氨法脱硫工艺技术研究与设计

1、封面 精选文库 14 、概述 1.氨法烟气脱硫 2.氨法脱硫原理 3.氨法脱硫方法及特点 二、确定工艺流程 1.方框流程图 2.工艺流程说明 三、物料衡算和热量衡算 1、工艺参数 2、技术指标 3、物料衡算 4、热量衡算 四、设备选型 1、脱硫塔 2、循环泵和氧化风机 3、旋流器 4、离心机 5、干燥机 6、包装机 参考文献 致谢 附图 目录 10 10 11 12 12 12 12 13 13 13 、概述 1. 氨法烟气脱硫 烟气脱硫（FGD是指从烟道气或其他工业废气中除去硫氧化物 （SO2和SO）。 在FGD技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以CaCO（石灰石） 为基础的钙

2、法，以MgC为基础的镁法，以Na2SO为基础的钠法，以NH3为基础的 氨法，以有机碱为基础的有机碱法。这里，主要介绍氨法烟气脱硫技术。氨法脱 硫即是根据氨与so、水反应成脱硫产物的基本机理而进行的，是控制 SO排放 的技术。 2. 氨法脱硫原理 SO和NH的反应 任何FGD过程都包括两个基本的化学反应过程：吸收:SO2吸收生成为亚硫 酸盐；氧化：亚硫酸盐氧化为硫酸盐。氨法脱硫以水溶液中 为基础。脱硫塔是烟气脱硫和产生硫酸氨盐的中间装置。烟气中的SO在脱硫塔 中被除去，脱硫塔中是 PH值控制为5.05.9的饱和硫酸氨/亚硫酸氨溶液, 与SO的反应，按照下列反应生成亚硫酸氢氨/硫酸氢盐: (1)

3、SQ + H2O = H2SO (2) H2SO +( NH)2SO= NH4HSO + NH4HSO (3) H2SO +( NH)2SO= 2NH4HSO 在反应（1）中，烟气中的SO溶于水中，生成亚硫酸。在反应（2）和（3） 中，亚硫酸与该溶液中溶解的硫酸氨/亚硫酸盐反应。 喷射到反应池底部的氨水, 按如下方式中和酸性物: (4) H2SG3 + NH3 = (NH) 2SG3 (5) NHHSO + NH3 (6) NH4HSO + NH =(NH4)2SO 喷射到脱硫塔底部的氧化空气，会按照如下方式将亚硫酸盐氧化为硫酸盐: (7) (NH)2SO + 1/2O2 = (NH4)2SO

4、 至此，脱硫塔中生成了大量的硫酸氨，硫酸氨溶液饱和后，使硫酸氨从溶液 中以结晶形式析出。 3. 氨法脱硫方法及特点 工业上氨法脱硫的方法很多，目前应用较广泛的有湿式氨法、电子束氨法、 脉冲电晕氨法、简易氨法等。各种方法都有一些共同的特点，具体如下: (1) 脱硫塔不易结垢 由于氨具有更高的反应活性，且硫酸铵具有极易溶解的化学特性，因此氨法 脱硫系统不易产生结垢现象。 (2) 氨法对煤中硫含量适应性广 氨法脱硫对煤中硫含量的适应性广，低、中、高硫含量的煤种脱硫均能适应， 特别适合于中高硫煤的脱硫。采用石灰石-石膏法时，煤的含硫量越高，石灰石用 量就越大，费用也就越高；而采用氨法时，特别是采用废氨

