脱硫系统2后被脱除、除尘后的烟气G1中的粉尘经过脱硫系统2被第二次脱除、除尘后的烟气G1中的二噁英经过脱硫系统2被第一次脱除，获得脱硫后的烟气G2；
3)将脱硫后的烟气G2经过脱硝系统3进行脱硝处理，脱硫后的烟气G2中的氮氧化物经过脱硝系统3后被脱除，经过脱硝系统3后的烟气为脱硫脱硝烟气G3；
4)将脱硫脱硝烟气G3输送至氧化处理系统4进行氧化处理，脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统4中发生反应，一氧化碳被氧化为二氧化碳，同时放出热量；脱硫脱硝烟气G3中的二噁英经过氧化处理系统4被第二次脱除；脱硫脱硝烟气G3中的氨气经过氧化处理系统4被氧化；脱硫脱硝烟气G3经过氧化处理系统4后变为脱除CO烟气G4。
作为优选，待处理烟气G0经过原烟气输送管道L0输送至除尘系统1的进气口。除尘系统1的气体出口通过第一输送管道L1输送至脱硫系统2的进气口。脱硫系统2的排气口通过第二输送管道L2输送至脱硝系统3的进气口。脱硝系统3的排气口通过第三输送管道L3输送至氧化处理系统4的进气口。氧化处理系统4的排气口与第四输送管道L4连接。第二输送管道L2与第四输送管道L4上设有换热器5。换热器5吸收脱除CO烟气G4中的热量，传递给脱硫后的烟气G2，提升进入脱硝系统3前烟气的温度。
作为优选，该工艺还包括步骤5)碱液处理：将脱除CO烟气G4经过碱液处理装置6，脱除CO烟气G4中的二氧化碳、三氧化硫、二氧化氮、卤素被碱液处理装置6中的碱性溶液吸收，脱除CO烟气G4经过碱液处理装置6后变为净烟气G5。
作为优选，第四输送管道L4连接至碱液处理装置6。
作为优选，所述碱性溶液为碱溶液和/或强碱弱酸盐。
作为优选，所述碱性溶液优选为氢氧化钠、氢氧化钾、氢氧化钙、碳酸钠、碳酸钾、碳酸氢钠、碳酸氢钾、碳酸氢钙中的一种或多种。
作为优选，步骤4)中还包括：向氧化处理系统4中补充含氧气体，优选为空气或富氧气体(例如液氧)。
作为优选，本工艺还包括：检测单位时间内脱硫脱硝烟气G3的流量，标记为U1 Nm3/h；检测脱硫脱硝烟气G3的温度，标记为T1℃；检测脱硫脱硝烟气G3中CO的含量，标记为P1 g/Nm3。
计算：单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳的质量流量为U1*P1 g/h；单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳燃烧放出的热量Q1 kJ/h：
Q1＝a*U1*P1*10.11；其中：a为燃烧系数，kJ/g；取值为0.1-1，优选为0.4-0.95，更优选为0.7-0.9。
计算单位时间内脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统4转化为二氧化碳后，脱除CO烟气G4的温度T2℃：
Figure BDA0002260607120000151
其中：C为烟气的平均比热容，kJ/(℃·g)；b为热传递系数，g/Nm3；取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。
作为优选，本工艺还包括：检测脱硫后的烟气G2的温度，标记为T3℃；根据脱硝系统3的工艺需要，设定脱硝系统3的最佳脱硝温度为T脱硝℃。
计算通过换热器5，脱除CO烟气G4能够释放的最大热量为Q2，kJ/h；
Figure BDA0002260607120000152
计算脱硫后的烟气G2进入脱硝系统3需要吸收的热量Q3，kJ/h；
Q3＝C*U1*(T脱硝-T3)。
若Q2≥Q3，通过调节换热器5内换热介质的流速，使得进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃。
若Q2＜Q3，通过在第二输送管道L2增设加热炉7，通过加热炉7燃烧燃料，提升进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃。
作为优选，本工艺还包括：所述通过调节换热器5内换热介质的流速，使得进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃；具体为：
换热器5内换热介质的比热容为C2 kJ/(℃·g)，计算单位时间内换热器5内介质的流量U2 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000153
其中：f为换热系数，取值为0.5-1，优选为0.6-0.98，更优选为0.7-0.95；也就是说单位时间内，换热器5内需要通过流量为U2 Nm3/h的换热介质，用于控制加热进入脱硝系统3前烟气的温度为T脱硝±t℃。
