２２ 氮肥第４０卷第８期２０１２年８月 烟气脱硫装置运行小结 刘吉军 王春丽 （山东晋煤明水化工集团有限公司 山东济南２５０２００） 山东晋煤明水化工集团有限公司明泉化肥厂 现有２台１３０ ｔ／ｈ和１台７５ ｔ／ｈ循环硫化床锅炉， 烟气除尘系统为静电除尘。由于环保排放标准不 断提高，其烟气排放浓度已达不到《锅炉大气污 染物排放标准》的要求，锅炉烟气中烟尘和ｓ０： 浓度均超过国家排放标准指标。为了实现企业的 可持续发展、实现污染物达标排放，结合实际情 况，采用了氨法烟气脱硫除尘技术。 １ 工艺流程及运行状况 １．１工艺流程 氨法脱硫工艺流程如图１所示。锅炉引风机 来的烟气进入脱硫吸收塔后首先被洗涤降温，然 后用氨化吸收液循环吸收烟气中的ＳＯ 产生亚 硫酸铵；脱硫后的烟气经除雾后的ＳＯ 质量浓度 在１７０ ｍｇ／ｍ。（标态、湿基）以下、水雾质量浓度＜ ７５ ｍｇ／ｍ （标态），通过脱硫吸收塔顶的湿烟囱直 接排放。 吸收剂氨与吸收循环液混合后进入脱硫吸收 塔，吸收烟气中的ＳＯ 形成亚硫酸铵溶液，亚硫酸 铵溶液在吸收塔底部被鼓人的空气氧化成硫酸铵 溶液，硫酸铵溶液泵人洗涤降温段洗涤烟气，将烟 气温度降低的同时自身得到浓缩，得到固含量 ５％～１０％（质量分数，下同）硫酸铵浆液。该浆 液经结晶泵送至硫酸铵工序经旋流器脱水后形成 固含量４０％左右的硫酸铵浆液，清液进入料液 槽；固含量４０％左右的硫酸铵浆液进入离心机进 行固液分离，得到含水３％（质量分数，下同）左右 的湿硫酸铵，母液溢流到料液槽；含水３％左右的 湿硫酸铵经干燥机干燥后得到水分＜１％的硫酸 铵，然后进入包装机包装；料液槽内的液体经料液 泵送回循环槽。 １．２设计参数 回收烟气锅炉数量：２×１３０ ｔ／ｈ，１ Ｘ７５ ｔ／ｈ； 图１氨法脱硫工艺流程 排放烟气总量：３１０ ０００ ｍ。／ｈ（标态）； 燃料煤含硫质量分数：２％； 烟气温度：１４０℃； 烟气含尘质量浓度：≤１４０ ｍｇ／ｍ。（标态）； 烟气含水质量分数：６％； 脱硫效率：Ｉ＞９５％； 脱硫剂：质量分数８％氨水； 排放烟气中ｓ０ 质量浓度：￣＜２００ ｍｇ／ｍ （标 态）； 硫酸铵回收率：＞１９５％； 脱硫装置系统通风阻力：≤１ ４００ Ｐａ； 脱硫装置出口烟气温度：Ｉ＞６５℃； 净化后烟气水雾含量：≤７５ ｍｇ／ｍ （标态）； 净化后烟气中氨体积分数：≤１０×１０ Ｉ¨； １．３运行情况 在设计工况下，保证全烟量、全时段的脱硫效 率≥９５％，排放烟气中ＳＯ ￣＜２００ ｍｇ／ｍ （标态）。 ３台锅炉合用１套脱硫装置。该脱硫装置布置在 锅炉水平主烟道外侧的空地上，符合安全、环保、 工业卫生各项要求。该装置自２０１０年３月初投 入运行近２０个月以来，运行情况良好，脱硫效率 始终保持在９９％以上，副产硫酸铵质量达到一等 ，』、氮肥第４０卷第８期２０１２年８月 ２３ 品，月产硫酸铵３００ ｔ左右；消化废氨水４ ５００ ｔ，脱 硫液闭路循环，不产生二次污染；脱硫除尘系统的 操作运行不影响原有生产设备的运行和检修，管 ２装置运行优点 （１）运行成本低。