本發(fā)明涉及一種煙氣凈化方法及其系統(tǒng)，具體的說是基于干法和半干法脫硫的燒結煙氣scr脫硝工藝。

背景技術：

鋼鐵行業(yè)so2和nox排放量分別為176.65萬噸和93.10萬噸，均位居各工業(yè)排放源的前列，其中70％以上的so2，50％以上的nox來自爐窯燒結機。2012年國家環(huán)境保護部頒布了《鋼鐵燒結、球團工業(yè)大氣污染物排放標準(gb28662-2012)》，該標準對燒結煙氣大氣污染物的排放與控制提出了新的要求。因此，鋼鐵燒結煙氣脫硫脫硝將是鋼鐵工業(yè)so2和nox排放控制的重心。

燒結煙氣具有煙氣量大(4000～6000m³/噸燒結礦)、溫度變化大(120～180℃)、co濃度高(0.5～2.0％)、so2濃度變化大(1000～3000mg/nm³)、nox濃度低(300～500mg/nm³)、含濕量大(7～12％)和含氧量高(15～18％)等特點。與電廠煙氣相比具有許多自身的特點，其煙氣成分更復雜，變化波動更大，處理更困難。

我國目前已投產和在建的燒結煙氣脫硫工藝主要有干法脫硫技術(如sda法、循環(huán)流化床法和nid法)和濕法脫硫技術(如氨-硫銨法)。但是這些方法凈化燒結煙氣各有優(yōu)缺點，如循環(huán)流化床法脫硫效率一般為80％，處理高濃度二氧化硫時無法達標排放；氨-硫銨法脫硫效率高達95％以上，但是氨逃逸嚴重；nid法脫硫效率在90％左右，但是脫硫灰無法有效捕集，導致顆粒物排放濃度嚴重超標。目前結合國內外鋼鐵企業(yè)經驗，認為干法脫硫技術如sda法、循環(huán)流化床法和nid法對燒結煙氣的凈化效果較為突出，干法/半干法脫硫用于國內燒結煙氣凈化的市場占有率較高。

相比燒結煙氣脫硫技術，我國燒結煙氣脫硝技術研究起步較晚，目前還沒有開發(fā)出成熟的燒結煙氣脫硝技術。但是nh3選擇性催化還原(nh3-scr)法已成功應用于燃煤煙氣脫硝，而且最有希望應用于鋼鐵燒結煙氣nox的凈化。scr技術是指在催化劑存在下，向煙氣中噴入nh3，使nh3選擇性地與nox反應生成n2，而不與o2發(fā)生非選擇性氧化，從而達到降低nox還原溫度、提高nox脫除效率的目的。nh3-scr技術的核心是scr催化劑體系；scr催化劑不同，其還原nox的最佳溫度區(qū)間不同。目前工業(yè)上用于scr脫硝的催化劑(v2o5-wo3(moo3)/tio2)在350～400℃溫度窗口內具有優(yōu)異的nox凈化效率，但是存在催化劑成本較高、容易硫化失活等問題。

中國專利號cn201210533763.3公開了一種基于燒結煙氣凈化的燒結礦余熱利用工藝，該工藝提出利用熱燒結礦加熱燒結煙氣，使燒結煙氣溫度達到選擇性催化還原的窗口溫度350～400℃，然后進行scr脫硝。該工藝解決了燒結煙氣溫度低，無法滿足scr脫硝窗口溫度的問題，但是后續(xù)燒結煙氣scr脫硝過程還是存在需將燒結煙氣升溫增加能耗、催化劑成本高及催化劑易中毒的問題。

中國專利號cn201310459262.x公開了一種基于熱燒結礦催化作用的燒結煙氣凈化方法。該方法提出了將燒結機引出的除塵后燒結煙氣與燒結機引出的燒結礦在燒結礦冷卻設備中直接換熱，并在燒結礦作用下進行選擇性的催化還原反應，將煙氣中的nox轉化為n2，然后再進行氨法脫硫得到潔凈煙氣，從而實現燒結煙氣的同時脫硫脫硝。但是該方法中提到的燒結礦冷卻設備中的溫度極其不穩(wěn)定(該溫度在300～600℃內波動)，當氨氣噴入燒結礦冷卻設備后，大部分氨氣可能在450～600℃的環(huán)境下被氧化成nox，從而無法起到催化還原的目的。為了盡可能減少氨氣被氧化，該方法中通過控制nh3/no為0.4～0.5，但是脫硝效率又只能維持在40％左右。此外，該方法采用先scr脫硝，然后再氨法脫硫，氨逃逸非常嚴重。