作为优选，本工艺还包括：所述通过加热炉7燃烧燃料，提升进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃；具体为：
先通过换热器5将CO在氧化处理系统4中释放的热量传递给脱硫后的烟气G2；检测脱硫后的烟气G2经过换热后的温度T4℃；向加热炉7内输送燃料，设定燃料的燃烧热为N kJ/g，计算需要补充燃料的质量流量U3 kg/h：
Figure BDA0002260607120000154
其中：e为燃烧系数，取值为0.6-1，优选为0.8-0.99，更优选为0.8-0.98；也就是说单位时间内，向加热炉7补充流量为U3 Nm3/h、燃烧热为N kJ/g的燃料，使得进入脱硝系统3前烟气的温度达到T脱硝±t℃。
在本发明中，T脱硝为180-280℃，优选为200-260℃，更优选为210-240℃。
在本发明中，t为0-20℃，优选为2-10℃，更优选为4-8℃。
在本发明中，所述向氧化处理系统4中补充含氧气体，具体为：
检测脱硫脱硝烟气G3中O2的含量，标记为P2 g/Nm3；计算：单位时间内脱硫后的烟气G1中O2的流量为P2*U1 g/h，燃烧流量为U1的脱硫脱硝烟气G3中、含量为P1的CO所需的氧气流量U4 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000161
其中：d为反应系数，取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。
若U4≤P2*U1，则不需要向氧化处理系统4中补充含氧气体。
若U4＞P2*U1，则需要向氧化处理系统4中补充含氧气体。
作为优选，若U4＞P2*U1，单位时间内向氧化处理系统4中补充含氧气体的流量使得含氧气体中氧气的流量为U5 Nm3/h：U5＝U4-P2*U1。
实施例1
如图4所示，一种用于第一种实施方案中所述烟气多污染物协同净化工艺的装置，该装置包括除尘系统1、脱硫系统2、脱硝系统3、氧化处理系统4。除尘系统1的进气口与原烟气输送管道L0连接。第一输送管道L1连接除尘系统1的气体出口与脱硫系统2的进气口。第二输送管道L2连接脱硫系统2的排气口与脱硝系统3的进气口。第三输送管道L3连接脱硝系统3的排气口与氧化处理系统4的进气口。氧化处理系统4的排气口与第四输送管道L4连接。
实施例2
如图5所示，重复实施例1，只是第二输送管道L2与第四输送管道L4上设有换热器5。
实施例3
如图6所示，重复实施例2，该装置还包括碱液处理装置6。第四输送管道L4的末端连接至碱液处理装置6。
实施例4
如图7所示，重复实施例3，只是该装置还包括：加热炉7。加热炉7设置在第二输送管道L2上，并且位于换热器5与第二输送管道L2连接位置的下游。氧化处理系统4上设有含氧气体入口，含氧气体入口与含氧气体输送管道L5连接。
实施例5
重复实施例4，只是所述除尘系统1为电除尘系统或布袋除尘系统，所述脱硫系统2为活性炭脱硫处理系统，所述脱硝系统3为SCR脱硝处理系统，所述换热器5为GGH换热器。
实施例6
如图1所示，一种烟气多污染物协同净化工艺，该工艺包括以下步骤：
1)将待处理烟气G0输送至除尘系统1进行除尘处理，待处理烟气G0中的粉尘经过除尘系统1被第一次脱除，获得除尘后的烟气G1；
2)将除尘后的烟气G1输送至脱硫系统2进行脱硫处理，除尘后的烟气G1中的硫氧化物经过脱硫系统2后被脱除、除尘后的烟气G1中的粉尘经过脱硫系统2被第二次脱除、除尘后的烟气G1中的二噁英经过脱硫系统2被第一次脱除，获得脱硫后的烟气G2；
3)将脱硫后的烟气G2经过脱硝系统3进行脱硝处理，脱硫后的烟气G2中的氮氧化物经过脱硝系统3后被脱除，经过脱硝系统3后的烟气为脱硫脱硝烟气G3；
4)将脱硫脱硝烟气G3输送至氧化处理系统4进行氧化处理，脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统4中发生反应，一氧化碳被氧化为二氧化碳，同时放出热量；脱硫脱硝烟气G3中的二噁英经过氧化处理系统4被第二次脱除；脱硫脱硝烟气G3中的氨气经过氧化处理系统4被氧化；脱硫脱硝烟气G3经过氧化处理系统4后变为脱除CO烟气G4。
实施例7
如图2所示，重复实施例6，只是待处理烟气G0经过原烟气输送管道L0输送至除尘系统1的进气口。除尘系统1的气体出口通过第一输送管道L1输送至脱硫系统2的进气口。脱硫系统2的排气口通过第二输送管道L2输送至脱硝系统3的进气口。脱硝系统3的排气口通过第三输送管道L3输送至氧化处理系统4的进气口。氧化处理系统4的排气口与第四输送管道L4连接。第二输送管道L2与第四输送管道L4上设有换热器5。换热器5吸收脱除CO烟气G4中的热量，传递给脱硫后的烟气G2，提升进入脱硝系统3前烟气的温度。
实施例8
