湿式氨法烟气脱硫方案及投资估算（氨-亚硫酸铵法）

1.工程概况

××环境工程公司根据国家SO₂总量控制要求和锅炉污染物排放标准、业主要求，拟对××热电厂的一台220t/h煤粉锅炉烟气实施脱硫工程。本项目实施后将对周围环境，特别是对大气污染物的控制治理，以及改善周围地区的空气质量起到至关重要的作用，可获得巨大的环境效益和一定的经济效益。本公司采用氨-亚硫酸铵法脱硫技术，提出该烟气脱硫方案。

2.方案设计技术原则

1）从技术、经济及装置运行稳定性、可靠性上，考虑采用NH₄HCO₃作为脱硫剂，保证系统脱硫效率在95%，并达到国家和地方的锅炉烟气排放标准。同时满足烟囱高于60m时，脱硫排烟中氨气不超过GB14554—1993《恶臭污染物排放标准》中的要求，即75kg/h，297mg/Nm³。

2）采用氨-亚硫酸铵脱硫工艺，可以从根本上避免产生结垢堵塞现象，脱硫副产品亚硫酸铵可回收供给造纸厂制浆使用。该脱硫工艺系统简单，副产品回收系统简便，可相对减少一次性投资。

3）采用喷雾泡沫洗涤塔可在较小的液气比下获得较大的液气接触面积，进而获得较高的脱硫除尘效率；而且较小的液气比可以减少循环液量，从而减少循环泵的数量或减小型号，降低运行成本。对整个系统都考虑了防腐措施，反应塔内壁、管道、泵、搅拌器、储罐内壁、烟道等部位，都采用性能良好的防腐材料进行防腐处理。

4）保证本脱硫装置连续运行，年运行时间满足业主要求。同时，设置旁路烟道以保证锅炉及脱硫系统的安全生产和正常运行。

5）为确保整个系统连续可靠运行，应采用优良可靠的设备，以确保脱硫系统的可靠运行。

6）按现有场地条件布置脱硫系统设备，因地制宜，力求紧凑合理，节约用地。

7）最大限度地循环利用脱硫液，但是由于烟气中含有一定浓度的硫酸盐和Cl^-离子，且反应塔内部分水分蒸发，因此形成循环液中盐和Cl^-离子的积累，由于过高的盐和Cl^-离子浓度会降低脱硫效率和腐蚀脱硫装置，所以必须排放少量的脱硫液并补充少量工业用水。把Cl-离子控制在20g/L，亚硫酸盐控制在氨-亚硫酸铵工艺所要求的数值范围内。

3.设计条件

某热电厂锅炉烟气参数如下：

1）烟气温度：160℃。

2）烟气量：400000m³/h（252200Nm³/h）。

3）烟尘浓度：400mg/Nm³。

4）SO₂浓度：2000mg/Nm³。

5）烟气中水蒸气体积比=0.07

6）现场锅炉引风机两台，型号：Y4-73.NO：22F；风量：264600m³/h；风压：2195Pa；N=280kW。

7）利用已有循环沉淀池：长×宽×深，循环水管网尺寸，循环泵型号、台数、流量、扬程、电动机功率。

8）提供使用的场地面积及方位。

9）配套静电除尘器型号：GB1000-3。

注：如无法提供第4）条数据，可改为提供燃料消耗量和燃料含硫量来估算；新建项目则不必提供第6）、7）条内容。

4.可达到的排放标准

1）烟尘浓度：100mg/Nm³；

2）SO₂浓度：100mg/Nm³；

3）烟气黑度：1级；

4）烟气温度：～80℃。

5.脱硫除尘工艺流程说明

亚硫酸铵法脱硫工艺流程如图4-28所示。

（1）脱硫除尘系统运行参数

1）NH₄HCO₃耗量

式中 ——脱除SO₂的重量，479kg/h。

2）循环液量G_L=L/G×Q₀=3×252200Nm³/h=757Nm³/h，脱硫效率η_S=95%。

3）吸收液亚硫酸盐含量G_YA=500g/L，pH值控制在5.38左右。

4）脱硫产物亚硫酸铵产量W_NH4=（亚硫酸铵分子量/碳酸氢铵分子量）×吸收碳酸氢铵量=（116/36）×479kg/h=868kg/h

5）排出亚硫酸铵溶液

由于吸收液密度

排出吸收液，W_JP=1.74×ρ_JP=1.74×1.5t/h=2.61t/h

其中排出水W_HJ=W_JP-W_NH4=（2.61-0.87）t/h=1.74t/h

图4-28 亚硫酸铵法脱硫工艺流程图

1—静电除尘器 2—脱硫塔 3—循环泵 4—增压风机 5—旋流器 6—卧式离心机 7—中和反应器 8—排水泵 9—NH₃水溶液槽 10—搅拌机 l1—立式乳液泵 12—脱硫排水泵 13—蒸汽／空气换热器 l4—空气加热风机