5、水作为脱硫吸收剂时 由于脱硫副产物的价值较咼,煤中含硫量越咼,脱硫副产品硫酸铵的产量越大,也 就越经济。 (3) 无二次污染 氨是生产化肥的原料。以氨为原料，实现烟气脱硫，生产化肥,不消耗新的自 然资源,不产生新的废弃物和污染物，变废为宝，化害为利，为绿色生产技术，将产 生明显的环境、经济和社会效益。因此，氨法与钙法具有明显的区别。氨法属于 回收法，钙法属于抛弃法。抛弃法的缺点是消耗新的自然资源、产生新的废弃物 和污染污,具有明显的二次环境问题。 (4) 系统简单、设备体积小、能耗低 氨是一种良好的碱性吸收剂，从吸收化学机理上分析,SO2的吸收是酸碱中和 反应,吸收剂碱性越强，越利于吸收，氨的

6、碱性强于钙基吸收剂；而且从吸收物理 机理上分析，钙基吸收剂吸收SQ是一种气-固反应,反应速率慢、反应不完全、 吸收剂利用率低，需要大量的设备和能耗进行磨细、雾化、循环等以提高吸收剂 利用率,往往设备庞大、系统复杂能耗高；而氨吸收烟气的SO是气-液反应,反应 速度快、反应完全，吸收剂利用率高；可以做到很高的脱硫效率，同时相对钙基脱 硫工艺来说系统简单、设备体积小、能耗低。 (5) 氨法具有丰富的原料 氨法以氨为原料，其形式可以是液氨、氨水和碳铵。目前我国火电厂年排放 二氧化硫约1000万吨，即使全部采用氨法脱硫，用氨量不超过500万吨/年，供 应完全有保证。 (6) SQ的可资源化 可将污染物S

7、O回收成为高附加值的商品化产品。其脱硫副产品硫酸铵是 种农用肥料，在我国具有很好的市场前景，硫酸铵的销售收入能冲抵吸收剂的成 本,甚至是整个运行成本，特别是对于自身副产液氨或有废氨水的企业来说 ，可以 利用液氨或废氨水作为脱硫吸收剂，达到用废水治理废气的目的，副产品的销售 收入还可以给脱硫装置带来一定的经济效益。 二、确定工艺流程 1. 方框流程图 氨法脱硫方框流程图 2. 工艺流程说明 烟气进入脱硫塔与循环浆液逆流接触进行洗涤、降温和吸收，在此过程中含 氨吸收剂的循环液将烟气中的 SO吸收，反应生成亚硫酸铵；含亚硫酸铵的液体 再与从脱硫塔底部鼓入的空气进行氧化反应， 将亚硫酸铵氧化成硫酸铵，

8、形成硫 酸铵稀溶液; 含硫酸铵的稀溶液流至循环槽，通过二级循环泵再送入脱硫塔，再进一步浓 缩、结晶后，得到一定含量的硫酸铵浆液，从而形成闭合循环，这样在循环槽中 使硫酸铵浓度达到规定值后，通过铵排出泵将生成的硫酸铵浆液送入硫铵后处理 系统。 反应后的净烟气经除雾器进行净化达标后再经主烟囱直接排出。 硫铵溶液通过硫酸铵排出泵送入旋流器进一步浓缩后，依靠重力进入离心 机，浆液经离心机分离后得到含水率4.0%的固体硫酸铵，经重力送入干燥机, 干燥后含水小于1.0%，干燥后的硫铵经包装后即可得到商品硫酸铵；离心分离 母液进入循环槽重复使用。 三、物料衡算和热量衡算 1、工艺参数 入口烟气量：6.5 X

9、 105Nm/h ; SQ 浓度：1000mg/Nm； 烟气入口温度：T=126C、常压。 脱硫率95% 95% 2、技术指标 脱硫保证效率 出口 SO排放浓度 出口烟尘排放浓度 200mg/Nm 50mg/Nm NQ脱除效率 烟气排放温度 烟气通过脱硫系统的压降 1500Pa 脱硫系统耗电量 187kW h 脱硫系统耗水量 9t/h 脱硫系统耗汽量 0.2t/h 脱硫系统液氨耗量 98% 脱硫除尘系统漏风率 除雾器除雾效率 脱硫塔等主体设备使用寿命 3、物料衡算 前面已经详细地介绍了脱硫反应的机理，为了确保脱硫率，使氨气过量，由 此可知反应的物料比例为： SQ NH HO (NHUSO Q