如图3所示，重复实施例7，只是该工艺还包括步骤5)碱液处理：将脱除CO烟气G4经过碱液处理装置6，脱除CO烟气G4中的二氧化碳、三氧化硫、二氧化氮、卤素被碱液处理装置6中的碱性溶液吸收，脱除CO烟气G4经过碱液处理装置6后变为净烟气G5。
第四输送管道L4连接至碱液处理装置6，所述碱性溶液为氢氧化钠。
实施例9
重复实施例7，只是步骤4)中还包括：向氧化处理系统4中补充空气。
实施例10
重复实施例9，只是所述碱性溶液为碳酸钾溶液；步骤4)中还包括：向氧化处理系统4中补充液氧。
实施例11
重复实施例9，只是所述碱性溶液为碳酸氢钙溶液。
实施例12
重复实施例9，只是本工艺还包括：检测单位时间内脱硫脱硝烟气G3的流量，标记为U1 Nm3/h；检测脱硫脱硝烟气G3的温度，标记为T1℃；检测脱硫脱硝烟气G3中CO的含量，标记为P1 g/Nm3。
计算：单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳的质量流量为U1*P1 g/h；单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳燃烧放出的热量Q1 kJ/h：
Q1＝a*U1*P1*10.11；其中：a为燃烧系数，kJ/g；取值为0.8。
计算单位时间内脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统4转化为二氧化碳后，脱除CO烟气G4的温度T2℃：
Figure BDA0002260607120000181
其中：C为烟气的平均比热容，kJ/(℃·g)；b为热传递系数，g/Nm3；取值为0.9。
实施例13
重复实施例12，只是本工艺还包括：检测脱硫后的烟气G2的温度，标记为T3℃；根据脱硝系统3的工艺需要，设定脱硝系统3的最佳脱硝温度为T脱硝℃。
计算通过换热器5，脱除CO烟气G4能够释放的最大热量为Q2，kJ/h；
Figure BDA0002260607120000182
计算脱硫后的烟气G2进入脱硝系统3需要吸收的热量Q3，kJ/h；
Q3＝C*U1*(T脱硝-T3)。
若Q2≥Q3，通过调节换热器5内换热介质的流速，使得进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃。
若Q2＜Q3，通过在第二输送管道L2增设加热炉7，通过加热炉7燃烧燃料，提升进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃。
实施例14
重复实施例13，只是本工艺还包括：若Q2≥Q3，所述通过调节换热器5内换热介质的流速，使得进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃；具体为：
换热器5内换热介质的比热容为C2 kJ/(℃·g)，计算单位时间内换热器5内介质的流量U2 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000191
其中：f为换热系数，取值为0.8；也就是说单位时间内，换热器5内需要通过流量为U2 Nm3/h的换热介质，用于控制加热进入脱硝系统3前烟气的温度为T脱硝±t℃。
实施例15
重复实施例13，只是本工艺还包括：若Q2＜Q3，所述通过加热炉7燃烧燃料，提升进入脱硝系统3前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃；具体为：
先通过换热器5将CO在氧化处理系统4中释放的热量传递给脱硫后的烟气G2；检测脱硫后的烟气G2经过换热后的温度T4℃；向加热炉7内输送燃料，设定燃料的燃烧热为N kJ/g，计算需要补充燃料的质量流量U3 kg/h：
Figure BDA0002260607120000192
其中：e为燃烧系数，取值为0.9；也就是说单位时间内，向加热炉7补充流量为U3 Nm3/h、燃烧热为N kJ/g的燃料，使得进入脱硝系统3前烟气的温度达到T脱硝±t℃。
实施例16
重复实施例14或15，只是T脱硝为220℃，t为5℃。
实施例17
重复实施例13，所述向氧化处理系统4中补充含氧气体，具体为：
检测脱硫脱硝烟气G3中O2的含量，标记为P2 g/Nm3；计算：单位时间内脱硫后的烟气G1中O2的流量为P2*U1 g/h，燃烧流量为U1的脱硫脱硝烟气G3中、含量为P1的CO所需的氧气流量U4 Nm3/h：
Figure BDA0002260607120000201
其中：d为反应系数，取值为0.92。
若U4≤P2*U1，则不需要向氧化处理系统4中补充含氧气体。
若U4＞P2*U1，则需要向氧化处理系统4中补充含氧气体，单位时间内向氧化处理系统4中补充含氧气体的流量使得含氧气体中氧气的流量为U5 Nm3/h：U5＝U4-P2*U1。

