氨法HPF煤气脱硫的现状及改进
氨法HPF煤气脱硫的现状及改进
(新余钢铁集团焦化厂，新余338001)
罗亮陈永宏李利红孙熙钟
摘要：通过对氨法HPF脱硫原理及工艺流程的分析，指出了存在脱硫过程中的几个问题，并提出了改进的措施及意见。
关键词：HPF法脱硫，存在的问题，现状及改进
Situation and Improvement On HPF Gas Besulfurization
System Of NH3 Process
Abstract: By analyzing the form of the principe,process of HPF gas besulfurization system pointing out some problems existed in the course of the HPF process besulfurization,putting forward some opinion on the improvement.
Key words: HPF process besulfurization,Existing problem, Situation and Improvement
1、氨法HPF煤气脱硫工艺流程
以氨为碱源的HPF脱硫工艺，从煤气鼓风机来的50℃煤气进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触，被冷却至30℃进入脱硫塔。预冷塔自成循环系统，循环冷却水从塔下部用泵抽送至循环水冷却器，用低温水冷却至25℃后进入塔内循环喷洒。采用部分剩余氨水更新循环冷却水，多余的冷却水排至污水处理。脱除煤焦油和萘并冷却后的焦炉煤气进入脱硫塔，与塔顶喷洒的吸收液逆流接触，进行吸收反应。脱除硫化氢和氰化氢的煤气，从塔顶排出。脱硫塔底排出的吸收液，经液封槽进入循环槽，经加热器用泵送入再生塔底，与送入的压缩空气在塔内进行再生反应。再生后的吸收液由塔顶排出，经液位差流入脱硫塔循环使用。再生塔顶分离出的硫泡沫流入硫泡沫槽，硫泡沫经泡沫泵送入滤熔硫釜加热熔融，釜顶排出的热清液流入清液槽，用泵抽送至反应槽。熔硫釜底排出的硫磺经冷却后装袋外销。2、生产中存在的问题
我厂新、老区脱硫系统采用氨法HPF工艺。煤气处理能力达到5万-6万m3/h。新区于2008年4月份开工至今,脱硫工艺日趋完善,但仍存在一些问题,煤气中H2S含量难以达标,塔后煤气H2S含量最好时达到100mg/m3以下.2010年2月份后，发现脱硫效率下降，月平均值塔后H2S含量0.84mg/m3，PDS消耗也逐步上升。
（1）在生产过程中，发现来自鼓风机机后煤气温度有58℃（最高时可达60℃）,预冷塔后煤气温度平均达到38℃，煤气温度过高，增加脱硫液中氨的挥发，游离氨含量减少，直接影响脱硫效率，同时脱硫是一个放热反应，温度过高会抑制氨法脱硫反映的进行,降低脱除H2S的效果。煤气温度过高也会降低粗笨、硫铵工段的产率。
（2）自开工以来,在调试运行中,进再生塔的空气压力在7.2-8.0kg 波动,正常情况下,风量控制在500-800 m3/h.2010年2月份后,再生塔操作过程中，为防止再生塔硫泡沫急速流入泡沫槽致使满槽,瞬间降低空气量,脱硫液回流,易使再生塔空气分布盘堵塞,导致进再生塔的U 型管道积水,管道压力增大,即使自动调节阀开度达到50%以上,风量也加不进去,直接阻碍了O2与脱硫液的再生，脱硫效率大大降低。
（3）老区电捕焦油器运行不正常，煤气中焦油、萘、等杂质含量偏高，这些物质附着沉积于填料表面，极大的减少了煤气与脱硫液的接触面积，脱硫塔阻力增大，H2S吸收效率降低。同时焦油等杂质含量过高，也会增大预冷塔阻力，影响煤气冷却效果。对后序工段的生产也大大不利。
3、分析原因及改进措施
3.1煤气及脱硫液温度的控制
生产实践表明当脱硫液温度低于煤气温度时，煤气中饱和水汽就会发生冷凝而进入脱硫液破坏脱硫系统的水平衡，所以一般控制在比煤气温度高3-5℃的水平。脱硫液温度每升高2-3℃，脱硫效率约下降4%-5%。因此，煤气温度应保持再25-30℃，脱硫液温度控制在30-35℃。当煤气温度>30℃后，即使增加1℃，对塔后煤气H2S含量的影响很大，脱硫效率会明显下降。
（1）针对工艺出现操作问题，首先减少鼓风机前、机后排液管充入蒸汽量，控制进预冷塔煤气温度在45℃左右，让进脱硫塔的煤气温度控制在30℃。
（2）加强煤气初冷器操作，为使横管初冷器后煤气温度保持在18-21℃，必须将制冷水温度控制在20℃以下。
（3）加强预冷塔的操作
预冷塔是用低温氨水来降低煤气温度，我厂为将预冷塔的喷洒液温度控制在25℃-30℃。一方面不断更新预冷塔氨水，更好的洗涤焦油、萘、H2S等杂质；另外在预冷塔中填充塑料花环填料，以加大煤气与低温氨水接触面积。
3.2保证再生塔的正常操作
理论上氧化1Kg H2S空气量为2m3，在生产过程中，由于浮选硫泡沫的需要，每台再生塔的鼓风强度控制在800-1000m3/h，为保证再生反应充分进行，需要12min左右的再生时间。针对厂再生塔风量加不进问题，采取了以下措施：
（1）清理再生塔空气分布盘堵塞，加大空气分布盘孔径，减少悬浮硫、副盐沉积于分布盘而堵塞。让再生塔内脱硫液有足够的O2供应。
（2）加强再生塔风量控制操作，及时排出脱硫液中副盐含量，减少因副盐含量高而抑制再生反应进行。
（3）在进再生塔U型管道阀门前安装φ50的输水阀，定时排出U型管里余气及水份，减少进再生塔的风压阻力。
3.3减少塔内杂质含量
煤气中的焦油和萘等杂质不仅容易堵塔，增大系统阻力，而且对脱硫效率也有很大影响。为此采取了以下措施：
(1)保证电捕焦油器的正常运行。因电捕焦油器在4-5万伏的高压下操作，煤气中的大部分焦油在此被捕集下来，为降低煤气中焦油含量，就必须保证电捕焦油器的正常运行。
(2)及时清理脱硫塔的堵塞杂质，更换轻瓷填料。同时控制初冷器塔后煤气温度。加强初冷器的操作，我厂用剩余氨水槽底部排出的轻质焦油加入上下段冷凝液槽，作为喷洒液，有效降低了初冷器中焦油、萘的含量，同时可以让水与煤气更好的接触，降低了初冷器后煤气温度。
加强预冷塔操作。预冷塔中充填有塑料花环调料，塔顶喷洒冷却到25℃-30℃的剩余氨水，出塔煤气温度度可减低到25-30℃，进一步降低了煤气中的焦油和萘的含量，以满足脱硫工艺的要求。
4、改进效果