中國專利號cn201611216729.8公開了一種移動床熱燒結礦脫硝裝置，在該裝置中，該燒結礦催化劑溫度為350～450℃、nh3/no＝0.5和空速比為5000h^-1的o2濃度為15％，no濃度為400mg/nm³，so2濃度為50ppm，濕度為6.9％，co2濃度為5％的混合氣體中的脫硝效率為39.46～42.62％。采用移動式脫硝裝置可以解決催化劑中毒失活的問題，但nh3和nox在高溫催化劑下反應，窗口溫度較難控制，易將nh3氧化為nox，如圖1，熱燒結礦從脫硝反應器500頂部的料斗200連續(xù)輸入從卸料裝置1000底部連續(xù)輸出，脫硝反應器通過進氣氣流分布裝置810和出氣氣流分布裝置820連接進氣管100和出氣管700，燒結煙氣和脫硝還原劑nh3通過進氣管100進入脫硝反應器500，形成移動床，燒結煙氣和脫硝還原劑nh3在脫硝反應器500內與定向移動的燒結礦之間以錯流的方式進行氣固接觸，煙氣中nox的與nh3反應，生成的n2和水蒸氣隨著脫硝煙氣由出氣管700排出。

前兩種方案都存在催化劑成本高，催化劑中毒后需停產更換，對脫硝前燒結煙氣含硫量有要求的問題，需要一種催化劑成本低且能連續(xù)更換催化劑防止催化劑中毒，窗口溫度穩(wěn)定，氨逃逸低，脫硝效率較高且節(jié)能的脫硝工藝。

技術實現要素：

本發(fā)明的目的是為了解決上述技術問題，提供一種工藝簡單、能耗低、脫硝脫硫效果好、可避免催化劑中毒失活、催化劑來源廣且成本低本、系統(tǒng)占地面積小、投資成本和運行成本低、對環(huán)境友好的基于干法和半干法脫硫的燒結煙氣scr脫硝工藝。

本發(fā)明還涉及一種用于上述凈化方法的系統(tǒng)。

本發(fā)明方法包括包括從燒結機引出的120-140℃燒結煙氣依次經除塵器除塵和脫硫系統(tǒng)脫硫后得到的100-110℃脫硫煙氣，其特征在于，還包括以下步驟：

s01、將所述脫硫煙氣與燒結機引出的800-900℃的燒結礦在環(huán)形冷卻設備中直接換熱后得升溫后的脫硫煙氣和降溫后的燒結礦；

s02、通過向步驟s01中升溫后的脫硫煙氣中通入氨氣控制煙氣中nh3/nox的體積比＝0.7～1.0；

s03、將步驟s02中與氨混合的脫硫煙氣，和步驟s01中降溫后的燒結礦，送入移動式脫硝裝置中進行選擇性催化還原反應；

s04、出移動式脫硝裝置的燒結煙氣經余熱鍋爐降溫至100-150℃后得到潔凈煙氣，再由煙囪排出，出移動式脫硝裝置的燒結礦經二次余熱利用裝置換熱后送入下一工序。

優(yōu)選的，步驟s03中所述燒結礦送入振動篩篩分，篩取粒徑為5～10mm的燒結礦，篩分后的燒結礦溫度為350～400℃，將所述燒結礦送入移動式脫硝裝置；將所述換熱后燒結煙氣降溫至300～350℃后與氨氣混合，再送入移動式脫硝裝置進行與所述燒結礦直接接觸進行選擇性催化還原反應。

優(yōu)選的，為了減少燒結煙氣經脫硫系統(tǒng)脫硫后的溫降，降低后續(xù)加熱脫硫煙氣的能耗，所述脫硫系統(tǒng)為干法或半干法脫硫系統(tǒng)，經脫硫后的燒結煙氣溫度為100～110℃。

進一步的，所述燒結煙氣與燒結機引出的800-900℃的燒結礦在環(huán)形冷卻設備中逆向直接換熱，使脫硫后的燒結煙氣利用燒結礦余熱加熱升溫，還可保證脫硝反應在催化劑窗口溫度300～400℃環(huán)境下進行，避免因溫度分布不均勻導致氨氣被氧化、脫硝效果不佳。

