一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计.docx

1、一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计摘 要 ：SO2和NOX污染是造成大气污染的主要原因。随着新的污染物排放标准的颁布，烟气脱硫脱硝技术面临着前所未有的压力和挑战。如何经济、有效地提高脱硫脱硝效率，降低SO2和NOX的排放量，成为大气环境污染控制工作者研究的热点问题。 本文针对各种同时脱硫脱硝技术进行了分析对比，通过对比各种不同工艺的优缺点，最后确定采用SCR和CuO同时脱硫脱硝技术。根据设计参数，对SCR脱硝反应器和脱硫反应器进行设计计算，又对氨储存罐，喷氨格栅等辅助设备进行了初步的设计选型。最后绘制了SCR和CuO同时脱硫脱硝一体化技术的系统图，并进行造价估算。基本

2、达到了设计要求。 关键词：烟气，脱硫脱硝，一体化 第一章 前 言1.1 选题背景 大气污染是二十一世纪人类社会生存和发展所面临的最严重的环境问题之一,其中燃煤烟气中二氧化硫和氮氧化物的污染控制是目前大气污染控制领域中最主要的任务。我国是世界上最大的煤炭生产国和消费国,占世界煤产量的25%,而在很长一段时间内,我国一次能源以煤炭为主的格局很难改变,因此燃煤是我国大气污染的主要来源。我国煤炭产量的80%多用于直接燃烧,产生大量的煤烟型大气污染。煤燃烧产生SO2、NOx、HF、CxHy等有害气体,造成的酸雨、温室效应和臭氧层破坏等大气污染,严重影响了人类的生存环境。因此削减和控制燃煤产生的SO2和N

3、Ox污染,是我国能源和环境保护部门面临的严峻挑战。 车辆、船舶、飞机的尾气主要成分是氮氧化物、碳氧化物、碳氢化合物等多种化学成分，近几年来，我国汽车产业迅速发展，社会保有量在1400万辆以上，汽车主要集中在城市，成为城市的大气污染物的主要来源。一些城市地区出现的光化学烟雾，重要原因就是汽车排放的碳氢化合物和氮氧化合物，通过阳光紫外线作用，形成有毒烟雾。其危害性不但大大影响了空气环境质量而且还刺激人体眼睛和上呼吸道粘膜，引起发炎，严重的引起哮喘，头疼、肺气肿等疾病。治理大气污染，治理汽车尾气也是重中之重。另外，居民的生活和取暖过程中对大气环境也造成了不少危害，民用燃煤向大气环境中排放的主要是二氧

4、化硫，而二氧化硫又是形成酸雨的主要元凶之一。 众所周知，我国是以燃煤为主的能源结构的国家，煤产量已据世界第一位，年产量达到12亿吨以上，2000年将达15亿吨，2010年将达到18亿吨。煤炭占一次能源消费总量的75%。燃煤造成的大气污染有粉尘、SO2、NOX和CO2等，随着煤炭消费的不断增长，燃煤排放的二氧化硫也不断增加，连续多年超过2000万吨，已居世界首位，致使我国酸雨和二氧化硫污染日趋严重。 1.2 研究意义 燃煤烟气中的SO2和NOX是大气污染物的主要来源，给生态环境带来严重危害。随着工业化的快速发展，烟气脱硫脱硝一体化技术逐渐被提上日程，引起各国学者的广泛关注。目前世界上研究开发的脱

5、硫脱硝技术大致可分为两类：一类是传统的分步脱除，即将单独的脱硫和脱硝装置进行简单的串联，这种方式不仅系统庞杂、占地多，而且投资运行费用高，不便于大面积推广应用。另一类就是目前较为热门的一体化技术(Integrated technology)，该技术已逐步成为烟气净化应用的发展趋势。 1.3 脱硫脱硝概述 脱硫技术研究始于20世纪初，至今已有90多年的历史。目前，世界各国开发、研制、使用的概括起来SO2控制技术已超过200种。概况起来，主要有燃烧前脱硫、燃烧中脱硫、燃烧后脱硫(烟气脱硫)和煤的转化利用技术。烟气脱硫(即燃烧后脱硫),烟气脱硫技术主要是利用吸收剂或吸附剂去除烟气中的SO2，并使其转

