脱硫脱硝氨法方案.docx
《脱硫脱硝氨法方案.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《脱硫脱硝氨法方案.docx（14页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
脱硫脱硝氨法方案
3×75t/h锅炉烟气炉外氨法脱硫、硝装置
技术案
科环保工程有限公司
2013年7月10日
氨法脱硫
1、氨法工艺介绍
氨法烟气脱硫技术是采用氨水作为脱硫吸收剂，与进入吸收塔的烟气接触混合，烟气中的SO2与氨水反应，生成亚硫酸氨，经与鼓入的压缩空气强制氧化反应，生成硫酸铵溶液，经结晶、离心机脱水、干燥器干燥后即得化学肥料硫酸铵。
氨法脱硫工艺具有很多别的工艺所没有的特点。
氨是一种良好的碱性吸收剂，从化学反应机理上分析，烟气中二氧化硫的吸收是通过酸碱中和反应来实现的。
吸收剂碱性越强，越利于吸收，氨的碱性强于钙基吸收剂。
而且使用氨水作为脱硫吸收剂，还可以有效的降低NOx的排放。
灰浆液吸收二氧化硫需要先有一个固－液反应过程，即固相的灰（CaCO3）先酸溶于亚硫酸，生成亚硫酸氢钙Ca（HSO3）2；而氨吸收烟气中的二氧化硫是反应速率极快的气－液或气－汽反应过程，可以比较容易地达到很高的脱硫效率。
由于氨的化学活性远大于灰浆，吸收塔循环喷淋量可以降至灰－膏法的1/5～1/4，脱硫塔循环喷淋的动力消耗远低于灰－膏法。
灰-膏浆液系统一旦pH值发生比较大的波动，很容易结垢并难以清除。
而氨法副产品—硫酸铵的水溶性极好，其吸收液循环系统简单、工艺操作稳定性优于灰－膏法的浆液系统。
系统启停快速，维护简单，占地面积小。
氨-硫铵法工艺中的氯离子可以和氨结合生成氯化铵（化肥）随副产品一并排出，补充加入的新鲜水仅用于烟气的增湿降温，因此氨法脱硫是一个完全闭路循环的吸收系统，其间不需要排放废水。
燃用高硫煤（硫含量≥2%）时，氨法脱硫装置在不需要改造，不增加投资和运行费用的情况下可取得更好的效益，而灰-膏法由于适应性有限，需要增加相应投资和运行费用，煤种的选择必须控制在设计围。
采用氨法脱硫装置可为电厂提供广泛的燃料选择余地。
目前市场上低硫煤价格普遍高于高硫煤，高价值脱硫副产品的销售，使得这些高硫煤不仅对环境无害而且具有经济吸引力。
脱硫副产品硫酸铵可以制作成高效的复合化肥，变废为宝，化害为利，防止二次污染。
硫酸铵的销售收入基本上可冲抵脱硫剂的消耗费用，燃用高硫煤时可为电厂带来盈利。
如果脱硫装置配套的是合成氨企业的热电厂，则氨法的优越性将得到充分发挥。
以氨为碱性脱硫剂，吸收SO2的原理为：
SO2＋xNH3＋H2O＝（NH4）xH2-xSO3
（1）
x=1.0~2.0。
当x=1.0，相当于1分子氨结合1分子SO2，形成亚硫酸氢氨；当x=2.0，相当于2分子氨结合1分子SO2，形成亚硫酸铵。
在气相中，SO2和NH3主要按下述反应进行：
SO2＋NH3＋H2O＝NH4HSO3
（2）
2、工艺流程介绍：
3、我公司氨法脱硫的特点
目前，国很多简易的氨法脱硫装置，不考虑系统水平衡和副产品回收，随意排放废水，形成二次污染。
系统较为完整的氨法脱硫装置也大多存在两个面的问题。