步驟s01中所述出環(huán)形冷卻設備中換熱后的脫硫煙氣溫度升高至300～350℃。進一步的，所述出環(huán)形冷卻設備后的燒結礦溫度降至350～400℃。

優(yōu)選的，所述升溫后的燒結煙氣中o2濃度為體積百分比12～18％，no濃度為300-600mg/nm³，so2的濃度為0-100mg/nm³。

nh3/no過大會導致nh3利用率低、氨逃逸嚴重，nh3/no過小會導致脫硝率過低，進一步的，步驟s02中所述混合氨后的脫硫煙氣中nh3/nox的體積比＝0.8～0.9。

為了保證其高效催化效果，作為燒結煙氣脫硝催化劑的鐵基氧化物，步驟s01或步驟s03中所述燒結礦中主要成分為：fe含量為50-70wt％，feo含量為5.0-15.0wt％。

進一步的，在所述移動式脫硝裝置中，所述燒結煙氣在溫度300～400℃環(huán)境下停留時間為1.5～2.0s。停留時間過長，處理相同煙氣所需設備尺寸更大，投資高，停留時間過短會使no與nh3反應不夠充分，導致脫硝率低。

優(yōu)選的，所述的基于干法和半干法脫硫的燒結煙氣scr脫硝工藝中，所述環(huán)形冷卻設備由高溫段和低溫段組成，燒結礦由環(huán)型冷卻機的高溫段進入、低溫段送出，脫硫煙氣先送入環(huán)型冷卻機的低溫段與位于低溫段的燒結礦進行一次換熱升溫，然后再送入高溫段與位于高溫段燒結礦進行二次換熱升溫，所述環(huán)形冷卻設備煙氣出口依次連接移動式脫硝裝置和余熱鍋爐，所述環(huán)形冷卻設備燒結礦出口依次經振動篩連接至移動式脫硝裝置燒結礦裝入口。

進一步的，所述的移動式脫硝裝置包括豎式封閉罐體，反應帶設置在罐體的上方，所述豎式封閉的罐體頂部設置有燒結礦裝入口，燒結礦裝入口連通振動篩，底部設置有燒結礦出口，燒結礦出口安裝有旋轉密封閥，罐體上部通過脫硝煙氣出口管道、余熱鍋爐連接至煙囪，反應帶還設有燒結煙氣進氣口、環(huán)形布氣煙道和氨氣進氣口，將熾熱的燒結礦裝入到反應帶，燒結礦的溫度為350℃～400℃；然后從反應帶通入常溫氨氣，300～350℃的燒結煙氣，燒結煙氣空速為1000～3000h^-1，使熾熱的燒結礦在該罐體內與混合氨氣后的燒結煙氣充分接觸進行選擇性催化還原反應，反應后的燒結礦由罐體底部排出，而與燒結礦反應后的脫硝煙氣則從罐體上部排出，并通入余熱鍋爐溫度降低到100℃～150℃。

整粒后的燒結礦具有高比表面積和均勻的粒徑便于燒結煙氣與燒結礦均勻接觸，將整粒后的燒結礦添加至環(huán)形冷卻機冷卻后的燒結礦中能提高催化劑的效率。

本發(fā)明將燒結機引出的燒結煙氣和燒結礦在環(huán)形冷卻設備中換熱后同時送入移動式脫硝裝置中脫硝。其優(yōu)點包括：1)利用燒結礦的高溫對燒結煙氣升溫，使其滿足反應溫度的要求，然后將燒結煙氣和燒結礦同時送入移動式脫硝裝置可以保證脫硝反應段溫度穩(wěn)定在催化劑選擇性催化還原的窗口溫度，避免氨氣在高于窗口溫度的高溫下被氧化成nox，導致氨氣利用率低；2)利用燒結礦本身作為催化劑替代原有的scr催化劑使燒結煙氣在移動式脫硝裝置中進行選擇性催化還原反應，達到脫硝的目的；3)由于移動脫硝裝置的催化劑在不斷的更換新的燒結礦催化劑，可以避免催化劑中毒失活的問題；4)移動脫硝裝置排出的燒結礦可重新用于高爐煉鐵，可實現脫硝催化劑的零成本；5)在燒結煙氣脫硝前設置干法或半干法脫硫系統(tǒng)，投資運行費較低，生成物易處理，且避免脫硝前脫硫煙氣的溫度降低過多，脫硫煙氣升溫至窗口溫度的能耗較低；6)使燒結煙氣在不通入氨氣的條件下與高溫燒結礦直接接觸，使燒結礦吸附nox生成活化的fe-no化合物；7)加入整粒篩分后的燒結礦，催化劑比表面積更大，粒徑均勻，在移動式脫硝裝置中，燒結煙氣能與燒結礦均勻氣固接觸，提高脫硝轉化率；8)經整粒篩分后的燒結礦溫度降低至窗口溫度，避免了局部高溫。

