摘要
煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化 工工业的重要组成部分。炼焦主要产品是生产炼铁用焦炭，同时生产焦炉煤 气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。
在炼焦过程中，煤中的氮有 1.2%~1.5%与芳香烃发生化合反应生产吡啶盐 基。其生成量主要取决于煤中氮含量及炼焦温度。一般在煤气初冷器后煤气 含吡啶盐基约为 0.4~0.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占 75%~85%。回炉煤气中吡 啶盐基含量约 0.02~0.05 g/m3，即回收率达 90%~95%。
本设计分别采用饱和器法生产硫酸铵回收氨，中和器法提取粗轻吡啶。对 于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器， 然后进入饱和器。煤气穿过饱和器在除酸器分离出液滴后，去脱硫或粗苯回 收段。结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到 饱和器。结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。对于中和器法提取粗轻吡 啶，母液从结晶槽回流入沉淀槽，同蒸氨分凝器来的氨气一起进入中和器。 分解出的吡啶蒸汽等进入冷却器，经油水分离器后上层粗吡啶进入计量槽， 放入储槽。下层的分离水返回中和器。
硫酸铵产量 1362.6kg/h；硫酸消耗量 1367.1kg/h；氨损失率 0.54%；带入饱和 器总水量 1408kg/h；饱和器出口煤气中水蒸气分压 7.75kPa；母液最低温度 54℃； 煤气预热温度 69.6℃；饱和器中央煤气管直径 1530 mm；煤气进口管直径 1090 mm； 饱和器直径 5000mm；饱和器高度 7740 mm；除酸器进口管外径 1660 mm；除酸器 直径 2720 mm；除酸器出口管在器内部分高度 4150 mm；干燥器的沸腾床面积 0.778 ㎡；干燥器直径 1000 mm；干燥器溢流口高度 388 mm；从反应器回收的吡啶盐基 量 18.355kg/h；母液处理量 1087.29l/h；氨气的分配给中和器的质量分数 95.7%；中 和器直径 1220 mm；中和器筒体高度 1220 mm；中和器总高 1775 mm；保温面积 7.97 ㎡；设备质量 756.03kg 关键词：氮；氨；硫酸；饱和器；母液；硫酸铵：结晶：中和器；粗轻吡 啶
1
目录 第一章 总 论 ..................................... 6
1.1 概述 .............................................. 6 1.2 文献综述 .......................................... 6
1.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理 .................... 7 1.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理 ............ 8 1.3 设计条件及要求 ................................... 10 1.4 工艺流程的确定 ................................... 11
第二章 回收氨的工艺流程 ............................12 第三章 硫酸铵生产的影响因素及其控制 ..................14
3.1 母液酸度 ......................................... 14 3.2 母液温度 ......................................... 15 3.3 母液搅拌 ......................................... 16 3.4 离心分离和水洗 ................................... 16 3.5 杂质 ............................................. 18 3.6 晶比 ............................................. 19
第四章 回收氨时物料平衡和热量平衡的计算 ..............20
4.1 物料衡算 ......................................... 20 4.1.1 氨的平衡及硫酸用量的计算和硫酸铵产量的计算 ..... 20 4.1.2 水平衡及母液温度的确定 ........................ 21 4.2 热量衡算 ......................................... 23 4.2.1 输入热量 ...................................... 23
2
4.2.2 输出热量 ...................................... 26
第五章 硫酸铵生产的主设备计算 .......................28
5.1 饱和器 ........................................... 28 5.2 除酸器 ........................................... 30 5.3 干燥器 ........................................... 32 5.4 结晶槽 ........................................... 37
第六章 中和器法提取粗轻吡啶工艺流程 ..................39 第七章 影响粗轻吡啶生产的因素及其控制 ................41
7.1 吸收阶段 ......................................... 41 7.2 中和及粗轻吡啶分离阶段 ........................... 42
第八章 中和器的物料平衡工艺计算 .....................43
8.1 母液处理量 ....................................... 43 8.2 分凝器后氨气分配给中和器的质量分数 ............... 44
第九章 回收粗轻吡啶的主要设备计算 ....................45
9.1 中和器 ........................................... 45 9.2 冷凝冷却器 ....................................... 46 9.3 沉淀槽 ........................................... 46
第十章 设计一览表..................................47 参考文献 ..........................................48 设计体会与收获 .....................................49 致谢 ..............................................50
3
第一章 总论
1.1 概述
炼焦化学产品在国民经济中占有重要的地位，炼焦化学工业是国民经济的一 个重要部门，是钢铁联合企业的主要组成部分之一，是煤炭的综合利用工业。煤 在炼焦时，除有 75%左右变成焦炭外，还有 25%左右生成多种化学产品及煤气。
在高温炼焦过程中，炼焦煤中所含的氮有 10%~12%转变为氮气，约 60%残 留于焦炭中，有 15%~20%生成氨，有 1.2%~1.5%转变为吡啶盐基。所生成的氨 与赤热的焦炭反应则生成氰化氢。
