2.4　氨水脱硫法

2.4.1　技术方法

2.4.1.1　方法概述

在液氨的来源以及副产物硫铵的销售途径充分落实的前提下，经过全面技术经济认为合理时，并经国家有关部门技术鉴定后，可以采用电子束法或氨水洗涤法脱硫工艺。脱硫率宜保证在90％以上。脱硫装置的可用率应保证在95％以上。

烟气脱硫装置的设计工况宜采用锅炉BMCR、燃用设计煤种下的烟气条件，校核工况采用锅炉ECR、燃用校核煤种下的烟气条件。已建电厂加装烟气脱硫装置时，宜根据实测烟气参数确定烟气脱硫装置的设计工况和校核工况，并充分考虑煤源变化趋势。脱硫装置入口的烟气设计参数均应采用脱硫装置与主机组烟道接口处的数据。

烟气脱硫装置的容量采用上述工况下的烟气量，不考虑容量裕量。由于主体工程设计煤种中收到基硫分一般为平均值，烟气脱硫装置的入口SO2浓度（设计值和校核值）应经调研，考虑燃煤实际采购情况和煤质变化趋势，选取其变化范围中的较高值。

2.4.1.2　工艺特点

氨法脱硫技术是采用氨（NH3）作为吸收剂除去烟气中的SO2的工艺。由于氨的价格较高，故而氨法必然是回收法。氨法脱硫工艺具有很多特点，氨是一种良好的碱性吸收剂，而且氨吸收烟气中SO2是气-液或气-气反应，反应速度快，反应完全，因而吸收剂能得到充分利用，脱硫效率高。另外，其脱硫副产品（比如硫酸铵等）可制造化肥，副产品的销售收入能大幅度降低运行成本。

氨法脱硫技术的工艺过程一般分成三大步骤：脱硫吸收、中间产品处理、副产品生产。根据过程和副产物的不同，氨法又可分为原始Walther氨法、氨-硫酸铵法、氨-亚硫酸铵、氨-磷铵肥法、氨-酸法等，并由此衍生出了几十种不同形式的脱硫工艺，其中，氨-硫酸铵法是典型的氨法脱硫工艺。

2.4.1.3　系统构成

典型的氨水湿法烟气脱硫工艺流程如图2-7所示。

2.4.2　反应原理

2.4.2.1　吸收原理

氨法原理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SO2与氨水反应生成亚硫酸铵，经空气进行强制氧化反应生成硫酸铵溶液，经结晶、离心脱水、干燥后即制得硫酸铵化肥，氨法也是一种技术成熟的脱硫工艺。

2.4.2.2　吸收反应

烟气与喷嘴喷出的循环液在吸收塔内有效接触，循环液吸收大部分SO2，反应如下：

2.4.2.3　中和反应

本工艺采用20％的氨水作为脱硫吸收剂，氨易溶于水。形成的溶液对SO2有很好的吸收效果，以下是吸收塔内发生的中和反应，中和后的吸收液在吸收塔内再循环，中和反应如下：

脱硫反应的核心设备是脱硫塔（浓缩结晶塔），是热烟气和产生硫酸铵的中间设备。烟气中的SO2在脱硫塔中被除去，脱硫塔中的pH值控制在5.0～5.9的35％左右的硫酸铵/亚硫酸盐溶液，与SO2反应生成亚硫酸氢铵/硫酸氢盐，再与加入到循环吸收液中的氨水发生中和。

2.4.2.4　氧化反应

部分在吸收塔喷淋区被烟气中的氧所氧化，其他的在反应池中被氧化空气完全氧化，反应如下：

氧化反应是液相连续，气相离散。氧在水中的溶解度比较小，强化氧化反应的措施包括：

①增加氧化空气的过量系数，增加氧浓度；

②改善氧气的分布均匀性，减小气泡平均粒径，增加气液接触面积。

2.4.2.5　其他反应

烟气中的其他污染物如SO3、HCl、HF和尘都被循环浆液吸收和捕集。SO3、HCl和HF与悬浮液中的石灰石按以下反应式发生反应：

脱硫反应是一个比较复杂的反应过程，其中有些副反应有利于反应的进程，有些会阻碍反应的发生，应当在设计中予以重视。

2.4.2.6　结晶过程

在浓缩结晶塔中硫铵溶液饱和后，使硫铵从溶液中以结晶形状沉淀出来，汽化热由烟气的残余热量提供。在浓缩结晶塔中的铵盐要么以离子形式溶于溶液中，要么以结晶形状沉淀出来。省去了后续硫酸铵溶液的蒸发结晶工序。