上述脫硝反應中，本發(fā)明特別采用燒結機引出的燒結礦替代現有的scr催化劑作為脫硝催化劑，發(fā)明人研究發(fā)現熱燒結礦scr脫除no的反應過程起催化作用的主要成分為fe2o3。其作用原理是：nh3分別以共軛健和離子健nh4⁺的形式吸附在fe2o3鐵的lewis酸位點中心和酸位點中心，如式(1)和(3)；no主要以橋式硝基–亞硝酸鹽的形式吸附在催化劑表面，如式(5)和(6)，橋式硝基–亞硝酸鹽的fe-o鍵或fe-n鍵斷裂生成硝基化合物和單齒型亞硝酸鹽，同時釋放一個陽離子吸附位來吸附氣態(tài)no從而生成了fe-no化合物，結果如圖2-4所示。

nh3和no/o2在催化劑表面的吸附反應機理同時遵循eley-rideal機理式(7)和langmuir-hinshelwood機理式(8)，其吸附-反應方程式如下：

nh3(a)+o(a)→nh2(a)+oh(a)(2)

o2(g)→2o(a)(4)

nh2(a)+no(g)→n2(g)+h2o(g)(e-r機理)(7)

nh2(a)+no2(a)→n2(g)+h2o(g)+o(a)(l-h機理)(8)

并且，發(fā)明人還發(fā)現采用高溫的燒結礦石進行脫硝具有多種效果：1)其本身組成成份中含有催化劑的成份，而且也來自燒結機，也就是說，處理燒結煙氣時，能夠有效保證燒結礦的持續(xù)同步供給，保證了催化劑的需求量；2)由于移動式脫硝裝置中可連續(xù)不斷的供給熱燒結礦，即使煙氣中含有高濃度的so2，也不存在作為催化劑的燒結礦發(fā)生中毒失活的問題，保證了脫硝的正常進行，解決了脫硝過程存在的催化劑中毒失活的問題，干法煙氣脫硫技術為氣同反應，相對于濕法脫硫系統(tǒng)來說，設備簡單，占地面積小、投資和運行費用較低、操作方便、能耗低、生成物便于處置、無污水處理系統(tǒng)等。

缺點：但反應速度慢，脫硫率低，先進的可達95％，濕法煙氣脫硫技術為氣液反應，反應速度快，脫硫效率高，先進的可達99％，但生成物是液體或淤渣，較難處理，設備腐蝕性嚴重，洗滌后煙氣需再熱，能耗高，占地面積大，投資和運行費用高。系統(tǒng)復雜、設備龐大、耗水量大、一次性投資高。半干法的脫硫率可達95％。其優(yōu)點：脫硫是在氣、液、固三相狀態(tài)下進行，工藝設備簡單，生成物為干態(tài)的caso、caso，易處理，沒有嚴重的設備腐蝕和堵塞情況，耗水也比較少。缺點：自動化要求比較高，吸收劑的用量難以控制，吸收效率不是很高；3)來自燒結機的燒結礦石溫度高，為800～900℃，這部分熱完全滿足脫硝催化反應所需的反應溫度要求，不需要另外增加升溫設備，使燒結礦的余熱得到充分利用。

有益效果：

①本發(fā)明以鐵基氧化物(熱燒結礦)作為脫硝催化劑完全替代現有scr催化劑，其來源廣泛、成本較低，大大降低了系統(tǒng)的運行成本，基于e-l和l-h機理下進行脫硝反應。

②本發(fā)明充分利用燒結礦余熱來加熱煙氣，不需要額外補充能源給煙氣加熱，使其達到scr脫硝的窗口溫度，同時加熱后煙氣溫度達到300～400℃，可加以利用；

③本發(fā)明工藝簡單、占地面積較小，脫硝的催化反應在移動式脫硝設備中完成，能夠保證脫硝反應段溫度維持在催化劑的窗口溫度(300～400℃)下進行，避免因局部溫度過高造成氨氣被氧化，還避免因不完全脫硫，導致催化劑中毒，脫硝效率降低的問題。