6、化为稳定的硫化物或硫。按其脱硫方式以及脱硫反应产物的形态可分为湿法、干法、半干法3大类。而烟气脱氮法主要有电子束法、吸附法、液体吸收法、微生物法、选择性非催化法（SNCR）和选择性催化法（SCR）。 1.3.1 活性炭吸收脱硫脱硝工艺 活性炭吸收脱硫脱硝工艺是日本研究的一种干式固相吸收和再生工艺。该工艺主要由吸附、解吸和硫回收三部分组成。活性炭法脱除机理为：烟气中的SO2在脱硫塔中被活性炭吸附，并被催化氧化为吸附态硫酸，随脱硫塔中活性炭一起被送入分离塔；脱去SO2的烟气将被送入第二级脱硝塔中，在活性炭的催化作用下NOX与NH3在塔中反应生成N2。在分离塔中吸附了H2SO4的活性炭在350下热解

7、可再生。该法反应温度为100200，SO2脱除率可达90%，NOx脱除率可70%。研究表明：活性炭对SO2的吸附主要是化学吸附，脱硫效率大于96%；活性炭对NOx的吸附则包括物理吸附和化学吸附，脱硝效率大于75%。德国、美国最早于20世纪50年代开始活性炭脱硫脱硝研究，日本自20世纪70年代后大力发展了相关工艺。1987年，德国首先把活性炭同时脱硫脱硝的方法用于燃煤电厂。日本电力能源公司安装了活性炭工艺，1995年开始运行，其SO2的脱除率达到90%以上，NOx脱除率达到80%以上。 活性炭法最大的缺点是炭的损耗，另外还存在吸附设备庞大的缺点。 工程案例：广州贝龙环保热力设备股份有限公司成立于

8、1995年9月。贝龙环保公司专业从事烟气脱硫脱硝，特种垃圾处理等环保项目设计。 图1.1 活性炭脱硫脱硝处理厂1.3.2 CuO同时脱硫脱硝工艺 CuO同时脱硫脱硝技术将CuO作为活性组分，而其中主要以CuO/AI2O3和CuO/SiO2为主，CuO含量通常占4-6%，在300-450的温度范围内与烟气中的SO2发生反应形成的CuSO4，同时CuO对SCR法还原NOX有很高的催化活性，吸收饱和的CuSO4被送去再生，再生过程一般用CH4气体对CuSO4进行还原，释放的SO2可制酸，还原得到的金属铜或Cu2S再用烟气或空气氧化，生成的CuO又重新用于吸收还原过程。采用此工艺一般能达到90%的SO

9、2脱出率和7580%的NOX脱除率。在美国伊利诺伊燃煤电厂70MW机组进行了应用，取得了预期的效果。具体工艺如图1.2所示。 图1.2 CuO同时脱硫脱硝工艺1.3.3 NOXSO同时脱硫脱硝工艺 该法系统中，烟气通过一个置于除尘器下游的流化床，在流化床内SO2和NOX为吸附剂所吸收，吸附剂是用碳酸钠泡制过的具有大表面积的球形粒状氧化铝，净化过的烟气再排入烟囱。1991年，美国能源部匹兹堡能源中心(PETS)利用NOXSO法在60kW发电机组烟气净化装置上进行了中试试验，研究了工艺参数对SO2及NOx脱除率的影响、吸收剂性能随使用时间的变化、再生气体种类对再生效果的影响等。结果表明，反应温度在

10、130时，SO2和NOx的脱除率分别达到90%和70%。 NOXSO同时脱硫脱硝工艺的优点：NOXSO同时脱硫脱硝系统工艺的锅炉适应性好；脱硫脱硝的效率高；运行维护费用低；系统可靠性高；不产生二次污染。它的不足：NOXSO同时脱硫脱硝系统工艺投资费用高；能耗大，耗电占电厂发电量的4%左右；工艺流程较复杂；工艺系统占地面积大。 1.3.4 SNRB技术工艺 SNRB工艺是把所有的SO2、NOX和颗粒的处理都集中在一个设备内，即一个高温的集尘室中。其原理是在省煤器后喷入钙基吸收剂脱除SO2，在气体进布袋除尘器前喷入NH3在布袋除尘器的滤袋中悬浮选择性催化还原催化剂以去除NOX。 该工艺由于将三种污