2.4.3　系统描述

2.4.3.1　FGD系统构成

锅炉烟气经进口挡板门进入脱硫增压风机，通过烟气换热器后进入吸收塔，洗涤脱硫后的烟气经除雾器除去带出的小液滴，再通过烟气换热器从烟囱排放。脱硫副产物经过旋流器、离心机脱水成为脱水硫酸铵。氨法烟气脱硫装置应由下列系统组成：①氨水系统；②烟气系统；③吸收系统；④氧化系统；⑤硫铵系统；⑥废水处理系统；⑦在线监测及其他系统。

烟气脱硫装置应能在锅炉最低稳燃负荷工况和BMCR工况之间的任何负荷持续安全运行。烟气脱硫装置的负荷变化速度应与锅炉负荷变化率相适应。

新建脱硫装置的烟气设计参数宜采用锅炉最大连续工况（BMCR）、燃用设计燃料时的烟气参数，校核值宜采用锅炉经济运行工况（ECR）、燃用最大含硫量燃料时的烟气参数。已建电厂加装烟气脱硫装置时，其设计工况和校核工况宜根据脱硫装置入口处实测烟气参数确定，并充分考虑燃料的变化趋势。烟气脱硫装置的脱硫效率一般应不小于95％，主体设备设计使用寿命不低于30年，装置的可用率应保证在95％以上。

2.4.3.2　氨水系统

吸收液制备系统可按两套或多套装置合用设置，但一般应不少于两套；当电厂只有一台机组时可只设一套。制备系统的出力应按设计工况下消耗量的150％选择，且不小于100％校核工况下的消耗量。

吸收液（氨水）制备系统的功能是存储系统所需的液氨，制备和存储浓度20％的氨水，将定量的氨水输送到吸收塔。脱硫所需要的氨水量由锅炉负荷、烟气的SO2浓度和/S来联合控制；而需要制备的氨水量由氨水罐的液位来控制，氨水的浓度由密度计控制。

氨罐区应布置在通风条件良好、厂区边缘安全地带。防火设计应满足GB 50160的要求。氨水系统通常称为氨站，氨站内设置液氨储罐，可以容纳一周左右的液氨。液氨卸车、倒罐采用氨压缩机，为了防止液氨进入氨压缩机，从储罐到氨压缩机的水平气氨管道应向储罐留有适当斜度。采用氨水合成器将液氨和软化水混合制成氨水，氨水储罐内能够容纳不小于设计工况下2～4h的消耗量。

2.4.3.3　烟气系统

（1）脱硫增压风机

脱硫增压风机宜装设在脱硫装置进口处，其参数应按下列要求考虑。

①大容量吸收塔的脱硫增压风机宜选用静叶可调轴流式风机或高效离心风机。当风机进口烟气含尘量能满足风机要求，可采用动叶可调轴流式风机。

②300MW及以下机组每座吸收塔，宜设置一台脱硫增压风机，不设备用。对600～900MW机组，也可设置两台增压风机。

③增压风机的风量应为锅炉满负荷工况下的烟气量的110％，另加不低于10℃的温度裕量；增压风机的压头应为脱硫装置在锅炉满负荷工况下并考虑10℃温度裕量下阻力的120％。

由于在烟气中有一定的固体颗粒物含量，因而特别注意对风机叶轮的设计，以避免叶轮磨损并考虑由此引起的不平衡振动。风机和叶轮的结构设计能便于检修和更换，外壳与磨损件能易于拆除，在风机和驱动电动机的上方设有检修起吊设施。风机第一临界速度高于额定转速30％，在全部运行条件下风机轴承的最大允许振动速度均方根小于4.6mm/s。风机具有良好的调节性能，在正常工况下用入口调节门调节流量时，叶片由最小开度到对应满负荷最大开度的动作时间不超过60s，相应配套的执行机构也符合要求。风量调节装置灵活可靠，在任何工况下均能正常运行，调节重复性能好。

驱动电动机满足户外露天布置的要求，各项性能指标均不受室外气候变化的影响。风机产生的噪声满足技术规范的要求。风机的外壳采取保温隔声措施，所有旋转件周围设有人员安全防护罩。风机保护层和保温层采用可拆卸结构，以便设备检查和维修；风机吸入箱和扩散段恰当位置装有检查门。

（2）烟气换热器

烟气系统宜装设烟气换热器，脱硫后烟气温度一般应达到80℃以上排放。烟气换热器下部烟道应装设疏水系统。可以选择管式换热器或回转式换热器，当原烟气侧设置降温换热器有困难时，也可采用在净烟气侧装设蒸汽换热器。

