封面
目录
一、概述 ........................................................... 2
1. 氨法烟气脱硫 .................................................... 2
2. 氨法脱硫原理 .................................................... 2
3. 氨法脱硫方法及特点 .............................................. 3
二、确定工艺流程 ................................................... 5
1. 方框流程图 ...................................................... 5
2. 工艺流程说明 .................................................... 5
三、物料衡算和热量衡算 ............................................. 6
1、工艺参数 ....................................................... 6
2、技术指标 ....................................................... 6
3、物料衡算 ....................................................... 6
4、热量衡算 ....................................................... 7
四、设备选型 ...................................................... 10
1、脱硫塔 ........................................................ 10
2、循环泵和氧化风机 .............................................. 11
3、旋流器 ........................................................ 12
4、离心机 ........................................................ 12
5、干燥机 ........................................................ 12
6、包装机 ........................................................ 12
参考文献 .......................................................... 13
致谢 .............................................................. 13
附图 .............................................................. 13
一、概述
1. 氨法烟气脱硫
烟气脱硫（FGD ）是指从烟道气或其他工业废气中除去硫氧化物(SO2和SO 3) 。在FGD 技术中, 按脱硫剂的种类划分, 可分为以下五种方法：以CaCO 3（石灰石）为基础的钙法，以MgO 为基础的镁法，以Na 2SO 3为基础的钠法，以NH 3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。这里，主要介绍氨法烟气脱硫技术。氨法脱硫即是根据氨与SO 2、水反应成脱硫产物的基本机理而进行的，是控制SO 2排放的技术。
2. 氨法脱硫原理
任何FGD 过程都包括两个基本的化学反应过程:①吸收:SO2吸收生成为亚硫酸盐；②氧化:亚硫酸盐氧化为硫酸盐。氨法脱硫以水溶液中SO 2和NH 3的反应为基础。脱硫塔是烟气脱硫和产生硫酸氨盐的中间装置。烟气中的SO 2在脱硫塔中被除去，脱硫塔中是PH 值控制为 5.0～5.9的饱和硫酸氨／亚硫酸氨溶液，与SO 2的反应，按照下列反应生成亚硫酸氢氨／硫酸氢盐：
（1）SO 2 ＋ H2O = H2SO 3
（2）H 2SO 3 ＋（NH 4) 2SO 4 = NH4HSO 4 ＋ NH4HSO 3
（3）H 2SO 3 ＋（NH 4) 2SO 3 = 2NH4HSO 3
在反应（1）中，烟气中的SO 2溶于水中，生成亚硫酸。在反应（2）和（3）中，亚硫酸与该溶液中溶解的硫酸氨／亚硫酸盐反应。喷射到反应池底部的氨水，按如下方式中和酸性物：
（4）H 2SO 3 ＋ NH3 =（NH 4) 2SO 3