Claims (15)

1.一种烟气多污染物协同净化工艺，该工艺包括以下步骤：
1)将待处理烟气G0输送至除尘系统(1)进行除尘处理，待处理烟气G0中的粉尘经过除尘系统(1)被第一次脱除，获得除尘后的烟气G1；
2)将除尘后的烟气G1输送至脱硫系统(2)进行脱硫处理，除尘后的烟气G1中的硫氧化物经过脱硫系统(2)后被脱除、除尘后的烟气G1中的粉尘经过脱硫系统(2)被第二次脱除、除尘后的烟气G1中的二噁英经过脱硫系统(2)被第一次脱除，获得脱硫后的烟气G2；
3)将脱硫后的烟气G2经过脱硝系统(3)进行脱硝处理，脱硫后的烟气G2中的氮氧化物经过脱硝系统(3)后被脱除，经过脱硝系统(3)后的烟气为脱硫脱硝烟气G3；
4)将脱硫脱硝烟气G3输送至氧化处理系统(4)进行氧化处理，脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统(4)中发生反应，一氧化碳被氧化为二氧化碳，同时放出热量；脱硫脱硝烟气G3中的二噁英经过氧化处理系统(4)被第二次脱除；脱硫脱硝烟气G3中的氨气经过氧化处理系统(4)被氧化；脱硫脱硝烟气G3经过氧化处理系统(4)后变为脱除CO烟气G4。
2.根据权利要求1所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：待处理烟气G0经过原烟气输送管道(L0)输送至除尘系统(1)的进气口；除尘系统(1)的气体出口通过第一输送管道(L1)输送至脱硫系统(2)的进气口；脱硫系统(2)的排气口通过第二输送管道(L2)输送至脱硝系统(3)的进气口；脱硝系统(3)的排气口通过第三输送管道(L3)输送至氧化处理系统(4)的进气口；氧化处理系统(4)的排气口与第四输送管道(L4)连接；第二输送管道(L2)与第四输送管道(L4)上设有换热器(5)；换热器(5)吸收脱除CO烟气G4中的热量，传递给脱硫后的烟气G2，提升进入脱硝系统(3)前烟气的温度。
3.根据权利要求1或2所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：该工艺还包括步骤5)碱液处理：将脱除CO烟气G4经过碱液处理装置(6)，脱除CO烟气G4中的二氧化碳、三氧化硫、二氧化氮、卤素被碱液处理装置(6)中的碱性溶液吸收，脱除CO烟气G4经过碱液处理装置(6)后变为净烟气G5。
4.根据权利要求3所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：第四输送管道(L4)连接至碱液处理装置(6)；所述碱性溶液为碱溶液和/或强碱弱酸盐；所述碱性溶液优选为氢氧化钠、氢氧化钾、氢氧化钙、碳酸钠、碳酸钾、碳酸氢钠、碳酸氢钾、碳酸氢钙中的一种或多种。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：步骤4)中还包括：向氧化处理系统(4)中补充含氧气体，优选为空气或富氧气体。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：检测单位时间内脱硫脱硝烟气G3的流量，标记为U1 Nm3/h；检测脱硫脱硝烟气G3的温度，标记为T1℃；检测脱硫脱硝烟气G3中CO的含量，标记为P1 g/Nm3；计算：单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳的质量流量为U1*P1 g/h；单位时间内脱硫脱硝烟气G3中一氧化碳燃烧放出的热量Q1 kJ/h：
Q1＝a*U1*P1*10.11；其中：a为燃烧系数，kJ/g；取值为0.1-1，优选为0.4-0.95，更优选为0.7-0.9；
计算单位时间内脱硫脱硝烟气G3中的一氧化碳在氧化处理系统(4)转化为二氧化碳后，脱除CO烟气G4的温度T2℃：
Figure FDA0002260607110000021
其中：C为烟气的平均比热容，kJ/(℃·g)；b为热传递系数，g/Nm3；取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95。
7.根据权利要求6所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：检测脱硫后的烟气G2的温度，标记为T3℃；根据脱硝系统(3)的工艺需要，设定脱硝系统(3)的最佳脱硝温度为T脱硝℃；
计算通过换热器(5)，脱除CO烟气G4能够释放的最大热量为Q2，kJ/h；
Figure FDA0002260607110000022
计算脱硫后的烟气G2进入脱硝系统(3)需要吸收的热量Q3，kJ/h；
Q3＝C*U1*(T脱硝-T3)；