一些氨法脱硫技术直接采用碱性氨水喷淋（或加氨位置不当），导致烟气排放时夹带大量游离氨，脱硫剂消耗量大，运行成本高，副产品回收率低；另一些则采用外加热蒸发结晶的副产品回收工艺，存在流程复杂、投资高，能耗大的问题。
我公司独家研制开发的“FCL氨/硫、硝酸铵烟气脱硫技术”，其吸收液中游离氨接近零，吸收剂利用率高，从而大大地降低了原料氨的消耗；同时充分利用进口烟气的热能对接近饱和状态的硫酸铵溶液进行加热蒸发、浓缩、结晶，不需外加热能，达到节能之目的。
与灰-膏湿法和循环流化床半干法脱硫工艺相比，氨-硫、硝酸铵脱硫系统是一个稳定的气液反应系统，系统阻力小；脱硫效率高（≥95%）；启动与退出运行，快速简便；副产品是利用价值较高的硫酸铵。
根据脱硫工艺选择的原则：
“工艺成熟、运行稳定、脱硫效率高、投资省、运行费用低、无二次污染”，推荐采用FCL氨-硫、硝酸铵烟气脱硫工艺技术。
4、系统组成：
因贵公司燃煤含硫量低，结合当前环保局势，建议贵公司按照氨法脱硫整套系统考虑布置，后期根据需要增加氨法脱硫后处理既分离系统和回收系统。
本工程设置一套烟气脱硫系统，包括烟道、浓缩塔、脱硫、硝塔等脱硫系统部分；氨水储罐、氨水泵、工艺水罐、工艺水泵等公用系统部分；结晶蒸发器、冷却结晶槽、离心分离机、滤液槽等产品分离系统部分；以及流化床干燥机、蒸汽空气加热器、干燥风机、水冷螺旋、包装及等产品回收系统部分。
（1）流程说明
～140℃的热烟气进入预洗涤塔（即浓缩塔），与来自脱硫塔的硫酸铵溶液并流接触，烟气被绝热饱和而被冷却到70℃～80℃进入脱硫塔，同时，由于硫酸铵溶液中水的蒸发而浓缩。
因此，在预洗涤塔和脱硫塔中，烟气的余热得到充分有效的利用，而不必使用大量的外供蒸汽对吸收液进行蒸发浓缩后取得硫酸铵结晶。
预洗涤塔循环液的PH较低，对SO2只是预吸收，其作用主要是烟气降温除尘，吸收液浓缩。
脱硫、硝塔为逆流喷淋式吸收塔，上部布置了三层喷嘴。
烟气自下而上流过喷淋吸收区，经洗涤脱硫、除雾后排出吸收塔。
在脱硫塔，根据喷淋液的PH自动调节加入的液氨量,使SO2吸收液的PH值较高，从而利于SO2的吸收。
在吸收塔喷淋层上布置有两级除雾器，分离收集喷淋吸收后的烟气中夹带的绝大部分雾滴，烟气出口雾滴含量＜75mg/Nm3。
每层除雾器上下安装喷淋水管，通过定期冲洗，去除除雾器表面上的沉淀物，补充因烟气饱和而带走的水份,维持塔底循环液的液位，喷水量与塔底循环液液位联锁。
本工程烟气脱硫技术为氨法湿式烟气脱硫，脱硫剂采用20%的氨水，为了保持系统的水平衡，系统中要采用加注液氨的式补充脱硫剂。
SO2与氨反应后生成亚硫酸铵,亚硫酸铵就地强制氧化为硫酸铵，硫酸铵浆液经回收处理后作为制作复合化肥的原料。
（2）工艺原理
1）锅炉排烟通过充满脱硫剂喷淋液的吸收塔
2）热烟气与脱硫剂在吸收塔接触并传质传热
3）SO2被脱硫剂吸收并转化为亚硫酸铵和硫酸铵
4）通过浓缩塔预洗涤控制最佳反应温度
5）向脱硫塔喷淋层合适位置补充新鲜氨水（液氨），恢复脱硫浆液的SO2吸收功能。
6）向脱硫塔持液槽鼓入空气，强行将副产物氧化，并取出部分浆液输送到副产物分离、回收系统。
（3）技术特点