在煤气经过集气管和初冷气冷却后，吡啶盐基发生重新分配，一部分高沸点 的吡啶盐基溶于煤焦油氨水，沸点较低的吡啶盐基几乎全部留在煤气中。氨则分 配在煤气和剩余氨水中，初冷器后煤气中含氨约 4~6 g/m3。
纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，焦化厂生产的硫酸铵，因混有杂质而呈现 浅的绿色、蓝色、灰色，多为片状、针状甚至粉末状结晶。硫酸铵的密度 1766kg/cm3(20oC)，其结晶热为 10.87kJ/mol。硫酸铵易吸潮结块，易溶于水，其 水溶液呈弱酸性，1%的溶液 pH 为 5.7。粗煤气中氨氮占煤种氮的 15%～20%， 吡啶盐基氮占煤中氮的 1.2%～1.5%。无水氨主要用于制造氮肥和复合肥料，还 可用于制造硝酸，各种含氮的无机盐，磺胺药，聚氨酯，聚酰胺纤维及丁靑橡胶 等，此外还常用做制冷剂。
粗轻吡啶是一种具有特殊气味的黄色油状液体，沸点范围为 115～160 oC， 轻吡啶盐基易溶于水。
粗轻吡啶组成为：吡啶 40%～45%；a-甲基吡啶 12%～15%；β-甲基吡啶和 γ-甲基吡啶 10%～15%；2.4-二甲基吡啶 5%～10%；中性油 15%～20%。粗轻吡 啶的质量规格为：粗吡啶盐基含量不小于 60%；水分不大于于 15%；含酚类为 4%～5%；20℃时相对密度不大于 1.102 g/cm3。
1.2 文献综述
在氨及粗轻吡啶的回收工艺中，用硫酸吸收焦炉煤气中的氨生产硫酸铵按煤 气中氨与硫酸母液接触的方式不同，分有三种：半直接法、间接法和直接法，其 中应用最广泛的是半直接法。
4
半直接法：将焦炉煤气首先冷却至 25～35℃，经鼓风机加压后，再经电捕 焦油器除去煤焦油雾，然后进入硫酸铵饱和器内与硫酸母液充分接触生成硫酸 铵，同时将初冷时生产的剩余氨水进行蒸馏，蒸出的氨也通如饱和器内与硫酸接 触，氨被硫酸吸收生成硫酸铵。
间接法：经初冷器后的煤气在洗氨塔内用水冼氨，将得到的稀氨水与冷凝工 段来的剩余氨水一起送入蒸氨塔蒸馏，蒸出的氨气全部进入饱和器被硫酸吸收生 成硫酸铵。此法消耗大量的蒸汽，而且蒸馏设备较庞大，生产上应用受到一定的 限制。
直接法：由集气管来的焦炉煤气经初冷器冷却到 60～70℃，进入电捕焦油 器除去煤焦油雾。然后进入饱和器，煤气中的氨被硫酸吸收而生成硫酸铵。煤气 离开饱和器后，再冷却到适宜的温度进入鼓风机。
硫酸铵生产按采用的设备不同有饱和器法和酸洗塔法。饱和器法是生产硫酸 铵的主要方法，过去多采用鼓泡式饱和器，现在新建和改建焦化厂多采用喷淋式 饱和器。
1.2.1 用硫酸回收氨的生产工艺原理
硫酸铵生成的化学原理，硫酸吸收煤气中的氨是迅速的不可逆的化学反应，
2 N H3 ? H2 S O4? ( N4H2 ) S4?O ,? ?H 2 7 5 0 1 4 J / m o l
实际热效应与母液酸度和温度有关，其值较上述值约小于 10%。如氨与酸
度为 7.8%的硫酸铵饱和母液相互作用，其反应热效应如下：
温度/℃
47.7
66.6
76.1
硫酸铵热效应/（J/mol）
240883
245878
249208
硫酸过量时，则生成酸式盐：
N H3 ? H2 S O4? N H4 H S4O? , ?H? 1 6 5 0 1 7 J / m o l
用适量被氨饱和的程度，酸式盐又可转变为中式盐
N H4 H S O4? N3H? ( N4H )4S O
溶液中酸式盐和中式盐的比例取决与母液中游离硫酸的含量，这种含量以 质量分数表示，称之为酸度。当酸度为 1%~2%时，主要时中式盐。酸度升高时， 酸式盐的含量也随之提高。
5
饱和器中同时存在两种盐时，由于酸式盐较中式盐易溶于水或稀硫酸中， 故在酸度不大的情况下，从饱和溶液中析出的只有硫酸铵结晶。
由硫酸铵和硫酸氢铵在不同含量的硫酸溶液（60℃）内的溶解度比较可知， 在硫酸小于 19%时，析出的固体结晶为硫酸铵；当酸度大于 19%而小于 34%时， 则析出的是硫酸铵和硫酸氢铵两种盐的混合物；当酸度大于 34%时，得到的固体 结晶全为硫酸氢铵。
粗轻吡啶经精致可得到纯吡啶，a-甲基吡啶，β-甲基吡啶和吡啶溶剂等产品。 这些产品是有机合成工业（如医药，农药）的重要原料，如生产磺胺药类、维生 素 、雷米封等。此外，粗轻吡啶类产品也是一种优良的溶剂，可以作合成纤维 的高级溶剂。
1.2.2 从硫酸铵母液中制取粗轻吡啶工艺原理
吡啶是粗轻吡啶中含量最多，沸点最低的组分，故以吡啶为例来阐述回收的 基本原理。
吡啶具有弱碱性，与酸发生中和反应生成相应的盐。在饱和器或酸洗塔中， 吡啶与母液中的硫酸作用生成酸式盐或中式盐，发生的化学反应分别为：
生成酸式盐 C5 H5 N? H2 S O4? ?? C5 H5 N? H H S4 O
生成中式盐 2 C5 H5 N? H2 S O4? ?? (5C 5H N 2?H ) 4S O 当提高母液酸度时，有利于生成硫酸吡啶的反应，会有更多的吡啶被吸收下
来。硫酸吡啶吡啶不稳定，在母液中主要以酸式硫酸吡啶形式存在，此盐在温度 升高时极易离解，并与硫酸铵反应而生成游离吡啶，化学反应如下：
C5 H5 N H? H S4O? ( N4 H2 ) ?4S O??
24?N H 4H? S O5 5 C H N
当母液温度提高或母液中硫酸铵含量增多，均能促使酸式硫酸吡啶发生离
解，使吡啶游离出来。在一定温度下母液液面上总有相应压力的吡啶蒸汽，使吡
啶被煤气带走而形成损失。只有当母液面上的吡啶蒸汽压小于煤气中吡啶分压
时，煤气中的吡啶才会被母液吸收下来。这两个分压之差越大，吸收反应就进行
得越好，则随煤气损失的吡啶就越少。因此，只有连续提取母液中的吡啶，使母
液中吡啶含量低于煤气中吡啶分压相平衡的含量，才能使吸收过程不断进行。
由以上分析可知，吸收过程好坏主要取决于母液液面上吡啶蒸汽压的大小，
6
母液的酸度，温度及其中吡啶含量等。由表 1.1 所列数据分析可知，当母液中吡 啶含量和母液酸度一定时，母液面上的吡啶蒸汽压随温度升高而增大。当母液温
度高于 60℃时，吡啶蒸汽压急剧上升；当母液酸度增加时，吡啶蒸汽压则降低； 当母液中吡啶含量增加时，吡啶蒸汽压显著增加。还应指出的是，在分析粗轻吡
啶回收时，不要忘记粗轻吡啶是与硫酸铵工艺净化煤气中的氨同时进行的，而硫
酸铵工艺中必须考虑温度对水平衡的影响。因此，温度、酸度等的可调范围不是
很大。
表 1.1 吡啶蒸汽压与温度等因素的关系
母液酸度/%
4 4 4 4 4 5 5 5 5 5
温度/℃
40 50 60 70 80 40 50 60 70 80
母液中吡啶含 量/(g/l)
吡啶蒸汽压/ pa
10
0.587
10
0.693
10
1.880
10
5.799
10
17.742
10
0.147
10
0.427
10
1.226
10
3.532
10
10.544
母液面上的煤 气中的吡啶含
量/(g/m3)
0.010 0.024 0.065 0.210 0.617 0.005 0.015 0.043 0.123 0.336
根据表 1.1 数据，经整理后饱和器母液中粗轻吡啶的最大浓度 ?pmax 可按下式
估算：
?p max
?
0.8
? c ? 1.85 s
g max
0.915?10?18 ? t6.8
式中 cs -----母液酸度，取为 6%； ?gmax ------饱和器后煤气中吡啶盐基最大含量。 按设计要求， ?gmax 取为 0.04 g/m3； t-----饱和期内母液温度，取 t=55℃.
将有关数据带入上式，即可求得
7
? pmax
61.85 ? 0.04 ? 0.8 0.915?10?18 ? 556.8
? 36.1(g/l)
为了保证吸收过程的推动力，需按饱和器后煤气中吡啶盐基的实际含量为 ?g max
的 50%来计算，则母液中吡啶允许含量为
?p
?
0.8
61.85 ? 0.02 0.915?10?18 ? 556.8
? 15.2(g/l)
当上述计算中其他条件不变时，在不同母液温度下，母液中粗轻吡啶允许含
量见表 1.2
表 1.2 不同温度下母液中粗轻吡啶允许含量
母液温度℃
50
55
60
65