通过上述改进，预冷塔系统操作弹性明显加强，煤气温度控制在28-35℃，进入再生塔风量控制在500-800m3/h，脱硫塔单塔阻力≤1200pa脱硫效率明显提高，硫磺含量也相应的增加，塔后H2S含量可降至500 mg/m3以下。表1是改进前后脱硫数据的对比
5、结论及待解决的问题
1、脱硫塔内煤气温度及脱硫液温度影响脱硫液中游离氨含量、PH 值的高低及副盐增长速度.风量控制好坏是影响脱硫效果的关键因素。在以下工艺条件下，能达到较好的脱硫效果：预冷塔后煤气温度24-30℃、脱硫液温度30-35℃、脱硫液PH值8.5-9、挥发氨含量≥9 g/L、PDS 含量15-20ppm、(NH4)2S2O3+NH4CNS≤250 g/L、悬浮硫≤1.5g/L
2、目前对催化剂的质量检验和监督存在一定的难度，催化效果很难衡量.生产中PDS以硫泡沫夹带、外排夹带、脱硫塔后煤气夹带逐步消耗，采用脱硫液配好PDS，连续滴加的方法将防止局部PDS过高，副反应加速，从而降低PDS的消耗成本。
3、压缩空气压力波动会直接影响催化剂的再生效果，致使脱硫效率低下、硫膏颗粒过细，操作强度加大。
4、因脱硫装置利用煤气中的氨作碱源，操作费用和生产成本较低。
补充部分蒸氨工序的浓氨水，可有效控制脱硫液中的含氨量。但对硫铵产量可能下降20-25%
烟气脱硫系统概述
烟气脱硫系统概述 烟气脱硫（Flue gas desulfurization,简称FGD ）是世界上唯一大规模商业化应用的脱硫方法，是控制酸雨和二氧化硫污染最为有效和主要的技术手段。 石灰石/石膏湿法FGD 工艺技术是目前最为先进、成熟、可靠的烟气脱硫技术，更由于其具有吸收剂资源丰富，成本低廉等优点，成为世界上应用最多的一种烟气脱硫工艺，也是我国行业内推荐使用的烟气脱硫技术。 我公司烟气脱硫系统采用石灰石—石膏就地强制氧化脱硫工艺。吸收塔采用单回路四层喷淋、二级除雾装置，脱硫剂为（CaCO 3）。在吸收塔内，烟气中的SO 2与石灰石浆液反应后生成亚硫酸钙，并就地强制氧化为石膏（CaSO 4·2H 2O ），石膏经二级脱水处理后外售或抛弃。其主要化学反应如下： CaCO 3+ SO 2+ H 2O CaSO 3·H 2O+CO 2 CaSO 3·H 2O+21O 2+2H 2O CaSO 4·H 2O+H 2O FGD 工艺系统主要有如下设备系统组成：烟气系统；吸收塔系统；石灰石浆液制备系统；石膏脱水系统；工艺水系统；氧化空气系统；压缩空气系统；事故浆液系统等。 工艺流程描述为： 由锅炉引风机来的热烟气进入喷淋吸收塔进行脱硫。在吸收塔内，烟气与石灰石/石膏浆液逆流接触，被冷却到绝热饱和温度，烟气中的SO2和SO3与浆液中的石灰石反应，
生成亚硫酸钙和硫酸钙，烟气中的HCL、HF也与烟气中的石灰石反应被吸收。脱硫后的烟气温度约50℃，经吸收塔顶部除雾器除去夹带的雾滴后进入烟囱。氧化风机将空气鼓入吸收塔浆池，将亚硫酸钙氧化成硫酸钙，过饱和的硫酸钙溶液结晶生成石膏，产生的石膏浆液通过石膏浆液排出泵连续抽出，通过石膏旋流器、真空皮带脱水机二级脱水后贮存在石膏间或者进行抛弃处理。
脱硫设计计算
4.2废气处理工艺选择 综上比较可知，几种主要的湿法除硫的比较可知：双碱法不仅脱硫效率高（>95%），吸收剂利用率高（>90%）、能适应高浓度SO2烟气条件、钙硫比低（一般<1.05）、采用的吸收剂价廉易得、管理方便、能耗低、运行成本低，不产生二次污染，所以本次设计采用双碱法进行脱硫。 4.2.2 工艺说明 脱硫工艺原理： 干燥塔废气经洗涤塔进行降温后，进入旋风除尘器除尘，然后进入双碱法脱硫除尘系统，双碱法脱硫除尘系统采用NaOH作为脱硫吸收剂，将脱硫剂经泵打入脱硫塔与烟气充分接触，使烟气中的二氧化硫与脱硫剂中的NaOH进行反应生成Na2SO3，从脱硫塔排出的脱硫废水主要成分是Na2SO3溶液，Na2SO3溶液与石灰反应，生成CaSO3和NaOH，CaSO3经过氧化，生成CaSO4沉渣，经过沉淀池沉淀，沉淀池内清液送入上清池，沉渣经板框压滤机进一步浓缩、脱水后制成泥饼送至煤灰场，滤液回收至上清池，返回到脱硫塔/收集池重新利用，脱硫效率可达95%以上。 工艺过程分为三个部分： 1石灰熟化工艺： 生石灰干粉由罐车直接运送到厂内，送入粉仓。在粉仓下部经给料机直接供熟化池。为便于粉仓内的生石灰粉给料通畅，在粉仓底部设有气化风装置和螺旋输送机，均匀地将生石灰送入熟化池内，同时按一定比例加水并搅拌配制成一定浓度的Ca(OH)2浆液，送入置换池。 配制浆液和溶液量通过浓度计检测。 2吸收、再生工艺： 脱硫塔内循环池中的NaOH溶液经过循环泵，从脱硫塔的上部喷下，以雾状液滴与烟气中的SO2充分反应，生成Na2SO3溶液，在塔内循环，当PH值降低到一定程度时，将循环液打入收集池，在置换池内与Ca(OH)2反应，生成CaSO3浆液。将浆液送入氧化池氧化，生成CaSO4沉渣，送入沉淀池。向置换池中加Ca(OH)2和NaOH都是通过PH 计测定PH值后加入碱液，脱硫工艺要求的PH值为9~11。 3废液处理系统：
氨法脱硫工艺
氨法脱硫 氨法脱硫工艺是用氨水吸收SO2的成熟的脱硫工艺。不同的氨法工艺，区别仅在于从吸收溶液中除去二氧化硫的方法。不同的方法可获得不同的产品。 氨法工艺主要有氨-硫酸铵法、氨-亚硫酸氢铵法、氨-酸法和氨-石膏法。 氨-硫酸铵法 一、工艺原理： 该工艺利用氨液吸收烟气中的SO2生成亚硫酸铵溶液，并在富氧条件下将亚硫酸氨氧化成硫酸铵，再经加热蒸发结晶析出硫酸铵，过滤干燥后得化肥产品。主要包括吸收过程、氧化过程和结晶过程。 （1）吸收过程 在脱硫塔中，氨和SO2在液态环境中以离子形式反应： 2NH3＋H2O＋SO2 → (NH4)2SO3 (NH4)2SO3＋H2O＋SO2 → 2NH4HSO3
随着吸收进程的持续，溶液中的NH4HSO3会逐渐增多，而NH4HSO3已不具备对SO2的吸收能力，应及时补充氨水维持吸收浓度。 （2）氧化过程 氧化过程主要是利用空气生成（NH4）2SO4的过程： (NH4)2SO3＋O2 → (NH4)2SO4 NH4HSO3 ＋O2 →NH4HSO4 NH4HSO4 ＋NH3 → (NH4)2SO4 （3）结晶过程 氧化后的（NH4）2SO4经加热蒸发，形成过饱和溶液，（NH4）2SO4从溶液中结晶析出，过滤干燥后得到化肥产品硫酸铵。 二、工艺流程