1）脱硫效率高：
在液汽比为2.5时，脱硫效率就可达98%以上；
2）运行费用较低，为灰-膏工艺的40%左右；
3）工艺流程简单，系统设备少，为灰-膏工艺的20%～30%，且转动部件少，提高了系统的可靠性，降低了维护和检修费用；
4）占地面积小，为灰-膏工艺的20%～40%，且系统布置灵活，非常适合现有机组的改造和场地紧缺的新建机组；
5）能源消耗低，如电耗、水耗等为灰-膏工艺的30%～40%；
6）能有效脱除SO3、氮氧化物、氯化物和氟化物等有害气体；
7）对锅炉负荷变化的适用性强，负荷跟踪特性好，启停便，可在40％负荷时投用，对基本负荷和调峰机组均有很好的适用性；
8）对燃煤硫分的适应性强，可用于0.3%～6.5%的燃煤硫分。
且应用于中高硫煤（≥2％）时，副产物价值可以超过运行成本，其经济性非常突出；
9）通过科学设计，使系统完全做到水平衡，无脱硫废水排放，不会造成二次污染；
（4）烟气系统
整个FGD烟气系统的压降约1000～1200Pa，由位于FGD系统上游的增压风机提供，使整个FGD系统为正压操作，同时避免引风机可能受到的低温烟气的腐蚀，保证引风机及整个FGD系统长期安全运行。
从锅炉来的原烟气,由增压风机通过钢烟道引至脱硫系统，经过原烟气挡板,烟气进入预洗涤塔（浓缩塔），烟气经降温除尘后进入脱硫塔进行脱硫反应。
在预洗涤塔（浓缩塔），烟气与循环喷淋的硫酸铵溶液进行热交换，烟气温度下降至～70℃后进入脱硫塔；同时，硫酸铵溶液吸热、蒸发，进而达到浓缩的目的，硫酸铵浓度达过饱和状态。
在脱硫塔烟气与循环浆液充分接触反应脱除其中的SO2，烟气温度进一步降低至饱和温度52℃左右。
脱硫后的净烟气经过净烟气烟道、净烟气挡板通过原有烟囱排放到大气中。
为了将烟气脱硫系统与锅炉系统分离开来，脱硫系统在整个烟气系统中设置有烟气挡板门，其中设置电动执行机构，以保证旁路挡板的快速开启。
当脱硫系统正常运行时，旁路挡板关闭，原烟气挡板和净烟气挡板开启，原烟气汇合后通过原烟气挡板后进入FGD装置进行脱硫反应。
在要求关闭烟气脱硫系统的紧急状态下，旁路挡板自动快速开启，原烟气挡板和净烟气挡板自动关闭。
烟道均采用普通钢制矩形烟道（或圆形烟道），脱硫塔入口前的原烟气段烟道由于烟气温度较高，无需防腐处理。
脱硫塔出口后的净烟气烟道由于烟气温度已降至52℃左右,接近酸露点,因此考虑采用玻璃鳞片树脂涂层。
与钢烟道和脱硫塔不同,挡板门的防腐措施,主要靠正确选用金属材料来保证。
（5）烟气脱硫系统吸收剂储备供给系统
本烟气脱硫系统所用的吸收剂为氨水。
设置氨水储罐，氨水由罐车输送至界区氨水贮罐贮存，通过液氨水泵向脱硫塔循环浆液中补充脱硫系统所消耗的吸收剂。
氨水加入量根据脱硫塔循环浆液的pH值控制。
（6）反应塔和吸收系统
原烟气首先进入预洗涤塔（浓缩塔），与来自脱硫塔的硫酸铵溶液并流接触，烟气被绝热降温到～70℃后进入脱硫塔。
同时，由于硫酸铵溶液中水的蒸发，硫酸铵溶液将会被浓缩，使得烟气的余热在预洗涤塔中得到充分有效的利用。
预洗涤塔（浓缩塔）循环浆液的PH较低，PH值一般在5以下，因此对SO2只是预吸收，其主要作用是烟气降温、洗涤，硫酸铵浆液的浓缩，分离系统的硫酸铵浆液从预洗涤塔（浓缩塔）取出，其中含有少量硫酸铵结晶和少量烟尘，被送往硫铵分离系统。