各项物料单耗及费用情况 理、维护方便，脱硫除尘系统达到长周期稳定运行 要求。 见表１。该脱硫装置年运行费用共１６２．７万元， 年盈余２９８．６万元。 表１ 各项物料单耗及费用情况 （２）脱硫效率高。该脱硫装置采用空塔喷 度，增强了分离效果，提高了产品产量。 ３．２设计及设备方面 淋，喷淋量大、喷淋密度大；溶液循环量始终保持 在６００ ｍ ／ｈ，溶液对烟气中ＳＯ：吸收效果很好； （１）浓缩塔内增设喷头。浓缩塔硫酸铵循环 泵额定流量为１５０ ｍ ／ｈ，而浓缩塔内喷头设置数 氨水加入采用了塔底加入的独特设计，大大降低 了氨耗；脱硫效率高，脱硫后烟气中ＳＯ 质量浓度 一量不足，溶液实际循环量远低于额定流量，造成浓 缩塔内溶液浓缩较慢，影响硫酸铵正常取出，使脱 硫吸收塔溶液不能及时导入浓缩塔，脱硫吸收塔 般达到约３０ ｍｇ／ｍ （标态），实际脱硫效率保持 （３）脱硫吸收塔内溶液氧化效率高。该装置 在９９％以上。 溶液密度升高，ＳＯ 吸收效率降低，造成脱硫吸收 塔出口烟气中ＳＯ 含量超标。 （２）浓缩系统增设结晶槽、循环槽，浓缩塔塔 底增加斜板。现在的硫酸铵取出泵是从浓缩塔直 的脱硫吸收塔采用空塔喷淋，空气在氧化塔内分 布均匀。气液逆流接触，接触相当充分；具有流程 简单、氧化效率高的特点。在运行中，脱硫吸收塔 溶液密度严格控制在１．１４ ｇ／ｅｍ 以下，液位控制 在７ ｍ以上，保证溶液与空气有充足的接触时间； 稳定氧化风机的运行，尽量避免氧化风机停车对 运行的影响。氧化效率始终保持在９９％以上，为 接取出。该工艺流程存在的缺点：若浓缩塔溶液 密度控制在１．３ ｇ／ｃｍ 以下，溶液结晶少，物料取 出困难；若溶液密度控制在１．３ ｇ／ｅｍ。以上，虽然 物料取出容易，但结晶很容易沉淀在塔底（目前 浓缩塔内积料高度已达到３ ｍ，积料达到１００ ｔ以 上，只能短时间维持生产）。增设结晶槽的目的 硫酸铵取出、降低成本及实现脱硫液零排放创造 了条件。 （４）系统阻力小，无堵塞现象。该装置采用 空塔喷淋工艺，系统阻力＜１ ４００ Ｐａ，远低于其他 是让浓缩塔溶液产生的结晶首先沉积在结晶槽 内，可将结晶槽内溶液密度控制得较高，便于物料 氨法脱硫技术，锅炉正常条件下电耗明显降低，运 行成本低，且不存在堵塞问题。 的取出；经过结晶槽沉淀后密度较小的溶液溢流 至循环槽，经循环槽再打入浓缩塔进行循环。浓 ３存在的问题及改进建议 ３．１ 工艺方面 缩塔增加斜板后，能有效防止物料的沉积。 ４结语 通过对实际运行中该装置出现的问题进行了 改造，目前运行良好，每年可以实现销售收入 ４６０余万元，利润近３００万元。该脱硫装置不产 生任何二次污染，无新增污染源。可大幅度减少 开车运行初期，由于硫酸铵结晶太细，离心机 分离比较困难，造成密度过高，故对装置的正常运 行造成了比较大的影响。因此，更换了离心机的 筛网（由０．２５ ｍｍ改为０．１０ ｍｍ），降低了分离粒 小氮肥第４０卷第８期２０１２午 浅谈富氧制气系统设备的改造 刘淑芳李里王应聪姜志华 （湖北宜化集团有限责任公司 湖北宜昌４４３０００） 目前，已有一部分中、小企业实施了富氧制气 封装置，上、下灰门间设置油路安全联锁，防止下 灰过程中２只灰门同时开启，实现既不停炉又不 改造，为了节约投资，基本上仍采用原有的造气炉 进行生产，严重影响富氧制气效果的发挥，而且增 加了运行成本。