烟气换热器满足环保要求，且烟囱和烟道有完善的防腐和排水措施，也可不设烟气换热器。利用原烟气的热量对净烟气进行加热，换热器的使用寿命不低于20年。烟气换热器的受热面应考虑防腐、防磨、防堵塞、防沾污等措施，与净烟气接触的壳体也应考虑防腐。烟气换热器前的原烟道可不采取防腐措施。烟气换热器和吸收塔进口之间的烟道，以及吸收塔出口和烟气换热器之间的烟道，应采用鳞片树脂或衬胶防腐。

（3）挡板门

烟气脱硫装置宜设置旁路烟道。旁路挡板门的开启时间应能满足脱硫装置故障不引起锅炉跳闸的要求。烟道挡板宜采用带密封风的挡板，旁路挡板门也可采用压差控制不设密封风的单挡板门。

挡板部件按可能发生的最大正压和负压值来设计，在最大的压差下能够操作。挡板和驱动装置能承受所有运行条件下周围介质的腐蚀。温度超过160℃时，烟气脱硫装置走旁路。挡板配有远程控制和就地人工操作的电动执行器，并提供挡板位置指示器，配有指示全开或全闭的限位开关，开度信号将用于增压风机和锅炉的连锁。挡板主轴水平布置，执行器配备两个方向的转动开关、事故手轮和维修用的机械连锁。

烟道挡板框架的安装是螺栓法兰连接，并且紧密地焊在烟道上。所有挡板从烟道内侧和外侧都容易接近，在每个挡板和其驱动装置附近设置平台，以便检修与维护挡板所有部件。

（4）膨胀节

膨胀节用于运行和事故条件下，补偿烟道热膨胀引起的位移，烟道上膨胀节设置保温。膨胀节采用非金属制作并提供保护板，以防止灰尘沉积在膨胀节波节处。膨胀节由多层材料组成，能承受烟气高温不会造成损害和泄漏，能承受可能发生的最大设计正压和负压，排水配件由FRP或镍基合金材料制作。烟道上的膨胀节采用螺栓法兰连接，其布置位置能确保膨胀节可以更换。膨胀节框架与烟道按现场焊接设计，框架内外密封焊在烟道上。邻近挡板的膨胀节留有充分的距离，以防止与挡板的动作部件互相干扰。

（5）工作过程

从锅炉来的热烟气经增压风机增压后，进入烟气换热器（GGH）降温侧冷却后进入吸收塔，向上流动穿过喷淋层，在此烟气被冷却到饱和温度，烟气中的SO2被循环液吸收。除去SOx及其他污染物的烟气经GGH加热至80℃以上，通过烟囱排放。

GGH是利用热烟气所带的热量，加热吸收塔出来的冷的净烟气；设计条件下没有补充热源时，可将净烟气的温度提高到80℃以上。GGH正常运行时，清洗系统每天需使用蒸汽吹灰三次；系统还配有一套在线高压水洗装置，约一个月使用一次。自动吹灰系统可保证GGH的受热面不受堵塞，保持净烟气的出口温度。

烟道上设有挡板系统，包括一台FGD进口原烟气挡板，一台FGD出口净烟气挡板和一台旁路烟气挡板。在正常运行时，FGD进口/出口挡板开启，旁路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板门，关闭FGD进口/出口挡板，烟气通过旁路烟道绕过FGD系统直接排到烟囱。在BMCR工况下，烟道内任意位置的烟气流速不大于15m/s。

2.4.3.4　吸收系统

（1）脱硫吸收塔

脱硫装置设计温度采用锅炉设计煤种BMCR工况下，从主机烟道进入脱硫装置接口处的运行烟气温度。新建机组同期建设的运行温度，一般为锅炉额定工况下，脱硫装置进口处运行烟气温度加50℃。300MW以上机组宜一炉一塔，200MW以下机组宜两炉一塔。

吸收塔宜采用钢结构，内壁采用衬胶或衬树脂鳞片或衬高镍合金板。塔外应设置供检修维护的平台和扶梯，设计荷载不应小于4000N/m2，平台宽度不小于1.2m，塔内不应设置固定式的检修平台。塔内与喷嘴相连的浆液管道应考虑检修维护措施，应考虑不小于500N/m2的检修荷载。

脱硫塔为喷淋塔结构，为了达到设计煤种下SO2的脱除率，塔内设置了四层喷淋层。脱硫塔内的浆液由泵送至喷嘴系统，经过喷嘴喷出与烟气接触，在重力作用下落入浆池，浆液池中设置扰动泵来避免浆液沉淀，通过鼓空气完成亚硫酸铵的氧化。氧化区域合理设计，氧化空气喷嘴和分配管布置合理。浆液与烟气中的SO2发生化学反应实现吸收。系统中吸收液氯离子浓度最大不超过40g/L，一个喷淋层装20个喷嘴，夹带的浆液将在除雾器中收集。

