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上海硕馨环保科技有限公司

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NO2SO工艺适用于燃用高硫煤的小型电站和工业锅炉。在该工艺的基础上加以改进,
了一种新型的SNAP工艺,其原理相同,只是系统组成有所差别。它的再生过程分为两个
**阶段,吸收剂被加热到400℃解吸出NO2。
2NaNO3-Na2O-+2NO2+O
2NaNO3-Na20+NO2+NO+O2
第二阶段,在600℃温度下用天然气与吸收剂反应。**终的副产物也是单质硫。SMN
NO2SO试验装置于1993年在美国建成,经6500h运行,SO2和NO2的**大脱除率分别
99%和95%。
SNAP工艺自从1995年开始在10MW的燃煤电厂进行论证试验,为建造400MW的
应用该工艺提供工艺评价的技术和经济参数。SNAP工艺采用了气体悬浮式吸收器,它能
度为3~6m/s的高速烟气,气固接触时间长达2~3s以及2~3kPa的低气相阻力。
吸收剂直喷双脱技术
把碱或尿素溶液或干粉喷入炉膛、烟道或干式喷雾洗涤塔内,在一定条件下能同时脱除
和NOz。本工艺能显著地脱除NOx,脱硝率主要取决于烟气中的SO2和NOx的比例、反
度、吸收剂的粒度和停留时间。本工艺包括多种类型,分述如下。
1.炉膛石灰(石)/尿素喷射工艺
炉膛石灰(石)/尿素喷射双脱工艺,实际上是把炉膛喷钙和选择性非催化还原(SNCR)
起来,实现同时脱除烟气中的SO2和NO。喷射浆液由尿素溶液和各种钙基吸收剂组成,总
量为30%。实验表明在Ca/S摩尔比为2和尿素2摩尔比为1时能脱除80%的SO2和NO
消石灰干喷相比,浆液喷射能增强SO2的脱除。外加尿素溶液脱硝对SOz的脱除也有增强的
2.碳酸氢钠管道喷射法
该工艺的化学反应原理如下:
NaHCO3 t SO2- NaHSO3+CO2
2NaHCO3
Na2 S2 O5+H2 O
Na2 S2 O5+2NO-+O2
NaNO2+ NaNO3+2SO2
2NaHSO3+2NO+O2- NaNO2+NaNO3+ 2SO2+H2O
在100MW的Nxon电厂用碳酸氢钠作为吸收剂喷入袋式除尘器的上游烟道中能达到
的脱硫率和23%的脱硝率。
在德国,处理烟气量110h,so2和NO的浓度分别为1000g/m3和200mg/m
袋滤器前的圆柱形反应器喷入平均粒径为7.5m的碳酸氢钠粉末,温度110~120℃,结
率达到98%,脱硝率64%。
3.综合联用管道喷射工艺
流程如图2-5-32所示。该工艺采用 Babcock& Wilcox的低氮 DRB-XCL下置式燃烧器
在缺氧环境下喷入部分煤和部分燃烧空气来抑制NOx的生成;其余的燃料和空气在第二
过剩空气的引入是为了完成燃烧过程和进一步除去NO2。低氮燃烧器预计可减排50%的
而且在通入过剩空气后可达70%。
将两种千粉吸附剂注入锅炉出口的烟道中以尽量减少SO2的排放,钙剂被注入空气
上游,或者把钠剂和钙剂都注入空气预热器的下游。顺流加湿活化,有助于提高SO2的
降低烟气温度和流量,减少袋式除尘器的压降。
该技术在美国公用事业公司的100MW顶部装有燃烧器的下置式煤粉锅炉上进行了工
试验。试验联用下列4项技术达到减排70%以上的NO2和SO2的目的:①炉内喷尿素
10
图2-5-32综合联用管道喷射工艺示意
1一低氮燃烧器;2—顶部燃尽风口;3一锅炉;4-尿素贮罐;5—喷钙装置;6一空气预热器;
7一喷钠装置;8—增湿装置;9—除尘器;10—输灰装置;11—烟囱」
脱硝;②下置式低NOa燃烧器减硝;③烟道(前部)喷钙(钠)脱硫;④烟道(后部)加湿
化,强化脱硫
无论是多项技术综合联用,还是单项技术应用,为电厂和工业锅炉提供了一种常规湿
FGD的替代方法,其成本相对较低。只需要较少的设备投资和停机时间便可实施改装,且所
空间较小,可应用于各种容量的机组,特别适用于中小型老机组,可减排70%以上的NO2
5%~75%的SO2
四、喷雾千燥双脱法
与喷雾干燥烟气脱硫的技术相仿,该技术也能实现同时脱硫脱硝,所采用设备基本相同,
且也使用石灰作为主要的吸收剂。但是,这一工艺的重要特征是,存在一个“温度窗口”,即
这个温度范围内,加入碱性化学物质可以同时实现脱除SO2和NO2。本工艺必须控制设备出
的温度约为90~102℃。