11、染物的清除集中在一个设备里，从而减少了占地面积，并且在脱氮之前已除去SO2和颗粒物，因而减少了催化剂层的堵塞、磨损和中毒。其缺点是需要采用特制的耐高温陶瓷纤维编织的过滤袋，因而增加了成本，距离大规模工业应用还有一定的差距。目前，该工艺应用还不多。 1.3.5 WSASNOX脱硫脱硝技术工艺 WSASNOX技术采用两种催化剂。原理是烟气先经过SCR反应器，在催化剂作用下NOX被氨气还原成N2，随后烟气进入改质器，SO2催化氧化为SO3，在降膜冷凝中凝结水合为硫酸，进一步浓缩为可销售的浓硫酸。该工艺是丹麦Halder TopsoeA/S研究开发的，并于1991年首次应用在丹麦的NEFO（ELSAM

12、）300MW的燃煤电厂。在该技术工艺中可以从SO2转换、SO3水解、H2SO4冷凝、脱除NOX的反应中回收热能，在300MW的电厂其能耗仅为发电量的0.2%（煤中含硫量为1.6%时）。丹麦NEFO电厂的WSA-SNOX工艺的工艺如图1.3所示： 图1.3 丹麦NEFO电厂的WSASNOX工艺流程图1.3.6 电子束法 电子束法(EBA)是一种物理与化学原理相结合的脱硫脱硝技术。它是利用电子加速器产生强氧化性的自由基等活性物质,把烟气中的SO2和NO氧化为SO3和NO2,这些高价的硫氧化物和氮氧化物与水蒸气反应生成雾状的硫酸和硝酸,并与加入的NH3反应生成硫铵和硝铵,脱硫、脱硝同时完成,达到净化

13、烟气的目的。 早在1970年,日本首先开始电子束脱硫技术的研究,并于1977年建成第一个工业示范基地。随后美国和德国也相继开展这方面的研究工作。20世纪80年代末期,日本茬原公司(Ebara )和原子能研究所(JAERI)将该技术应用到烟气同时脱硫脱硝的研究中。目前,日本高崎的日本原子能研究所(JAER)、日本藤泽的茬原公司、波兰华沙的核化学与技术研究所和德国卡尔斯鲁厄的KFK实验中心在该技术方面研究最为成熟,而且现在均在进行改革工艺和降低能耗方面的完善工作。 在我国,成都热电厂于1997年引进该技术,实际运行脱硫率86.8%,脱硝效率17.6%。中国工程物理研究院环保工程研究中心自主开发的电

14、子束氨法脱硫脱硝技术,目前已经完成了中试,并在中国和波兰都有工业装置的示范运行。 1.3.7 流光放电等离子体同时脱硫脱硝 流光放电等离子体是一种新型的高频高压交直流叠加流光放电等离子体脱硫脱硝一体化技术。该法利用正极性发电,在相似的电极结构和电压水平条件下,利用流光头表面产生的高能电子,可以打开化学健,激发产生OH、O等氧化性极强的自由基,继而实现脱硫脱硝、氧化亚硫酸盐等目的。该法由于采用电力电子半导体高频开关器件及高频开关电源技术,克服了原有电子束和脉冲电晕方法的电源无法工业化应用的弊端,具有良好应用前景。目前在荷兰、日本、韩国和中国都进行着10-100 kW工业性示范研究,然而要实现该技

15、术的产业化,需要解决的2个核心技术问题是大容量的等离子体系统和优化的等离子体处理工艺。 1.3.8 鲁奇公司CFB脱硫脱硝技术工艺 鲁奇公司CFB脱硫脱硝将消石灰用作脱硫的吸收剂脱除二氧化硫，产物主要是CaSO4和10%的NH3SO4。脱硝反应使用氨作为还原剂进行选择催化还原反应，催化剂是具有活性的细粉末化合物FeSO4.7H2O，不需要支撑载体，运行温度在385C。目前此技术已经进行了中试，中试建在Dettingen的RWE的一个电厂。烟气中二氧化硫浓度为（450630）10-6mg/m3，氮氧化物浓度为（170320）10-6mg/m3，在Ca/S摩尔比为1.21.5时，能达到97%的脱硫