母液中粗轻吡啶含量 g/l
32.1
15.2
9.8
4.0
上述母液温度及酸度主要是考虑了硫酸铵生产的需要，在此条件下，氨的回
收率可达 90%以上，而吡啶的回收率仅为 70%-80%。为了提高吡啶的回收率，
应使母液中粗轻吡啶含量低于 16g/l。
为了从母液中提取粗轻吡啶盐基，将氨气通入中和器中，中和母液中的游离
酸，使酸式硫酸铵变为中式盐，然后再反应分解硫酸吡啶，反应式如下
2NH3 ? H2SO4 ? (NH4 )2SO4 NH3 ? NH4HSO4 ? (NH4 )2SO4 2NH3 ? C5H5NH ? HSO4 ? (NH4 )2SO4 ? C5H5N 2NH3 ? (C5H5NH)2SO4 ? (NH4 )2SO4 ? C5H5N 因此，当需回收的粗轻吡啶的数量一定时，母液中粗轻吡啶含量愈高，则需
中和的母液量愈少，可有较多的氨用于分解硫酸吡啶。但如前所述，母液温度高
时，母液中吡啶盐基含量不能过高，否则回收率将降低。
1.3 设计条件及要求
设计任务：回收焦炉煤气中氨及粗轻吡啶 工艺参数：
氨回收： 焦炉气处理量 m3/h 氨的产率/%
40000 0.3
8
初冷器后煤气温度/℃
30
剩余氨水量（t/h）
12
剩余氨水含氨量(g/L)
3.0
蒸氨塔废水含氨量(g/L)
0.05
每蒸馏 1m3 稀氨水用直接蒸汽/kg
100
分凝后氨气温度/℃
95
硫酸质量分数/%
74
设计目标：饱和器后煤气含氨量
≤0.03g/ m3
吡啶回收：
焦炉气处理量（m3/h）
40000
煤气中吡啶盐基含量
饱和器前（g/ m3） 饱和器后（g/ m3） 剩余氨水量（m3/h）
0.45 0.03 12
剩余氨水中吡啶盐基含量（g/l）
0.3
蒸氨废水中吡啶盐基含量（g/l）
0.1
硫酸铵中吡啶盐基含量/% 设计目标：饱和器后煤气中吡啶盐基含量
0.04 ≤0.03g/m3
1.4 工艺流程的确定
用硫酸吸收焦炉煤气中氨生产硫酸铵的方法有半直接法、间接法和直接法，
结合这三种方法的优点和缺点，经和老师讨论，我确定了利用半直接法即饱和器
法生产硫酸铵的方法回收氨。
饱和器法生产硫酸铵的方法有鼓泡式饱和器和喷淋式饱和器，鉴于鼓泡式饱
和器法比较成熟，老师建议我选用鼓泡式饱和器法生产硫酸铵。
从饱和器中回收吡啶制取粗轻吡啶的工艺流程常用的有两种形式，即文氏管
反应器法和中和器法。由于文献上介绍文氏管反应器提取粗轻吡啶的内容比较
少，设计的难度过大。因此我选择了中和器法提取粗轻吡啶。
9
第二章 饱和器法回收氨的工艺流程
鼓泡式饱和器法硫酸铵生产工艺流程如图 2.1 所示。 煤气经鼓风机和电补焦油之后进入煤气预热器，预热到 60~70℃，目的是蒸 出饱和器中水分，防止母液稀释。煤气由饱和气的中央管经泡沸伞穿过母液层鼓 泡而出，其中的氨被硫酸吸收，形成硫酸氢铵和硫酸铵，在母液中含量分别为 40%~45%和 6%~8%。在吸收铵的同时吡啶碱也被吸收下来。 煤气穿过饱和器，在除酸器分理出携带的液滴后，去脱硫或粗苯回收工段。 饱和器后煤气含氨量一般要求小于 0.03g/m3。 饱和器中母液经水管入满溜槽，由此用泵打回到饱和器的底部，这样构成 母液循环系统，并在器内形成上升的母液流，进行搅拌。 硫酸铵结晶沉于饱和器的锥底部，用泵将浆液送到结晶槽，在此从浆液中 沉淀出硫酸铵结晶，结晶槽满流母液回到饱和器，部分母液送去回收吡啶装置。 含量为 72%~78%的硫酸自高位槽加入饱和器。除酸器液滴经满流槽泵送至 饱和器。 硫酸铵结晶浆液在离心机分出结晶，结晶含水分 1%~2%，于干燥器中脱水 后送去仓库。 饱和器的壁上会沉结细的晶盐，增加煤气流动阻力。为此，饱和器需定期 用热水和借助于大加酸进行洗涤。
10
酸库来硫酸 21
煤气 15
煤气
3
1 水 TI 蒸 汽
氨气
2
PI
TI
FC
12
FC
17
14
PI
FC 13
4 5
8
去吡啶装置
11
10
7
18
6
16
TC
20
9
19
图 2.1 硫酸铵生产工艺流程图
11
第三章 饱和器法回收氨的影响因素及控制
3.1 母液酸度
氨吸收设备内母液的酸度，主要影响硫酸铵结晶的粒度和氨与吡啶盐基的回
收率。母液酸度对硫酸铵结晶成长有影响，随着母液酸度的提高，结晶平均粒度
下降，晶形也从长宽比小的多面颗粒变为有胶结趋势的细长六角棱柱形，甚至称
针形状。这是因为当其他条件不变时，母液的介稳区随着酸度增加而减少，不能
保持有利于晶体成长所必须的过饱和度所致。其中介稳区是指晶核在溶液中的溶
解度曲线和超溶解度曲线之间的区域。
另外，母液酸度对黏度也有影响，其关系图如 3.1 所示。由该关系图可知， 随着酸度的提高，母液黏度增大，增加了硫酸铵分子扩散阻力，阻碍来晶体正常
成长。
0.0036
0.0034
母
液 0.0032
黏
度 0.0030
/Pa.s
0.0028
0.0026
0.0024 0 5 10 15 20 25 30 35
酸度/% 图 3.1 母液酸度和黏度的关系
但是，母液酸度也不宜过低。否则，除了氨和吡啶的吸收率下降外，还易造 成饱和器堵塞。特别是当母液搅拌不充分或酸度波动时，可能在母液中出现局部 中性区甚至碱性区，从而导致母液中的铁、铝离子形成及等沉淀，进而生成亚铁 氰化物，使晶体着色并阻碍晶体成长。另外，酸度过低容易产生泡沫，使操作条 件恶化。母液酸度的控制，依所采用的工艺不同而异。饱和器正常操作时的母液 酸度为 4%～6%；喷淋式饱和器正常操作是的母液酸度为 3%～4%；酸洗塔正常 操作的母液酸度为 2.5%～3%。
12
3.2 母液温度
母液温度影响晶体成长速度。通常晶体的成长速度随母液温度的升高而增
大，且由于晶体各棱面的平均速度比晶体沿长向成长速度增大较快，故提高温度
有助于降低长宽比而形成较好晶体。同时，由于晶体增长速度叶变快，故可将溶
液的过饱和程度控制在较小范围内，减小了晶核生成。但是温度也不易过高，温
度过高时，虽然因母液黏度降低而增加了硫酸铵分子向晶体表面的扩散速率，有
利于晶体长大，但也易因温度波动而形成局部过饱和程度过高现象，促使大量晶
核形成。
实际上，母液温度是根据器内的水平衡确定的。如果初冷器后煤气温度较高，
硫酸铵洗涤用水量偏大等，为保持器内水平衡，必将提高母液温度。这样不仅影
响氨和吡啶盐基的回收率，而且设备的腐蚀加剧，同时影响硫酸铵质量。
母液液面上的水蒸气分压取决于母液的酸度、硫酸铵的浓度和温度等因素。
酸度为 4%和 8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线如图 3.2 所示，提 高母液酸度和母液中硫酸铵的含量以及降低母液的温度时，均会使母液液面上水
蒸气压降低。
4 6.7 4 3.3 4 0.0
36.7 33.3
30.0
水
蒸 26.7
气 分
23.3
压 /kPa
20.0
16.7
13.3 10.0
6.67
3.33
1 2
10 20 30 40 50 60 70 80 90
温度/℃ 1-母 液 的 酸 度 为 4 % ； 2- 母 液 的 酸 度 为 8 %
图 3.2 酸度 4%和 8%的母液温度与母液液面上水蒸气压的关系曲线
13
饱和器内母液液面上水蒸气分压与煤气中水蒸气分压相平衡时的母液温度
为母液最低温度。但由于煤气在饱和器中停留时间短不可能达到平衡。因此在饱
和器内母液适宜温度应比最低温度高。一般母液液面上水蒸气分压相当于煤气中
水蒸气分压的 1.3～1.5 倍，此值称为偏离平衡系数，于此相适应的母液温度即为 母液的适宜温度。
适宜的母液温度是在保持在保证母液不被稀释的条件下，采用较低的操作温
度，并使其保持稳定均匀。一般母液温度控制在 50～55℃.
3.3 母液搅拌
母液搅拌的目的在于使母液酸度、浓度、温度均匀，并硫酸铵结晶在母液中
呈现悬浮状态，以延长其在母液中的停留时间，这有利于硫酸铵分子向结晶便面
扩散，对生产大颗粒硫酸铵是有利的，另外也起到了减轻设备内堵塞的作用。我
国大部分焦化厂广泛采用木业循环进行搅拌。
鼓泡式饱和器用循环泵将满流口排出的木业打入饱和器内的喷射器从而实
现搅拌，木业循环量应不小于鼓泡式饱和器内母液容积的 2～3 倍。 几种方法的母液循环量见表 3.1.