（5）NH 4HSO 3 ＋ NH3 =（NH 4) 2SO 3
（6）NH 4HSO 4 ＋ NH3 =（NH4) 2SO 4
喷射到脱硫塔底部的氧化空气，会按照如下方式将亚硫酸盐氧化为硫酸盐：
（7）（NH 4) 2SO 3 + 1/2O2 = (NH4) 2SO 4
至此，脱硫塔中生成了大量的硫酸氨，硫酸氨溶液饱和后，使硫酸氨从溶液中以结晶形式析出。
3. 氨法脱硫方法及特点
工业上氨法脱硫的方法很多，目前应用较广泛的有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。各种方法都有一些共同的特点，具体如下：
（1）脱硫塔不易结垢
由于氨具有更高的反应活性, 且硫酸铵具有极易溶解的化学特性, 因此氨法脱硫系统不易产生结垢现象。
（2）氨法对煤中硫含量适应性广
氨法脱硫对煤中硫含量的适应性广, 低、中、高硫含量的煤种脱硫均能适应, 特别适合于中高硫煤的脱硫。采用石灰石-石膏法时, 煤的含硫量越高, 石灰石用量就越大, 费用也就越高; 而采用氨法时, 特别是采用废氨水作为脱硫吸收剂时, 由于脱硫副产物的价值较高, 煤中含硫量越高, 脱硫副产品硫酸铵的产量越大, 也就越经济。
（3）无二次污染
氨是生产化肥的原料。以氨为原料, 实现烟气脱硫, 生产化肥, 不消耗新的自然资源, 不产生新的废弃物和污染物, 变废为宝, 化害为利, 为绿色生产技术, 将产生明显的环境、经济和社会效益。因此, 氨法与钙法具有明显的区别。氨法属于回收法, 钙法属于抛弃法。抛弃法的缺点是消耗新的自然资源、产生新的废弃物和污染污, 具有明显的二次环境问题。
（4）系统简单、设备体积小、能耗低
氨是一种良好的碱性吸收剂, 从吸收化学机理上分析,SO 2的吸收是酸碱中和反应, 吸收剂碱性越强, 越利于吸收, 氨的碱性强于钙基吸收剂; 而且从吸收物理机理上分析, 钙基吸收剂吸收SO 2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; 而氨吸收烟气的SO 2是气-液反应, 反应速度快、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。
（5）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。
（6）SO 2的可资源化
可将污染物SO 2回收成为高附加值的商品化产品。其脱硫副产品硫酸铵是一种农用肥料, 在我国具有很好的市场前景，硫酸铵的销售收入能冲抵吸收剂的成本, 甚至是整个运行成本, 特别是对于自身副产液氨或有废氨水的企业来说, 可以利用液氨或废氨水作为脱硫吸收剂, 达到用废水治理废气的目的, 副产品的销售收入还可以给脱硫装置带来一定的经济效益。
二、确定工艺流程
1. 方框流程图
2. 工艺流程说明 烟气进入脱硫塔与循环浆液逆流接触进行洗涤、降温和吸收，在此过程中含氨吸收剂的循环液将烟气中的SO 2吸收，反应生成亚硫酸铵；含亚硫酸铵的液体再与从脱硫塔底部鼓入的空气进行氧化反应，将亚硫酸铵氧化成硫酸铵，形成硫酸铵稀溶液；
含硫酸铵的稀溶液流至循环槽，通过二级循环泵再送入脱硫塔，再进一步浓缩、结晶后，得到一定含量的硫酸铵浆液，从而形成闭合循环，这样在循环槽中使硫酸铵浓度达到规定值后，通过铵排出泵将生成的硫酸铵浆液送入硫铵后处理系统。
反应后的净烟气经除雾器进行净化达标后再经主烟囱直接排出。
硫铵溶液通过硫酸铵排出泵送入旋流器进一步浓缩后，依靠重力进入离心机，浆液经离心机分离后得到含水率4.0%的固体硫酸铵，经重力送入干燥机，干燥后含水小于1.0%，干燥后的硫铵经包装后即可得到商品硫酸铵；离心分离母液进入循环槽重复使用。
三、物料衡算和热量衡算
1、工艺参数
（1）入口烟气量：6.5×105Nm 3/h；
（2）SO 2浓度：1000mg/Nm3；
（3）烟气入口温度：T=126℃、常压。
（4）脱硫率≥95%
2、技术指标
脱硫保证效率 ≥95%
出口SO 2排放浓度 ≤200mg/Nm3
出口烟尘排放浓度 ≤50mg/Nm3
NO X 脱除效率 ≥30 %
烟气排放温度 ≥60℃
烟气通过脱硫系统的压降 ≤1500Pa
脱硫系统耗电量 ≤187kW ·h
脱硫系统耗水量 ≤9t/h
脱硫系统耗汽量 ≤0.2t/h
脱硫系统液氨耗量 ≤280Kg/h
脱硫系统设备的噪音不高于 85dB(A)（距离设备外1m ， 操作平台1.2m 处测试）
脱硫除尘系统设备可用率不低于 95 ％
脱硫除尘系统漏风率 ≤3％
除雾器除雾效率 ≥98%
脱硫塔等主体设备使用寿命 ≥30年
3、物料衡算
前面已经详细地介绍了脱硫反应的机理，为了确保脱硫率，使氨气过量，由此可知反应的物料比例为：
SO 2 ～ NH 3 ～ H 2O ～ (NH4) 2SO 4 ～ O 2
2 ： 2 ： 2 ： 1 ： 0.5
在标准状态下、单位时间内烟气中含有二氧化硫质量为