若Q2≥Q3，通过调节换热器(5)内换热介质的流速，使得进入脱硝系统(3)前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃；
若Q2＜Q3，通过在第二输送管道(L2)增设加热炉(7)，通过加热炉(7)燃烧燃料，提升进入脱硝系统(3)前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃。
8.根据权利要求7所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：所述通过调节换热器(5)内换热介质的流速，使得进入脱硝系统(3)前脱硫后的烟气G2的温度为T脱硝±t℃；具体为：
换热器(5)内换热介质的比热容为C2 kJ/(℃·g)，计算单位时间内换热器(5)内介质的流量U2 Nm3/h：
Figure FDA0002260607110000031
其中：f为换热系数，取值为0.5-1，优选为0.6-0.98，更优选为0.7-0.95；也就是说单位时间内，换热器(5)内需要通过流量为U2 Nm3/h的换热介质，用于控制加热进入脱硝系统(3)前烟气的温度为T脱硝±t℃。
9.根据权利要求7或8所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：所述通过加热炉(7)燃烧燃料，提升进入脱硝系统(3)前脱硫后的烟气G2的温度达到T脱硝±t℃；具体为：
先通过换热器(5)将CO在氧化处理系统(4)中释放的热量传递给脱硫后的烟气G2；检测脱硫后的烟气G2经过换热后的温度T4℃；向加热炉(7)内输送燃料，设定燃料的燃烧热为NkJ/g，计算需要补充燃料的质量流量U3 kg/h：
Figure FDA0002260607110000032
其中：e为燃烧系数，取值为0.6-1，优选为0.8-0.99，更优选为0.8-0.98；也就是说单位时间内，向加热炉(7)补充流量为U3 Nm3/h、燃烧热为N kJ/g的燃料，使得进入脱硝系统(3)前烟气的温度达到T脱硝±t℃。
10.根据权利要求7-9中任一项所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：T脱硝为180-280℃，优选为200-260℃，更优选为210-240℃；和/或
t为0-20℃，优选为2-10℃，更优选为4-8℃。
11.根据权利要求5所述的烟气多污染物协同净化工艺，其特征在于：所述向氧化处理系统(4)中补充含氧气体，具体为：
检测脱硫脱硝烟气G3中O2的含量，标记为P2 g/Nm3；计算：单位时间内脱硫后的烟气G1中O2的流量为P2*U1 g/h，燃烧流量为U1的脱硫脱硝烟气G3中、含量为P1的CO所需的氧气流量U4Nm3/h：
Figure FDA0002260607110000033
其中：d为反应系数，取值为0.7-1，优选为0.8-0.98，更优选为0.9-0.95；
若U4≤P2*U1，则不需要向氧化处理系统(4)中补充含氧气体；
若U4＞P2*U1，则需要向氧化处理系统(4)中补充含氧气体；作为优选，单位时间内向氧化处理系统(4)中补充含氧气体的流量使得含氧气体中氧气的流量为U5 Nm3/h：U5＝U4-P2*U1。
12.一种用于权利要求1-11中任一项所述烟气多污染物协同净化工艺的装置，该装置包括除尘系统(1)、脱硫系统(2)、脱硝系统(3)、氧化处理系统(4)；其特征在于：除尘系统(1)的进气口与原烟气输送管道(L0)连接；第一输送管道(L1)连接除尘系统(1)的气体出口与脱硫系统(2)的进气口；第二输送管道(L2)连接脱硫系统(2)的排气口与脱硝系统(3)的进气口；第三输送管道(L3)连接脱硝系统(3)的排气口与氧化处理系统(4)的进气口；氧化处理系统(4)的排气口与第四输送管道(L4)连接。
13.根据权利要求12所述的装置，其特征在于：第二输送管道(L2)与第四输送管道(L4)上设有换热器(5)；和/或
该装置还包括碱液处理装置(6)；第四输送管道(L4)的末端连接至碱液处理装置(6)。
14.根据权利要求12或13所述的装置，其特征在于：该装置还包括：加热炉(7)；加热炉(7)设置在第二输送管道(L2)上；作为优选，加热炉(7)设置在第二输送管道(L2)上并且位于换热器(5)与第二输送管道(L2)连接位置的下游；和/或
氧化处理系统(4)上设有含氧气体入口，含氧气体入口与含氧气体输送管道(L5)连接。
15.根据权利要求12-14中任一项所述的装置，其特征在于：所述除尘系统(1)为电除尘系统或布袋除尘系统；所述脱硫系统(2)为活性炭脱硫处理系统；所述脱硝系统(3)为SCR脱硝处理系统；所述换热器(5)为GGH换热器。
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