科学技术创新
1 煤质分析及耗煤量 锅炉实际耗煤量（B -M C R ） B t /h 25 机械未完全燃烧热损失 q 4 % 3 计算耗煤量（B -M C R ） B j t /h 24.25
S a r
%
0.8
2 锅炉引风机出口烟气参数（即脱硫塔进口烟气参数） 引风机出口实际烟量(工况） V y m 3
/h 394850.15
引风机出口实际烟量(标况）
V y 0 N m 3/h 261002.64
3 脱硫及吸收塔相关参数 要求脱硫率 η % 98 吸收塔进口烟温 t 1 ℃ 140 吸收塔出口烟温
t 2 ℃ 55
吸收塔出口要求含S O 2浓度
C S O 2
m g /N m 3
≤35
4 摩尔分子量 1摩尔N H 3分子质量 M N H 3 g /m o l 17 1摩尔S O 2分子质量 M S O 2 g /m o l 64 1摩尔(N H 4)2S O 3分子质量 M (N H 4)2S O 3 g /m o l 116
1摩尔(N H 4)2S O 4分子质量
M (N H 4)2S O 4
g /m o l
132
氨法脱硫物料平衡及设备选型计算
尚恒星
(惠生工程(中国)有限公司，上海201210)
随着氨法脱硫工艺的完善，氨法脱硫技术逐渐得到推广[1]。本文介绍了氨法脱硫的原理和工艺流程，以实际工程项目为例，对氨法脱硫工艺中的主要物料进行平衡计算，并根据计算结果，对系统设备进行了选型计算，总结了实际运行效果，为类似工程项目提供了重要的参考作用。
1工艺流程及化学原理
氨法脱硫是将氨水或氨气通入吸收塔中，使其与含有SO 2
的烟气接触，发生反应，从而达到去除SO 2的目的
[2]
，生成
N H 4H SO 3或(N H 4)2SO 3，进行强制氧化，产生硫酸铵浆液，其浓度约10％~15%[3]，硫酸铵浆液通过浆液泵输送至后处理系统，进行副产品硫氨的分离、干燥、包装。
其主要反应原理为:SO 2+H 2O +2N H 3↔(N H 4)2SO 3,SO 2+H 2O +(N H 4)2SO 3↔2N H 4H SO 3N H 3+N H 4H SO 3↔(N H 4)2SO 3,N H 3+N H 4H SO 4↔(N H 4)2SO 4。(N H 4)2SO 3+1/2O 2→(N H 4)2SO 4,N H 4H SO 3+1/2O 2→N H 4H SO 4,
2计算基础数据
物料平衡计算基础数据见表1。3物料平衡计算
脱硫塔系统的进料主要有氨水、烟气、工艺水和氧化空气；出料为净烟气和硫酸铵浓溶液。物料平衡示意见图2。
图2脱硫塔系统物料平衡
3.1脱硫量计算
脱硫塔进口二氧化硫含量，按式(1)计算;
(1)
式中C 为含硫燃料生成SO 2的份额，取0.9;
摘要：介绍了氨法脱硫工艺流程及原理，并以某工程项目为例，对氨法脱硫工艺进行了物料衡算，并在此基础上，对系统设备进行了选型计算，总结了工程项目实际运行效果。
关健词：氨法脱硫；物料平衡；计算；选型；设计中图分类号:X 511
文献标识码:A
文章编号:2096-4390(2021)16-0060-03
作者简介：尚恒星(1985-)，女，籍贯：上海,2011年毕业于东北电力大学热能工程专业，硕士，中级工程师。
表1计算基础
数据
349.20 kg/h 3ar SO2
SO2j SO2S
S M m B 10C (1)100M
60--
2021.16科学技术创新
ηSO2为脱硫率,%，干式除尘器取0。每小时脱除SO 2量，按式(2)计算;
(2)
按式(3)核算脱硫塔出口SO 2浓度:
(3)
SO 2满足项目烟气超低排放要求。3.2吸收剂消耗量及脱硫产物计算3.2.1氨消耗量
根据脱除的SO 2量，按式(4)计算氨理论消耗量:(4)考虑氨的纯度，氨的实际消耗量按式(5)计算;(5)式
中1.02为2分子N H 3与1分子硫摩尔比，一般取值1.02~1.05;P 为N H 3纯度为99%。3.2.2硫酸按计算(N H 3)2SO 3理论生产量按式(6)计算:(6)塔底(N H 4)2SO 3体积流量按式(7)计算:(7)式中C (N H 3)2SO 3为塔底(N H 4)2SO 3浓度,10%;ρ1为(N H 4)2SO 3溶液密度按1100kg/m 3。(N H 3)2SO 4理论生产量按式(8)计算:(8)3.3脱硫耗水量计算