脱硫塔外壳是现场制造，选用的材料为碳钢，内衬鳞片树脂，能适合脱硫工艺的化学特性，并能承受烟气中灰尘和脱硫固体物的磨损。塔外壳厚度考虑足够的腐蚀余度，包括内外部构件能满足30年的使用要求。所有内部的支撑不会堆积污物、污泥或结垢，并易于清洁所有表面，脱硫塔内液体和烟气流分布均匀。脱硫塔配有足够数量的人孔门和观察孔，人孔门和观察孔附近设有平台，人孔门尺寸为DN800。

（2）喷雾系统

脱硫塔内部浆液喷雾系统由分配管网和喷嘴组成，喷雾系统的设计能均匀分布要求的喷雾流量。浆液分布在母管内，并把浆液均匀分配给连接喷嘴的支管。浆液喷淋系统采用FRP材料，喷嘴的设计和材料能避免快速磨损、结垢和堵塞，并便于检查和维修。喷雾系统能够以最小的气液阻力，将液体均匀地分布到脱硫塔断面上。

（3）除雾器

吸收塔应装设除雾器，除雾器出口的雾滴浓度应不大于75mg/m3（标态）。除雾器应考虑检修维护措施，支撑梁的设计荷载应不小于1000N/m2。除雾器应设置水冲洗装置。

除雾器安装在净烟气出口处，用以分离烟气夹带的雾滴。除雾器采用阻燃聚丙烯材料（PP），能承受高速水流，特别是人工冲洗时高速水流的冲刷。冲洗系统包括喷嘴、外部和内部管道、除雾器冲洗水泵和控制阀，冲洗水系统能全面冲洗除雾器，避免除雾器堵塞。除雾器清洗水管由PP管制作，冲洗用水由工艺水泵提供。除雾器以单个组件进行安装，单个组件不超过两人即可进行搬运，并能通过塔体除雾段的人孔门。

（4）浆液循环泵

浆液循环泵入口应装设滤网等防止固体物吸入的措施。当采用喷淋吸收塔时，吸收塔浆液循环泵宜按单元制设置。按照单元制设置时，应设仓库备用泵叶轮一套；按照母管制设置时，宜现场安装一台备用泵。

浆液循环泵将喷淋塔浆池内的吸收液，循环送至喷嘴或填料的液体分布器，浆液循环泵可以在控制室进行自动开启和关闭。浆液循环泵及驱动电机能适应户外露天布置的要求，适应于硫铵浆液中60g/L的氯离子浓度。

（5）事故浆池

脱硫装置应设置一套事故浆池或事故浆液箱，容量宜不小于一座吸收塔最低运行液位时的浆池容量。所有储存悬浮浆液的箱罐应有防腐措施并装设搅拌装置。

吸收塔在停运检修和/或修理期间，用来储存吸收塔浆液池中的浆液。需要排空时由吸收塔排出泵，将吸收塔的硫铵浆液输送至事故浆液箱。需要返回时由浆液返回泵将事故浆液箱中的浆液送回吸收塔，并作为吸收塔重新启动时的硫铵晶种。

（6）工作过程

吸收系统的功能是对烟气进行洗涤，脱除烟气中的SO2，同时去除部分粉尘，浓缩吸收SO2生成的硫酸铵。烟气从吸收塔中部进入，均匀分布在塔内，流速下降到4m/s以下。烟气的入口段为耐腐蚀、耐高温合金材料，进口处设工艺水喷淋降温装置，使烟气温度降到60℃左右，这是氨吸收二氧化硫反应的最佳温度。进入吸收区的烟气，在上升过程中与吸收液逆流接触，烟气中的二氧化硫被吸收液中的氨水和亚硫酸氨吸收脱除。

吸收塔底部为浆池，用来容纳硫酸铵浆液，氧化生成的亚硫酸铵，氨水也被注入浆池中。浆池的容积足够保证能够完成亚硫酸铵的氧化和氨水的中和反应，确保进入泵的硫酸铵浆液成分稳定。在喷淋的过程中，烟气进一步饱和增湿，处理后的净烟气经过除雾器，除去大部分游离水由塔顶烟囱排出。吸收塔上部布置二级内置式除雾器，整个系统压降≤1200Pa，同时设置进口烟气超温、粉尘含量过高连锁系统，以保证脱硫系统的正常运行。

吸收塔入口的布置是精心设计的，以保持朝向吸收塔有足够的向下倾斜坡度，从而保证烟气的停留时间和均匀分布，避免烟气的旋流及壁面效应。循环系统采用单元制设计，通过喷淋层保证吸收塔内200％的吸收液覆盖率。烟道侧板和底板装有工艺水冲洗系统，冲洗自动周期进行。冲洗的目的是为了避免浆液带入烟道后干燥黏结。在入口烟道装有事故冷却系统，事故冷却水由工艺水泵提供。