指标
鼓泡型饱和器 喷淋式饱和器
酸洗塔
对煤气的液器比 /(l/m3 )
2～3.8
15
6
对结晶系统的循环量/结晶抽
约8
出（或供给）量
41.6
145
表 3.1 几种方法的母液循环
3.4 离心分离和水洗
离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量影响很大。要求放入离心机 的料浆和料浆的结晶浓度保持稳定，否则离心机转鼓内料层厚度不容易均匀，否 则将影响分离效果。
洗水温度对产品游离酸含量有影响，见图 3.3 所示，有图可见，提高离心机 的洗水温度，可以提高离心分离效率。用热水洗涤能更好地从结晶表面去油类杂 质，并能防止离心机筛网被细小油珠堵塞。因此洗水温度在 70℃以上为宜。
14
0.34
硫
酸 0.32
铵
中 0.30
游
离
酸 0.28
质
量 含
0.26
量
/% 0.24
0.22
30
40
50
6o
70
80
90
洗水温度/℃
图 3.3 洗水温度对产品游离酸含量的影响
离心机的洗水量对产品质量也有显著影响，影响情况见图 3.4 所示。有图可
见，洗水量应不大于硫酸铵量的 12%。
0.20
4.0
硫 0.18
3.8
酸 铵
0.16
3.6
中 0.14
3.4
游
离 0.12
3.2
酸 0.10
3.0
质
量 0.08
2.8
含 量
0.06
2.6
/% 0.04
2.4
0.02
2.2
2.0 0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 24 26
离心机吸水量（对硫酸铵质量的影响）/%
1--游离酸；2--水分 图 3.4 离心分离和水洗效果对产品的游离酸和水分含量的影响
15
3.5 杂质
母液中含有可溶性和不溶性杂质。硫酸铵母液内的杂质得种类和含量，取决 于硫酸铵生产工艺流程、硫酸质量、工业用水质量、脱吡啶母液得处理程度、设 备腐蚀情况及操作条件等。
母液中的杂质不仅影响硫酸铵警惕的成长和晶型，而且还使在单位时间内晶 体体积总增长量小于同一时间内在饱和器中形成的硫酸铵量，引起母液的过饱和 程度增加，这不仅使硫酸铵晶体强度降低，同时还会形成大量针状晶核，迅速充 满溶液中，破坏正常操作。
杂质对晶体成长速率有明显影响，其影响曲线如图 3.5 所示。在一定的过饱 和度下，杂质较多地对生长起抑制作用；在极端的情况下，可完全抑制晶面的生 长。杂质对晶体生长机制的影响有以下几种情况：晶面吸附了杂质或离子后被毒 化，不再是生长的活性点，柱型结晶变成针型；吸附看杂志后，晶体生长时需要 排除杂质，导致速率下降，晶粒小；杂质的存在使介稳区缩小，导致生成大量晶 核。
90
80
增
70
长
速
60
度
/
50
(um/h)
40
30
20
10
0
0.1
0.2
杂质含量/(mg/mL)
0.3 0.4
图 3.5 母液中的杂质对晶体成长速率的影响
16
母液中的可溶性杂质主要是由酸和水腐蚀产生的铁、铝、铜、铬、铅、锑及 砷等的盐类。其多半来自硫酸、腐蚀设备或工业用水带入；此外，随煤气带入的 煤焦油雾，优势也会与母液形成稳定的乳浊液附着在晶体表面，阻止晶体的成长。 不溶性杂质主要是由煤气带入的焦油雾、煤尘等。这些杂质既阻碍硫酸铵结晶的 长大，又使硫酸铵着色。
在生产中必须采取措施，减少母液中的杂质，从而才能得到色泽好、粒度 大、晶型好的硫酸铵产品。
3.6 晶比
晶比系统指悬浮于母液中的硫酸铵结晶的体积对母液与结晶总体积的百分 比。晶比太大，相应减少氨与硫酸反应所需的容积，不利于氨的吸收；母液搅拌 阻力增加，导致搅拌不良；同时晶体间的摩擦机会多，大颗粒结晶易破裂成小颗 粒；并且晶比太大也会使堵塞情况加剧。晶比太小，则不利于晶体长大。
一般鼓泡型饱和器晶比控制在 40%～50%,在离心机停车时，晶比也不宜小 于 20%。喷淋式饱和器晶比控制在 35%～40%，在正常操作条件下，晶比达到 25%，即启动结晶泵，晶比降至 4%停止抽取；酸洗塔结晶器中平均母液结晶质 量浓度在 45%～50%。
17
第四章 回收氨时物料衡算和热量衡算
通过氨平衡计算可以确定硫酸用量和硫酸铵产量;通过水平衡计算可以确 定饱和器母液的适宜温度；通过热平衡计算可以确定饱和器操作过程是否需要补 充热量，从而规定煤气预热温度或母液预热温度。计算如下：
工艺参数：
氨回收：
焦炉气处理量/（m3/h）
40000
煤气发生量/（m3/t 干煤）
340
焦炉干煤装入量/（t/h）
40000/340=117.648
氨的产率/%
0.3
初冷器后煤气温度/℃
30
剩余氨水量（t/h）
12
剩余氨水含氨量(g/l)
3.0
蒸氨塔废水含氨量(g/l)
0.05
每蒸馏 1m3 稀氨水用直接蒸汽/kg
100
分凝后氨气温度/℃
95
硫酸质量分数/%
74
设计目标：饱和器后煤气含氨量（g/ m3）≤0.03。
4.1 物料衡算
4.1.1 氨的平衡及硫酸用量和硫酸铵产量的计算
煤气带入饱和器的氨量：等于炼焦生成的总氨量与剩余氨水中总氨量之差。
1000?117.648?0.3% ?12?3.0 ? 316.9kg/h
饱和器后随煤气带走的含量：
4 0 0 0?0 0 .?013. 2 k g / h 1000
由蒸氨塔带入饱和器的氨量：
18
1 2? 3? 1 2? 1 .?2 0 . 0?5 3 5 . 2 8k g / h
饱和器内被硫酸吸收的氨量：
316.9 ? 35.28?1.2 ? 350.98kg/h
硫酸铵的产量（干质量）：
350.98? 132 ?1362.6kg/h
2?17
式中 132---硫酸铵的相对分子质量；
17---氨的相对分子质量
含量为 74%的硫酸消耗量：
350.98?
98 2?17? 0.74
?1367.1kg/h
式中 98---硫酸的相对分子质量
氨损失率
1 . 2? 1?2 1?. 2 0?. 10 05 0 %? 0 . 5 4 % 1 0 0?0 1 1 7 .?6 4 8 0 . 3 %
4.1.2 水平衡及母液温度的确定
为了使饱和器母液不不被稀释或浓缩，应使进入饱和器的水分全部呈蒸汽状
态杯煤气带走。由于煤气通过母液时速度太快，接触时间太短以及接触表面不足，
所以饱和器蒸发水分能力很差。这就更加突出饱和器维持水平衡的重要性。
1）带入饱和器的总水量：
3 4 0? 1 1 7 . 6?4 8 1000
?3154. 20 8 k g / h
式中 35.2----在 30℃时，1 m3 干煤气被水汽饱和后其中水汽的质量，g。
氨分凝器后氨气带入的水量：
3105%. 2(81? 1 0 %?) 3 1 7 . 5 2 k g / h
式中 10%---相当于分缩器后温度为 98℃的氨气浓度
硫酸带入的水量： 1 3 6 7?. 1?1? 7 4 %? ? 3 5 5 . 4 5 k g / h
洗涤硫酸铵水量：取硫酸铵量的 8%，离心后硫酸铵的含水 2%，故带入的 水量为：
19
1362.6?
8?2 100
?
81.76kg/h
冲洗饱和器和除酸器带入的水量：饱和器的酸洗和水洗是定期进行的，洗水
量因各厂操作制度不同而异，现取平均 200kg/h,则带入饱和器的总水量为：
1408 ? 317.52 ? 355.45 ? 81.76 ? 200 ? 2362.73kg/h
2）饱和器的出口煤气中的水蒸汽分压：
带入饱和器的总水量，均由煤气带走，则饱和器的 1 m3 煤气应带走的水量
为：
2362.73 ? 0.0591kg/m3 ? 59.1g/m3
40000
相应地，1 m3 煤气中水蒸气的体积为：
59.1? 22.4 ? 0.0735m3
18?1000
混合气体中水汽所占的体积为：
0.0735 1? 0.0735
?