脱硫系统水的损耗，主要为脱硫蒸发水量、清洁冲洗水稀释氨水所需水量。这些损耗通过输入新鲜的工艺水和吸收剂所带的水进行补充。
3.3.1脱硫蒸发水量
进入吸收塔之前高温烟气中的水蒸气处于未饱和状态。烟
气和浆液在吸收塔中除了发生化学反应外，同时还是一个换热过程，烟气温度降低放出热量，浆液中的水分吸收热量变成水蒸气。直至达到吸收塔出口烟气温度下的近饱和状态。此项目吸收塔进口烟气温度为140℃，出口温度为55℃。
按式(9)计算:
(9)
3.3.2吸收剂携带水量
外来氨水浓度为90%，经过稀释后为4%浓度，送入吸收塔中，洗涤净化烟气，则稀释氨水所需水量按式(10)计算:
(10)
3.3.3冲洗水量计算
冲洗水主要包括两部分，一是除雾器冲洗用水，主要作用防止除雾器结垢堵塞，采取定期冲洗，冲洗频率为每两小时冲洗3~5分钟，根据冲洗喷头数及型号、除雾器级数确定除雾器冲洗水量；二是储液槽冲洗，主要防止硫氨结晶，灰尘沉淀，可采取定期冲洗也可连续冲洗，按设计冲洗方式和冲洗量确定这部分冲洗水量[4]。
本项目设置一层冲洗喷头，每层56组喷头，喷头流量为200kg/h ，则冲洗水量按式(11)计算:
(11)3.3.4副产含水量
按脱硫副产物含水率计算出副产物带水量。按规范要求副产物含水量小于等于1.5，此部分量较小，可忽略。3.3.5水量平衡
对于吸收塔来说，一定时间进出水量平衡，如不考虑其他带入吸收塔系统水量及损耗，吸收塔需补充水量按式(12)计算;(12)3.4氧化空气量计算
不考虑自然氧化因素以及烟气中过量空气剩余的氧量，仅考虑鼓入的空气在单位时间内将SO 3-、H SO 3-完全氧化，则1m ol 二氧化硫，需0.5m ol 的氧气。
则所需空气量按式(13)计算
(13)
式中t 为空气温度，取25℃。
4主要设备选型
4.1吸收塔系统4.1.1吸收塔根据脱硫塔进口工况烟气体积流量和烟气流速，可确定脱
硫塔直径。烟气流速通常为3~4.5m /s [5]。综合考虑，本设计烟气流速为3.5m /s 。脱硫塔直径可按式(14)计算:
(14)
式(1)中,μ为烟气流速,m /s ;D 为脱硫塔直径,m 。按式(1)计算，脱硫塔直径D =6.32m 。4.1.2循环泵
本项目设计3层喷淋层，浆液循环系统一般采用单元制设
计，每个脱硫喷淋层对应设置1台喷淋循环泵，循环泵台数为3台，脱硫循环液总量根据气液比及标准工况烟气量，按式(15)计算；计算每台一级循环泵的流量时，考虑10%余量，按式(16)计算:
(15)
式中L/G 为气液比，取1.15;
(16)
4.1.3浆液池及亚硫氨液泵
浆液池容量根据浆液停留时间和脱硫循环液总量来确定,
浆液停留时间设计为30.00m i n 按式(17)计算；亚硫氨液泵根据
342.21 kg/h 'SO2SO2m m 100
633
1026.8mg/Nm <35 mg/Nm 'SO2SO2SO2y0m m c V 181.80kg/h 'NH3
NH3SO2SO2
2M m m M
' 1.02100
187.31kg/h NH3NH3
m m P
(NH3)2SO3(NH3)2SO3SO2620.25kg/h
'
SO2m M m M (NH3)2SO33(NH3)2SO3(NH3)2SO31100 5.64 m /h
m V C (NH3)2SO4
(NH3)2SO4SO2705.80 kg/h 'SO2m M m M
()11890.61kg/h
y 21
H2O 211V (273.15t )m 0.24t t (273.15t )538
2
H 1001004474.52kg/h
490
''NH3NH32O
m m m
3
H 200x56x3/60=560kg/h
2O m 123
H H H H --=11890.61-4474.52-560=6.86t/h
2O 2O 2O 2O m m m m ,31(273.15)10022.4311.29m /h 2273.1521SO2air SO2m t V M 2y πV D μ
4 31
300.15m /h 1000