16、率；在NH3/NOX比为0.71.0时，脱硝率达88%。该法脱硫脱硝属于燃烧中处理，脱硫采用循环流化床，脱硝采用低氮燃烧方式。2001年我国在四川白马电厂300MW机组建示范工程，但白马电厂仅用于脱硫，而未尝试同时脱硫脱硝。 图1.4 四川白马电厂近年来CFB在国内的电厂已经达到一定的规模，如果结合新建电厂预留未来脱硝装置空间，未来在原有CFB脱硫的基础上加装同时脱硝装置，其前景非常地好。 循环流化床的优点：投资费用较低；脱硫装置不需要太大空间；固硫剂产物以固态排放。循环流化床的不足：燃烧采用低氮烧燃，脱硝效果不能保证；由于锅炉内喷射CaO吸收剂进行脱硫,产生CaCO3和煤灰一起排出，易造成二

17、次污染；控制排烟温度70，需要有排烟加热装置。鲁奇CFB脱硫脱硝工艺脱硫脱硝的效果较好，每千瓦的单位投资为185美元左右，运行成本为10-20mill/kwh，工艺耗电一般总发电量的0.4%，但其占地面积较大，并且脱硫脱硝的副产物暂时还不能进行综合利用，耗水较多。 图1.5 鲁奇CFB工艺流程图1.3.9 活性焦吸附法(BF) BF法是一种利用活性焦进行烟气同时脱硫、脱硝的技术。通过活性焦的微孔吸附作用,将SO2存于活性焦的微孔内,再通过热再生,产生高浓度的SO2气体,经过转化装置形成高纯硫磺、浓硫酸等副产品；NOX则在加氨的条件下经活性焦的催化作用生成水和氮气,排入大气。 BF法不仅能够实现

18、脱硫、脱硝一体化,而且还能脱除烟气中粉尘、SO3(湿法难以除去)、卤素化合物、有害重金属和有毒气体(如二恶英等)。另外,该法还具有占地面积小、运行费用低、节水效果明显、无污染以及遇碱或盐类时催化剂不致老化等优点。应指出的是:BF法必须将活性炭改性为活性焦,普通活性炭的综合强度(耐压、耐磨、耐冲击)低,表面积大,若使用移动床,因吸附、再生损耗大,存在经济问题。另外,为解决该法存在的反应速度缓慢等缺点,近年来一些研究者提出利用微波诱导活性炭吸附,从而利用催化还原来脱硫、脱硝。该技术用活性炭作为氮氧化物载体,在向活性炭床施加微波能的条件下,使SO2还原为单质硫,NOX还原为氮气,脱硫、脱硝效率均达9

19、6%以上。 工程案例：国电南京自动化有限公司与中国煤炭科学研究院联合开发，具有自主知识产权。该装置采用以煤为原料生产的活性焦为脱硫剂，整个工艺分为吸附，再生，副产品合成，最终产品为浓硫酸，液体二氧化硫或结晶元素硫等，整个过程中不产生水和二次污染。 图1.6 国电南京公司研发处理厂1.3.10 整体干式SO2/NOX排放控制工艺 整体干式SO2/NOX工艺是在缺氧环境下向燃烧器内喷入部分煤和部分燃烧空气来抑制NOX生成，其余的燃料和空气在第二级送入，以完成燃烧。干式吸收剂则注入烟道中脱除二氧化硫。此技术在美国的Colorado Arapahoe电站100MW机组得以应用，达到70%左右的氮氧化物

20、的脱除率和55%75%的二氧化硫的脱除率。在工艺流程中燃烧器通过在缺氧的环境下喷入部分煤和部分燃烧空气来抑制NOX的生成，其余的燃料和空气在第二级送入，以完成整个燃烧的过程。过剩的空气的引入是为了完成燃烧的过程，以及进一步去除NOX。低NOX燃烧器预计可减少50%的NOX的排放，而且在通入过剩空气后可达70%以上。此外，两种干式吸附剂被喷入锅炉烟道中以减少SO2的排放，钙被喷入空气预热器上游，或者把钠和钙喷入空气预热器的下游中。顺流加湿的干式吸附剂有助于提高SO2的捕获率、降低烟气温度和流量，以减少纤维袋式除尘器上的压降。无论整体干式SO2/NOX工艺，还是单个技术都可以应用于电厂或工业锅炉上