2.4.3.5　氧化系统

（1）氧化风机

氧化风机宜采用罗茨风机，也可采用离心风机。当氧化风机计算容量小于6000m3/h时，每座吸收塔应设置2台全容量或3台半容量的氧化风机；或每两座吸收塔设置3台全容量的氧化风机。当氧化风机计算容量大于6000m3/h时，宜配3台氧化风机。

（2）浆液扰动

浆液扰动系统能防止浆液沉淀结块，通过扰动系统使浆液池中的固体颗粒保持悬浮状态，其设计和布置考虑氧化空气的最佳分布和浆液的充分氧化。

浆液扰动系统可以采用浆液扰动泵或浆液搅拌器。

（3）工作过程

氧化空气系统的功能是把吸收所得亚硫酸铵转化成为硫酸铵，由氧化风机和氧化喷枪组成。氧化空气入塔前设有喷水降温系统，使氧化空气达到饱和状态，可有效防止氧化喷枪口的结垢。在塔底通过氧化风机，把过量的空气鼓入脱硫塔内，把吸收液中的亚硫酸铵氧化成硫酸铵，直至有晶体析出。排放泵连续地把吸收液送到硫铵系统，通过控制排出浆液流量，维持循环浆液浓度（质量分数）在8％～25％。

烟气进入吸收塔在上升过程中，与吸收液逆流接触脱除SO2气体。吸收了SO2的吸收液落入反应池，反应池通过搅拌或扰动泵，使浆液池中的固体颗粒保持悬浮状态。氧化风机将氧化空气鼓入反应池，氧化空气被分散为细小的气泡并均布于浆液中。部分在喷淋区被氧化，其余部分的在反应池中被氧化空气完全氧化。

通过上层工艺水的喷淋，有效控制烟气中氨气的逃逸，同时塔内液位保持平衡。氨水通过塔底扰动泵加入塔中，通过扰动泵的扰动作用，使氨水在吸收液中混合均匀。氨水加入量由烟囱在线分析仪（锅炉负荷和烟气的SO2浓度）和塔底pH值（）控制。

2.4.3.6　硫铵系统

（1）设计原则

硫铵系统可按两套或多套装置合用设置，但硫铵脱水系统应不少于两套。当电厂只有一台机组时，可只设一套硫铵脱水系统，并相应增大硫铵浆液箱容量。每套硫铵脱水系统宜设置两台硫铵脱水机，单台设备出力按设计工况下硫铵产量的75％选择，且不小于50％校核工况下的硫铵产量。

电子束法脱硫及氨水洗涤法脱硫，应根据市场条件和厂内场地条件设置适当的硫酸铵包装及存放场地。

（2）水力旋流器

采用由多个旋流子组成的水力旋流器。

（3）离心机

采用卧式刮刀卸料离心机。

（4）螺旋输送机

采用不锈钢制造，变频电机驱动。

（5）流化床干燥机

包括热风机、冷风机、干燥器本体、除尘器、排风机及相连的管道等。

（6）自动包装机

包括称量、包装、送袋、吹扫等工序，自动称量后包装。

（7）工作过程

硫铵系统的功能是把硫酸铵结晶从浆液中分离出来。当吸收液中约有5％的固体时，吸收液开始取出回收，先经硫铵排出泵进入回收系统中的旋流器。带有结晶的过饱和硫酸铵溶液，经过旋流浓缩到含固量30％的过饱和液，溢流的饱和溶液返回脱硫塔。含固量30％的过饱和液经过离心机进一步浓缩，母液通过母液槽被母液泵输送回吸收塔。离心分离得到含水率不大于10％的硫铵粉末，通过螺旋输送机被传送到流化床式干燥机，经热风干燥得到含水率小于1％的硫铵，包装后储存在硫铵库中用于综合利用。

硫铵系统停机后，需清洗所有的管道、阀门、泵等过流部分，防止硫铵结晶堵塞，方便下次开机。振动流化床干燥机的热源来自锅炉烟气，冷却风来自空气。干燥后的冷风和热风混合后经引风机进入脱硫塔，为了减少湿烟气对系统的腐蚀，要求湿烟气温度≥70℃。

也有在脱硫塔前设置浓缩结晶塔工艺的。在浓缩结晶塔内喷入来自脱硫塔生成的硫铵溶液，使硫铵溶液浓缩饱和结晶，待循环液的晶浆含固量约2％时，用浆液排出泵将浆液送入一级旋流器提浓（含固量5％～10％），再送入二级旋流器进一步提浓（含固量约30％），然后送入离心机进行分离，母液返回浓缩结晶塔。设置浓缩结晶塔时，吸收液利用热烟气的热量蒸发水分和生成硫铵，使硫铵溶液浓度达到约20％（还含有少量氯化铵），然后用浆液输送泵将硫铵溶液送入浓缩结晶塔。如不设置浓缩结晶塔，可将脱硫塔中的硫铵溶液浓缩到约35％，然后送往硫铵后处理工序，进行蒸发结晶和离心分离。