M SO 2=6. 5⨯105⨯1000mg /h =6. 5⨯108mg /h =650kg /h
对应的NH 3的质量为650kg/h，工艺水的质量为650kg/h。
综合以上计算结果，本部分给出的是一些近似的简化物料平衡计算方法，物料点涵盖了一些主流程。
（1）吸收塔出口烟气量G 2
G 2=273⨯650，000=4. 45⨯105Nm 3/h 273+126
（2）氨气的量
M NH 3=M SO 2=650kg /h
（3）工艺水的量
M H 2O =M SO 2=650kg /h
（4）氧化空气量
假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中的氧气完全用于氧化亚硫酸铵，即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化1mol 亚硫酸铵需要0.5mol 的氧气。
其数值为M O 2=0. 25M SO 2=0. 25⨯650kg /h =162. 5kg /h 而换算为压缩空气的流量为n 空气=5M O 2
M 空气=5⨯162. 5kmol/h=28kom/h 29
（5）吸收塔的硫酸铵产量（干态）
M (NH 4) 2SO 4=0. 5M SO 2=0. 5⨯650kg /h =325kg /h
4、热量衡算
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，经GGH 冷却后，烟气进入吸收塔（烟气温度为100℃），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SO 2被石灰石浆液吸收。除去SO 2及其它污染物的烟气经GGH 加热至60℃以上，通过烟囱排放。设置一套密封系统保证GGH 漏风率小于1%。
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。在设计条件下且没有补充热源时，GGH 可将净烟气的温度提高到60℃以上。
在热烟气的进口与GGH 相连的烟道出口安置一套可伸缩的清洗设备，用来进行常规吹灰和在线水冲洗。清洗装置都有单独的、可伸缩的矛状管和带有单独的辅助蒸汽和水喷嘴的驱动机械。GGH 配一台在线的冲洗水泵 ，该泵为在线清洗提供高压冲洗水。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。
当GGH 停机后，换热元件可用一低压水清洗装置进行清洗。此低压水清洗装置每年使用两次。每台GGH 上的两个固定的水冲洗装置用来进行离线冲洗。每一个固定的水清洗装置配有带喷嘴的直管，从有一定间隔的喷嘴中均匀地向换热面喷冲洗水。
烟道上设有挡板系统，以便于FGD 系统正常运行和事故时旁路运行。FGD 装置的挡板系统包括一台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，挡板为双百叶式。在正常运行时，FGD 进出口挡板开启，旁路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板门，关闭FGD 进出口挡板，烟气通过旁路烟道绕过FGD 系统直接排到烟囱。所有挡板都配有密封系统，以保证“零”泄露。密封空气设两台100%容量的密封空气风机（一台备用）和二级电加热器，加热温度不低于70℃。
对于换热器，进入换热器的烟气分成两种，包括要进入脱硫塔（喷淋塔）的原烟气（温度为126℃）和经过喷淋塔石灰石浆液淋洗后的净化烟道气（出口温度50℃），两股流体在换热器内传热。
原烟气的热流量
Q i = m i c pi t i =ρi v i c pi t i = 6. 5⨯105⨯0. 975⨯(126-100) kJ /h =1. 65⨯107kJ /h 净化烟气的热流量
Q 0=m 0c p 0t 0=ρ0ν0c p 0t 0=6. 5⨯105⨯0. 975⨯(60-50) kJ /h =6. 34⨯106kJ /h
' =平均传热温差 ∆t m ∆t 1-∆t 2(126-100) -(60-50) ==16. 74︒C ∆t 126-100ln ln 1
60-50∆t 2
考虑换热器的热量损失, 则换热器的传热效率为
Q 06. 34⨯106
η=⨯100%=⨯100%=38. 4% Q i 1. 65⨯107
而换热器的传热效率一般都大于该数值，因此传热效率满足设计要求。
四、设备选型
1、脱硫塔
脱硫塔是氨法脱硫的核心设备，脱硫塔集气液传质、化学吸收、氧化、结晶等多种化工单元功能于一体，具有较高操作弹性和较高的脱硫脱硝功能，氮氧化物脱除率在45％，二氧化硫的脱除率可达95％以上。
标态： Q 0=
Q 1=273⨯650，000=4. 45⨯105Nm 3/h 273+126273+62⨯650，000=5. 46⨯105Nm 3/h 273+126