21、，它仅需要适当的设备投资和停机时间即可，且所需空间较少，它们可应用于各种容量的机组，但主要适用于较老的中小机组。 整体干式SO2/NOX排放控制工艺的优点：对机组容量的适应性好；占地空间少；适合老机组的改造。 整体干式SO2/NOX排放控制工艺的不足：耗水量大；生成的石膏应用有限；脱硫脱硝率不高；烟气进入烟囱时需要加热。 1.4 脱硫脱硝工艺流程和系统选定 1.4.1 工艺流程选择 本设计采用CuO和SCR和尿素结合的方法的同时脱硫脱硝技术。此工艺具有SCR脱硝和尿素脱硫的特点，又兼备了CuO脱硫脱硝的优点。 1.4.2 工艺介绍 CuO/-Al2O3联合脱硫脱硝工艺利用负载于多孔载体Al2O

22、3上的CuO与烟气中的SO2和O2反应生成CuSO4以达到脱硫的目的；在NH3和O2存在的条件下，CuO和CuSO4又可作为催化剂将NOX还原为N2；当吸附剂吸收SO2达到饱和时，可利用CH4、H2等气体将其还原再生，得到较高浓度的SO2和单质的Cu。SO2经回收可进一步加工成硫酸、硫磺和液体的SO2。Cu能被烟气中的O2快速氧化生成可供重新使用的CuO。 氧化铜吸附脱除SO2过程可分为3个步骤： 吸附过程包括： SO2+1/2O2SO3 （1-1） SO2+CuOCuSO4 （1-2） 3SO3+Al2O3AL2(SO4)3（1-3） 再生过程包括: CuSO4+2H2Cu+SO2+2H2O

23、 （1-4） CuSO4+4H2CuS+4H2S（1-5） CuS+H2Cu+H2S （1-6） Al2(SO4)3+12H2Al2S3+12H2O（1-7） 氧化过程包括： Cu+1/2O2CuO（1-8） 氧化铜催化还原脱除NOX的过程： 4NO+4NH3+O24N2+6H2O （1-9） 2NO+4NH3+O23N2+6H2O （1-10） 6NO+4NH35N2+6H2O （1-11） 6NO+8NH37N2+12H2O （1-12） NO+2NH3+NO22N2+3H2O （1-13） 4NH3+3O22N2+6H2O（1-14） CuO/-Al2O3催化/吸附剂可以同时脱除电站锅炉

24、烟气中的SO2和NOX,其在400附近有较高的脱硫脱硝效率和优良的可再生性能。 1.5 本章小结 本章介绍了本毕业设计的选题背景以及研究意义，并罗列了各种常见的同时脱硫脱硝一体化系统类型，简单叙述了他们的优点与缺点，最终选定了自己的设计系统，即SCR加CuO加尿素法同时脱硫脱硝一体化系统。 第二章 脱硫脱硝系统设计计算 2.1 设计参数 二氧化硫浓度； SO2=1000mg/m3二氧化硫摩尔质量； SO2=64g/mol氮氧化物浓度； NOX=1250mg/m3烟气量Q=156000Nm3/h。 2.2 CuO脱硫原理 氧化铜不仅作为SO2的催化氧化剂,同时也作为SO3的吸附剂。在氧化铝载体没

25、有完全被氧化铜覆盖时发生反应。反应过程一直进行到氧化铜余量很小或SO2的出口浓度达到最大限定值时,吸附剂就应该进行再生。吸附过程的速率受温度和已吸附的SO2量的影响。研究表明：反应速率和硫容都随着温度升高而增大。随着反应的进行，反应速率会逐渐降低,因为能够吸附SO2的活性位在逐步减少。 原理公式CuO+SO2+1/2O2CuSO4吸附过程包括： SO2+1/2O2SO3（2-1） CuO+SO2CuSO4 （2-2） 3SO3+Al2O3AL2(SO4)3（2-3） 再生过程包括: CuSO4+2H2Cu+SO2+2H2O （2-4） CuSO4+4H2CuS+4H2S （2-5） CuS+H

26、2Cu+H2S （2-6） Al2(SO4)3+12H2Al2S3+12H2O （2-7） 氧化过程包括： Cu+1/2O2CuO（2-8） 2.3 CuO脱硫脱硝塔的设计计算 每秒SO2消耗摩尔量: n1=（Qc）/M3600（2-9） 式中，n每秒SO2消耗摩尔量，mol/s； cSO2的浓度，mg/m3； MSO2的摩尔质量，g/mol； Q烟气量，m3/h。 得： n1=（Qc）/M3600=1000(mg/m3)/64(g/mol)10-3156000m3/h3600=0.68mol/s同时脱硫脱硝反应的特点，在于反应过程催化剂的活性组分发生变化.脱硫反应使催化剂中的CuO不断的变为