④本發(fā)明工藝可以實現燒結煙氣同時脫硫脫硝，凈化效果好，對nox的含量高達300-500mg/nm³，硫高達1000-3000mg/nm³的燒結煙氣均適用，其整體脫硫效率≥95％，脫硝效率為70-80％，凈化后的煙氣滿足國家規(guī)定的燒結煙氣排放標準(gb28662-2012)。

⑤整粒篩分活化后燒結礦比表面積較原燒結礦更高，粒徑分布均勻，有利于在移動式脫硝裝置中nh3、nox和燒結礦充分接觸，提高選擇性催化還原反應的轉化率。

附圖說明

圖1本發(fā)明背景技術中移動式脫硝裝置的結構示意圖

圖2本發(fā)明實施例1的工藝流程圖

圖3本發(fā)明實施例2的工藝流程圖

圖4nh3在燒結礦表面的吸附-反應紅外光譜圖

圖5no/o2在燒結礦表面的吸附-反應紅外光譜圖

圖6nh3、no和o2在燒結礦表面共吸附-反應紅外光譜圖

圖7反應溫度和nh3/no對脫硝效率的影響。

圖8空速比對脫硝效率的影響。

圖9本發(fā)明中移動式脫硝裝置的結構示意圖

具體實施方式

實施例1：

如圖2所示，燒結機1的燒結礦出口與環(huán)形冷卻設備4的燒結礦入口連接，所述燒結機1的煙氣出口與除塵裝置2、干法/半干法脫硫裝置3、環(huán)形冷卻設備4、移動式脫硝裝置5、余熱鍋爐6、及煙囪8依次連接。所述環(huán)形冷卻設備4由高溫段和低溫段組成，燒結礦由環(huán)型冷卻機的高溫段進入、低溫段送出，脫硫煙氣先送入環(huán)型冷卻機的低溫段與位于低溫段的燒結礦進行一次換熱升溫，然后再送入高溫段與位于高溫段燒結礦進行二次換熱升溫，所述環(huán)形冷卻設備煙氣出口連接至移動式脫硝裝置煙氣進口，所述環(huán)形冷卻設備燒結礦出口連接至移動式脫硝裝置燒結礦進氣口。所述燒結機1的燒結礦出口與環(huán)形冷卻設備4的燒結礦入口連接，所述燒結機1的煙氣出口經除塵裝置2和干法脫硫裝置3與環(huán)形冷卻設備4燒結煙氣入口連接。所述環(huán)形冷卻設備4優(yōu)選為環(huán)型冷卻機，本實施例中包括5個冷卻段。

如圖9所述的移動式脫硝裝置5為豎式封閉罐體11(如200910187381.8中公開的“豎式封閉的罐體”)，反應帶18設置在罐體的上方，所述豎式封閉的罐體頂部設置有燒結礦裝入口16，底部設置有燒結礦出口13，燒結礦出口安裝有旋轉密封閥10，罐體上部通過脫硝煙氣出口管道12、余熱鍋爐7連接至煙囪8，反應帶還設有燒結煙氣進氣口14、環(huán)形布氣煙道19和氨氣進氣口17，將熾熱的燒結礦裝入到反應帶，燒結礦的溫度為350℃～400℃；然后從反應帶通入常溫氨氣，300～350℃的燒結煙氣，燒結煙氣空速為1000～3000h^-1，使熾熱的燒結礦在該罐體內與混合氨氣后的燒結煙氣充分接觸進行選擇性催化還原反應，反應后的燒結礦由罐體底部排出，而與燒結礦反應后的脫硝煙氣則從罐體上部排出，并通入余熱鍋爐溫度降低到100℃～150℃。