6.85%
取饱和器后煤气表压为 11.77kPa,则水蒸气分压为：
(101.33?11.77)?6.85% ? 7.75kPa
3）母液最低温度的确定： 根据母液液面上的水蒸气分压等于煤气中的水蒸气分压，利用图可直接查的。
若使煤气带走这些水分，必须使母液液面上的水蒸气分压大于煤气中的水蒸气分
压，使之产生蒸发推动力，即 ?p ? p1 ? p2 。此外，还由于煤气在饱和器中停留
的时间短，不可能达到平衡，所以，实际上母液液面上的水蒸气分压应为：
p1 ? K pg
式中 K 为平衡偏离系数，其值为 1.3～1.5。当取 1.5 时，
p1 ?1.5?7.75 ?11.625kPa
查图 3.4 得，
当母液酸度为 4%和 8%时，与 p1 ?11.385kPa 相对应的母液适宜温度分别为
51℃及 57℃时，当酸度为 6%时，可取其平均值为 54℃. 在实际生产操作中，当吡啶装置不生产时，母液温度为 50～55℃；当吡啶
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氨法烟气脱硫脱硝的技术特征 The technical characteristics of the amm onia process for rem oving SO x and NO x from flue gas 雷士文1,雷世晓2,王德敏2 (11南京明斯顿能源化工有限公司,江苏南京 210037;21遵义师范学校,贵州遵义 563003)摘要:氨法烟气脱硫脱硝具有显著的技术优势:脱硫效率高,脱硫脱硝一举两得,不耗费热量不产生废渣,脱硫剂利用充分用量小,不损害设备有节能功效。 关键词:烟气脱硫脱硝;氨法 Abstract:Ammonia proce ss removing SO x and NO x from flue ga s po sse sse s many remarkable technical advantage s: de sulfurization efficient,simultaneously removing SO x and NO x,no heat consumption and no wa ste re sidue s,used de sulfurizer fewer and the utilization ratio higher,no equipment damaged and saving power. K ey words:SO x and NO x removed from flue ga s;ammonia proce ss 中图分类号:X701.3 文献标识码:B 文章编号:1009-4032(2006)02-0032-03 氨法脱硫脱硝,就是以氨(NH3)为吸收剂将工业废气中的气态硫化合物固定为铵盐或还原为单质硫、将氮氧化物转化为氮气而实现清洁排放的工程技术。自20世纪70年代以来,国外将氨法脱硫脱硝方法应用于大型电站锅炉的烟气治理。2000年鞍钢第二发电厂在220t/h煤粉炉上加装氨法脱硫脱硝装置获得成功,至今运行正常,取得了良好的技术经济效益。 1 氨法脱硫脱硝的技术原理 1.1 吸收二氧化硫、三氧化硫 液氨溶于水后喷入烟气中,吸收烟气中S O2和S O3而形成铵盐,具体反应如下: NH3+H2O→NH4OH(1) 2NH4OH+S O2→(NH4)2S O3+H2O(2) (NH4)2S O3+S O2+H2O→2NH4HS O3(3) NH4HS O3+NH4OH→(NH4)2S O3+H2O(4) 当废气中含有O2、C O和S O3时(如电厂烟气),还会发生如下反应; NH4OH+C O2→NH4HC O3(5) 2NH4OH+C O2→(NH4)2C O3(6) 2NH4OH+C O2→H2NC ONH2+3H2O(7) 2NH4HC O3+S O2→(NH4)2S O3+H2O+C O2(8) NH4HC O3+NH4HS O3→ (NH4)S O3?H2O+C O2(9) 2NH4OH+S O3→(NH4)2S O4+H2O(10) 2(NH4)2S O3+O2→2(NH4)2S O4(11) 2NH4HS O3+O2→2NH4HS O4(12) 在吸收液循环使用过程中,式(3)是吸收S O2最有效的反应。通过补充新鲜氨水(式4)或其他置换方法可保持亚硫酸铵的浓度。 1.2 对硫化氢的吸收 烟气中有H2S存在时,氨水吸收H2S,将其还原成单质S;反应如下: NH4OH+H2S→NH4HS+H2O(13) 经催化氧化,氨水再生,并得单质硫。 2NH4H2S+O2→2NH4OH+2S(14) 1.3 对氮氧化物的转化 氨水和烟气中的NO x发生反应生成氮气: 2NO+4NH4HS O3→ N2+(NH4)2S O4+S O2+H2O(15) 2NO+4NH4HS O3→ N2+4(NH4)2S O4+S O2+4H2O(16) 4NH3+4NO+O2→6H2O+4N2(17) 4NH3+2NO2+O2→6H2O+3N2(18) 4NH3+6NO→6H2O+5N2(19) 8NH3+6NO→12H2O+7N2(20) 2 氨法脱硫脱硝的技术优势 2.1 氨利用充分脱硫效率高 2.1.1 选择性反应 氨与硫氧化物、氮氧化物之间的反应是选择性 23 2006年4月 电 力 环 境 保 护 第22卷 第2期
氨法脱硫 氨法脱硫工艺是用氨水吸收SO2的成熟的脱硫工艺。不同的氨法工艺，区别仅在于从吸收溶液中除去二氧化硫的方法。不同的方法可获得不同的产品。 氨法工艺主要有氨-硫酸铵法、氨-亚硫酸氢铵法、氨-酸法和氨-石膏法。 氨-硫酸铵法 一、工艺原理： 该工艺利用氨液吸收烟气中的SO2生成亚硫酸铵溶液，并在富氧条件下将亚硫酸氨氧化成硫酸铵，再经加热蒸发结晶析出硫酸铵，过滤干燥后得化肥产品。主要包括吸收过程、氧化过程和结晶过程。 （1）吸收过程 在脱硫塔中，氨和SO2在液态环境中以离子形式反应： 2NH3＋H2O＋SO2 → (NH4)2SO3 (NH4)2SO3＋H2O＋SO2 → 2NH4HSO3
随着吸收进程的持续，溶液中的NH4HSO3会逐渐增多，而NH4HSO3已不具备对SO2的吸收能力，应及时补充氨水维持吸收浓度。 （2）氧化过程 氧化过程主要是利用空气生成（NH4）2SO4的过程： (NH4)2SO3＋O2 → (NH4)2SO4 NH4HSO3 ＋O2 →NH4HSO4 NH4HSO4 ＋NH3 → (NH4)2SO4 （3）结晶过程 氧化后的（NH4）2SO4经加热蒸发，形成过饱和溶液，（NH4）2SO4从溶液中结晶析出，过滤干燥后得到化肥产品硫酸铵。 二、工艺流程
三、运行参数对脱硫效率的影响 （1）氨水量；（2）氨水浓度；（3）反应温度。 四、值得注意的问题 氨-硫酸铵法脱硫工艺存在的主要问题是存在二次污染的隐患，净化后的烟气含有微量的NH3和亚硫酸铵、硫酸铵气溶胶。 氨法脱硫中的氨损失主要包括液氨蒸气损失和脱硫塔雾沫夹带损失两部分。亚硫酸铵、硫酸铵气溶胶一旦形成，很难去除。所以国外公司（如美国GE公司等）在脱硫塔出口设置电除雾器，以消除逃逸的氨损耗和亚硫氨气溶胶。 本公司采用独特的MW微雾净化系统可高效去除逃逸的氨损耗和亚硫氨气溶胶。
硫酸铵 无色结晶或白色颗粒。无气味。280℃以上分解。水中溶解度：0℃时70.6g，100℃时103.8g。不溶于乙醇和丙酮。0.1mol/L水溶液的pH为5.5。相对密度1.77。折光率1.521。硫酸铵主要用作肥料，适用于各种土壤和作物。还可用于纺织、皮革、医药等方面。 别称:硫铵，化学式(NH4)2SO4，分子量132.14，水溶性0℃溶解70.6g。20℃溶解75.4g，密度1.77 物理性质 InChI=1/2H3N.阿斯顿-5(2,3)4/h2*1H3;(H2,1,2,3,4) 外观与性状：纯品为无色斜方晶体，工业品为白色至淡黄色结晶体。 氮（N）含量：21.0%min 水分：0.2max 游离酸：0.05max 熔点(℃)： 230-280℃ 沸点(℃)：无资料 折射率：n20/D 1.396 硫酸铵分子结构式 相对密度(水=1)： 1.77 相对蒸气密度(空气=1)： 7.9 饱和蒸气压(kPa)：无资料 燃烧热(kJ/mol)：无意义 临界温度(℃)：无资料 临界压力(MPa)：无资料