塔内流速：v =3m /s
Q 15. 46⨯105/3600 Q 1=vs =v ⋅π⋅r ⇒r ===4. 01m πv 3. 14⨯32
S =18. 85m 2 方形L ⨯B =5⨯4m →v =2. 83 H=16m
① 文丘里塔压力损失：
L -液气比⇒1 r g =0. 85kg /m 3气体比重（60℃值） v t =25m /s g =9. 8m /s 2
∆P =(0. 25+0. 8L ) r g ⨯v t 2
2g (0. 25+0. 8⨯1) ⨯0. 85⨯252==27. 29mmH 2O ≈28mmH 2O 2⨯9. 8
② 脱硫塔压力损失：v t =2m /s L =m
(0. 25+0. 8⨯4) ⨯0. 85⨯22
=0. 6mmH 2O ≈1mmH 2O 脱硫塔∆P 1=2⨯9. 8
烟气分配板∆P 2=15mmH 2O (估)
排烟囱 ∆P 2=4mmH 2O (估)
脱硫塔总压力损失：1+15+4=20mmH 2O
③ 新增加烟道阻力损失：20mmH 2O (估)
总压力损失（阻力损失）：①+②+③=28+20+20=68mmH 2O ，即686.8Pa
2、循环泵和氧化风机
脱硫塔一级、二级循环泵为离心泵，泵的壳体采全金属，叶轮和入口轴套采用双向钢相当材料。每个塔共配置3台一级循环泵，每台泵可将硫铵溶液以足够的压力送到塔内的吸收段。
每个塔设置2台二级循环泵，一运一备，正常情况下将塔内的硫铵溶液泵入塔内浓缩段的喷淋层。
液气比L/G= 4（循环液量与烟气量的比值，单位：升/标准立方米） 烟气中水气含量设为8%，则
① 循环水泵流量：
L ⨯Q ⨯HG 4⨯203, 777. 29⨯(1-0. 08) Q =G ==749. 878m 3/h 310001000(l /m )
取每台循环泵流量 Q =750m 3/h 扬程H =30mH 2O 2台 一用一备 ② 循环水泵电耗量：
750⨯30⨯0. 1635Q ⨯H ⨯0. 163560N =⨯2=⨯1. 2=91. 97KW η泵80%
=76K W 选用90KW 电机 实际消耗功率=95⨯0. 8
总电耗量=2⨯76=152KW
集水池中PH 值控制在5.8-6.2范围内。
燃煤：18t/h 取煤的平均含硫量0.9%
0. 9%⨯18⨯103⨯10664锅炉入口SO 2浓度=⨯=1296mg /m 3≈1300mg /m 3 250, 00032
锅炉出口SO 2浓度=180mg /m 3
① 计算条件：
烟气量： 250, 000m 3/h (166058Nm 3/h )
温 度： 138℃
灰 尘： 180mg /m 3 出口50mg /Nm 3(72. 3%)
SO2： 1300mg /m 3 出口195mg /Nm 3(85%)
② SO 2去除量=250, 000⨯(1300-195) ⨯10-6=276. 25kg /hr
灰尘去除量=250, 000⨯(180-50) ⨯10-6=32. 5kg /hr
3、旋流器
共设置3套旋流器。旋流器的材料选用PU 或KM 材料，内表面光滑。旋流器的总容量按设计煤种下4台炉BMCR 工况和硫回收工段尾气脱硫产生的硫铵浆液量的100%选择。每个旋流器的处理量为80m3/h，共5个旋流子（备用1个）。
4、离心机
共配置3台可连续也可断续运行的离心脱水机，每台离心脱水机出力为10t/h,脱水后硫铵固体含水率为≤4%。
5、干燥机
共设置干燥系统3 套，每台干燥机的生产能力为10t/h。包括鼓风机、干燥器以及旋风分离器，引风机等。
6、包装机
共设置包装系统3 套，每套生产能力为10 t/h。包括硫铵料仓和包装机等。
参考文献
[ 1 ] 中国石化集团上海工程有限公司 化工工艺设计手册 北京：化学工业出
版社，2009
[ 2 ] 蒋培华 化工工程设计概论 北京：中国石化出版社，2005
[ 3 ] 黄璐 化工设计 北京：化学工业出版社，2001
[ 4 ] 张秋利 化工CAD 应用基础 第二版 北京：化学工业出版社，2012
[ 5 ] 柴诚敬 化工原理 第二版 下册 北京：高等教育出版社，2006
[ 6 ] 柴诚敬 化工原理课程设计 天津：天津科学技术出版社，1995
致谢
本次化工设计课程设计为期一个多月，但现在已经圆满结束。这次课程设计的结束也标志着化工设计课程的结束。通过这次设计，综合运用了化工设计中所学到的基础知识、设计原则，并结合以前所学的各方面知识，最终完成设计。在设计过程中，使得我对以前学过的知识有了进一步的认识，更重要的是让我掌握了化工设计的基本方法（结果校核、工艺流程图及设备装置图的绘制等），让我对自己的专业进一步的了解，为我以后的学习、就业指明了方向。
最后，我还要感谢我的指导老师xx 老师对我的指导与帮助，感谢我的小组成员（xx 、xx 、xx 等）对我的帮助，在大家的合作下，我们顺利的完成了本次课程设计。
附图
氨法脱硫管道仪表流程图