当循环吸收液的PH在4.2～7.0之间时，溶液中游离的氨和SO2浓度都很低，几乎可以忽略不计，当PH≤5以下的预洗涤塔取出液不存在氨的逸出问题。
烟气进入脱硫塔进行脱硫反应。
氨水/亚硫酸铵/硫酸铵浆液通过三个喷淋层的雾化喷嘴，向脱硫塔下成雾罩形状喷射，形成液雾高度叠加的喷淋区,下降的浆液雾滴与上升的烟气形成逆向流，烟气与喷淋的浆液在气液相接触界面产生化学反应，SO2气体被大量吸收，使烟气得到净化。
同时，烟气中包含的大部分的固体尘粒也被洗涤分离。
经净化的烟气再连续流经两层波浪型除雾器除去所含浆液雾滴。
在每层除雾器的前后分别布置了清洗喷嘴，清洗喷淋水将带走除雾器顺流面和逆流面上的固体颗粒，防止除雾器结垢，同时补充原烟气增湿带走的水分，以维持脱硫塔氧化池的液位。
经脱硫吸收后的浆液落入塔底的脱硫塔氧化池中，通过循环泵将浆液池中的浆液送至塔上部的喷嘴层再喷淋脱硫。
浆液经系列分配管上连接的喷嘴向下喷出粒径细小、化学反应活性高的浆液雾，对由下向上流过脱硫塔的含硫烟气进行洗涤。
在烟气与脱硫浆液逆流接触、洗涤过程中，SO2被浆液吸收，并发生如下总反应:
SO2+2NH3+H2O=（NH4）2SO3
SO2+（NH4）2SO3+H2O=2NH4HSO3
NH3+NH4HSO3=（NH4）2SO3
在塔底氧化池，亚硫酸铵被鼓入的氧化空气氧化成硫酸铵：
2（NH4）2SO3+O2=2（NH4）2SO4
脱硫塔按逆流式喷淋吸收塔设计，塔底部为氧化池，上部布置了三层循环喷淋层。
烟气自下而上流过喷淋吸收区，经洗涤脱硫、除雾器除雾后排出吸收塔。
脱硫塔的氧化池循环吸收液pH控制在5.5～6.5之间。
根据喷淋液的pH，自动调节加入氨水的量，使SO2吸收液的PH值较高，而氧化池液体的PH值较低。
控制脱硫塔循环吸收液的浓度在一个较低的水平上，以保证有足够的吸收效率。
脱硫塔按适宜的液气比设计，部设置有钢结构，采用玻璃鳞片树脂衬防腐。
由于烟气中含有大量的硫磺蒸气，在预洗涤塔（浓缩塔）的循环泵和取出泵前设置篮式过滤器，将凝结下来的单质硫进行分离。
脱硫塔循环泵前也设置篮式过滤器进行硫磺及其他杂质的过滤。
（7）工艺水系统
脱硫系统水的损耗，主要为烟气饱和带走的水分。
这些损耗通过输入新鲜的工艺水来补充。
脱硫系统所需的工艺水来自于厂区现有的工业水系统，工艺水作为除雾器的冲洗水和烟气洗涤水定量送入吸收塔，水量调节阀和塔底液位联锁。
为了稳定工况，在脱硫系统设置以一台工艺水罐，碳钢Q235制作，部涂漆保护。
设置工艺水泵和除雾器冲洗泵。
（8）氧化空气系统
由于烟气中氧气含量很少，在没有鼓入空气时，循环吸收浆液主要是由SO、HSO3-和少量SO组成的缓冲液系统。
而SO、HSO3-离子的存在，将会产生同离子效应，降低SO2的吸收速率，需氧化去除SO、HSO。
由于烟气中本身所含的氧量不足以氧化SO、HSO，故在脱硫塔浆液池底设有脱硫氧化空气管，在脱硫过程中不断向脱硫塔浆液池中鼓入空气使HSO和SO离子发生氧化反应，氧化结果形成硫酸铵。
氧化空气系统设两台罗茨鼓风机，二开一备。