三、运行参数对脱硫效率的影响 （1）氨水量；（2）氨水浓度；（3）反应温度。 四、值得注意的问题 氨-硫酸铵法脱硫工艺存在的主要问题是存在二次污染的隐患，净化后的烟气含有微量的NH3和亚硫酸铵、硫酸铵气溶胶。 氨法脱硫中的氨损失主要包括液氨蒸气损失和脱硫塔雾沫夹带损失两部分。亚硫酸铵、硫酸铵气溶胶一旦形成，很难去除。所以国外公司（如美国GE公司等）在脱硫塔出口设置电除雾器，以消除逃逸的氨损耗和亚硫氨气溶胶。 本公司采用独特的MW微雾净化系统可高效去除逃逸的氨损耗和亚硫氨气溶胶。
国外燃煤电厂烟气脱硫技术综述
国外燃煤电厂烟气脱硫技术综述 【摘要】国外燃煤电厂烟气脱硫技术取得了较大的发展。湿法脱硫技术使用较广，约占85%左右，其它如喷雾干燥式脱硫技术等也有较好的业绩。美国、德国、日本等工业发达国家的燃煤电厂普遍采用了脱硫措施，并制定了严格的环境保护法律、法规；对燃煤电厂规定了烟气的SO2排放标准，减轻了对周围环境的污染。 【关键词】燃煤电厂环境保护脱硫技术烟气SO2 1．国外常用的脱硫技术 近年来，世界各发达国家在烟气脱硫（Flue Gas Desulfurization，FGD）方面均取得了很大的进展，美国、德国、日本等发达工业国家计划在2000年前完成200610MW的FGD处理容量。 目前国际上已实现工业应用的燃煤电厂烟气脱硫技术主要有： （1）湿法脱硫技术，占85%左右，其中石灰-石膏法约占36.7%，其它湿法脱硫技术约占48.3%； （2）喷雾干燥脱硫技术，约占8.4%； （3）吸收剂再生脱硫法，约占3.4%； （4）炉内喷射吸收剂/增温活化脱硫法，约占1.9%； （5）海水脱硫技术； （6）电子束脱硫技术； （7）脉冲等离子体脱硫技术； （8）烟气循环流化床脱硫技术等。 以湿法脱硫为主的国家有：日本（约占98%）、美国（约占92%）和德国（约占90%）等。 1.1 湿法石灰石/石灰烟气脱硫工艺技术 这种技术在70年代因其投资大、运行费用高和腐蚀、结垢、堵塞等问题而影响了其在火电厂中的应用，经过多年的实践和改进，工作性能和可靠性大为提高，投资
与运行费用显著减少。突出的优点是：（1）脱硫效率高（有的装置Ca/S=1时，脱硫效率大于90%）；（2）吸收剂利用率高，可大于90%；（3）设备运转率高（可达90%以上）。 目前从设计上综合考虑加强反应控制，强制氧化和加入氧化剂，从而减少吸收塔和附属设备体积、降低电耗，减小基建投资和运行费用；选用耐腐蚀材料，提高吸收塔及出口烟道、挡板、除雾装置等处的使用寿命，提高气液传质效率，建造大尺寸的吸收塔等因素，对此项技术作了进一步改进和提高。 1.2喷雾干燥烟气脱硫技术 这种技术属于半干法脱硫技术，多数采用旋转喷雾器，技术成熟、投资低于湿法工艺。在西欧的德国、奥地利、意大利、丹麦、瑞典、芬兰等国家应用比较多，美国也有15套装置（总容量5000MW）正在运行。燃煤含硫量一般不超过1.5%，脱硫效率均低于90%。 1.3吸收剂再生烟气脱硫工艺 主要有氧化镁法、双碱法、WELLMEN LORD法。虽然脱硫效率可达95%左右，但系统复杂，投资大，运行成本高，仅在特定条件下应用，目前应用不多。双碱法用的石灰可用石灰石代替，使成本降低。加拿大正在建设一个采用此法脱硫的大型电厂。 1.4炉内喷吸收剂/增湿活化烟气脱硫工艺 为寻求有中等脱硫效率、投资和运行费较低的工艺，以减轻脱硫带来的巨大经济压力，这种工艺方法现在又开始受到注意，并在短时期内取得了重大进展。目前，该工艺在德国、法国、奥地利、芬兰等国已有工业运行装置，美国、加拿大等国亦正在研究。为了克服喷射吸收剂后，烟尘比电阻升高，影响除尘效果及脱硫效率不够高的弊端，芬兰IVO公司开发了LIFAC（Limestone Injection into the Furnace and Activation of Calcium）——炉内喷石灰石（钙）/活化脱硫工艺。即在锅炉尾部烟道上安装活化反应器，将烟气增湿，延长滞留时间，使剩余的吸收剂和SO2发生反应。它适用于中、低硫煤锅炉，当Ca/S=2.5时，脱硫效率可达80%，其工艺流程见图1。
焦化煤气PDS法脱硫
煤气中的硫绝大部分以H2S的形式存在，而H2S随煤气燃烧后转化成SO2，空气中SO2含量超标会形成局域性酸雨，危害人们的生存环境，我国对燃烧发生炉煤气炉窑规定其SO2的最高排放浓度为900mg/m3；另一方面，SO2对诸如陶瓷、高岭土等行业的最终产品质量影响较大，鉴于以上因素，发生炉煤气中H2S的脱除程度业已成为其洁净度的一个重要指标。 1、煤气脱硫方法 发生炉煤气中的硫来源于气化用煤，主要以H2S形式存在，气化用煤中的硫约有80％转化成H2S进入煤气，假如，气化用煤的含硫量为1％，气化后转入煤气中形成H2S大约2-3g/Nm3左右，而陶瓷、高岭土等行业对煤气含硫量要求为20-50mg/Nm3；假如煤气中的H2S燃烧后全部转化成SO2为2.6g/m3左右，比国家规定的SO2的最高排放浓度指标高出许多。所以，无论从环保达标排放，还是从保证企业最终产品质量而言，煤气中这部分 H2S都是必须要脱除的。 煤气的脱硫方法从总体上来分有两种：热煤气脱硫和冷煤气脱硫。在我国，热煤气脱硫现在仍处于试验研究阶段，还有待于进一步完善，而冷煤气脱硫是比较成熟的技术，其脱硫方法也很多。 冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种方法，干法脱硫以氧化铁法和活性炭法应用较广，而湿法脱硫以砷碱法、ADA、改良ADA和栲胶法颇具代表性。 2、干法脱硫技术 煤气干法脱硫技术应用较早，最早应用于煤气的干法脱硫技术是以沼铁矿为脱硫剂的氧化铁脱硫技术，之后，随着煤气脱硫活性炭的研究成功及其生产成本的相对降低，活性炭脱硫技术也开始被广泛应用。 2.1氧化铁脱硫技术 最早使用的氧化铁脱硫剂为沼铁矿和人工氧化铁，为增加其孔隙率，脱硫剂以木屑为填充料，再喷洒适量的水和少量熟石灰，反复翻晒制成，其PH值一般为8-9左右，该种脱硫剂脱硫效率较低，必须塔外再生，再生困难，不久便被其他脱硫剂所取代。现在TF型脱硫剂应用较广，该种脱硫剂脱硫效率较高，并可以进行塔内再生。 氧化铁脱硫和再生反应过程如下： (1)脱硫过程 2Fe(OH)3+3H2SFe2S3+6H2O Fe(OH)3+H2S2Fe(OH)2+S+2H2O Fe(OH)2+H2SFeS+2H2O (2)再生过程 2Fe2S2+3O2+6H2O4Fe(OH)3+6S 4FeS+3O2+6H2O4Fe(OH)2+4S