c y0L Q V G
31.1110.06m /h
3
p cp Q Q
61--
科学技术创新
抽出的亚硫氨液体积流量，并考虑10%的余量确定，按式(19)计算:
(17)
塔内液位按式(18)计算:
(18)亚硫铵液泵流量按式(19)计算:
(19)
4.2吸收剂供给系统
氨水罐容积，可根据消耗氨量、氨水浓度及存储时间等确定，储存时间一般为8～12小时用量，本项目为考虑12h ，按式(20)计算；氨水泵根据氨水用量，并考虑10%余量，按式(21)计算；卸氨泵根据卸氨时间2~3h 计算，本项目取3h ，按式(22)计算:
(20)
式中ρ为氨水密度按1000kg/m 3近似考虑
(21)
式(21)中,C NH3为氨水浓度,4%
(22)
式(22)中,C'NH3为外来氨水浓度,90%。4.3后处理系统
氧化池底部装设高效曝气器，在鼓泡氧化的同时，能够将浆液中固体颗粒处于悬浮流动状态，防止颗粒沉淀，并处于紊流状态，空气被分散成细微气泡并充分混合在浆液中，增大气了液接触界面，保证氧化反应能高效完成。氧化池容积根据亚硫氨泵流量及停留时间确定，停留时间取0.5h ，按式(23)计算:
(23)
氧化泵流量一般为亚铵液泵流量的2～3倍，按式(24)计算:
(24)
氧化运行台数为2台，空气过剩系数为3，氧化风机流量按式(25)计算:
(25)
母液泵与亚铵泵流量关系一般为4倍关系，按式(26)计算:
(26)母液罐容积根据母液泵及缓冲时间确定，缓冲时间一般为20～30m i n ，本项目取30.00，按式(27)计算:
(27)
浆液泵与母液泵流量关系一般为0.5～0.8倍关系，本项目取0.80，按式(28)计算:
(28)
结晶罐容积根据浆液泵及停留时间确定，停留时间一般为1~2小时，本项目取1.5，按式(29)计算:
(29)
4.4共用系统
共用系统包括工艺水系统及事故池及事故泵；工艺水箱容积根据系统消耗水量及存储时间，一般为1～2小时，本项目取
2.00，按式(30)计算:
(30)
工艺水泵流量根据系统消耗的工艺水，并考虑10%余量,
按式(31)计算:
(31)事故池和浆液池相同大小，按式(32)计算:
(32)
事故泵流量根据浆液池容积，考虑事故泵全部排出浆液时
间8小时，按式
(33)计算:(33)
5结论
本项目脱硫塔在实际运行稳定，脱硫塔进出口脱硫效率≥98%；脱硫后烟气中SO 2含量在设计工况下小于37m g/N m 3；脱硫
装置出口氨逃逸不大于8m g/N m 3氨逃逸率、回收率≥98%等各指标均能满足规范及项目要求。
物料平衡计算是脱硫系统各设备结构尺寸确定的前提，是
工程设计的基础。本文给出了氨吸收法脱硫技术的物料平衡工程计算方法，并根据物料平衡计算结果，进行了设备选型计算，对类似工程项目设计有重要的参考意义。
参考文献
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[D].北京：华北电力大学,2006:17.
[5]牛拥军，宦宣州，李兴华.燃煤电厂烟气脱硫系统运行优化与经济性分析[J].热力发电,2018,47(12):22-27.
3
30/60150.08m 1c V Q 4.79m 112
4
L V πD
31.1 6.20m /h 1(NH3)2SO3Q m 3
56.19m '
1NH3
41
V m
12100
'
33311 4.68m /h 2NH NH Q m C
312 2.50m /h 3'2'NH3'
NH3
1
Q m C
31.59.30m 31V Q 32.515.51m /h
31Q Q 33/2=7.78m /h
3air V V 3
24.81m /h 4(NH3)2SO3Q m 4 3
30/10012.40m 44V Q 3.819.85m /h
44Q Q 0 ’3
1.519.85m 4'4'V Q 3
1/100027.78m 5H2O V m 2 31.115.28 m /h
5H2O Q m 3
150.08 m 61V V 3/818.76 m /h
66Q V 62--
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