封面
目录
一、概述 ........................................................... 2
1. 氨法烟气脱硫 .................................................... 2
2. 氨法脱硫原理 .................................................... 2
3. 氨法脱硫方法及特点 .............................................. 3
二、确定工艺流程 ................................................... 5
1. 方框流程图 ...................................................... 5
2. 工艺流程说明 .................................................... 5
三、物料衡算和热量衡算 ............................................. 6
1、工艺参数 ....................................................... 6
2、技术指标 ....................................................... 6
3、物料衡算 ....................................................... 6
4、热量衡算 ....................................................... 7
四、设备选型 ...................................................... 10
1、脱硫塔 ........................................................ 10
2、循环泵和氧化风机 .............................................. 11
3、旋流器 ........................................................ 12
4、离心机 ........................................................ 12
5、干燥机 ........................................................ 12
6、包装机 ........................................................ 12
参考文献 .......................................................... 13
致谢 .............................................................. 13
附图 .............................................................. 13
一、概述
1. 氨法烟气脱硫
烟气脱硫（FGD ）是指从烟道气或其他工业废气中除去硫氧化物(SO2和SO 3) 。在FGD 技术中, 按脱硫剂的种类划分, 可分为以下五种方法：以CaCO 3（石灰石）为基础的钙法，以MgO 为基础的镁法，以Na 2SO 3为基础的钠法，以NH 3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。这里，主要介绍氨法烟气脱硫技术。氨法脱硫即是根据氨与SO 2、水反应成脱硫产物的基本机理而进行的，是控制SO 2排放的技术。
2. 氨法脱硫原理
任何FGD 过程都包括两个基本的化学反应过程:①吸收:SO2吸收生成为亚硫酸盐；②氧化:亚硫酸盐氧化为硫酸盐。氨法脱硫以水溶液中SO 2和NH 3的反应为基础。脱硫塔是烟气脱硫和产生硫酸氨盐的中间装置。烟气中的SO 2在脱硫塔中被除去，脱硫塔中是PH 值控制为 5.0～5.9的饱和硫酸氨／亚硫酸氨溶液，与SO 2的反应，按照下列反应生成亚硫酸氢氨／硫酸氢盐：
（1）SO 2 ＋ H2O = H2SO 3
（2）H 2SO 3 ＋（NH 4) 2SO 4 = NH4HSO 4 ＋ NH4HSO 3
（3）H 2SO 3 ＋（NH 4) 2SO 3 = 2NH4HSO 3
在反应（1）中，烟气中的SO 2溶于水中，生成亚硫酸。在反应（2）和（3）中，亚硫酸与该溶液中溶解的硫酸氨／亚硫酸盐反应。喷射到反应池底部的氨水，按如下方式中和酸性物：
（4）H 2SO 3 ＋ NH3 =（NH 4) 2SO 3