根据美国 Argonne国家实验室的研究报告,加入苛性钠(NaOH)可以获得30%~50%
脱硝率。不过当系统中SO2浓度低时,NOx的脱除率也低。因此,本工艺适用于高硫煤烟气
处理。
五、 LILAC工艺
LILAC实际上就是采用增强活性石灰-飞灰混合物作为吸收剂的双脱工艺。预先在混合箱内
将消石灰、飞灰和石膏与5倍固体重量的水均匀混合,然后将混合液在95℃温度下搅拌3h以
上,制成 LILAC吸收液。在100℃左右,将吸收液喷入喷雾干燥塔内能同时脱除90%的SO2和
0%的NOx。当SO2x增加,NO2的脱除率也大大增加,但SO2的脱除率有所下降,如
图2-5-33所示。试验证明,在70~130℃温度范围内,SO2的脱除率基本不变,然而在70~90℃
之间,NO2的脱除率大大增加,高于90℃就趋近常数
LILAC工艺流程见图2-5-34。
研究证明,SO2的脱除与NO的氧化有关,因此NOx脱除随着SO2x的增加而增加。
时,NO2的脱除率随吸收剂中SiO2含量的增加呈线性增加,这表明SiO2在脱硝机理中扮演
个重要的角色。在Ca/S为1.2,烟气中氯根质量分数为5%的条件下, LILAC工艺的脱硫率
达到95%。
第二篇烟气脱硝
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理,并通过气一气换热器温度升高到370℃以上,将氨和空气混合气在SCR反应器之前加入到烟
气中。NO2在反应器中被氨还原生成N2和水。烟气离开反应器经调节温度,进入SO2转换器
在此将SO2氧化为SO。SO3气体通过气气换热器的热侧,与进口处被加热的烟气进行热交换
而被冷却,然后烟气进入WSA膜冷凝器,将硫酸冷凝到一个疆硅酸盐玻璃管中被收集和贮存
气体离开冷凝器的温度在200℃以上,经空气预热器得到更多的热以后用作炉膛燃烧用空气。
WSA-SNOX工艺的特点是:①脱硝率高(在95%以上);②能耗低(占发电量的0.2%);
WSA-SNOX工艺的总脱硝率在95%以上,高于单独使用SCR或其他联合双脱工艺的脱硝
③粉尘排放量非常少
3率.这是因为在该工艺中NO2的还原在NH34摩尔比高于1.0的条件下进行,剩余的NO2
在下游的SO2转换器中被脱除。传统的SCR技术限制NH32摩尔比小于1.0,因为必须控
制SCR的氨“逸出”低于3.8mg/m3,以防硫酸铵或硫酸氢铵在下游低温区域的结垢。WsA
SNOX工艺中在SCR和SO2转换器之间的烟道中无铵盐析出,因为烟气温度远高于硫酸铵和硫
在该工艺中,可以从SO2转换、SO3水解、H2SO4冷凝、NO2脱除反应中回收热能,回收
酸氢铵的露点
的热能用于增加蒸汽量。因此,300W的电厂 WSA-SNOX的能耗仅为发电量的0.2%(煤中
脱除!硫分1.6%)。煤中硫分每增加一个百分点,蒸汽量也增加一个百分点,当煤中含硫2%~3%时,
增加的蒸汽量基本可以补偿 WSA-SNOX工艺的能耗。
与本工艺相类似的 DESONOX工艺是20世纪80年代开发的,中试曾在德国 Hafeh Munster
高,、电厂3MW的锅炉上进行。烟气流经高温电除尘器与NH3混合进入SCR反应器,在反应器
NO2被催化还原,然后SO2被氧化成为SO3,SO3被冷凝获得浓度为70%的硫酸。流程和操作
硫作与上述 WSA-SNOX基本相同,但没有采用袋式过滤器,换热设备简化些。
2.SNRB双脱工艺
SNRB( SOX-NOX-ROXBOX)技术把SO2、NOx和颗粒物的处理集中在一个高温集尘室中
完成。其原理是在省煤器后喷入钙基吸收剂脱除SO2。在布袋除尘器的滤袋中悬浮有SCR催化
,再剂并在气体进布袋除尘器前喷人NH3以去除NO2。布袋除尘器位于省煤器和换热器之间,目的
脱除是保证反应温度。工艺流程如图25-36所示。
991年
H3输
氨的处置和喷射
催化剂
引风机
空气
过滤净
加热器
锅炉燃烧区
省煤器出口
烟囱
高温布袋
燃料
燃烧空气
高温布
袋除尘器
锅炉底部灰
堆放(现有
吸收剂处理
堆放和废物处置
图2-5-36SNRB工艺流程简图
该技术已在美国进行了5MW电厂的示范。装置于1992年开始运行,通过2600h的测试,
吉果证明,排放控制已超过预期目标。对三种污染物的排放控制效果为:①在NH32摩尔
比为0.85,氨的逸出量小于4mg/m3时,脱硝率达90%;②在以熟石灰为脱硫剂、钙硫比为
0时,可达到80%~90%的脱硫率;③除尘率达到9.89%。颗粒物的排放量小于

013mg/k