辛醇/水分配系数的对数值：无资料 闪点(℃)：无意义 引燃温度(℃)：无意义 爆炸上限%(V/V)：无意义 爆炸下限%(V/V)：无意义 溶解度：0℃溶解70.6g。20℃溶解75.4g。30℃溶解78g。40℃溶解81g。化学性质 纯品为无色透明斜方晶系结晶，水溶液呈酸性。不溶于醇、丙酮和氨水。有吸湿性，吸湿后固结成块。加热到513℃以上完全分解成氨气、氮气、二氧化硫及水。与碱类作用则放出氨气。与氯化钡溶液反应生成硫酸钡沉淀。也可以使蛋白质发生盐析。 行业发展 2013年5月24日国内硫酸铵市场波动不大，场内高报低走现象较为普遍。当日太原钢铁480吨硫酸铵拍卖，起拍价550元/吨，成交于560元/吨，基本体现硫酸铵市场跌势趋缓的状态。产业洞察研究《中国硫酸铵产业运行态势》统计现华东市场报价未有波动，实单走货较低，其中山东市场低位存620-650元/吨，江浙及安徽市场质量稍差执行至600元/吨；华北硫酸铵市场僵持观望，主流厂家价格继续有所下调，市场高报低走情况较为普遍，内蒙地区弱势运行，主流报盘在450-500元/吨，低端听闻存400元/吨货源，成交一般；华中市场高位基本退市，河南低位630元/吨；东北黑龙江地区新单执行至800元/吨，吉林、辽宁在760-780元/吨；西北及西南硫酸铵市场低迷，走货困难，宁夏、青海多执行500元/吨。 作用与用途 一种优良的氮肥（俗称肥田粉），适用于一般土壤和作物，能使枝叶生长旺盛，提高果实品质和产量，增强作物对灾害的抵抗能力，可作基肥、追肥和种肥。能与食盐进行复分解反应制造氯化铵，与硫酸铝作用生成铵明矾，与硼酸等一起制造耐火材料。加入电镀液中能增加导电性。也是食品酱色的催化剂，鲜酵母生产中培养酵母菌的氮源，酸性染料染色助染剂，皮革脱灰剂。此外，还用于啤酒酿造，化学试剂和蓄电池生产等。还有一重要作用就是开采稀土,开采以硫酸铵
烟气脱硫之氨法烟气脱硫技术 氨回收法符合世界FGD发展趋势 氨法脱硫技术在化学工业领域应用普遍，用氨吸收硫酸生产尾气中的SO2, 生产亚硫铵和硫铵。 80-90年代，在我国硫酸和磷肥厂，具有氨法脱硫装置高达100余套。 美国和德国的脱硫石膏已成为一个突出的环境问题，正着力研究转化为硫铵的技术。 据不完全统计，全世界目前使用氨法脱硫的机组大约在10000MW · 专家论点 美国Ellison 咨询公司：采用硫铵过程，烟气脱硫可以实现自负盈亏。 美国John Brown工程师和建筑师有限公司：通过大量、高价值的副产品生产，烟气脱硫可以获得卓越的投资效益。 美国GE公司：氨法烟气脱硫时代已经到来了。 Krupp公司：经过二十多年一步一步地漫长的发展，如今，氨法已进入工业化应用阶段。 ·氨法特点 氨法是高效、低耗能的湿法。氨法是气液相反应，反应速率快，吸收剂利用率高，能保持脱硫效率95-99%. 氨在水中的溶解度超过20%.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。 氨法的最大特点是 SO2的可资源化，可将污染物SO2回收成为高附加值的商品化产品。副产品硫铵是一种性能优良的氮肥，在我国具有很好的市场前景。
江南氨回收法是湿式氨法的一种。1995年氨法技术作为国家重点科技攻关项目列入"十五"863计划；1998年公司成立了专门的环保研究所进行技术攻关；2000年我们研制的第1台简易氨法脱硫装置通过江苏省科技成果鉴定。此后公司通过与多家科研院校的密切合作，在简易氨法的基础上逐步发展成现在的氨回收法，并在天津碱厂、云南解化、亚能天元等项目上成功运行1年以上，各项指标均达到了预期效果。 · 技术特点 1、完全资源化--变废为宝、化害为利 江南氨回收法技术将回收的二氧化硫、氨全部转化为化肥，不产生任何废水、废液和废渣，没有二次污染，是一项真正意义上的将污染物全部资源化，符合循环经济要求的脱硫技术。 2、脱硫副产物价值高 江南氨回收法脱硫装置的运行过程即是硫酸铵的生产过程，每吸收1吨液氨可脱除2吨二氧化硫，生产4吨硫酸铵，按照常规价格液氨2000元/吨、硫酸铵700元/吨，则烟气中每吨二氧化硫体现了约400元的价值。因此相对运行费用小，并且煤中含硫量愈高，运行费用愈低。企业可利用价格低廉的高硫煤，同时大幅度降低燃料成本和脱硫费用，一举两得。 3、装置阻力小，节省运行电耗 利用氨法脱硫的高活性，使液气比较常规湿法脱硫技术降低。脱硫塔的阻力仅为850Pa左右，无加热装置时包括烟道等阻力脱硫岛总阻力在1000Pa左右；配蒸汽加热器时脱硫岛的总设计阻力也只有1250Pa左右。因此，氨法脱硫装置可以利用原锅炉引风机的潜力，大多无需新配增压风机；即便原风机无潜力，也可适当进行风机改造或增加小压头的风机即可。系统阻力较常规脱硫技术节电50%以上。另外，循环泵的功耗降低了近70%. 4、防腐先进、运行可靠
浅析氨法脱硫工艺 来源：内蒙古科技与经济更新时间：09-11-23 10:55 作者: 冯国, 蒲日军 摘要: 简述了氨法脱硫的特点、原理, 及其需要克服的问题, 根据目前的脱硫趋势说明了氨法脱硫技术突出的技术成本优势。 关键词: 氨法脱硫, 二氧化硫, 氮氧化物, 硫酸铵, 吸收剂 中国是一个以煤炭为主要能源的国家, 随着工业的快速发展, 煤炭燃烧生成的SO 2 已成为中国大气污染的主要污染物。1995 年, 中国SO 2 年排放量2 370万t, 大大超出了环境自净能力, 排放总量超过了美国和欧洲跃居世界首位。 自2002 年, 中国在电力行业内开展了大规模的SO 2 治理工程。随着电厂脱硫治理的开始, 一大批国外烟气脱硫技术被不同的脱硫公司引进到国内, 这其中的绝大部分是石灰 石- 石膏法。随着烟气脱硫在国内电力行业的大规模使用, 其他烟气脱硫方法也逐渐被使用、被认识, 包括海水法、氨法、镁法、双碱法等, 这其中, 氨法正受到越来越广泛的关注。氨法烟气脱硫工艺是采用氨做吸收剂除去烟气中的SO 2 的工艺。70 年代初, 日本与意大利等国开始研制氨法脱硫工艺并相继获得成功。但由于技术经济等方面的原因在世界上应用较少。进入90 年代后, 随着技术的进步和对氨法脱硫观念的转变, 氨基脱硫技术的应用呈逐步上升的趋势。 1氨法FGD 的主要特点 1. 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。 1. 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。 1. 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
氨法脱硫后硫酸铵回收技术方案 2），工艺技术要求 （1）冷凝水水质：冷凝水的含盐量不大于1.0%。 （2）装置的设计需要考虑此种水质的特性，对装置设备进行针对设计，保证装置的机械清洗周期大于10天，必要时配备专用清洗工具。同时也 要保证三效蒸发器蒸发室内有足够的高度，防止物料起泡及蒸发携带 引起的冷凝水水质超标。 （3）防冻措施：本装置需考虑必要的防冻措施及停运时的防冻措施，以保证各单元处理设施冬季正常运行。 （4）本装置汽耗比不大于0.4； 二，设计和验收依据 执行与三效蒸发器相关的国家、行业现行有效的设计、施工标准和规范，采用最新有效版本。 压力容器执行相关的国家、行业现行有效的设计、施工标准和规范，采用最新有效版本。 包括但不限于如下标准： 《压力容器安全技术监察规程》国家质量技术监督局1999年 《钢制压力容器》GB150 《钢制压力容器-分析设计标准》JB4732 《压力容器法兰》JB4700～4707 《衬里钢壳设计技术规定》HG/T 20678 《钢制管法兰、垫片、紧固件》HG20592～20635
《钢制人孔和手孔》HG/T21514～21535 《不锈钢人、手孔》HG21594～21604 《钢制压力容器用封头》JB/T4746 《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709 《钢制压力容器焊接工艺评定》JB4708 《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744 《承压设备无损检测》JB/T4730.1～.6 《压力容器用钢锻件》JB4726～4728 《补强圈》JB/T4736 《鞍式支座》JB/T 4712 《腿式支座》JB/T 4713 《支承式支座》JB/T 4724 《耳式支座》JB/T 4725 《压力容器波形膨胀节》GB16749 《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709 《压力容器涂敷与运输包装》JB/T4711 《压力容器波形膨胀节》GB 16749 《压力容器安全技术监察规程》（劳锅字（1990）8号） 《压力容器设计单位资格管理与监督规则》（劳锅字（1992）12号）《压力容器无损检验》JB4730 《压力容器油漆、包装、运输》JB2532 《钢制化工容器设计基础规定》HG20580 《钢制化工容器材料选用规定》HG20581 《钢制化工容器强度计算规定》HG20582 《钢制化工容器机构设计规定》HG20583 《钢制化工容器制造技术要求》HG20584 《板式换热器》GB1649 《换热器学会标准—蒸汽表面冷凝器标准》HEI 《管式换热器制造商学会标准》TEMA 《管式换热器》GB151 三，方案选择：