2.4.3.7　废水处理系统

（1）设计原则

脱硫废水处理工艺系统应根据废水水质、回用或排放水质要求、设备和药品供应条件等选择，宜采用中和沉淀、混凝澄清等去除水中重金属和悬浮物措施以及pH调整措施，当脱硫废水COD超标时还应有降低COD的措施，并应同时满足DL/T 5046的相关要求。废水箱应装设搅拌装置。

废水处理系统的加药和污泥脱水等辅助设备可视工程情况与电厂工业废水处理系统合用。脱硫废水处理系统的设备、管道及阀门等应根据接触介质情况选择防腐材质。处理后排放的废水水质应满足GB 8978和建厂所在地区的有关污水排放标准。

脱硫废水排放处理系统可以单独设置，也可经预处理去除重金属、氯离子等后排入电厂废水处理系统，但不得直接混入电厂废水稀释排放。脱硫废水中的重金属、悬浮物和氯离子可采用中和、化学沉淀、混凝、离子交换等工艺去除。对废水含盐量有特殊要求的，应采取降低含盐量的工艺措施。

（2）处理要求

脱硫废水的水质与脱硫工艺、烟气成分、灰及吸附剂等多种因素有关。脱硫废水的主要超标项目为悬浮物、pH值、汞、铜、铅、镍、锌、砷、氟、钙、镁、铝、铁以及氯根、硫酸根、亚硫酸根、碳酸根等。

经过处理的水质应达到《国家污水综合排放标准》（GB 8978—1996）中第二类污染物最高允许排放浓度中的一级标准。

（3）处理工艺

脱硫废水处理系统包括以下三个子系统：废水处理系统、化学加药系统和污泥脱水系统。

2.4.3.8　相关技术系统

（1）自动控制系统

主要通过测定pH值，反馈控制氨水的输入量，以保证SO2排放稳定达标；气路系统的参数测量及安全运行控制。脱硫系统的正常运行以CRT和键盘为监控手段，通过脱硫控制系统在控制室内能做到：

①在机组正常运行工况下，对脱硫装置的运行参数和设备的运行状况进行有效的监视和控制，并能够根据锅炉运行工况自动维持SOx等污染物的排放总量及排放浓度在正常范围内，满足环保排放要求；

②机组出现异常或脱硫工艺系统出现异常工况，能按预定的程序进行自动调整，使脱硫系统状态与相应的事故应急处理要求相适应；

③出现危及机组运行或脱硫工艺系统运行时，能自动进行系统的连锁保护，停止相应的设备甚至整套脱硫装置；

④在少量巡检人员的配合下，完成脱硫系统的启动与退出控制。

（2）节能技术措施

工艺系统设计和设备选择上，认真贯彻国家产业政策和行业设计规范，严格执行节约能源的相关规定，在优选方案的过程中，把节约能源列为重要指标，加强计量提高自控及管理水平。

（3）阀门要求

①调节阀及远方操作的阀门采用电动执行机构。

②下列条件下工作的阀门装设电动驱动装置：a.按工艺系统的控制要求，需频繁操作或远程操作时；b.阀门装设在手动不能实现的位置，或必须在两个以上的地方操作时；c.扭转力矩太大，或开关阀门时间较长时。