氨法脱硫氨逃逸及气溶胶分析及解决措施
氨法脱硫氨逃逸及气溶胶分析及解决措施
氨法脱硫氨逃逸及气溶胶分析及解决措施 、水反应成脱硫产物的基本机理而进行烟气氨法脱硫工艺皆是根据氨与SO 2 的，主要有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。氨法脱硫技术在化学工业领域应用普遍，用氨吸收硫酸生产尾气中的SO2, 生产亚硫铵和硫铵。据不完全统计，全世界目前使用氨法脱硫的机组大约在10000MW，氨法是高效、低耗能的湿法。氨法是气液相反应，反应速率快，吸收剂利用率高，能保持脱硫效率95—99%。氨在水中的溶解度超过20%。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，氨法的最大特点是 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。副产品硫铵是一种性能优良的氮肥，在我国具有很好的市场前景，目前主装置是大型合成氨尿素的热电厂基本上都采用此方法脱硫。但脱 1 硫后烟气温度较低，设备的腐蚀较干法严重并易产生氨逃逸和气溶胶即“气拖尾”现象,需要不断完善。 1 .烟气氨法脱硫氨逃逸及气溶胶的形成原因 1.1 烟气氨法脱硫氨逃逸的形成原因 1.1.1 所谓氨逃逸是氨水温度较高时（一般60℃以上）逐步分解成为气体氨与水的过程，由于气体氨气不参与氨法脱硫反应，所以氨气同脱硫烟气一起从烟囱排出，形成所谓的氨逃逸现象。 1.1.2 氨逃逸是困扰氨法脱硫的一大难题，也是影响脱硫经济性同时影响周边环境的重要因素；有些氨脱硫技术提供商由于技术落后，脱硫率低，为了让二氧化硫排放达标，用氨水过量，在脱硫塔上方形成“白烟”现象，这不但造成
烟气脱硫之氨法烟气脱硫技术
烟气脱硫之氨法烟气脱硫技术 氨回收法符合世界FGD发展趋势 氨法脱硫技术在化学工业领域应用普遍，用氨吸收硫酸生产尾气中的SO2, 生产亚硫铵和硫铵。 80-90年代，在我国硫酸和磷肥厂，具有氨法脱硫装置高达100余套。 美国和德国的脱硫石膏已成为一个突出的环境问题，正着力研究转化为硫铵的技术。 据不完全统计，全世界目前使用氨法脱硫的机组大约在10000MW · 专家论点 美国Ellison 咨询公司：采用硫铵过程，烟气脱硫可以实现自负盈亏。 美国John Brown工程师和建筑师有限公司：通过大量、高价值的副产品生产，烟气脱硫可以获得卓越的投资效益。 美国GE公司：氨法烟气脱硫时代已经到来了。 Krupp公司：经过二十多年一步一步地漫长的发展，如今，氨法已进入工业化应用阶段。 ·氨法特点 氨法是高效、低耗能的湿法。氨法是气液相反应，反应速率快，吸收剂利用率高，能保持脱硫效率95-99%. 氨在水中的溶解度超过20%.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。 氨法的最大特点是 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。副产品硫铵是一种性能优良的氮肥，在我国具有很好的市场前景。
江南氨回收法是湿式氨法的一种。1995年氨法技术作为国家重点科技攻关项目列入"十五"863计划；1998年公司成立了专门的环保研究所进行技术攻关；2000年我们研制的第1台简易氨法脱硫装置通过江苏省科技成果鉴定。此后公司通过与多家科研院校的密切合作，在简易氨法的基础上逐步发展成现在的氨回收法，并在天津碱厂、云南解化、亚能天元等项目上成功运行1年以上，各项指标均达到了预期效果。 · 技术特点 1、完全资源化--变废为宝、化害为利 江南氨回收法技术将回收的二氧化硫、氨全部转化为化肥，不产生任何废水、废液和废渣，没有二次污染，是一项真正意义上的将污染物全部资源化，符合循环经济要求的脱硫技术。 2、脱硫副产物价值高 江南氨回收法脱硫装置的运行过程即是硫酸铵的生产过程，每吸收1吨液氨可脱除2吨二氧化硫，生产4吨硫酸铵，按照常规价格液氨2000元/吨、硫酸铵700元/吨，则烟气中每吨二氧化硫体现了约400元的价值。因此相对运行费用小，并且煤中含硫量愈高，运行费用愈低。企业可利用价格低廉的高硫煤，同时大幅度降低燃料成本和脱硫费用，一举两得。 3、装置阻力小，节省运行电耗 利用氨法脱硫的高活性，使液气比较常规湿法脱硫技术降低。脱硫塔的阻力仅为850Pa左右，无加热装置时包括烟道等阻力脱硫岛总阻力在1000Pa左右；配蒸汽加热器时脱硫岛的总设计阻力也只有1250Pa左右。因此，氨法脱硫装置可以利用原锅炉引风机的潜力，大多无需新配增压风机；即便原风机无潜力，也可适当进行风机改造或增加小压头的风机即可。系统阻力较常规脱硫技术节电50%以上。另外，循环泵的功耗降低了近70%. 4、防腐先进、运行可靠
氨水法焦炉煤气脱硫地基本原理
范守谦（鞍山立信焦耐工程技术有限公司） 1 气体在液体中的溶解度——亨利定律 任何气体在一定温度和压力下与液体接触时，气体会逐渐溶解于液体中。经过相当长的时间，气相和液相的表观浓度不再发生变化，即处于平衡状态。这时，对于不同气体，如果组分在气相中的分压（对单组分气体即为总压）保持定值，则不同气体在液体中的浓度称为气体在液体中的溶解度。该组分在气相中的分压称为气相平衡分压，表示了气相的平衡浓度。 很多气体的液相平衡浓度X与气体的平衡分压P*有定量关系。如：二氧化碳为直线关系，硫化氢和氨只有在较大浓度范围时不呈直线关系，在浓度较小时，可视为直线关系。因此，在一定温度下，对于接近于理想溶液的稀溶液，在气相压力不大时，气液平衡后气体组分在液相中的浓度与它在气相中的分压成正比，即亨利定律。 P* ＝ EX 式中的 P* 为气体组分在气相中的分压，大气压； X为气体组分在液相中的浓度，分子分数； E 为亨利系数（与温度有关）。 上式经浓度单位换算后可改写为： C ＝HP* 式中的P*为气体组分在气相中的分压，mmHg；C 为气体组分在液相中的浓度，gmol；H为亨利系数， gmol/mmHg。 注：①亨利定律是一个稀溶液定律，它只适用于微溶气体；
②只适用于气相和液相中分子状态相同的组分。如： NH3（气态）? NH3（溶解态） NH3（溶解态）+H2O ? NH4OH ? NH+4+ OH－ 用亨利定律时，应把NH+4的量减去，才能得到水溶液中氨的浓度C氨 C氨＝ H0P*氨 式中的 H0为氨在纯水中的亨利系数，kgmol/(m3·mmHg)。 温 度，℃ H0 20 0.099 40 0.0395 60 0.017 80 0.0079 90 0.0058 在氨水脱硫过程中