實施例2：

如圖3所示，燒結機1的燒結礦出口與環(huán)形冷卻設備4的燒結礦入口連接，所述燒結機1的煙氣出口與除塵裝置2、干法/半干法脫硫裝置3、環(huán)形冷卻設備4、振動篩41、移動式脫硝裝置5、余熱鍋爐6、及煙囪8依次連接。所述環(huán)形冷卻設備4由高溫段和低溫段組成，燒結礦由環(huán)型冷卻機的高溫段進入、低溫段送出，脫硫煙氣先送入環(huán)型冷卻機的低溫段與位于低溫段的燒結礦進行一次換熱升溫，然后再送入高溫段與位于高溫段燒結礦進行二次換熱升溫，所述環(huán)形冷卻設備煙氣出口依次連接換熱器、移動式脫硝裝置，所述環(huán)形冷卻設備燒結礦出口連接至振動篩41。所述燒結機1的燒結礦出口與環(huán)形冷卻設備4的燒結礦入口連接，所述燒結機1的煙氣出口經除塵裝置2和干法脫硫裝置3與環(huán)形冷卻設備4燒結煙氣入口連接。所述環(huán)形冷卻設備4優(yōu)選為環(huán)型冷卻機，本實施例中包括5個冷卻段。

如圖9所述的移動式脫硝裝置5為豎式封閉罐體11(如200910187381.8中公開的“豎式封閉的罐體”)，反應帶18設置在罐體的上方，所述豎式封閉的罐體頂部設置有燒結礦裝入口16，燒結礦裝入口連通振動篩41，底部設置有燒結礦出口13，燒結礦出口安裝有旋轉密封閥10，罐體上部通過脫硝煙氣出口管道12、余熱鍋爐7連接至煙囪8，反應帶還設有燒結煙氣進氣口14、環(huán)形布氣煙道19和氨氣進氣口17，將熾熱的燒結礦裝入到反應帶，燒結礦的溫度為350℃～400℃；然后從反應帶通入常溫氨氣，300～350℃的燒結煙氣，燒結煙氣空速為1000～3000h^-1，使熾熱的燒結礦在該罐體內與混合氨氣后的燒結煙氣充分接觸進行選擇性催化還原反應，反應后的燒結礦由罐體底部排出，而與燒結礦反應后的脫硝煙氣則從罐體上部排出，并通入余熱鍋爐溫度降低到100℃～150℃。

實施例1中燒結機1引出的120-140℃的煙氣(又稱燒結煙氣)經除塵裝置2除塵和干法脫硫裝置3脫硫，除塵和脫硫后的燒結煙氣溫度為100-110℃，其中煙氣中o2的含量為14-18vol％，co2的含量為3.0-7.0vol％，co的含量為0-2.0vol％，nox,的含量為300-500mg/nm³(其中90-95％的no)，so2,的含量為0～100mg/nm³；燒結機1引出的800-900℃的燒結礦(粒徑為1-100mm，其中，至少含有fe含量為55-65wt％，feo含量為8.0-15.0wt％)和脫硫設備3引出的100～110℃燒結煙氣分別與環(huán)形冷卻設備4的燒結礦入口和環(huán)形冷卻設備4的燒結煙氣入口連接，所述煙氣和燒結礦在環(huán)形冷卻設備中逆向直接換熱，經換熱后燒結礦溫度為350～400℃，燒結煙氣溫度為300～350℃。然后所述的燒結礦從環(huán)形冷卻設備4的燒結礦出口引出，并與移動式脫硝裝置5的燒結礦入口連接，燒結礦從環(huán)形冷卻機排出口引出送入移動式脫硝裝置5中，所述的燒結煙氣從環(huán)形冷卻設備4的燒結煙氣出口引出，向燒結煙氣中補充適量的氨氣(控制nh3/no＝0.8～0.9)后，所述的燒結煙氣引入移動式脫硝裝置5的燒結煙氣入口，在移動式脫硝裝置中，熱燒結礦作為催化劑，在300～400℃的環(huán)境下，煙氣中的nox與nh3在燒結礦作用下進行選擇性的催化還原反應進行脫硝，將煙氣中的no部分轉為n2和no2。脫硝后潔凈煙氣經預熱鍋爐換熱后的溫度降至160℃經煙囪直接排放，在移動式脫硝設備5引出的燒結礦經空氣冷卻后送入下一工序。