湖北宜化集团有限责任公司（以 下简称宜化集团公司）于２０１０年８月开始进行富 氧制气改造。试验结果表明：若要富氧造气炉实 现长周期安全稳定的运行，需要对原间歇式造气 炉进行技术改造。 停炉条机的工况下下灰，使造气炉能够连续运行， 消除了停炉过程对炉况的影响。加装不停炉自动 下灰装置后，以 ２ ６１０ ｍｍ造气炉为例，原下灰 时需要停炉，每台炉每次下灰时间平均为 ２．０ ｍｉｎ，每班下灰５次，每台炉每天停炉总时间 约３０ ｍｉｎ，按合成氨装置班产８７ ｔ合成氨计算，每 炉每天停炉下灰时间少生产的煤气折合少产合成 氨０．４５ ｔ。如果采用不停炉下灰装置，在原基础 上相当于每天每炉多供的煤气可多生产合成氨 ０．４５ ｔ，按合成氨利润２６０．Ｏ０ ｔ、年生产３３０ ｄ 计，单炉增加年利润３８ ６１０．Ｏ０元；每台不停炉下 灰装置投资约５万元，１５个月左右可收回全部投 １ 下灰装置 传统的间歇式造气炉大多采用停炉排灰的模 式，即造气炉两侧下方各有１台１ ｍ 左右容积的 灰渣箱，当灰渣达到一定容量、需要进行下灰时， 需选择在吹风阶段停炉，人工打开左右两侧的灰 仓门进行排灰；排灰完毕后，由人工关闭灰门；然 后通知主操作人员开启造气微机，在设定程控机 先执行二次上吹安全程序后，再转入正常运行程 资（尚未计算不停炉下灰炉况稳定性提高及减少 开、停炉切换放空造成煤气浪费所节约的煤耗）； ２项合计约１年可全部收回投资。 序。停炉后下灰存在下列弊端：①不能保证煤气 发生炉连续制气；②停炉过程会对气化条件及炉 况产生不同程度的影响；③停炉下灰过程前、后必 须采取必要的安全措施。富氧造气炉在正常生产 时，炉内的热平衡保持稳定，如果下灰时停炉，炉 内的热平衡将遭到破坏，再开炉后需经过～段时 ２炉子高径比改造 目前的间歇式造气炉煤气出口温度相对偏 高，显热被带走较多，采用富氧制气工艺时，上行 煤气温度较高，对废锅的稳定运行造成威胁。由 于显热损失大，而制气过程又是一个吸热过程，生 产出的有效气体成分偏低。根据其他企业成功经 间才能重新达到热平衡。宜化集团公司人炉煤质 灰分相对较高，意味着下灰次数和破坏炉内热平 验，将炉体加高了６００ ｍｍ，如现场条件允许，上行 煤气出口改从炉顶出，以增高料层，使煤棒与气化 剂的接触时间延长，可提高有效气体成分，降低灰 渣中残碳量，还可降低煤气出口温度，延长废锅使 用寿命。 利用，减少停车时含氨氮较高的废水排放，达到 “以废治废，节能减排”的目标。 （收到修改稿日期２０１２－０４—２６） 衡的次数将增多，因此，富氧造气炉很难正常、经 济运行，且产出的气体成分也不稳定，所以需将原 传统下灰装置改成不停炉自动下灰装置。后者结 构形式是在原灰渣箱与炉底间增加１套上灰门密 ｓ０ 排放量，将烟气中的废气ｓ０ 回收并资源化， 变废为宝，化害为利。 使计划检修期间排放的废氨水得到充分回收