③布置在户外的阀门，其电动执行机构能适应户外露天布置的要求。

④除工艺水系统外，所有阀门不采用灰铸铁制作。

⑤在真空状态下工作的阀门，采用平行双密封的真空隔膜阀。

⑥重要的和浆液浓度高的调节阀和减压阀均设置旁路阀门。

⑦浆液管道的阀门其阀板为合金钢，阀体为衬胶阀体。

⑧阀门的布置便于操作和维护，阀门的阀杆尽量垂直布置。

⑨电动执行器，包括驱动电机、齿轮、限位开关、位置指示器等。

⑩所有电动执行机构，在满负荷的非平衡压力下，能顺利开关阀门。

对于闸阀开关速度为300mm/min，对于球阀速度为100mm/min。

电动执行器室外环境温度为40℃，电机全密封，380V，3相，50Hz。

电动执行器室内环境温度为45℃，电机线圈配有防潮措施。

所有阀门能在不超过相应平台1.5m高处进行操作。

安装在室外的全部阀门宜集中布置，并设有防雨防冻设施。

对于直径在400mm范围内的手轮，最大允许启动力为300N；而对于更大直径的手轮为600N。

从手轮面看：所有阀门以顺时针方向旋转关闭手轮，每个手轮面上清楚标有“开”和“关”记号，并以箭头指示各个术语代表的旋转方向。

塑料或胶木阀门手轮仅允许用在隔膜阀上。

全部电动阀门装配有手轮，以便在满负荷的非平衡压力下进行紧急手动操作。

使用的材料符合相应的标准，而且与管道材料和运行温度的要求一致。

高压管道系统的闸阀和截止阀装备自密封帽。

在用金属密封元件时，阀座和密封件之间必须有硬度差别，密封件的硬度值更高。

易集结水的地方提供排水孔，尽可能不使用易腐蚀材料；如果采用易腐蚀材料，则进行涂层使材料免遭腐蚀。

除非阀门功能有另外要求，阀体内部横断面与连接管的公称通径保持一致，在每个阀体上标记公称直径、公称压力和指示流动方向的箭头。

2.4.4　技术评价

2.4.4.1　氨法脱硫

氨法FGD工艺是采用NH3做吸收剂除去烟气中的SO2的工艺，它是一个非常古老的方法。关于用NH3作为废气SO2的脱硫剂的研究，可以追溯到20世纪30年代。在我国20世纪60年代，硫酸行业界就开始了这种方法的研究，在70年代初，四川省银山磷肥厂建成了一套氨法脱除40kt/a硫铁矿制酸装置尾气SO2的装置，使尾气中SO2排放低于100mL/m3。我国上海硫酸厂及上海吴泾化工厂等相继将近100套硫铁矿制酸装置都建设了氨法尾气脱硫装置，直到现在仍旧采用此法进行尾气处理。因此，在我国，氨法是具有很坚实的技术基础的，这主要与硫酸生产技术路线有关。发达国家的硫酸生产装置规模大，主要采用两转两吸工艺，而且多为硫黄制酸，尾气SO2浓度很低，易于达到排放标准。在90年代以前，我国的硫酸装置85％以上是硫铁矿制酸，包括地处上海的硫酸厂都如此，而且单套装置的规模小，两转两吸的装置改造费用高，容易采用氨法。

在燃煤烟气脱硫领域，氨法的发展却是相当缓慢的，我国和发达国家都是如此，主要是技术经济方面的原因。进入90年代后，随着技术的进步和对氨法脱硫观念的转变，氨法脱硫技术的应用呈逐步上升的趋势。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，从吸收化学机理上分析，SO2的吸收是酸碱中和反应，吸收剂碱性越强，越有利于吸收，氨的碱性强于钙基吸收剂；而且从吸收物理机理上分析，钙基吸收剂吸收SO2是一种气固反应，反应速率慢，反应不完全，吸收剂利用率低，需要大量的设备和能耗进行磨细、雾化、循环等以提高吸收剂利用率，往往设备庞大，系统复杂，能耗高；而氨吸收烟气中的SO2是气液反应，反应速率快，反应完全，吸收剂利用率高，可以做到很高的脱硫效率，同时相对钙基脱硫工艺来说系统简单，设备体积小，能耗低。脱硫副产品硫酸铵在某些特定地区是一种农用肥料，副产品的销售收入能降低一部分因吸收剂价格高造成的成本。

从上面分析可以看出，就吸收SO2而言，氨是一种比任何钙基吸收剂都理想的脱硫吸收剂，但氨的价格相对于低廉的石灰石等吸收剂来说太高了，高运行成本是影响氨法脱硫工艺得到广泛应用的最大因素。而且氨法脱硫工艺在开发初期也遇到了较多的问题，如成本高、腐蚀、净化后尾气中的气溶胶问题等。随着合成氨工业的不断发展以及厂家对氨法脱硫工艺自身的不断完善和改进，进入90年代后，氨法脱硫工艺渐渐得到了应用。由于氨法脱硫工艺自身的一些特点，对于我国的一些地区具有一定的吸引力。