氧化风机向脱硫塔底浆液池送入氧化空气，促使SO2脱除过程产生的亚硫酸铵（NH4）2SO3氧化成硫酸铵（NH4）2SO4。
氧化池底装有高效曝气器，将亚硫酸铵氧化为硫酸铵。
在鼓泡氧化的同时使浆液中固体颗粒处于悬浮流动状态，防止沉淀。
氧化空气经过塔底分布系统，把空气送入脱硫塔浆液池。
在紊流的作用下，空气流被分散成微细的气泡并充分混合在浆液中，增大气液接触界面，保证氧化反应高速率完成。
（9）产品分离系统
烟气脱硫系统设置有产品分离系统，将预洗涤塔（浓缩塔）中的浆液集中到一个浓缩进料槽中，然后用泵将浓浆输送到结晶蒸发器，经过浓缩结晶后进入冷却结晶槽，再进入离心分离机进行离心分离，得到含硫酸铵95%以上的硫酸铵晶体。
回收系统占地面积小，几台设备安装在一个钢结构框架上。
（10）产品回收系统
从离心分离机下来的硫酸铵晶体含有5%-10%的水分，如果要达到农用肥的标准（GB535-1995）或副产硫酸铵标准（DL/T808-2002），需要进行进一步干燥处理。
本工程设置有硫化床干燥机、蒸汽空气加热器、干燥风机、冷却风机、水冷螺旋输送机、包装机等设备，可以使得回收的产品达到相应标准。
（11）净烟气排放温度
烟气经过湿法脱硫系统洗涤后，温度降至50～60℃，为接近饱和的湿烟气。
为了防止烟囱腐蚀和增加烟囱排出烟气的扩散能力，减少可见烟团的出现，多规定了烟囱出口的最低排烟温度。
如英国规定的排烟温度为80℃，日本要求把烟气加热到90～110℃；美国一般不采用烟气再加热系统，而对烟囱采取防腐措施（衬钛材薄钢板）；欧盟则规定只要烟气处理达到规定排放标准，净烟气可以不经加热，在脱硫塔顶直排或通入双曲线冷却塔中随水雾气排放。
5、FCL氨法脱硫工艺的运行调节
（1）、装置控制系统
1）分散控制系统（DCS）
本工程新上DCS系统进行脱硫控制。
2）主要模拟量控制系统（MCS）
①、FGD入口压力控制
为保证过炉的安全稳定运行，保持锅炉压力的稳定，引入锅炉负荷和风机状态信号作为辅助信号。
②、循环浆液浓度控制
按比例调节供水量，测量吸收循环液的密度，通过浆液密度测量的反馈信号修正进水量，保持系统水平衡的稳定。
③、吸收塔PH值及塔出口SO2浓度控制
根据吸收塔循环液的PH值控制加入到吸收塔中的氨水流量。
通过改变氨水计量控制系统的状态来实现氨水流量的调节。
烟气出口SO2浓度作为吸收过程的校正值参与调节。
④、吸收塔液位控制
根据测量的液位值，调节工艺洗涤水加入量和调整除雾器冲洗时间间隔，实现液位的稳定。
⑤、浓缩液排出量控制
根据吸收塔工艺液体供应量，并用排出的浓缩液密度值进行修正，调节浆液排至结晶浓缩槽的流量，从而控制副产品硫酸铵取出量。
除上述主要闭环控制回路外，还将设置旁路挡板差压控制、氨水储槽的液位控制、工艺水槽液位控制等。
3）烟气连续监测系统（CEMS）
为了脱硫工艺控制和烟气排放监测需要，考虑设置连续监测仪表，测量烟气的流量、SO2、O2、粉尘、温度。
6、FCL氨法脱硫装置的性能指标
1）、可利用率和运行保证
a.可利用率≮95%，整套装置质量保证期1年。
b.在燃用设计煤种、锅炉运行围为锅炉最续出力的50%～110%时，FGD装置脱硫效率≮98%。