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摘
要
煤化工利用生产技术中，炼焦是应用最早的工艺，并且至今仍然是煤化 工工业的重要组成部分。炼焦主要产品是生产炼铁用焦炭，同时生产焦炉煤 气、苯、萘、蒽、沥青以及碳素材料等产品。 在炼焦过程中， 煤中的氮有 1.2%~1.5%与芳香烃发生化合反应生产吡啶盐 基。其生成量主要取决于煤中氮含量及炼焦温度。一般在煤气初冷器后煤气 含吡啶盐基约为 0.4~0.6 g/m3，其中轻吡啶盐基约占 75%~85%。回炉煤气中吡 啶盐基含量约 0.02~0.05 g/m3，即回收率达 90%~95%。 本设计分别采用饱和器法生产硫酸铵回收氨，中和器法提取粗轻吡啶。对 于饱和器法生产硫酸铵的工艺，煤气经鼓风机和电捕焦油器之后进入预热器， 然后进入饱和器。煤气穿过饱和器在除酸器分离出液滴后，去脱硫或粗苯回 收段。结晶母液用泵从饱和器底部送至结晶槽，沉淀出结晶后满流母液回到 饱和器。结晶经分离器，干燥器成为硫酸铵成品。对于中和器法提取粗轻吡 啶，母液从结晶槽回流入沉淀槽，同蒸氨分凝器来的氨气一起进入中和器。 分解出的吡啶蒸汽等进入冷却器，经油水分离器后上层粗吡啶进入计量槽， 放入储槽。下层的分离水返回中和器。 硫酸铵产量 1362.6kg/h；硫酸消耗量 1367.1kg/h；氨损失率 0.54%；带入饱和 器总水量 1408kg/h；饱和器出口煤气中水蒸气分压 7.75kPa；母液最低温度 54℃； 煤气预热温度 69.6℃； 饱和器中央煤气管直径 1530 mm； 煤气进口管直径 1090 mm； 饱和器直径 5000mm；饱和器高度 7740 mm；除酸器进口管外径 1660 mm；除酸器 直径 2720 mm； 除酸器出口管在器内部分高度 4150 mm； 干燥器的沸腾床面积 0.778 ㎡；干燥器直径 1000 mm；干燥器溢流口高度 388 mm；从反应器回收的吡啶盐基 量 18.355kg/h；母液处理量 1087.29l/h；氨气的分配给中和器的质量分数 95.7%；中 和器直径 1220 mm；中和器筒体高度 1220 mm；中和器总高 1775 mm；保温面积 7.97 ㎡；设备质量 756.03kg 关键词：氮；氨；硫酸；饱和器；母液； 硫酸铵：结晶：中和器；粗轻吡 啶
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氨法烟气脱硫技术综述 Review on ammonia flue gas desulfurization 徐长香,傅国光 (镇江江南环保工程建设有限公司,江苏镇江212009) 摘要:简述了多种氨法烟气脱硫的原理和技术特点。主要介绍了湿式氨法烟气脱硫技术,为烟气脱硫技术的选择提供参考。 关键词:氨法;烟气脱硫;回收法;湿式氨法 Abstract:Am monia s crubbing technology has been developed over the last few years.Wet amm onia flue gas desulfu-rization(FGD)process offers an unique advantage of an attractive amm onium sulfate by-product that can be used as fertilizer. Key words:flue gas desulfurization;recoverable process,wet am monia FGD process. 中图分类号:X701.3 文献标识码:B 文章编号:1009-4032(2005)03-0017-04 1 氨法脱硫的发展 20世纪70年代,日本、意大利等国开始研究氨法脱硫工艺并相继获得成功。由于氨法脱硫工艺主体部分属化肥工业范筹,当时该技术未能在电力行业得到广泛应用。随着合成氨工业的不断发展以及对氨法脱硫工艺的不断完善和改进,进入90年代后,氨法脱硫工艺逐步得到推广。 国外研究氨法脱硫技术的企业主要有:美国的GE、Marsulex、Pircon、Babcock&Wilcox;德国的Lentjes Bischoff、Kr upp Koppers;日本的NKK、IHI、千代田、住友、三菱、荏原等。 目前在国内成功应用的湿式氨法脱硫装置大多从硫酸尾气治理中发展而来,主要的技术供应商有江南环保工程建设有限公司、华东理工大学等。现国内湿式氨法脱硫最大的应用项目是天津永利电力公司的60MW机组烟气脱硫装置。 近年来出现的磷铵法、电子束法、脉冲电晕放电等离子体法等烟气脱硫脱硝技术皆是氨法的演变与发展,改进之处在于降低水耗、改进氧化及后处理、降低装置压降、提高脱硝能力等,以求氨法烟气脱硫技术更加经济、更加适应锅炉的运行。 2 氨法脱硫的技术原理 2.1 氨法脱硫工艺特点 氨法脱硫工艺是以氨作为吸收剂脱除烟气中的SO2。其特点是:①氨的碱性强于钙基吸收剂;②氨吸收烟气中SO2是气—液或气—气反应,反应速度快,完全,吸收剂利用率高,可以达到很高的脱硫效率。相对于其他钙基脱硫工艺来说,系统简单、设备体积小、能耗低。另外,其脱硫副产品硫酸铵是一种常用的化肥,副产品的销售收入能大幅度降低运行成本。 根据氨与SO2、H2O反应的机理,氨法脱硫工艺主要有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。 2.2 电子束氨法(EBA法)与脉冲电晕氨法(PPC P 法) EB A与PPCP法分别是用电子束和脉冲电晕照射70℃左右、已喷入水和氨的烟气。在强电场作用下,部分烟气分子电离,成为高能电子,高能电子激活、裂解、电离其他烟气分子,产生OH、O、H O2等多种活性粒子和自由基。在反应器中,SO2、NO被活性粒子和自由基氧化成SO3、NO2,它们与烟气中的H2O相遇形成H2SO4和HNO3,在有NH3或其他中和物存在的情况下生成(NH4)2SO4/NH4NO3气溶胶,再由收尘器收集。 脉冲电晕放电烟气脱硫脱硝反应器的电场还具有除尘功能。 这两种氨法能耗和效率尚需改善,主要设备如大功率的电子束加速器和脉冲电晕发生装置还在研制阶段。 EB A法脱硫工艺流程见图1。 17
硫酸铵 求助编辑百科名片 硫酸铵粉末 无色结晶或白色颗粒。无气味。280℃以上分解。水中溶解度：0℃时70.6g ，100℃时103.8g 。不溶于乙醇和丙酮。0.1mol/L 水溶液的pH 为5.5。相对密度1.77。折光率1.521。低毒，半数致死量（大鼠，经口）3000mG/kG 。有刺激性。硫酸铵主要用作肥料，适用于各种土壤和作物。还可用于纺织、皮革、医药等方面。 中文名： 硫酸铵 外文名： Ammonium sulfate 别名： 硫铵 化学式： (NH4)2SO4 相对分子质量： 132.14 化学品类别： 无机物--硫酸盐--铵 盐 管制类型： 不管制 储存： 密封保存 目录 理化性质 物理性质 化学性质 作用与用途 使用注意事项 危险性概述 急救措施 消防措施 泄漏应急处理 操作处置与储存 制备 生成方法 展开 理化性质 物理性质 化学性质 作用与用途 使用注意事项 危险性概述 急救措施
消防措施 泄漏应急处理 操作处置与储存 制备 生成方法 展开 编辑本段理化性质 物理性质 英文名称：Ammonium sulphate CAS号：7783-20-2 硫酸铵分子结构式 EINECS号231-984-1 InChI=1/2H3N.阿斯顿-5(2,3)4/h2*1H3;(H2,1,2,3,4)[1] 分子式：(NH4)2·SO4 分子量：132.13 分子结构：[2] 主要成分：纯品 外观与性状：纯品为无色斜方晶体，工业品为白色至淡黄色结晶体。 氮（N）含量：21.0%min 水分：0.2max 游离酸：0.05max 熔点(℃)：513℃±2℃ 沸点(℃)：无资料 折射率：n20/D 1.396 相对密度(水=1)： 1.77 相对蒸气密度(空气=1)：7.9 饱和蒸气压(kPa)：无资料 燃烧热(kJ/mol)：无意义 临界温度(℃)：无资料 临界压力(MPa)：无资料 辛醇/水分配系数的对数值：无资料 闪点(℃)：无意义 引燃温度(℃)：无意义