氨法烟气脱硫技术综述_徐长香
氨法烟气脱硫技术综述 Review on ammonia flue gas desulfurization 徐长香,傅国光 (镇江江南环保工程建设有限公司,江苏镇江212009) 摘要:简述了多种氨法烟气脱硫的原理和技术特点。主要介绍了湿式氨法烟气脱硫技术,为烟气脱硫技术的选择提供参考。 关键词:氨法;烟气脱硫;回收法;湿式氨法 Abstract:Am monia s crubbing technology has been developed over the last few years.Wet amm onia flue gas desulfu-rization(FGD)process offers an unique advantage of an attractive amm onium sulfate by-product that can be used as fertilizer. Key words:flue gas desulfurization;recoverable process,wet am monia FGD process. 中图分类号:X701.3 文献标识码:B 文章编号:1009-4032(2005)03-0017-04 1 氨法脱硫的发展 20世纪70年代,日本、意大利等国开始研究氨法脱硫工艺并相继获得成功。由于氨法脱硫工艺主体部分属化肥工业范筹,当时该技术未能在电力行业得到广泛应用。随着合成氨工业的不断发展以及对氨法脱硫工艺的不断完善和改进,进入90年代后,氨法脱硫工艺逐步得到推广。 国外研究氨法脱硫技术的企业主要有:美国的GE、Marsulex、Pircon、Babcock&Wilcox;德国的Lentjes Bischoff、Kr upp Koppers;日本的NKK、IHI、千代田、住友、三菱、荏原等。 目前在国内成功应用的湿式氨法脱硫装置大多从硫酸尾气治理中发展而来,主要的技术供应商有江南环保工程建设有限公司、华东理工大学等。现国内湿式氨法脱硫最大的应用项目是天津永利电力公司的60MW机组烟气脱硫装置。 近年来出现的磷铵法、电子束法、脉冲电晕放电等离子体法等烟气脱硫脱硝技术皆是氨法的演变与发展,改进之处在于降低水耗、改进氧化及后处理、降低装置压降、提高脱硝能力等,以求氨法烟气脱硫技术更加经济、更加适应锅炉的运行。 2 氨法脱硫的技术原理 2.1 氨法脱硫工艺特点 氨法脱硫工艺是以氨作为吸收剂脱除烟气中的SO2。其特点是:①氨的碱性强于钙基吸收剂;②氨吸收烟气中SO2是气—液或气—气反应,反应速度快,完全,吸收剂利用率高,可以达到很高的脱硫效率。相对于其他钙基脱硫工艺来说,系统简单、设备体积小、能耗低。另外,其脱硫副产品硫酸铵是一种常用的化肥,副产品的销售收入能大幅度降低运行成本。 根据氨与SO2、H2O反应的机理,氨法脱硫工艺主要有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。 2.2 电子束氨法(EBA法)与脉冲电晕氨法(PPC P 法) EB A与PPCP法分别是用电子束和脉冲电晕照射70℃左右、已喷入水和氨的烟气。在强电场作用下,部分烟气分子电离,成为高能电子,高能电子激活、裂解、电离其他烟气分子,产生OH、O、H O2等多种活性粒子和自由基。在反应器中,SO2、NO被活性粒子和自由基氧化成SO3、NO2,它们与烟气中的H2O相遇形成H2SO4和HNO3,在有NH3或其他中和物存在的情况下生成(NH4)2SO4/NH4NO3气溶胶,再由收尘器收集。 脉冲电晕放电烟气脱硫脱硝反应器的电场还具有除尘功能。 这两种氨法能耗和效率尚需改善,主要设备如大功率的电子束加速器和脉冲电晕发生装置还在研制阶段。 EB A法脱硫工艺流程见图1。 17
脱硫脱硝氨法方案
3 x 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S02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（CaCO 3） 先酸溶于亚硫酸，生成亚硫酸氢钙Ca（HSO 3）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。而氨法副产品一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
氨法脱硫技术方案
220t/h锅炉烟气氨法脱硫项目 技术方案 [ - 山东雪花生物化工股份有限公司 2011年5月
目录 1 项目概况 (3) 2 基本参数及设计要求 (4) 3 规范和标准（不仅限于此） (5) ] 4 脱硫系统技术指标 (10) 二、技术方案及工艺特点 (11) 1设计原则 (11) 2 氨法脱硫概述 (12) 4本工艺技术特点 (14) 5脱硫及硫酸铵回收工艺系统描述 (15) 6 主要经济技术指标 (25) 7脱硫系统运行费用与硫酸铵回收统计(年运行时间按7500小时计) (26) { 8主要设备选型及设备表 (26) 三、投资概算 (33) 四、工程施工周期 (33) 五、施工组织计划 (34) 六、施工准备 (35) 补充说明： (37)
一、技术方案设计大纲 1 项目概况 ' 随着工业经济的不断发展，世界环境日益恶化。尤其是随着发展中国家的工业化进程的不断推进，排向大气的污染物绝对量快速增长。人类越来越被因自己而造成的恶果而感到疲于应付、甚至恐惧。燃煤电厂所排放烟气中的二氧化硫是造成大气污染主要的因素之一，它不仅能造成酸雨危害人类，而且据最近世界环境专家断言，还是破坏大气臭氧层的一个重要因素。因此，二氧化硫的治理迫在眉睫。 燃煤电厂S02排放超过全国SO2排放总量的50%。随着新型能源基地的发展战略逐渐向煤电并举，输电为主的方向转变，在燃煤电厂的设计或脱硫改造工程中，如何合理选用脱硫工艺，并以较低的初投资和运行费用达到脱硫后SO2排放量符合国家排放标准的规定以及建设机组环境评价要求，是燃煤电厂烟气脱硫行业健康发展的关键问题。 燃煤是大气环境中S02、氮氧化物、烟尘等污染物的主要来源。从煤的消耗量来看：煤炭在我国能源消费中的比例保持在70%左右，且短期内难以改变；从煤的使用方式上看：煤炭消费量的80%直接用于燃烧，其中燃煤电厂燃煤量占煤炭消耗量的50%以上。 “十二五”规划主要大气污染物排放总量持续削减，按照目前统计口径，全国二氧化硫排放总量比“十一五”减少10%，重点行业和重点地区氮氧化物排放总量比“十一五”减少10%，全国氮氧化物增长趋势得到遏制。电力行业仍为减排重点领域，新建燃煤机组全部配套建设脱硫设施，脱硫效率达到95%以上，并根据排放标准和建设项目环境影响报告书批复要求配套建设烟气脱硝设施，脱硝效率达到80%以上，除淘汰机组外，“十一五”期间未脱硫的燃煤机组安装脱硫设施，综合脱硫效率提高到90%以上，已投运的脱硫设施中不能稳定达标排放或实际燃煤硫分超过设计硫分
