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)

关健词:氨法脱硫；物料平衡；计算；选型；设计

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SO2的烟气接触,发生反应,从而达到去除SO2的目的[2],生成NH4HSO3或(NH4)2SO3,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:

SO2+H2O+2NH3↔(NH4)2SO3,

SO2+H2O+(NH4)2SO3↔2NH4HSO3

NH3+NH4HSO3↔(NH4)2SO3,

NH3+NH4HSO4↔(NH4)2SO4。

(NH4)2SO3+1/2O2→(NH4)2SO4,

NH4HSO3+1/2O2→NH4HSO4,

2 计算基础数据

物料平衡计算基础数据见表1。

表1 计算基础数据

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；

式中C为含硫燃料生成SO2的份额,取0.9；

ȠSO2为脱硫率,%,干式除尘器取0。

每小时脱除SO2量,按式(2)计算；

按式(3)核算脱硫塔出口SO2浓度:

SO2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SO2量,按式(4)计算氨理论消耗量:

考虑氨的纯度,氨的实际消耗量按式(5)计算；

式中1.02 为2分子NH3与1分子硫摩尔比,一般取值1.02 ～1.05 ；

P为NH3纯度为99%。

3.2.2 硫酸按计算

(NH3)2SO3理论生产量按式(6)计算:

塔底(NH4)2SO3体积流量按式(7)计算:

式中C(NH3)2SO3为塔底(NH4)2SO3浓度,10%；

ρ1为(NH4)2SO3溶液密度按1100kg/m3。

(NH3)2SO4理论生产量按式(8)计算:

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:

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:

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:

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；

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SO3-、HSO3-完全氧化,则1mol二氧化硫,需0.5 mol的氧气。

则所需空气量按式(13)计算

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3～4.5 m/s[5]。综合考虑,本设计烟气流速为3.5 m/s。脱硫塔直径可按式(14)计算:

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=6.32 m。

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:

式中L/G为气液比,取1.15；

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30.00 min按式(17)计算；亚硫氨液泵根据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:

塔内液位按式(18)计算:

亚硫铵液泵流量按式(19)计算:

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:

式中ρ为氨水密度按1000kg/m3近似考虑

式(21)中,CNH3为氨水浓度,4%

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0.5 h,按式(23)计算:

氧化泵流量一般为亚铵液泵流量的2～3倍,按式(24)计算:

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:

母液泵与亚铵泵流量关系一般为4倍关系,按式(26)计算:

母液罐容积根据母液泵及缓冲时间确定,缓冲时间一般为20～30min,本项目取30.00,按式(27)计算:

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:

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:

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:

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:

事故池和浆液池相同大小,按式(32)计算:

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:

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SO2含量在设计工况下小于37mg/Nm3；脱硫装置出口氨逃逸不大于8mg/Nm3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。