10、2： 2： 2:1:0.5 在标准状态下、单位时间内烟气中含有二氧化硫质量为 SO2 Msq 6.5 105 1000mg/h 6.5 108mg/h 650kg / h 对应的NH的质量为650kg/h，工艺水的质量为 650kg/h。 综合以上计算结果，本部分给出的是一些近似的简化物料平衡计算方法，物 料点涵盖了一些主流程。 (1)吸收塔出口烟气量G2 G2 273 273 126 650,000 4.45 105Nm3/h (2)氨气的量 M NH3 M SO2 650kg/h (3)工艺水的量 M H2OM SO2 650kg/h (4) 氧化空气量 假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，

11、当中的氧气完全用于氧化亚硫酸铵, 即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化1mol亚硫 酸铵需要0.5mol的氧气。 其数值为Mq0.25Mso2 0.25 650kg / h 162.5kg/ h 而换算为压缩空气的流量为 5M n空气 02 M空气 5 162.5 kmol/h 28kom/h 29 (5) 吸收塔的硫酸铵产量(干态) M (NH 4)2 SO4 0.5M sO20.5 650kg / h 325kg/h 4、热量衡算 从锅炉来的热烟气经增压风机增压后进入烟气换热器 (GGH)降温侧，经 GGH冷却后，烟气进入吸收塔(烟气温度为 100C)，向上流动穿过

12、喷淋层, 在此烟气被冷却到饱和温度，烟气中的 SO2被石灰石浆液吸收。除去 SO2及其 它污染物的烟气经GGH加热至60C以上，通过烟囱排放。设置一套密封系统保 证GGH漏风率小于1%。 GGH是利用热烟气所带的热量加热吸收塔出来的冷的净烟气。在设计条件 下且没有补充热源时，GGH可将净烟气的温度提高到60C以上。 在热烟气的进口与GGH相连的烟道出口安置一套可伸缩的清洗设备，用来 进行常规吹灰和在线水冲洗。清洗装置都有单独的、可伸缩的矛状管和带有单独 的辅助蒸汽和水喷嘴的驱动机械。GGH配一台在线的冲洗水泵，该泵为在线清 洗提供咼压冲洗水。自动吹灰系统可保证 GGH的受热面不受堵塞，保持净烟

13、气 的出口温度。 当GGH停机后，换热元件可用一低压水清洗装置进行清洗。此低压水清洗 装置每年使用两次。每台GGH上的两个固定的水冲洗装置用来进行离线冲洗。 每一个固定的水清洗装置配有带喷嘴的直管， 从有一定间隔的喷嘴中均匀地向换 热面喷冲洗水。 /、 烟道上设有挡板系统，以便于FGD系统正常运行和事故时旁路运行。FGD 装置的挡板系统包括一台FGD进口原烟气挡板，一台FGD出口净烟气挡板和一 台旁路烟气挡板，挡板为双百叶式。在正常运行时，FGD进出口挡板开启，旁 路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板门，关闭FGD进出口挡板，烟 气通过旁路烟道绕过FGD系统直接排到烟囱。所有挡板都配有密

14、封系统，以保 证“零”泄露。密封空气设两台100%容量的密封空气风机（一台备用）和二级 电加热器，加热温度不低于70 C。 对于换热器，进入换热器的烟气分成两种，包括要进入脱硫塔（喷淋塔）的 原烟气（温度为126C）和经过喷淋塔石灰石浆液淋洗后的净化烟道气（出口温 度50C），两股流体在换热器内传热。 原烟气的热流量 Qi= miCpitiiViCpiti= 6.5 105 0.975 (126 100)kJ /h 1.65 107 kJ/h 净化烟气的热流量 Q0m0C p0to0 0 C p010 6.5 105 0.975 (60 50)kJ/h6.34 106kJ/h 平均传热温差tm