氨法脱硫工艺
氨法脱硫工艺流程 随着国家环保政策要求越来越严格，SO2排放指标越来越低，新的排放标准为400mg/mm3，这么低的排放指标，对每一个企业来说不采用高效脱硫设备是很难达到这个指标的，气动浮化脱硫塔具有占地面积少、耐磨耐腐蚀、脱硫效率高、低阻力降等许多优点被国内外许多家企业首选的脱硫设备。脱硫方法国内外有成百上千种，但国内采用最多最实用的方法仍为钙法、钠法和氨法，钙法因需投资庞大的处理系统和堆渣场地、产生新的固废，不能为企业创造利润被越来越少的企业采用；钠法因投资太大，往往投入多回报少也不被大多数企业看中；氨法具有吸收高、投资少、见效快诸多优点被广泛采用。 氨法脱硫的工艺原理是：液氨首先经蒸发变成气氨，氨气与水生成氨水，氨水与烟气中的SO2结合生成亚硫氢铵，亚硫氢铵溶液继续与NH3反映生成亚硫酸铵，不断地通入氨，不断地吸收SO2循环往复，当溶液达到一定的浓度时候，将浓溶液移入中和槽，通氨中和，等反映完全，离心分离亚铵产品。 主要反映的化学方程式： NH3+H2O→NH3·H2O+Q NH3·H2O+ SO2→NH4HSO3+Q NH4HSO3+ NH3→(NH4)2SO3+Q (NH4)2SO3+ SO2→NH4HSO3+Q
分为以下几个系统： 一、氨蒸发系统 液氨由储罐出来经蒸发变为气氨，气氨进入储罐，供中和吸收系统使用。 二、吸收系统 烟气进入吸收塔，经过下部喷淋的含氨母液和浮化层含氨母液充分吸收，反应后，达标排放，母液循环使用，氨气通过控制加入，母液循环到一定浓度，部分移入高倍中和槽，循环槽补充低浓度母液或清水继续吸收。 三、中和系统 母液打入中和槽后，根据比重、母液温度情况决定何时通氨，通氨前将冷却系逐步加大，母液温度适合时通氨，通入氨后定时测PH值和中和温度。根据中和温度控制通氨量，达到终点后，待溶液温度降下后通知包装工离料出产品，并取样，交化验进行质量检定。 四、循环水系统 因为母液吸收和中和过程均有热量，为了移走热量，在循环槽内和中和槽内均加装冷却管束，用循环水移走多余热量，热水经冷却塔降温后循环使用。
我国烟气脱硫技术现状综述
我国烟气脱硫技术现状综述
我国烟气脱硫技术现状综述 ——工业脱硫技术姓名：李凯雷 学号: 20081400 班级：2008027
我国烟气脱硫技术现状综述 高浓度SO2烟气脱硫技术大规模工业化应用，SO2含量高于3%的烟气,通常称为高浓度二氧化硫烟气。它可采用钒催化剂接触催化制硫酸等方法脱硫回收利用硫资源。目前,我国基本上都已采用催化转化脱硫制酸,不仅有效地控制了二氧化硫污染,而且使冶炼烟气二氧化硫成为重要的硫资源,补充了我国缺乏的硫资源。 低浓度SO2烟气脱硫技术的工业化应用处于起步阶段，SO2含量低于3%的烟气,通常称为低浓度二氧化硫烟气。我国2亿kW机组火电厂锅炉烟气及钢铁、有色、建材等部门50万台工业锅炉、18万台工业窑炉排放的主要是这类烟气。由于烟气中的二氧化硫浓度低(一般仅为0.1%~0.5%),采用传统的接触法脱硫制酸等方法,技术经济上难度大。 目前我国这类烟气的脱硫技术工业化应用程度还很低,已应用的主要是引进的国外烟气脱硫装置和中小锅炉简易除尘脱硫装置。 从20世纪70年代后期,我国先后从国外引进烟气脱硫装置,包括“氨-硫铵法”烟气脱硫装置、“碱式硫酸铝法”烟气脱硫装置、“湿式石灰石-石膏法”烟气脱硫装置、“旋转喷雾干燥法”脱硫装置和“电子束辐照法”装置。这些烟气脱硫装置的引进为
我国烟气脱硫吸收国外先进成熟的技术奠定了基础。我国中小锅炉占全国燃煤锅炉的70%,为此我国探索中小型燃煤锅炉二氧化硫污染控制多种途径,如低硫燃料、型煤固硫等技术的同时,针对中小锅炉特点,开发了一批简易烟气脱硫技术。目前这类技术申请的专利已达几十种,应用数百套。简易烟气脱硫除尘技术一般是在各类除尘设备的基础上,采用石灰、冲渣水等碱性浆液为固硫剂,应用水膜除尘、文丘里除尘、旋风除尘的机理和旋流塔、筛板塔、鼓泡塔、喷雾塔吸收等机理相结合同时除尘脱硫。已形成冲激旋风除尘脱硫技术、湿式旋风除尘脱硫技术、麻石水膜除尘脱硫技术、脉冲供电除尘脱硫技术、多管喷雾除尘脱硫技术、喷射鼓泡除尘脱硫技术等在同一设备内进行除尘脱硫的烟气脱硫技术,其共同特点是设备少、流程短、操作简便,一般除尘效率70%~90%,脱硫效率30%~80%。 我国从70年代开始引进国外烟气脱硫成套装置,但到目前为止,却仅有不到1%装机容量的火力电厂和少数中小型锅炉实施烟气脱硫。主要有脱硫成本问题、产物出路问题以及引进技术国产化的问题。 由国外引进的烟气脱硫装置,设备投资和运行费用高,如我国重庆珞璜电厂引进的“石灰石-石膏法”烟气脱硫装置,投资约4000万美元,每年还需运行费4000万元人民币,脱硫运行成本为每吨SO21100元,设备建设费用占到了电厂投资的16%。另一方面,国内外目前应用的主要烟气脱硫技术,无论是国外引进的“石
煤气脱硫的几种方法
