废活性炭脱附焚烧尾气治理
工艺路线澄清 本方案工艺路线
SCR脱硝脱二噁英反应器，在触媒的催化作用下进行氮氧化物 经过干法脱酸塔，与喷入的脱酸剤混合后 的还原和气态二噁英的氧化分解， 从SCR反应器排出的干净 去除烟气中的酸性气体（SO2、HCl和HF） 烟气通过引风机抽入烟囱达标排放。
脱附后的有机废气通过蓄热式焚烧炉焚烧后的高温烟气 （1000℃左右），通过湿法急冷迅速降温至370℃左右 烟气与喷入烟道的氨气充分混合后进入陶瓷纤维滤管除尘仓系统（350℃左右） 通过陶瓷纤维滤管的过滤作用过滤掉粉尘以及固态二噁英 设计联络会业主建议 若采用干法脱酸塔，喷入干粉增加了烟气系统排灰量， 目前湿法脱硫工艺主要有双碱法、氨法、石灰石石膏法， 因本项目属于危废处置项目， 业主提议考虑脱硫副产物利用问题采用氨法脱硫较为合适， 烟气系统收集集尘灰需按照危废进行处理， 并且可在前段加注尿素点增加加注量， 因此业主建议采用湿法脱硫工艺。 通过烟气将热解后的氨气带至脱硫段。
根据国家相关政策及要求，目前有氨水改尿素的趋势， 因此业主建议本项目也采取尿素工艺。 考虑尿素需要进行溶解后在500℃左右进行热解成氨气才能使用， 因此考虑将尿素在急冷塔之前合适温度注入，通过烟气热量进行热解。 工艺澄清
根据业主建议所述工艺流程如上图，主要针对上述流程进行工艺澄清，澄清如下： 根据目前烟气参数，10000Nm³/h烟气量、酸性气体浓度400mg/Nm³、排放标准200mg/Nm³。根据我方经验实际烟气中酸性气体浓度更低，若采用高 效脱硫剂钙硫比可控制在1.5之内，脱硫剂加注量≤4kg/h、副产物产生量≤7kg/h，按照年运行6000小时计算，副产物年产生量为42吨，按照每吨2000 元处置成本，年副产物处置费用约为84000元。干法脱硫具有系统简单、投资低、运行费用低等特点，若按照业主建议采用湿法脱硫（氨法脱硫）可能存在以下问题： （1）湿法脱硫系统后烟气因存在气溶胶及水汽影响容易导致粉尘超标，需增加湿法电除尘器。按照本项目烟气条件湿法脱硫+湿法电除尘器总造价 增加100万元； （2）湿法脱硫采用强制循环控制脱硫塔内浆液及气氛PH值，需增加循环水池及废水排放池，水池占地较大且对防腐防渗漏要求较高； （3）湿法脱硫将产生大量废水，若采用需结合当地环保政策对废水进行处理，部分地区因废水排放总量限制需对废水进行零排放处置（蒸发结晶成盐）， 废水处理费用较大且废水池及处理设备容易在厂区内形成恶臭； （4）湿法脱硫工艺温度需控制在70-90℃之间，需在脱硫前设置预脱硫塔进行烟气降温，湿法脱硫后烟气温度低且含大量水汽，需对烟囱进行防腐； 同时将形成有色烟羽现象（俗称白烟），部分地区环保政策要求对白烟进行处理，处理方式主要为加热（保持烟气温度在135℃以上），烟气加热运行费用巨大； （5）根据业主建议采用氨法脱硫，并将脱硝用氨水改为尿素，通过将过量尿素溶液喷入急冷塔前合适温度热解成氨气，过量氨气在供SCR反应后 进入湿法脱硫作为脱硫剂。此法存在如下问题： 若在高温段过量加热尿素溶液，热解后氨气在供SCR脱硝反应后进入预脱硫塔进行降温（300℃降温至90℃以下），此时烟气中的氨气极易形 成硫铵并对设备进行腐蚀及覆盖堵塞，大量的氨气可能在短时间内将此处脱硫塔及反应烟道全部覆盖堵塞造成安全隐患。 因此若采用氨法脱硫，还需在脱硫前单独增加尿素热解加热装置或氨水计量分配装置，整套系统需设置2套氨加注点。 工艺澄清（投资变化）
根据业主建议所述工艺流程如上图，按照上文所述若采用该流程需在目前报价基础上增加以下设备投资：
工艺澄清(运行成本变化) 按照_上文所述若采用该流程需与原流程运行费用对比如下:
工艺澄清(总结) 1、采纳业主建议将脱硝还原剂改为尿素; 2、建议采用原方案中干法工艺进行脱硫，湿法工艺系统复杂、投资高、存在二次污染,不仅需要: 增加大量投资费用及运行成本，且系统操作复杂、运行维护难度较大。 |
