本發明屬于大氣污染控制技術領域，涉及燃煤鍋爐煙氣排放的凈化方法，具體指一種煙氣濕式聯合脫硫脫硝方法。
背景技術：
隨著我國經濟的快速發展，我國對能源的需求大幅增加，其中煤炭占一次能源的構成比例高達70%。燃煤電廠是耗煤大戶，燃煤排放的二氧化硫（SO2）和氮氧化物（NOX）是大氣的主要污染物，對環境和人體健康具有極大的危害。因此，控制燃煤電廠SO2和NOX的排放，是目前我國大氣污染控制領域最為緊迫的任務之一。
目前，工業化的脫硫脫硝技術采用的是單獨脫硫工藝和單獨脫硝工藝，為滿足脫硫脫硝目的，需要建設兩套裝置，工藝復雜，投資成本大。為簡化工藝，降低成本，煙氣聯合脫硫脫硝技術應運而生，成為當前的研究熱點。
氨法脫硫技術是當前應用較廣泛的濕法脫硫技術，其在脫硫的同時可副產硫酸銨化肥等有價值產品，且不產生任何的二次污染，屬于綠色清潔的脫硫技術，但其脫硝能力并不高。對于脫硝技術，工業上應用較多的主要是SCR（選擇性催化還原）和SCNR（選擇性非催化還原）。其中SCR法脫硝效率高，但工藝復雜，催化劑昂貴且易失活；SNCR法工藝簡單，裝置運行成本低，但脫硝效率較低。絡合亞鐵具有吸收速率快，吸收容量大，價廉易得等特點，是目前最有應用前景的一鐘濕法脫硝劑。
專利CN101053747中提出了一種先行氧化煙氣中NO，再利用氨做吸收劑進行脫硫脫硝的工藝，需消耗大量雙氧水、臭氧等氧化劑。同時上述工藝和裝置脫硝時需消耗氨，成本較高。專利CN103432877中提出了一種超重力絡合亞鐵煙氣濕法除塵脫硫脫硝脫汞脫砷一體化的方法，工藝流程復雜，裝置占地面積大，運行成本高。
技術實現要素：
本發明目的是解決上述背景技術的不足，提出一種濕式聯合脫硫脫硝的方法。
本發明所述煙氣濕式聯合脫硫脫硝的方法，其特征在于，煙氣濕法聯合脫硫脫硝系統中，脫硫和脫硝在同一吸收塔中進行，吸收塔由下部的脫硫噴淋段、上部的脫硝噴淋段，塔外脫硫循環管路、塔外脫硝循環管路和循環吸收池組成，具體的工藝流程為：
降溫除塵后的含SO2和NOX的煙氣首先進入脫硫噴淋段底部，與同進入脫硫噴淋段的NH3吸收液逆流接觸吸收，實現脫硫。脫硫后的煙氣向上進入脫硝噴淋段底部，與同進入脫硝噴淋段的絡合亞鐵吸收液逆流接觸吸收，實現脫硝。脫硫噴淋段下降的部分吸收液經塔外脫硫循環管路循環輸送至脫硫噴淋段，脫硝噴淋段下降的吸收液與脫硫噴淋段送來的部分吸收液在循環吸收池混合后經塔外脫硝循環管路循環輸送至脫硝噴淋段。吸收后的煙氣從吸收塔頂部排出，循環吸收池的過濾產物可以結晶回收作為銨肥。
一般地，本發明所述脫硝噴淋段的絡合亞鐵吸收液是乙二胺四乙酸（EDTA）亞鐵、N-（2-羥乙基）乙二胺-N,N',N'-三乙酸（HEDTA）亞鐵、氮川三乙酸（NTA）亞鐵、二乙烯三胺五乙酸（DTPA）亞鐵、檸檬酸亞鐵中的一種或幾種的混合物。
本發明所述濕式聯合脫硫脫硝方法可分為兩步，具體原理如下：
（1）脫硫噴淋段：采用氨做脫硫劑，與煙氣中的SO2反應生成亞硫酸銨和亞硫酸氫銨，反應化學方程式如下：
2NH3 + H2O + SO2 = (NH4)2SO3
NH3 + H2O + SO2 = NH4HSO3
(NH4)2SO3 + SO2 + H2O = 2NH4HSO3
（2）脫硝噴淋段：煙氣中NOX的95%是NO，常規堿液吸收法不能脫除NO，本發明采用絡合亞鐵吸收液吸收煙氣中的NO，反應化學方程式如下：
Fe(Ⅱ)EDTA + NO = Fe(Ⅱ)EDTA(NO)
其中Fe(Ⅱ)EDTA易被氧化為Fe(Ⅲ)EDTA，而Fe(Ⅲ)EDTA不能絡合NO，使吸收劑的吸收速率下降，因此需要將Fe(III)EDTA進行還原，而絡合產物Fe(II)EDTA(NO)也要被還原生成Fe(II)EDTA后才可繼續用于絡合NO。氨吸收SO2 過程中產生的(NH4)2SO3 和NH4HSO3 具有一定的還原性，可將Fe(Ⅲ)EDTA和Fe(II)EDTA(NO)還原為Fe(Ⅱ)EDTA，從而使絡合亞鐵吸收液再生，不需要外加其它還原劑，且還原后循環吸收池的硫酸銨可以結晶回收。
本發明所述脫硫噴淋段的NH3吸收液pH為3.0-7.0，吸收液吸收溫度為40-70℃。
本發明所述絡合亞鐵吸收液pH為5.0-7.5，吸收液吸收溫度為35-55℃。
本發明所述脫硫噴淋段的吸收液體積和煙氣體積之比為2-100:1。
本發明所述脫硝噴淋段的吸收液體積和煙氣體積之比為1.5-50:1。
本發明所述脫硫噴淋段下降的吸收液進入脫硫循環管路和進入脫硝循環管路的體積比為5-20:1。
本發明工藝簡單，吸收效率高，吸收劑可重復利用，副產物可以作為銨肥，脫硫率在97%以上，脫硝率在84%以上。
附圖說明
圖1為本發明實施例方法的工藝流程圖。
具體實施方式
如圖1所示，降溫除塵后的含SO2和NOX的煙氣首先進入吸收塔下部的脫硫噴淋段，與脫硫噴淋段頂部噴出的霧狀NH3吸收液逆流接觸吸收，實現脫硫。脫硫后的煙氣向上進入脫硝噴淋段底部，與脫硝噴淋段頂部噴出的霧狀絡合亞鐵吸收液逆流接觸吸收，實現脫硝。NH3吸收液和絡合亞鐵吸收液分別通過外部溶液儲槽打入吸收塔脫硫噴淋段和脫硝噴淋段。脫硫噴淋段下降的部分吸收液經塔外脫硫循環管路循環輸送至脫硫噴淋段，脫硝噴淋段下降的吸收液與脫硫噴淋段送來的部分吸收液在循環吸收池混合后經塔外脫硝循環管路循環輸送至脫硝噴淋段。吸收后的煙氣從吸收塔頂部排出，循環吸收池的過濾產物可以結晶回收作為銨肥。