煤气脱硫的几种方法 2006-07-06 前言：能源是人类赖以生存和发展的基础，随着人们环境保护和保证企业最终产品质量意识的提高，人们对能源的洁净利用开始日趋重视。发生炉煤气作为我国主要能源之一煤炭的一种洁净利用方式，在我国的玻璃、建材、化工、机械、耐火材料等行业被广泛的应用，近年，人们对煤气净化程度的认识已经不止是煤气中的含尘量、含焦油量和含水量等的概念，人们开始更加重视煤气中的含硫量。 煤气中的硫绝大部分以H2S的形式存在，而H2S随煤气燃烧后转化成SO2，空气中SO2含量超标会形成局域性酸雨，危害人们的生存环境，我国对燃烧发生炉煤气炉窑规定其SO2的最高排放浓度为900mg/m3；另一方面，SO2对诸如陶瓷、高岭土等行业的最终产品质量影响较大，鉴于以上因素，发生炉煤气中H2S的脱除程度业已成为其洁净度的一个重要指标。 1、煤气脱硫方法 发生炉煤气中的硫来源于气化用煤，主要以H2S形式存在，气化用煤中的硫约有80％转化成H2S进入煤气，假如，气化用煤的含硫量为1％，气化后转入煤气中形成H2S大约2-3g/Nm3左右，而陶瓷、高岭土等行业对煤气含硫量要求为20-50 mg/Nm3；假如煤气中的H2S燃烧后全部转化成SO2为2.6g/m3左右，比国家规定的SO2的最高排放浓度指标高出许多。所以，无论从环保达标排放，还是从保证企业最终产品质量而言，煤气中这部分H2S都是必须要脱除的。 煤气的脱硫方法从总体上来分有两种：热煤气脱硫和冷煤气脱硫。在我国，热煤气脱硫现在仍处于试验研究阶段，还有待于进一步完善，而冷煤气脱硫是比较成熟的技术，其脱硫方法也很多。 冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种方法，干法脱硫以氧化铁法和活性炭法应用较广，而湿法脱硫以砷碱法、ADA、改良ADA和栲胶法颇具代表性。 2、干法脱硫技术 煤气干法脱硫技术应用较早，最早应用于煤气的干法脱硫技术是以沼铁矿为脱硫剂的氧化铁脱硫技术，之后，随着煤气脱硫活性炭的研究成功及其生产成本的相对降低，活性炭脱硫技术也开始被广泛应用。 2.1氧化铁脱硫技术 最早使用的氧化铁脱硫剂为沼铁矿和人工氧化铁，为增加其孔隙率，脱硫剂以木屑为填充料，再喷洒适量的水和少量熟石灰，反复翻晒制成，其PH值一般为8-9左右，该种脱硫剂脱硫效率较低，必须塔外再生，再生困难，不久便被其他脱硫剂所取代。现在TF型脱硫剂应用较广，该种脱硫剂脱硫效率较高，并可以进行塔内再生。 氧化铁脱硫和再生反应过程如下： (1)脱硫过程 2Fe(OH)3+3H2S Fe2S3+6H2O Fe(OH)3 + H2S 2Fe(OH)2+S+2H2O Fe(OH)2 + H2S FeS+2H2O (2)再生过程 2Fe2S2+3O2+6H2O 4Fe(OH)3+6S 4FeS+3O2+6H2O 4Fe(OH)2+4S 氧化铁脱硫剂再生是一个放热过程，如果再生过快，放热剧烈，脱硫剂容易起火燃烧，这种火灾现象曾在多个企业发生。 活性氧化铁脱硫工艺流程如图1 2.2活性炭脱硫技术 活性炭脱硫主要是利用活性炭的催化和吸附作用，活性炭的催化活性很强，煤气中的H2S在活性炭的催化作用下，
(完整word版)烟气脱硫设计计算..docx
烟气脱硫设计计算 1130t/h 循环流化床锅炉烟气脱硫方案 主要参数：燃煤含 S 量1.5% 工况满负荷烟气量285000m3/h 引风机量 1台，压力满足 FGD 系统需求 要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺（在方案中列出计算过程） 出口 SO2含量200mg/Nm 3 第一章方案选择 1、氧化镁法脱硫法的原理 锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段，冷却至适合的温度后进入吸收塔，往上与逆向流下的吸收浆液反应， 氧化镁法脱硫法 脱去烟气中的硫份。吸收塔顶部安装有除雾器，用以除去净烟气中携带的细小雾滴。净烟气 经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱。粉尘与脏东西附着在除雾器上，会导致除雾器堵塞、系统压损增大，需由除雾器冲洗水泵提供工业水对除雾器进行喷雾清洗。 吸收过程 吸收过程发生的主要反应如下： Mg(OH)2 + SO2→ MgSO3 + H2O MgSO3 + SO2 + H2O→ Mg(HSO3)2 Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2→ 2MgSO3 + 2H2O 吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要为氧化、循环过程。
氧化过程 由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的MgSO3 氧化成 MgSO4 。这个阶段化学反应如下： MgSO3 + 1/2O2→ MgSO4 Mg(HSO3)2 + 1/2O2→ MgSO4 + H2SO3 H2SO3 + Mg(OH)2→ MgSO3 + 2H2O MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4 循环过程 是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。塔底吸收液pH 由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连锁控制。当塔底浆液pH 低于设定值时，氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀， 至 pH 达到设定值时停止补充氢氧化镁浆液。20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产 生，或直接使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底 部产生沉淀。 镁法脱硫优点 技术成熟 氧化镁脱硫技术是一种成熟度仅次于钙法的脱硫工艺，氧化镁脱硫工艺在世界各地都有 非常多的应用业绩，其中在日本已经应用了100 多个项目，台湾的电站95%是用氧化镁法，另外在美国、德国等地都已经应用，并且目前在我国部分地区已经有了应用的业绩。 原料来源充足 在我国氧化镁的储量十分可观，目前已探明的氧化镁储藏量约为160 亿吨 ,占全世界的80%左右。其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省，其中辽宁占总量的84.7%，其次是山东莱州，占总量的10%，其它主要是在河北邢台大河，四川干洛岩岱、汉源，甘肃 肃北、别盖等地。因此氧化镁完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去。 脱硫效率高
氨法、石灰石石膏法、干法脱硫方案比选