（5）NH 4HSO 3 ＋ NH3 =（NH 4) 2SO 3
（6）NH 4HSO 4 ＋ NH3 =（NH4) 2SO 4
喷射到脱硫塔底部的氧化空气，会按照如下方式将亚硫酸盐氧化为硫酸盐：
（7）（NH 4) 2SO 3 + 1/2O2 = (NH4) 2SO 4
至此，脱硫塔中生成了大量的硫酸氨，硫酸氨溶液饱和后，使硫酸氨从溶液中以结晶形式析出。
3. 氨法脱硫方法及特点
工业上氨法脱硫的方法很多，目前应用较广泛的有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。各种方法都有一些共同的特点，具体如下：
（1）脱硫塔不易结垢
由于氨具有更高的反应活性, 且硫酸铵具有极易溶解的化学特性, 因此氨法脱硫系统不易产生结垢现象。
（2）氨法对煤中硫含量适应性广
氨法脱硫对煤中硫含量的适应性广, 低、中、高硫含量的煤种脱硫均能适应, 特别适合于中高硫煤的脱硫。采用石灰石-石膏法时, 煤的含硫量越高, 石灰石用量就越大, 费用也就越高; 而采用氨法时, 特别是采用废氨水作为脱硫吸收剂时, 由于脱硫副产物的价值较高, 煤中含硫量越高, 脱硫副产品硫酸铵的产量越大, 也就越经济。
（3）无二次污染
氨是生产化肥的原料。以氨为原料, 实现烟气脱硫, 生产化肥, 不消耗新的自然资源, 不产生新的废弃物和污染物, 变废为宝, 化害为利, 为绿色生产技术, 将产生明显的环境、经济和社会效益。因此, 氨法与钙法具有明显的区别。氨法属于回收法, 钙法属于抛弃法。抛弃法的缺点是消耗新的自然资源、产生新的废弃物和污染污, 具有明显的二次环境问题。
（4）系统简单、设备体积小、能耗低
氨是一种良好的碱性吸收剂, 从吸收化学机理上分析,SO 2的吸收是酸碱中和反应, 吸收剂碱性越强, 越利于吸收, 氨的碱性强于钙基吸收剂; 而且从吸收物理机理上分析, 钙基吸收剂吸收SO 2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; 而氨吸收烟气的SO 2是气-液反应, 反应速度快、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。
（5）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。
（6）SO 2的可资源化
可将污染物SO 2回收成为高附加值的商品化产品。其脱硫副产品硫酸铵是一种农用肥料, 在我国具有很好的市场前景，硫酸铵的销售收入能冲抵吸收剂的成本, 甚至是整个运行成本, 特别是对于自身副产液氨或有废氨水的企业来说, 可以利用液氨或废氨水作为脱硫吸收剂, 达到用废水治理废气的目的, 副产品的销售收入还可以给脱硫装置带来一定的经济效益。
二、确定工艺流程
1. 方框流程图
2. 工艺流程说明 烟气进入脱硫塔与循环浆液逆流接触进行洗涤、降温和吸收，在此过程中含氨吸收剂的循环液将烟气中的SO 2吸收，反应生成亚硫酸铵；含亚硫酸铵的液体再与从脱硫塔底部鼓入的空气进行氧化反应，将亚硫酸铵氧化成硫酸铵，形成硫酸铵稀溶液；
含硫酸铵的稀溶液流至循环槽，通过二级循环泵再送入脱硫塔，再进一步浓缩、结晶后，得到一定含量的硫酸铵浆液，从而形成闭合循环，这样在循环槽中使硫酸铵浓度达到规定值后，通过铵排出泵将生成的硫酸铵浆液送入硫铵后处理系统。
反应后的净烟气经除雾器进行净化达标后再经主烟囱直接排出。
硫铵溶液通过硫酸铵排出泵送入旋流器进一步浓缩后，依靠重力进入离心机，浆液经离心机分离后得到含水率4.0%的固体硫酸铵，经重力送入干燥机，干燥后含水小于1.0%，干燥后的硫铵经包装后即可得到商品硫酸铵；离心分离母液进入循环槽重复使用。
三、物料衡算和热量衡算
1、工艺参数
（1）入口烟气量：6.5×105Nm 3/h；
（2）SO 2浓度：1000mg/Nm3；
（3）烟气入口温度：T=126℃、常压。
（4）脱硫率≥95%
2、技术指标
脱硫保证效率 ≥95%
出口SO 2排放浓度 ≤200mg/Nm3
出口烟尘排放浓度 ≤50mg/Nm3
NO X 脱除效率 ≥30 %
烟气排放温度 ≥60℃
烟气通过脱硫系统的压降 ≤1500Pa
脱硫系统耗电量 ≤187kW ·h
脱硫系统耗水量 ≤9t/h
脱硫系统耗汽量 ≤0.2t/h
脱硫系统液氨耗量 ≤280Kg/h
脱硫系统设备的噪音不高于 85dB(A)（距离设备外1m ， 操作平台1.2m 处测试）
脱硫除尘系统设备可用率不低于 95 ％
脱硫除尘系统漏风率 ≤3％
除雾器除雾效率 ≥98%
脱硫塔等主体设备使用寿命 ≥30年
3、物料衡算
前面已经详细地介绍了脱硫反应的机理，为了确保脱硫率，使氨气过量，由此可知反应的物料比例为：
SO 2 ～ NH 3 ～ H 2O ～ (NH4) 2SO 4 ～ O 2
2 ： 2 ： 2 ： 1 ： 0.5
在标准状态下、单位时间内烟气中含有二氧化硫质量为