2.4.4.2　技术特点

由技术流程可知，整个脱硫系统的脱硫原料是氨和水，脱硫产品是固体硫铵，过程不产生新的废气、废水和废渣。既回收了硫资源，又不产生二次污染。其主要技术特点如下：

①单塔设计，有效降低成本，节约空间；

②空塔喷淋，降低系统压降，节约电能；

③大循环量，增大液气比来弥补因浓度上升，脱硫率下降的缺陷，保证脱硫效率；

④烟气喷淋降温技术，使烟气温度尽快达到氨法脱硫的最佳温度，增加脱硫效率，从而尽量降低塔本身的高度；

⑤烟气直排工艺，彻底解决了原烟囱腐蚀的问题，降低了烟气加热的设备投资，运行成本和维修成本；

⑥改进搅拌方式，降低成本，增强氨法脱硫技术的市场竞争力；

⑦硫酸铵回收系统采用新工艺，根本上解决了传统硫酸铵回收；

⑧干燥过程中同样有效利用烟气热源，降低能耗，并对利用过的烟气进行回收；

⑨整个过程中不产生废水废气废渣，无二次污染；

⑩工艺与石灰石-石膏法类似，但副产品是以硫酸铵的形式出现的，而硫酸铵是重要的化肥产品，它的工艺符合循环经济的原则；

氨法脱硫不结垢，不堵塞喷嘴，且耗水量较石灰石-石膏法小得多；

氨法脱硫的同时，还可脱一部分氮和汞，在需要脱氮时，工艺流程稍加改动，便可脱硫脱氮同步进行；

氨法脱硫效率高，可达98％的脱硫率，相对延长设备使用寿命。

2.4.4.3　氨法和双碱法比较

（1）吸收剂的来源

氨法脱硫的吸收剂是合成氨（NH3）。我国的合成氨厂数量众多，分布广泛，但是液氨或氨水属危险化学品，投资和管理成本高。

双碱法脱硫的吸收剂是石灰和少量的纯碱。石灰价廉易得，纯碱市场上常见，而且都是固态，易于储存和运输，性能也稳定，不会造成其他的污染。

（2）脱硫效率

氨是一种良好的碱性吸收剂，而且氨吸收烟气中SO2是气-液或气-气反应，反应速度快、反应完全、吸收剂利用率高，脱硫效率可达90％以上。

双碱法脱硫技术中，塔内是钠碱（Na2CO3-NaOH）吸收SO2，反应速度快，而且双碱法脱硫一般配备的是旋流板塔，能使气-液接触充分，吸收剂利用率高，效率可稳定在90％以上。

（3）产物处理

氨法脱硫的产物是化肥，使脱硫吸收剂氨（NH3）来自于化肥工业，又回归到化肥工业，不论对环境，还是对国民经济都起到积极的作用。

双碱法脱硫的脱硫产物为亚硫酸钙或硫酸钙（氧化后），钙盐不具有污染性，将其直接抛弃也不会产生二次污染。

（4）运行费用

在脱硫系统运行时，影响运行费用高低的主要因素是脱硫吸收剂的费用，另外还有电费、水费、人工费用等。当采用氨法脱硫时，其运行费用将数倍于双碱法脱硫，且远高于排污收费（600元/吨），所以氨法脱硫必须采用回收方式，用回收产物综合利用产生的经济效益去弥补运行成本。

（5）综合比较

对氨法和双碱法脱硫从工艺原理、设备配置、操作运行管理要求等方面进行综合的比较见表2-6。

2.4.4.4　硫酸铵的用途及市场

（1）硫酸铵的用途

中国从1909年即开始使用硫铵作肥料，首先由英国人引进，当时农民不识而不肯用，他们就在夜间偷洒在农田里，过些天农作物生长茂盛，中国农民才接受它，称之为“肥田粉”。1937年南京永利公司硫酸铵厂年产5万吨。1942年全国硫铵产量达22.6万吨。由此可见，硫铵是中国使用历史最长、最早的一种氮肥，迄今中国硫铵年产量有60万～70万吨，其中50万～60万吨用做化肥。

硫铵中含有24％的硫元素，硫是继氮、磷、钾之后的第四种植物需要的营养元素，硫在植物体内的主要作用包括同氨基酸合成蛋白质、形成绿叶素、提高作物营养价值等。国内外已有试验表明，在缺硫地区（在中国约有30％的耕地缺硫）硫对水稻、玉米、小麦、甘蔗、油菜、花生等农作物及经济作物有明显的增产作用。

硫酸铵可作为肥料单独使用，当前中国更多的是以硫铵为原料生产的复混肥。关于中国农村出现的土地板结问题，实际上是长期使用单一化肥，对农作物急功近利进行催生催长造成的后果。如果做成复混肥使用，就可避免这一弊病。

（2）硫酸铵的市场前景

目前国内的硫铵只能从化学产品生产过程和焦炉气中回收。中国北方的盐碱地面积很大，具有微酸性的铵氮肥可以改善土质。今后中国将大力推进多元、高浓度复合肥，而硫铵是一种效果很好的配合肥料，尤其它具有很好的黏结性，成粒率高，更受复合肥厂青睐。

目前中国化肥年总需量约4000万吨，复合肥的比重将达到35％左右。目前亚洲地区需进口量近300万吨左右，其中马来西亚约80万吨，泰国约70万吨以及菲律宾等国每年均需进口。2003年对硫酸铵市场价格进行了调查，其价格（出厂价）趋势如图2-8所示。