氨法脱硫、半干法、石灰石石膏法方案 比选 工艺流程比较 半干法烟气脱硫 半干法以生石灰（CaO）为吸收剂，将生石灰制备成Ca(OH) 2 浆 液，或消化制成干式Ca(OH) 2 粉（也可以直接使用电石渣），然后将 Ca(OH) 2浆液或Ca(OH) 2 粉喷入吸收塔，同时喷入调温增湿水，在反应 塔内吸收剂与烟气混合接触，发生强烈的物理化学反应，一方面与烟 气中SO 2 反应生成亚硫酸钙；另一方面烟气冷却，吸收剂水分蒸发干 燥，达到脱除SO 2 的目的，同时获得固体分装脱硫副产物。原则性的工艺流程见下图。 半干法烟气脱硫工艺示意图 整套脱硫系统包含：预除尘系统，脱硫系统，脱硫后除尘系统，
吸收剂供应系统，灰再循环系统，灰外排系统，工艺水系统及其他公用系统。 目前半干法应用案例较成功的主要是福建龙净环保公司研发的DSC-M干式超净工艺，在广州石化有应用业绩。主要烟气脱硫机理为：锅炉烟气从竖井烟道出来后，先进入预电除尘器进行除灰，将大颗粒的飞灰收集、循环送回炉膛。经预电除尘器之后，烟气从半干法脱硫塔底部进入，与加入的吸收剂、循环灰及水发生反应，除去烟气中的SO 2 等气体。烟气中夹带的吸收剂和脱硫灰，在通过脱硫吸收塔下部的文丘里管时，受到气流的加速而悬浮起来，形成激烈的湍动状态，使颗粒与烟气之间具有很大的相对滑落速度，颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新，从而极大地强化了气固间的传热、传质。同时为了达到最佳的反应温度，通过向脱硫塔内喷水，使烟气温度冷却到高于烟气露点温度15℃以上。主要化学反应式为： Ca(OH) 2+SO 2 =CaSO 3 ·1/2 H 2 O+1/2H 2 O Ca(OH) 2+SO 3 =CaSO 4 ·1/2H 2 O+1/2H 2 O CaSO 3·1/2H 2 O+1/2O 2 =CaSO 4 ·1/2H 2 O 2Ca(OH) 2+2HCl=CaCl 2 ·Ca(OH) 2 ·2H 2 O 半干法脱硫技术特点：一是烟囱不需防腐、排放透明，无视觉污染。二是无废水产生，半干法脱硫技术采用干态的生石灰作为吸收剂，在岛内直接消化成消石灰，脱硫副产物为干态的，整个系统无废水产生，不必配套污水处理设施。缺点是脱硫剂成本高、脱硫效率较低等。 石灰石－石膏法烟气脱硫 石灰石（石灰）-石膏湿法脱硫工艺（简称钙法）采用石灰石或石灰作脱硫吸收剂，石灰石经破碎磨细成粉状与水混合搅拌制成吸收浆液。当采用石灰为吸收剂时，石灰粉经消化处理后加水搅拌制成吸收浆。在吸收塔内，吸收浆液与烟气接触混合，烟气中的SO2与浆液中的碳酸钙以及鼓入的氧化空气进行化学反应而被脱除，最终反应产物为石膏。脱硫后的烟气经除雾器除去带出的细小液滴，
氨法脱硫 计算过程
氨法脱硫计算过程 风量（标态）：，烟气排气温度：168℃： 工况下烟气量： 还有约5%的水份 如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。 1、脱硫塔 （1）塔径及底面积计算： 塔内烟气流速：取 D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。 底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2 塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。 （2）脱硫泵流量计算： 液气比根据相关资料及规范取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。） ①循环水泵流量： 由于烟气中SO2较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。裕量为： 119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h， 参考相关资料取泵流量为140 m3/h。配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。 （3）吸收区高度计算 吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。 2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为 3.7米-3.8米进行设计。吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算 浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。总高为10.71米。 （5）除雾段高度计算 除雾器设计成两段。每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层(4.13)m 。冲洗水距离2.5米，填料层与冲洗水管距离为2.5米，上层除雾至塔顶距离1.9米。 除雾区总高度为： 如果脱硫塔设计为烟塔一体设备，在脱硫塔顶部需安装一段锥体段，此段高度为 1.65米，也可更高一些。 （6）烟囱高度设计 具有一定速度的热烟气从烟囱出口排除后由于具有一定的初始动量,且温度高于周围气温而产生一定浮力，所以可以上升至很高的高度。但是，高度设计必须看当地气候情况以及设备建在什么位置，如果远离市区，且周围没有敏感源，高度可与塔体一并进行考虑。一般烟塔总高度可选60-80米。 （7）氧化段高度设计 氧化段主要是对脱硫液中亚硫酸盐进行氧化，此段主要以计算氧化段氧化时间。 （8）氧化风量设计 1、需氧量A （kg/h ）=氧化倍率×0.25×需脱除SO 2量（kg/h ）氧化倍率一般取1.5---2 2、氧化空气量（m 3/h ）=A ÷23.15%（空气中氧含量）÷（1-空气中水分1%÷100）÷空气密度1.29 （9）需氨量（T/h ）根据进口烟气状态、要求脱硫效率，初步计算氨水的用量。 式中： W 氨水——氨水用量，t/h C SO2——进口烟气SO 2浓度，mg/Nm 3 V 0——进口烟气量，Nm 3/h η——要求脱硫效率 C 氨水——氨水质量百分比 （10）硫铵产量（T/h ） W3=W1×2 ×132/17。W3:硫胺产量，132为硫胺分子量，17为氨分子量