實施例2中燒結機1引出的120-140℃的煙氣(又稱燒結煙氣)經除塵裝置2除塵和干法脫硫裝置3脫硫，除塵和脫硫后的燒結煙氣溫度為100-110℃，其中煙氣中o2的含量為14-18vol％，co2的含量為3.0-7.0vol％，co的含量為0-2.0vol％，nox,的含量為300-500mg/nm³(其中90-95％的no)，so2,的含量為0～100mg/nm³；燒結機1引出的800-900℃的燒結礦(粒徑為1-100mm，其中，至少含有fe含量為55-65wt％，feo含量為8.0-15.0wt％)和脫硫設備3引出的100～110℃燒結煙氣分別與環(huán)形冷卻設備4的燒結礦入口和環(huán)形冷卻設備4的燒結煙氣入口連接，所述煙氣和燒結礦在環(huán)形冷卻設備中逆向直接換熱。然后所述的燒結礦從環(huán)形冷卻設備4的燒結礦出口引出，經振動給料器41篩分后5～10mm的燒結礦，燒結礦經篩分溫度降為350～400℃，再引出送入移動式脫硝裝置5中，所述的燒結煙氣從環(huán)形冷卻設備4的燒結煙氣出口引出，向燒結煙氣中補充適量的氨氣(控制nh3/no＝0.8～0.9)后，所述的燒結煙氣引入移動式脫硝裝置5的燒結煙氣入口，所述燒結煙氣溫度為300～350℃，在移動式脫硝裝置中，熱燒結礦作為催化劑，在300～400℃的環(huán)境下，煙氣中的nox與nh3在燒結礦作用下進行選擇性的催化還原反應進行脫硝，將煙氣中的no部分轉為n2和no2。脫硝后潔凈煙氣經預熱鍋爐換熱后的溫度降至160℃經煙囪直接排放，在移動式脫硝設備5引出的燒結礦經空氣冷卻后送入下一工序。

測得經移動式脫硝工序出口煙氣中nox的濃度為70-180mg/nm³，so2的濃度為0～100mg/nm³。本發(fā)明脫硫效率為92-96.5％，脫硝效率為70-80％。

按照上述方法，對燒結機1引出的不同nox濃度的煙氣進行處理，采用便攜式煙氣分析儀(pg-350，horiba公司)分別測定進出口的煙氣成分，為確保數據的真實性，過程中各數據維持在穩(wěn)定工況下15min測定。nox的脫硝效率按式(10)計算，即

式中，c(nox)in-進口nox的濃度，ppm；

c(nox)out-出口nox的濃度，ppm；

η-脫硝效率，％。

其處理指標見下表1。

表1

實施例采用的燒結礦來自武漢市某燒結廠，經破碎篩分后取0.15mm～0.25mm(60～100目)作為研究對象。常溫下，在xd-3a分析儀上以cu-kα射線對燒結礦催化劑進行xrd測試；采用x射線熒光分析儀(xrf)分析燒結礦的主要成分，燒結礦的主要成分分析見表2；采用quantachromequadrasorbsi分析儀進行比表面積(bet)、孔容孔徑測試，吸附介質為液氮，吸附溫度為77k，測試催化反應前樣品在350℃下脫氣10小時；采用傅立葉原位紅外光譜(insitudrifts)對燒結礦進行原位drifts表征分析，波長范圍為1000～4000cm-1，脫硝反應后取移動式脫硝反應器排出的經nh3和nox還原反應后的燒結礦樣品質量50mg，和環(huán)形冷卻設備或塔式冷卻設備排出的經nox吸附后的燒結礦樣品50mg，進一步研究燒結礦表面的吸附-反應特性。

表2燒結礦化學組分(％)

表3是燒結礦催化劑脫硝前后的比表面積、總孔容和平均孔徑。由表2可知，脫硝前燒結礦催化劑的比表面為3.469m²/g，總孔容為0.00583cm³/g，平均孔徑為6.714nm；而脫硝后燒結礦催化劑的比表面為0.372m²/g，總孔容為0.00131cm³/g，平均孔徑為14.074nm；對比脫硝前后燒結礦的孔結構測試結果可以推測，脫硝反應過程中的產物會進入催化劑孔隙中或在其表面形成吸附層，使得催化劑比表面積和總孔容減小，平均孔徑增大。

表2催化劑脫硝前后比表面積、總孔容、平均孔徑

進行原位drifts(紅外光譜)研究，主要是研究在不同吸附條件下催化劑表面活性位酸位以及酸性位點在催化還原過程中所起的作用，以確定吸附物質和中間體的分子作用機制。