（2）吸收塔及脱硫过程 吸收塔的结构为逆流喷雾泡沫吸收塔，由于采用氨吸收和自冲洗塔板，因此不会发生结垢堵塞。采用喷雾加泡沫塔板组合方式，可在液气比L/G=3时，获得较大的液气接触面积，进而获得较高的气相吸收总传质系数K_G，因而获得高的脱硫效率，并且小的液气比可以减少循环液量，从而减少循环泵的数量或大小，降低运行成本。

锅炉排烟经过静电除尘器后，通过增压风机送入喷雾泡沫脱硫塔。烟气首先经过二层喷嘴组的喷雾洗涤吸收，由于洗涤液被特制的螺旋喷嘴雾化成比表面积极大的雾滴，可以与烟气进行充分的传质、吸收、涤尘过程，喷雾吸收液由吸收塔循环泵供给。净化后的烟气再经过一层鼓泡塔板液膜吸收洗涤，进行二次脱硫除尘过程。同时，泡沫塔板对烟气具有一定的脱水作用，可减少烟气带水量。经过喷雾吸收洗涤及泡沫吸收洗涤的烟气中夹带着一定的水滴，在进入烟道、引风机、烟囱前必须进行脱水，为此在脱硫塔内要设置两层折流板除雾器。也可在塔外设计一个除雾脱水器，脱除水雾后的烟气方可进入引风机、烟道及烟囱。烟气经过上述处理后，可以达到要求的排放标准。

还必须说明的是，根据国家臭气排放标准，对60m以上烟囱，脱硫排烟中的氨含量不能超过75kg/h，本示例折算后，排氨浓度不能超过300mg/Nm³。为此可参考图4-24，得到在排烟中允许夹带的氨气量时吸收液的碱度为22滴度，亚硫酸铵对亚硫酸氢铵的比值为0.34，吸收效率为95.3%。可以计算吸收液的S/C为0.873，吸收液控制pH值为5.38，吸收液总亚硫酸盐浓度为500g/L。这样的工艺参数可用于单塔吸收流程。

由于经过湿法洗涤后，烟气温度已低于露点（约48℃），流经烟道、引风机和烟囱后，会不断产生冷凝水，腐蚀沿途设施并产生白烟。一般应进行烟气再加热，把烟温升到80℃。由于烟气换热器（GGH）使用中存在的问题较多，所以不少业内人士经调查研究后提出，在没有很好解决存在的问题之前，也可用其他方案加热升温烟气温度。本项目采用蒸气加热空气到250℃，再同湿烟气混合把湿烟气升温到～80℃的方案。

（3）升温所需热量Q

1）Q=ΔH=H₈₀-H₄₈=V₈₀×h₈₀-V₄₈×h₄₈

烟气成分

H₈₀=400000×（353/433）×h₈₀=326097×108.75=35463049kJ/h

H₄₈=400000×（321/433）×h₄₈=296536×65=19274840kJ/h

Q=ΔH=H₈₀-H₄₈=35463049-19274840=16188209kJ/h

2）蒸汽耗量G=ΔH/3070=16188209/3070kg/h=5273kg/h=5.3t/h（当用p=0.3MPa，T=300℃过热蒸汽加热时，查表13-9，h^″=3070kJ/kg）

3）计算用250℃热空气混合加热湿烟气的热空气量V_K，在4.5.7已用公式：

V_S×c_py48×48+V_k×c_k250×250=（V_s+V_k）c_py80×80

400000×（321/433）×1.3541×48+V_k×1.3370×250=400000×（353/433）×1.3594×80+1.3594×80×V_k(www.xing528.com)