15、 h t2 In丄 t2 (126 100) (60 50)1674 C .126 100 In 60 50 考虑换热器的热量损失，则换热器的传热效率为 00 100%100% 38.4% 而换热器的传热效率一般都大于该数值，因此传热效率满足设计要求。 四、设备选型 1、脱硫塔 脱硫塔是氨法脱硫的核心设备，脱硫塔集气液传质、化学吸收、氧化、结晶 等多种化工单元功能于一体，具有较高操作弹性和较高的脱硫脱硝功能, 氮氧化 物脱除率在45%,二氧化硫的脱除率可达 95%以上。 273 标态： Q0 650,000 4.45 105Nm3/h 273 126 273 62C 650,000 273 1

16、26 Qi 5.46 105 Nm3/h 塔内流速：V 3m/ s Qi vs V J 5.46 105/3600 3.14 3 4.01m 18.85m2 方形L 4m v 2.83 H=16m 文丘里塔压力损失: L 液气比 1rg 0.85kg/m3气体比重 Vt 25m/s p (0.25 0.8L)rg vt2 (0.25 0.8 1) 0.85 252 2g 2 9.8 27.29mmH2O 28mmH2O 脱硫塔压力损失：Vt 2m/s L m 脱硫塔R (0.250.8 2 4) 0.85 2 2 9.8 0.6mmH2O 1mmH2O 烟气分配板 R2 15mmH2O(估)

17、排烟囱 P2 4mmH2O(估) 脱硫塔总压力损失：1+15+4=20mmH 2O 新增加烟道阻力损失：20mmH2O（估） 总压力损失（阻力损失）：+=28+20+20=68mmH2O，即686.8Pa 2、循环泵和氧化风机 脱硫塔一级、二级循环泵为离心泵，泵的壳体采全金属，叶轮和入口轴套采 用双向钢相当材料。每个塔共配置3台一级循环泵，每台泵可将硫铵溶液以足够 的压力送到塔内的吸收段。 每个塔设置2台二级循环泵，一运一备，正常情况下将塔内的硫铵溶液泵入 塔内浓缩段的喷淋层。 液气比L/G= 4 （循环液量与烟气量的比值，单位：升/标准立方米） 烟气 中水气含量设为8%,则 循环水泵流量:

18、一 Q HG Q G0l7m) 4 203,777.29 (1 0.08) 1000 3 749.878m /h 取每台循环泵流量 Q 750m3 /h 扬程 H 30mH 2O 2台一用一备 循环水泵电耗量: N Q H O.1635 750 30 0.1635 60 80% 1.291.97KW 选用90KW电机 实际消耗功率95 0.8 76KW 总电耗量 2 76 152KW 集水池中PH值控制在5.8-6.2范围内。 燃煤：18t/h取煤的平均含硫量0.9% 锅炉入口 SO2浓度 09% 18 103 106 64 1296mg/m3 1300mg/m3 250,00032 锅炉出口

19、 SO2浓度 3 180mg / m 计算条件: 烟气量: 250,000m3/h(166058Nm3/h) 温度: 138 r 灰尘: 3 180mg/m 出口 50mg/ Nm3(72.3%) SO 2：1300mg / m3 出口 195mg/Nm3(85%) SO2去除量250,000 (1300 195) 10 6276.25kg/hr 灰尘去除量 250,000 （180 50) 10 632.5kg/hr 3、旋流器 共设置3套旋流器。旋流器的材料选用PU或KM材料，内表面光滑。旋流器 的总容量按设计煤种下4台炉BMC工况和硫回收工段尾气脱硫产生的硫铵浆液 量的100%选择。每个旋流器的处理量为 80m3/h,共5个旋流子（备用1个）。 4、离心机 共配置3台可连续也可断续运行的离心脱水机，每台离心脱水机出力