圖4是反應溫度為300℃條件下nh3在燒結礦表面吸附-反應的drift譜圖。如圖3所示，當溫度為300℃時，所有的吸收峰(具體指那些吸收峰)在10min時就已經能檢測到。3857cm^-1和3728cm^-1處的吸收峰為酸位點上的-oh基團；3189cm^-1處的吸收峰為lewis酸位點的n-h對稱伸縮振動；1600-1800cm^-1和1400-1600cm^-1處的強吸收峰隨著反應時間的延長而逐漸增強，1600-1800cm^-1處的吸收峰為nh4⁺的對稱彎曲振動，即bronsted酸，1400-1600cm^-1處的強吸收峰歸屬于lewis酸位點nh3的吸附；在1000-1200cm^-1處的弱吸收峰也是lewis酸位點nh3的吸附。因此，nh3除了以共軛健吸附在lewis酸位點中心上，還以離子健nh4⁺吸附在酸位點中心。

圖5反應溫度為300℃條件下no在燒結礦表面吸附的drift譜圖。如圖4所示，1600-1800cm^-1和1400-1600cm^-1處的強吸收峰在10min時就可以檢測到，并且吸收峰的強度隨著時間的增加逐漸增加；1143cm^-1、3603cm^-1和3853cm^-1處的弱吸收峰在20min時才檢測到，并且吸收峰的強度基本保持不變。1600-1800cm^-1處可能是1629cm^-1和1668cm^-1組合峰吸收峰，歸因于吸附態(tài)的no2和橋式硝酸鹽；1400-1600cm^-1處可能是1583、1547和1434cm^-1的組合峰，分別歸因于雙齒型硝酸鹽、單齒型硝酸鹽和硝基。在1100-1200cm^-1處的弱吸收峰處是1080cm^-1和1140cm^-1組合峰，歸屬于no在催化劑表面的氣相吸附?？芍猲o吸附初期，催化劑表面陽離子充足，no主要以橋式硝基–亞硝酸鹽的形式吸附在催化劑表面，隨著吸附的進行，表面吸附產物結構發(fā)生變化，橋式硝基–亞硝酸鹽的fe-o鍵或fe-n鍵斷裂生成硝基化合物和單齒型亞硝酸鹽，同時釋放一個陽離子吸附位來吸附氣態(tài)no從而生成了fe-no化合物。

圖6是反應溫度為300℃條件下nh3/ar、no/o2/ar和nh3/no/o2/ar依次在燒結礦表面吸附-反應的drift譜圖。具體通入次序為向移動式脫硝反應器中：先通入1000ppmnh3/ar中30min，接著通入1000ppmno+15％o2/ar30min，再通入1000ppmnh3+1000ppmno+15％o2/ar30min，最后再通入ar30min。如圖5所示，當通入30minnh3后，1600-1800cm^-1和1400-1600cm^-1處的強組合吸收峰分別為酸位點中心的nh4⁺離子和lewis酸位點nh3的吸附。接著通入30minno/o2后，1600-1800cm^-1和1400-1600cm^-1處的兩個強組合吸收峰向高頻段偏移，是配體硝酸鹽、lewis酸位點nh3吸附和酸位點上nh4⁺三者的疊加；在1265cm^-1和1090cm^-1處新出現的吸收峰歸因于酸位點上nh4⁺和氣相的no。接著又通入30minnh3/no/o2后，1600-1800cm^-1和1400-1600cm^-1處的兩個強吸收峰又偏移到原來的位置，并且吸收峰強度明顯增加。最后通入30minar吹掃，發(fā)現吸收峰的強度沒有發(fā)生明顯變化，伴隨整個過程出現的3867cm^-1和3735cm^-1處的吸收峰為酸位點上的-oh基團。

由圖7可知，nh3/no摩爾比分別為0.8、0.9、1.0時脫硝反應的脫硝效率在300℃時都達到最大值，分別為73.64％、75.21％、77.57％；當反應溫度大于350℃時，不同nh3/no摩爾比的的脫硝效率都開始急劇下降。這是由于脫硝副反應的存在，在較高溫度下煙氣中的部分nh3會被o2氧化轉化為no，從而導致煙氣中no的濃度升高，脫硝效率降低。

綜合燒結礦脫硝效率的影響結果可知：燒結礦對燒結煙氣脫硝的窗口溫度為250～350℃。

由圖8可知，當空速從1000h^-1增加至2000h^-1時，三種溫度的脫硝效率減小幅度不大，300℃時燒結礦的脫硝效率從76.50％減小至72.92％，250℃時燒結礦的脫硝效率從73.75％減小至65.62％，350℃時燒結礦的脫硝效率從69.64％減小至56.48％；當空速從2000h^-1增加至2500h^-1時，三種溫度的脫硝效率均明顯降低。