19273891+334.25V_k=35463701+108.75V_k

（4）脱硫反应 脱硫过程主要化学反应如下：

副反应：

（5）加碳酸氢铵中和反应

NH₄HSO₃+NH₄HCO₃→（NH₄）SO₃·H₂O+CO₂

此化学反应为吸热反应，溶液温度不经冷却即可降到0℃左右，由于亚硫酸铵比亚硫酸氢铵在水中的溶解度小，所以亚硫酸铵会过饱和而从溶液中结晶析出。

（6）分离 由中和反应器底部，引出的含亚硫酸铵结晶的悬浮液，进入离心机，分离出固体亚硫酸铵产品。滤液进入母液槽，继续循环吸收SO₂。

洗涤吸收液吸收SO₂后，pH值迅速下降，通过pH计检测，pH值低于5.38时，向脱硫塔加进氨液，调整好吸收液的pH值后循环使用。

（7）脱硫产物和废水处理 脱硫塔中生成的脱硫产物亚硫酸铵结晶，经过离心机分离过滤脱水后，经过干燥包装入库。对于本套工艺，废水量计算如下：脱硫除尘废水拟经混凝沉淀曝气，保证其色度、pH、SS、COD、重金属等指标均能达标排放。

1）脱硫排水量：

①脱硫烟气带入水量

W_Hy=V_y×ρ₁₆₀×X_H=400000×0.8288×0.07t/h=23.2t/h

②冲洗除雾器带入水量

W_HM=2W_M1Z+W_M1P+WM2Z=（2×1.69+1+1）t/h=5.4t/h

③吸收用20%碳酸氢铵的溶液注入量

W_HA=1.27t/h，带入水量W_HNH4=（255-255×0.2）/0.2kg/h=1.02t/h

④排放脱硫产物带出水量

W_HJP=W_JP^-WNH4=（2.61^-0.87）t/h=1.74t/h

⑤脱硫排烟带出水量

经过水平衡计算，脱硫塔净加进水3.9t/h，为了保持水位稳定每小时排水3.9t/h。排放脱硫产物的水W_HJP=1.74m³/h，经过离心分离的滤液可考虑一部分回用于氨水制备系统。如果考虑一半回用，另一半排放，那么0.87m³/h的排水应计入废水处理量。

对于回流使用的0.87m³/h滤液，其中氯离子含量为20g/L，带入吸收液中的氯离子M_CLV=0.87m³/h×20kg/m³=17.4kg/h。

2）核算循环吸收液中氯离子浓度：

脱硫排放的水还不一定就是要处理的废水，要核算吸收液中氯离子是否超过20g/L。如果超过了，还要为吸收液氯离子达标再排放需要的水量，废水处理量则加上氯离子达标的排水量W_CLP。

①当燃煤中氯的含量未给出时，可按大多数煤含氯约为0.05%计算，烟气中的氯全部进入吸收液的质量经过4.5.6计算为：W_CLY=7.8kg/h。

②工业用水中的氯，可在水质资料查到C_CLW=80mg/L（因水源不同而异）。当循环槽体积V_XUN=176m³时，W_CLW=176×80×10³ mg=14080×10³ mg≈14kg=14kg。

③碳酸氢铵氨标准中无含氯量，只有残留物，对合格品为0.8%，但其中含多少氯不好确定，按理想状态全是氯时，W_CLA=255×0.004kg/h=1.02kg/h

④氨水中的水带入的氯，W_CLNH=80×1.02kg/h=0.08kg/h

⑤回用滤液带入的氯离子W_CLV=17.4kg/h

其中①、③、④、⑤四项是每小时进入吸收液的氯，循环槽中水含氯是可以包含在≤20g/L的指标值内，这样总含氯量M_ZCL=（7.8+1.02+0.08+17.4）kg/h=26.3kg/h。要保持Cl^-≤20g/L，脱硫塔的排水量为：W_CLP=26.3/20=1.32t/h，由于脱硫塔每小时已有3.9t排水，已能满足Cl^-的排出。所以，废水处理量W_FEI=W_ZON+0.5W_HJP=（3.9+0.87）t/h=4.77t/h。

6.主要脱硫及配套设备报价

（续）

7.脱硫工程估价

8.运行费用（按一年运行7000h计，一台220t/h锅炉计算）

1）脱硫剂碳酸氢铵的费用：

1183kg/h×7000h×0.6元/kg=496.8万元/年

2）电费：

586kW×7000h×0.425元/kW·h=174.3万元/年

3）水费：

9m³/h×7000h×0.65元/m³=4.1万元/年

4）人工费：

4人×12000元/年·人=4.8万元/年

5）回收亚硫酸铵5786t，计价180元/t，共计104万元

因此全年运行费用合计（496.8+174.3+4.1+4.8-104）=576万元

所以每千克SO₂脱除费用为5760000元÷3353000=1.72元

9.经济效益及社会效益

1）每年可削减SO₂排放3353t。

2）每年可少交排污费402万元。

3）每年可减少SO₂污染引起的综合经济损失3353t×4300元/t=1441万元。