實施例1
將溫度為40℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO2含量為1200-1500mg/Nm3，NOX含量為200-220 mg/Nm3。煙氣與同進入脫硫噴淋段的溫度為40℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為3.0，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為2:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來后進入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為35℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，Fe(II)EDTA吸收液pH為5.0，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為1.5:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進入脫硫循環管路和進入脫硝循環管路的體積比為20:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測，整個裝置脫硫率97.5%，脫硝率85%。
實施例2
將溫度為50℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO2含量為1600-1800mg/Nm3，NOX含量為200-220 mg/Nm3。煙氣與同進入脫硫噴淋段的溫度為50℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為4.5，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為2:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來后進入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為40℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，Fe(II)EDTA吸收液pH為6.0，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為1.5:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進入脫硫循環管路和進入脫硝循環管路的體積比為20:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測，整個裝置脫硫率98.2%，脫硝率83.6%。
實施例3
將溫度為60℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO2含量為1600-2000mg/Nm3，NOX含量為180-240 mg/Nm3。煙氣與同進入脫硫噴淋段的溫度為60℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為4.5，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為20:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來后進入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為55℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，Fe(II)EDTA吸收液pH為6.0，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為30:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進入脫硫循環管路和進入脫硝循環管路的體積比為10:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測，整個裝置脫硫率99.3%，脫硝率90.5%。
實施例4
將溫度為70℃的煙氣通入吸收塔脫硫噴淋段的底部，煙氣中SO2含量為1400-1800mg/Nm3，NOX含量為160-200 mg/Nm3。煙氣與同進入脫硫噴淋段的溫度為70℃的氨吸收液逆流接觸，氨吸收液pH為6，采用霧化方式噴出，氨吸收液與煙氣體積之比為20:1。煙氣從脫硫噴淋段上部出來后進入吸收塔脫硝噴淋段的底部，與溫度為55℃的Fe(II)EDTA吸收液逆流接觸，Fe(II)EDTA吸收液pH為6.5，采用霧化方式噴出，吸收液體積和煙氣體積之比為30:1。脫硫噴淋段下降的吸收液進入脫硫循環管路和進入脫硝循環管路的體積比為10:1。凈化氣從吸收塔頂部排出，采用紅外光譜儀檢測，整個裝置脫硫率97.8%，脫硝率91.7%。