27、CuSO4，从而使脱硝反应中由CuO起主要催化作用逐步转为CuO和CuSO4同时起催化作用，从下列的实验数据可看出活性组分的变化对脱硫脱硝反应的影响。 表2.1 反应时间对脱除率的影响反应时间/min306090120150180脱除率/%83.485.687.789.892.093.2脱硫率/%98.797.696.495.393.588.5实验数据表明，CuSO4比CuO具有更好的脱硝催化作用，随着CuSO4对CuO摩尔比的上升，脱硝率也不断地上升.在实验操作条件下，当其摩尔比超过1.46时，脱硝率可升至90%以上.反应时间对脱硫率的影响是很明显的，随着CuO被消耗脱硫率是逐渐下降的，根据

28、实验数据计算，当lm3体积催化剂中的有效铜(CuO)摩尔数与每小时通过该催化剂的气体所带入的SO2摩尔数之比(即Cu/S比)小于0.83时，难于保证脱硫率在90%以上，而且下降比较快.这可以设想固定床有一个一定高度的脱硫主要反应区，此主要反应区随着脱硫反应的进行逐步地向反应器出口处移动，当反应区的前端超过出口时，具有有效铜的固定床高度开始满足不了主要反应区所需的高度，而且随着反应的继续进行越来越满足不了，以致脱硫率加快下降。 取反应时间为30min 此时脱硫效率为98.7% SO2消耗的量为： n2=n1t (2-10) 式中，n2反应时间内消耗SO2的摩尔量，mol； t反应时间,s。 得：

29、 n2=n1t=0.68mol/s3060s=1224mol反应过程中催化剂的主要活性组分不断地由CuO转变为CuSO4，当Cu/S比小于0.83时，脱硫率不能维持在90%以上，应用流化床代替固定床，则可由控制再生催化剂的流率来保证催化剂床中的Cu/S比。 取Cu/S=0.9 则CuO消耗的摩尔量为： n3=0.9n2（2-11） 式中，n3反应时间内消耗CuO的摩尔量，mol； 0.9铜硫比。 得： n3=0.9n2=0.91224mol=1101.6molCuO消耗的质量为： m=n3M（2-12） 式中，mCuO消耗的质量,m； MCuO的摩尔质量分数，g/mol。 得： m=n3M=1

30、101.6mol80g/mol=88128g CuO含量的大小将直接影响脱硫效果.如果活性组分在载体上沉积成一个单分子层，则每克载体的附载量W可用下式估计： W=(104S2/3M1/3)/N1/3=(1043586.452/379.51/3)/(6.0231023)1/2=0.631g （2-13） 式中，活性组分密度，kg/L； M活性组分摩尔质量，g； S载体比表面积，m2/g； NAvogadro常数6.0231023。 催化剂的量为： m催化剂=m/W （2-14） 式中，mCuO消耗的质量,m； W每克载体的附载量,g。 得： m催化剂=m/W=88128/0.631=139664

31、g催化剂的体积为： V=m催化剂/催化剂 （2-15） 式中，m催化剂消耗催化剂的质量，g； 催化剂0.9g/cm3。 得： V=m催化剂/催化剂=139664/0.9=16m3取底面积A=2m2 长L=5m 宽B=3m 则高h=8m 塔高的计算 H=h脱硫塔+h2 （2-16） 式中：H脱硫塔全高，m； h脱硫塔主反应器高,m； h2底座高,m。 得： H=h脱硫塔+h2=8+2=10m经过指导老师审阅，此处设计计算有一个矛盾问题，即由于烟气量较大，停留时间较长，若用烟气量和流速以及停留时间3个参数计算，此塔的体积将非常大，不符合实际情况，为解决这个问题，提出两种方案。方案一是一种探索性想法，即在吸收塔的前面加装一个增压风机，将气体压缩，这样可将吸收塔的体积减小。方案二是大量减少停留时间，这样也可减小吸收塔的体积，但因停留时间的减少，脱硫效率也大幅度较少，因此随后要再加装一个尿素脱硫系统。 本设计将采用方案二。 根据空间速度V空=2104h-1催化剂的体积为： V催=Q/V空=156000m3/h/(2104h-1)=7.8m