M SO 2=6. 5⨯105⨯1000mg /h =6. 5⨯108mg /h =650kg /h
对应的NH 3的质量为650kg/h，工艺水的质量为650kg/h。
综合以上计算结果，本部分给出的是一些近似的简化物料平衡计算方法，物料点涵盖了一些主流程。
（1）吸收塔出口烟气量G 2
G 2=273⨯650，000=4. 45⨯105Nm 3/h 273+126
（2）氨气的量
M NH 3=M SO 2=650kg /h
（3）工艺水的量
M H 2O =M SO 2=650kg /h
（4）氧化空气量
假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中的氧气完全用于氧化亚硫酸铵，即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化1mol 亚硫酸铵需要0.5mol 的氧气。
其数值为M O 2=0. 25M SO 2=0. 25⨯650kg /h =162. 5kg /h 而换算为压缩空气的流量为n 空气=5M O 2
M 空气=5⨯162. 5kmol/h=28kom/h 29
（5）吸收塔的硫酸铵产量（干态）
M (NH 4) 2SO 4=0. 5M SO 2=0. 5⨯650kg /h =325kg /h
4、热量衡算
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，经GGH 冷却后，烟气进入吸收塔（烟气温度为100℃），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SO 2被石灰石浆液吸收。除去SO 2及其它污染物的烟气经GGH 加热至60℃以上，通过烟囱排放。设置一套密封系统保证GGH 漏风率小于1%。
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。在设计条件下且没有补充热源时，GGH 可将净烟气的温度提高到60℃以上。
在热烟气的进口与GGH 相连的烟道出口安置一套可伸缩的清洗设备，用来进行常规吹灰和在线水冲洗。清洗装置都有单独的、可伸缩的矛状管和带有单独的辅助蒸汽和水喷嘴的驱动机械。GGH 配一台在线的冲洗水泵 ，该泵为在线清洗提供高压冲洗水。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。
当GGH 停机后，换热元件可用一低压水清洗装置进行清洗。此低压水清洗装置每年使用两次。每台GGH 上的两个固定的水冲洗装置用来进行离线冲洗。每一个固定的水清洗装置配有带喷嘴的直管，从有一定间隔的喷嘴中均匀地向换热面喷冲洗水。
烟道上设有挡板系统，以便于FGD 系统正常运行和事故时旁路运行。FGD 装置的挡板系统包括一台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，挡板为双百叶式。在正常运行时，FGD 进出口挡板开启，旁路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板门，关闭FGD 进出口挡板，烟气通过旁路烟道绕过FGD 系统直接排到烟囱。所有挡板都配有密封系统，以保证“零”泄露。密封空气设两台100%容量的密封空气风机（一台备用）和二级电加热器，加热温度不低于70℃。
对于换热器，进入换热器的烟气分成两种，包括要进入脱硫塔（喷淋塔）的原烟气（温度为126℃）和经过喷淋塔石灰石浆液淋洗后的净化烟道气（出口温度50℃），两股流体在换热器内传热。
原烟气的热流量
Q i = m i c pi t i =ρi v i c pi t i = 6. 5⨯105⨯0. 975⨯(126-100) kJ /h =1. 65⨯107kJ /h 净化烟气的热流量
Q 0=m 0c p 0t 0=ρ0ν0c p 0t 0=6. 5⨯105⨯0. 975⨯(60-50) kJ /h =6. 34⨯106kJ /h
' =平均传热温差 ∆t m ∆t 1-∆t 2(126-100) -(60-50) ==16. 74︒C ∆t 126-100ln ln 1
60-50∆t 2
考虑换热器的热量损失, 则换热器的传热效率为
Q 06. 34⨯106
η=⨯100%=⨯100%=38. 4% Q i 1. 65⨯107
而换热器的传热效率一般都大于该数值，因此传热效率满足设计要求。
四、设备选型
1、脱硫塔
脱硫塔是氨法脱硫的核心设备，脱硫塔集气液传质、化学吸收、氧化、结晶等多种化工单元功能于一体，具有较高操作弹性和较高的脱硫脱硝功能，氮氧化物脱除率在45％，二氧化硫的脱除率可达95％以上。
标态： Q 0=
Q 1=273⨯650，000=4. 45⨯105Nm 3/h 273+126273+62⨯650，000=5. 46⨯105Nm 3/h 273+126
