氨法脱硫工艺技术研究与设计

1、.封面封面1目录目录一、概述一、概述.21.氨法烟气脱硫.22.氨法脱硫原理.23.氨法脱硫方法及特点.3二、确定工艺流程二、确定工艺流程.51.方框流程图.52.工艺流程说明.6三、物料衡算和热量衡算三、物料衡算和热量衡算.61、工艺参数.62、技术指标.63、物料衡算.74、热量衡算.8四、设备选型四、设备选型.101、脱硫塔.102、循环泵和氧化风机.113、旋流器.124、离心机.125、干燥机.126、包装机.13参考文献参考文献.13致谢致谢.13附图附图.142一、概述一、概述1.1.氨法烟气脱硫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 S

2、O3)。在 FGD 技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以 CaCO3（石灰石）为基础的钙法，以 MgO 为基础的镁法，以 Na2SO3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 SO2、水反应成脱硫产物的基本机理而进行的，是控制 SO2排放的技术。2.2.氨法脱硫原理氨法脱硫原理任何 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 SO2和 NH3的反应为基础。脱硫塔是烟气脱硫和产生硫酸氨盐的中间装置。烟气中的 SO2在脱硫塔中被除去

3、，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 SO2的反应，按照下列反应生成亚硫酸氢氨硫酸氢盐： （1）SO2 H2O = H2SO3 （2）H2SO3 （NH4)2SO4 = NH4HSO4 NH4HSO3 （3）H2SO3 （NH4)2SO3 = 2NH4HSO3在反应（1）中，烟气中的 SO2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）H2SO3 NH3 =（NH4)2SO3（5）NH4HSO3 NH3 =（NH4)2SO3 （6）NH4HSO4 NH3 =（NH4

4、)2SO4 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） （NH4)2SO3 + 1/2O2 = (NH4)2SO4 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。33.3.氨法脱硫方法及特点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

5、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,特别是采用废氨水作为脱硫吸收剂时,由于脱硫副产物的价值较高,煤中含硫量越高,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

6、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 SO2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 SO2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4放二氧化硫约 1000

7、 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）SO2的可资源化可将污染物 SO2回收成为高附加值的商品化产品。其脱硫副产品硫酸铵是一种农用肥料,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。5二、确定工艺流程二、确定工艺流程1.1.方框流程图方框流程图2.2.工艺流程说明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

8、烟气中的 SO2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，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

9、品硫酸铵；离心分离预洗塔脱硫塔旋流器离心机干燥器包装机原烟气溢流氨气氧化空气净烟气溢流分离液底流氨法脱硫方框流程图流程图6母液进入循环槽重复使用。三、物料衡算和热量衡算三、物料衡算和热量衡算1 1、工艺参数、工艺参数（1）入口烟气量：6.5105Nm3/h；（2）SO2浓度：1000mg/Nm3；（3）烟气入口温度：T=126、常压。（4）脱硫率95%2 2、技术指标、技术指标脱硫保证效率 95%出口 SO2排放浓度 200mg/Nm3出口烟尘排放浓度 50mg/Nm3NOX脱除效率 30 %烟气排放温度 60烟气通过脱硫系统的压降 1500Pa脱硫系统耗电量 187kWh脱硫系统耗水量 9t

10、/h脱硫系统耗汽量 0.2t/h脱硫系统液氨耗量 280Kg/h脱硫系统设备的噪音不高于 85dB(A)（距离设备外 1m， 操作平台 1.2m 处测试）脱硫除尘系统设备可用率不低于 95 脱硫除尘系统漏风率 3除雾器除雾效率 98% 脱硫塔等主体设备使用寿命 30 年3 3、物料衡算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：7SO2 NH3 H2O (NH4)2SO4 O22 ： 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 hkghmghmgMSO/650/105 . 6/1000105 . 6852

11、对应的 NH3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 hNmG/1045. 4000650126273273352，（2）氨气的量 hkgMMSONH/65023（3）工艺水的量hkgMMSOOH/65022（4）氧化空气量假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，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hkghkgMMSOO/5 .162/65025. 025

12、. 022而换算为压缩空气的流量为kom/h28kmol/h295 .162552空气空气MMnO（5）吸收塔的硫酸铵产量（干态） hkghkgMMSOSONH/325/6505 . 05 . 02424)(4 4、热量衡算、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 100），向上流动穿过喷淋层，8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 SO 及其2它污染物的烟气经 GGH 加热至 60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

13、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 60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高压冲洗水。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

14、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。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 126）和经过喷淋塔石

15、灰石浆液淋洗后的净化烟道气（出口温度 50） ，两股流体在换热器内传热。原烟气的热流量Qi= = ipi iiipi imc tvc thkJhkJ/1065. 1/)100126(975. 0105 . 675净化烟气的热流量9hkJhkJtctcmQpp/1034. 6/)5060(975. 0105 . 66500000000平均传热温差 Ctttttm74.165060100126ln)5060()100126(ln2121考虑换热器的热量损失,则换热器的传热效率为 %4 .38%1001065. 11034. 6%100760iQQ 而换热器的传热效率一般都大于该数值，因此传热效率满

16、足设计要求。10四、设备选型四、设备选型1 1、脱硫塔、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。标态： hNmQ/1045. 4000650126273273350，hNmQ/1046. 500065012627362273351，塔内流速： smv/3 mvQrrvvsQ01. 4314. 33600/1046. 55121 方形 H=16m285.18mS 83. 245vmBL 文丘里塔压力损失： （60值） 1液气比L气体比重3/85.

17、 0mkgrgsmvt/252/8 . 9smg OmmHOmmHgvrLPtg22222829.278 . 922585. 0) 18 . 025. 0(2)8 . 025. 0( 脱硫塔压力损失： smvt/2mL 脱硫塔OmmHOmmHP222116 . 08 . 92285. 0)48 . 025. 0( 烟气分配板)(1522估OmmHP 排烟囱 )(422估OmmHP 脱硫塔总压力损失：1+15+4=20OmmH211 新增加烟道阻力损失：)(202估OmmH总压力损失（阻力损失）：+=28+20+20=68，即 686.8PaOmmH22 2、循环泵、循环泵和氧化风机和氧化风机脱

18、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：hmmlHGQGLQ/878.7491000)08. 01 (29.777,2034)/(100033取每台循环泵流量 750 扬程 2 台 一用一备Qhm /3OmHH230 循环水泵电耗量：KWHQN97.912 . 1%801

19、635. 0306075021635. 0泵 选用 90KW 电机 76KW0.895实际消耗功率KW152762总电耗量 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%33632/1300/12963264000,250101018%9 . 0mmgmmgSO浓度锅炉入口32/180mmgSO浓度锅炉出口12 计算条件： 烟气量： )/166058(/000,25033hNmhm 温 度： 138 灰 尘： 出口3/180mmg%)3 .72(/503Nmmg SO2： 出口3/1300mmg%)85(/1953Nmmg hrkgSO/25.27610)1951300(000,25062去除量 hrkg/5 .3210)50180(000,2506灰尘去除量3 3、旋流器、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 BMCR 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 4、离心机、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为1