c.在设计煤质BMCR的烟气条件下，烟气中的二氧化硫含量增加20％时，经脱硫后的SO2排放浓度满足环保排放要求。
d.当进口烟气中二氧化硫含量在设计值的100%～150%围变化时FGD脱硫装置可以安全运行。
e.当烟气温度和粉尘浓度分别增加到最高160℃和最大≤600mg/Nm3（湿基）时，FGD烟气脱硫系统能安全、可靠和连续运行。
2）、脱硫效率
在锅炉燃用设计煤质BMCR工况下，处理全烟气量时的脱硫保证效率不低于98％。
燃用校核煤质，在调整氨耗后，处理全烟气量时的脱硫保证效率不低于97％。
3）、SO2排放浓度
整套FGD装置在锅炉ECR工况至BMCR工况条件下，原烟气中SO2的含量比燃用设计煤种时烟气中的SO2高20％时，净烟气中的SO2含量不超过50mg/Nm3。
4）、逃逸的排放量
脱硫塔出口的净烟气中逃逸氨排放浓度≤10ppm。
5）、脱硫装置出口烟气的水雾含量
脱硫装置出口烟气残留水分≤75mg/Nm3。
7、整套氨法脱硫系统设备清单
序号
设备名称
设备材质
数量（台件）
一
氨水贮运系统：
1
氨水储槽，V=80m3,φ4m×4m
碳钢
1
2
氨水泵Q＝6m3/h,
304
2
二
烟气系统：
1
旁路烟气挡板门,N=1kW
不锈钢
3
2
进口烟道挡板门,N=1kW
不锈钢
3
3
烟道
碳钢
1
三
吸收系统：
1
吸收塔φ5.2m
钢
2
1.1
塔装置
1.2
吸收塔搅拌器，侧入式，
电机功率：
1.5kw
组合件
3
1.3
吸收循环泵Q＝200m3/h,N=40kW
PO
4
2
浓缩结晶塔
钢
2
2.1
塔装置
2.2
结晶塔搅拌器，侧入式，
电机功率：
1.5kw
组合件
3
2.3
浓缩结晶循环泵
Q＝90m3/h,N=20kW
PO
2
3
氧化罗茨风机，Q=40m3/min，升压0.1MPa，电机功率：
20kw
组合件
3
4
硫铵浆液排出泵
Q＝50m3/h,N=15kW
PO
2
5
旋液进料泵
Q＝15m3/h,N=5kW
PO
2
6
旋流器
组合件
1
7
旋液缓冲罐，附搅拌器,N=2kW
FRP
1
8
离心机
316L
1
9
振动式干燥机
组合件
1
10
包装机
组合件
1
11
工艺水箱
CS
1
12
工艺水泵Q＝12m3/h,N=10kW
组合件
2
13
电器、仪表、控制系统
1
备注：
5-10项为预留位置暂缓建设。
8、运行成本分析（按年运行8400小时计算）
项目
规格
单位
时耗
单价
年运行费用
（万元）
氨水
20%
t
1
500
420
电
380V/220V
Kwh
200
0.46
77.28
工艺水
0.3～0.35MpaG
m3
8
2.0
13.44
工资福利
运行人员4人，工资及福利费3万/年/人
12
合计：
伍佰贰拾贰万柒仟贰佰元整；￥5227200元整。
如增设后处理系统则运行费用增加柒拾万元，每小时回收硫酸铵0.65吨，预计年回收5460吨，则基本可以抵消运行费用。
本案吸取了以往类似项目氨法脱硫工程的经验，并对设备进行了优化组合，具有投资少、无二次污染，脱硫、硝效率高、运行费用低，且有正效益的特点，符合环保政策和循环经济的要求，是目前业首选和推崇的一种脱硫法.
升级会员 