塔内流速：v =3m /s
Q 15. 46⨯105/3600 Q 1=vs =v ⋅π⋅r ⇒r ===4. 01m πv 3. 14⨯32
S =18. 85m 2 方形L ⨯B =5⨯4m →v =2. 83 H=16m
① 文丘里塔压力损失：
L -液气比⇒1 r g =0. 85kg /m 3气体比重（60℃值） v t =25m /s g =9. 8m /s 2
∆P =(0. 25+0. 8L ) r g ⨯v t 2
2g (0. 25+0. 8⨯1) ⨯0. 85⨯252==27. 29mmH 2O ≈28mmH 2O 2⨯9. 8
② 脱硫塔压力损失：v t =2m /s L =m
(0. 25+0. 8⨯4) ⨯0. 85⨯22
=0. 6mmH 2O ≈1mmH 2O 脱硫塔∆P 1=2⨯9. 8
烟气分配板∆P 2=15mmH 2O (估)
排烟囱 ∆P 2=4mmH 2O (估)
脱硫塔总压力损失：1+15+4=20mmH 2O
③ 新增加烟道阻力损失：20mmH 2O (估)
总压力损失（阻力损失）：①+②+③=28+20+20=68mmH 2O ，即686.8Pa
2、循环泵和氧化风机
脱硫塔一级、二级循环泵为离心泵，泵的壳体采全金属，叶轮和入口轴套采用双向钢相当材料。每个塔共配置3台一级循环泵，每台泵可将硫铵溶液以足够的压力送到塔内的吸收段。
每个塔设置2台二级循环泵，一运一备，正常情况下将塔内的硫铵溶液泵入塔内浓缩段的喷淋层。
液气比L/G= 4（循环液量与烟气量的比值，单位：升/标准立方米） 烟气中水气含量设为8%，则
① 循环水泵流量：
L ⨯Q ⨯HG 4⨯203, 777. 29⨯(1-0. 08) Q =G ==749. 878m 3/h 310001000(l /m )
取每台循环泵流量 Q =750m 3/h 扬程H =30mH 2O 2台 一用一备 ② 循环水泵电耗量：
750⨯30⨯0. 1635Q ⨯H ⨯0. 163560N =⨯2=⨯1. 2=91. 97KW η泵80%
=76K W 选用90KW 电机 实际消耗功率=95⨯0. 8
总电耗量=2⨯76=152KW
集水池中PH 值控制在5.8-6.2范围内。
燃煤：18t/h 取煤的平均含硫量0.9%
0. 9%⨯18⨯103⨯10664锅炉入口SO 2浓度=⨯=1296mg /m 3≈1300mg /m 3 250, 00032
锅炉出口SO 2浓度=180mg /m 3
① 计算条件：
烟气量： 250, 000m 3/h (166058Nm 3/h )
温 度： 138℃
灰 尘： 180mg /m 3 出口50mg /Nm 3(72. 3%)
SO2： 1300mg /m 3 出口195mg /Nm 3(85%)
② SO 2去除量=250, 000⨯(1300-195) ⨯10-6=276. 25kg /hr
灰尘去除量=250, 000⨯(180-50) ⨯10-6=32. 5kg /hr
3、旋流器
共设置3套旋流器。旋流器的材料选用PU 或KM 材料，内表面光滑。旋流器的总容量按设计煤种下4台炉BMCR 工况和硫回收工段尾气脱硫产生的硫铵浆液量的100%选择。每个旋流器的处理量为80m3/h，共5个旋流子（备用1个）。
4、离心机
共配置3台可连续也可断续运行的离心脱水机，每台离心脱水机出力为10t/h,脱水后硫铵固体含水率为≤4%。
5、干燥机
共设置干燥系统3 套，每台干燥机的生产能力为10t/h。包括鼓风机、干燥器以及旋风分离器，引风机等。
6、包装机
共设置包装系统3 套，每套生产能力为10 t/h。包括硫铵料仓和包装机等。
参考文献
[ 1 ] 中国石化集团上海工程有限公司 化工工艺设计手册 北京：化学工业出
版社，2009
[ 2 ] 蒋培华 化工工程设计概论 北京：中国石化出版社，2005
[ 3 ] 黄璐 化工设计 北京：化学工业出版社，2001
[ 4 ] 张秋利 化工CAD 应用基础 第二版 北京：化学工业出版社，2012
[ 5 ] 柴诚敬 化工原理 第二版 下册 北京：高等教育出版社，2006
[ 6 ] 柴诚敬 化工原理课程设计 天津：天津科学技术出版社，1995
致谢
本次化工设计课程设计为期一个多月，但现在已经圆满结束。这次课程设计的结束也标志着化工设计课程的结束。通过这次设计，综合运用了化工设计中所学到的基础知识、设计原则，并结合以前所学的各方面知识，最终完成设计。在设计过程中，使得我对以前学过的知识有了进一步的认识，更重要的是让我掌握了化工设计的基本方法（结果校核、工艺流程图及设备装置图的绘制等），让我对自己的专业进一步的了解，为我以后的学习、就业指明了方向。
最后，我还要感谢我的指导老师xx 老师对我的指导与帮助，感谢我的小组成员（xx 、xx 、xx 等）对我的帮助，在大家的合作下，我们顺利的完成了本次课程设计。
附图
氨法脱硫管道仪表流程图