氨法脱硫工艺流程 随着国家环保政策要求越来越严格，SO2排放指标越来越低，新的排放标准为400mg/mm3，这么低的排放指标，对每一个企业来说不采用高效脱硫设备是很难达到这个指标的，气动浮化脱硫塔具有占地面积少、耐磨耐腐蚀、脱硫效率高、低阻力降等许多优点被国内外许多家企业首选的脱硫设备。脱硫方法国内外有成百上千种，但国内采用最多最实用的方法仍为钙法、钠法和氨法，钙法因需投资庞大的处理系统和堆渣场地、产生新的固废，不能为企业创造利润被越来越少的企业采用；钠法因投资太大，往往投入多回报少也不被大多数企业看中；氨法具有吸收高、投资少、见效快诸多优点被广泛采用。 氨法脱硫的工艺原理是：液氨首先经蒸发变成气氨，氨气与水生成氨水，氨水与烟气中的SO2结合生成亚硫氢铵，亚硫氢铵溶液继续与NH3反映生成亚硫酸铵，不断地通入氨，不断地吸收SO2循环往复，当溶液达到一定的浓度时候，将浓溶液移入中和槽，通氨中和，等反映完全，离心分离亚铵产品。 主要反映的化学方程式： NH3+H2O→NH3·H2O+Q NH3·H2O+ SO2→NH4HSO3+Q NH4HSO3+ NH3→(NH4)2SO3+Q (NH4)2SO3+ SO2→NH4HSO3+Q
分为以下几个系统： 一、氨蒸发系统 液氨由储罐出来经蒸发变为气氨，气氨进入储罐，供中和吸收系统使用。 二、吸收系统 烟气进入吸收塔，经过下部喷淋的含氨母液和浮化层含氨母液充分吸收，反应后，达标排放，母液循环使用，氨气通过控制加入，母液循环到一定浓度，部分移入高倍中和槽，循环槽补充低浓度母液或清水继续吸收。 三、中和系统 母液打入中和槽后，根据比重、母液温度情况决定何时通氨，通氨前将冷却系逐步加大，母液温度适合时通氨，通入氨后定时测PH值和中和温度。根据中和温度控制通氨量，达到终点后，待溶液温度降下后通知包装工离料出产品，并取样，交化验进行质量检定。 四、循环水系统 因为母液吸收和中和过程均有热量，为了移走热量，在循环槽内和中和槽内均加装冷却管束，用循环水移走多余热量，热水经冷却塔降温后循环使用。
目前，电子束氨法烟气脱硫脱硝技术是我国的核心技术，代表了我国烟气脱硫技术未来的发展方向。这项技术在我国环保领域得到了相当大的重视，目前，很多环保企业都在运用这项技术。该技术利用电子加速器产生的电子束辐照含二氧化硫和氮氧化物的烟气，同时投加氨脱除剂，实现对烟气中二氧化硫和氮氧化物脱除。EA-FGD技术实现了硫氮资源的综合利用和自然生态循环。 一、工艺原理 EA-FGD 技术是利用~1MeV的电子束对经过降温增湿的烟气进行辐射，使烟气中的O2、N2、H2O 等成分生成多种强氧化性自由基OH、N、H2O、O和H等，氧气烟气中的SO2和NH4NO2。 二、技术特点 (1) 不产生废水、废渣等二次污染物，避免了其它脱硫技术处理废水和固体废弃物的建设投资和运行费用。 (2)高效率脱硫脱硝一体装置，能同时脱除烟气脱销工艺中95%以上的二氧化硫和高达70%的氮氧化物，无需另建脱除氮氧化物的装置，节省占地。 (3)是一种较为经济的烟气脱硫脱硝方法，更适用于高硫煤机组脱硫，煤炭含硫量越高运行费用越低。如果计算副产物收益及使用高硫煤节约费用，其运行费用极低甚至可以抵消运行费用。 (4) 副产物是硫酸铵和硝酸铵，可用作优质化肥，实现了氮硫资源的综合利用和自然生态循环。 (5) 烟气变化的负荷跟踪能力强，能在数分钟内自动调整装置系统的工作状态，满足电站调峰和机组工况变化范围宽等情况的需要。 三、烟气脱销工艺流程 EA-FGD技术采用烟气调质、加氨、电子束辐射和副产物收集的工艺流程，装置主要由烟气调质塔、电子加速器、副产物收集器、氨站、控制系统和辅助装置构成。烟气通过烟气调质塔调节烟气的温度和湿度，然后流经反应器，在反应器中，烟气中SO2和NO2在电子加速器产生的电子束作用下，同NH3反应得到去除。副产物收集器收集生成的硫酸氨和硝酸氨微粒，净化后烟气经由原烟囱排放，整个装置在DCS控制系统的管理下工作。 发布时请加上“文章来源：莱特莱德”，否则视为侵权。谢谢!
找了两个 (1)工业制硫酸铵的方式，包括化学方程式 1．饱和器法硫酸铵生产工艺流程 (1) 鼓泡式饱和器法 由鼓风机来的焦炉煤气，经电捕焦油器后进入煤气预热器。在预热器内用间接蒸汽加热煤气到60～70℃或更高的温度，目的是为了使煤气进入鼓泡式饱和器蒸发饱和器内多余的水分，保持饱和器内的水平衡。预热后的煤气沿饱和器中央煤气管进入饱和器，经泡沸伞从酸性母液中鼓泡而出，同时煤气中的氨被硫酸所吸收。煤气出饱和器后进入除酸器，捕集其夹带的酸雾后，被送往粗苯工段。鼓泡式饱和器后煤气含氨一般小于0.03g/m3 冷凝工段的剩余氨水经蒸氨后得到的氨气，在不生产吡啶时，直接进入饱和器；当生产吡啶时将此氨气通入吡啶中和器。氨在中和器内与母液中的游离酸及硫酸吡啶作用，生成硫酸铵，又随中和器回流母液返回饱和器。 饱和器母液中不断有硫酸铵生成，在硫酸铵含量高于其溶解度时，就析出结晶，并沉淀于饱和器底部。其底部结晶被抽送到结晶槽，在结晶槽内使结晶长大并沉淀于底部。结晶槽底部硫酸铵结晶放到离心机内进行离心分离，滤除母液，并用热水洗涤结晶，以减少硫酸铵表面上的游离酸和杂质。离心分离的母液与结晶槽满流出的母液一同自流回饱和器中。从离心机分离出的硫酸铵结晶经螺旋输送机，送入沸腾干燥器内，用热空气干燥后送入硫酸氨储斗，经称量包装入成品库。为了使饱和器内煤气与母液接触充分，必须使煤气泡沸伞在母液中有一定的液封高度，并保证饱和器内液面稳定，为此在饱和器上还设有满流口，从满流口溢出的母液经插入液封内的满流管流入满流槽，以防止煤气逸出。满流槽下部与循环泵链接，将母液不断地抽送到饱和器底部的喷射器。因而一定的喷射速度，故饱和器内母液被不断循环搅动，以改善结晶过程。 煤气带入饱和器的煤焦油雾，在饱和器内与硫酸作用生成所谓的酸煤焦油，泡沫状酸煤焦油漂浮在母液面上，并与母液一起流入满流槽。漂浮于满流槽液面上的酸煤焦油应及时捞出，或引入一分离处理装置与母液分离，以回收母液。 饱和器内所需补充的硫酸，由硫酸仓库送至高置槽，再自流入饱和器，正常生产时，应保持母液酸度为4%～6%，硫酸加入量为中氨的需要量；当不生产粗轻吡啶时，硫酸加入量要大一些，还要中和随氨气进入饱和器的氨。 饱和器在操作一定时间后，由于结晶的沉积将使其阻力增加，严重时会造成饱和器的堵塞。所以操作中必须定期进行酸洗和水洗。当定期大加酸、补水、用水冲洗饱和器及除酸器时，所形成的大量母液有漫流槽满流至母液储槽。在正常生产时又将这些母液抽回饱和器以作补充。饱和器是周期性连续操作设备，为了防止结晶堵塞，定期大加酸和水洗，从而破坏了结晶生成的正常条件，加之结晶在饱和器底部停留时间短，因而结晶颗粒较小，平均直径在0.5mm。这些都是鼓泡式饱和器存在的缺点。 （2） 喷淋式饱和器法 喷淋式饱和器法生产硫酸铵工艺流程
氨法脱硫计算过程 风量（标态）：，烟气排气温度：168℃： 工况下烟气量： 还有约5%的水份 如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。 1、脱硫塔 （1）塔径及底面积计算： 塔内烟气流速：取 D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。 底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2 塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。 （2）脱硫泵流量计算： 液气比根据相关资料及规范取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。） ①循环水泵流量： 由于烟气中SO2较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。裕量为： 119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h， 参考相关资料取泵流量为140 m3/h。配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。 （3）吸收区高度计算 吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。 2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为 3.7米-3.8米进行设计。吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算 浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。总高为10.71米。 （5）除雾段高度计算 除雾器设计成两段。每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层(4.13)m 。冲洗水距离2.5米，填料层与冲洗水管距离为2.5米，上层除雾至塔顶距离1.9米。 除雾区总高度为： 如果脱硫塔设计为烟塔一体设备，在脱硫塔顶部需安装一段锥体段，此段高度为 1.65米，也可更高一些。 （6）烟囱高度设计 具有一定速度的热烟气从烟囱出口排除后由于具有一定的初始动量,且温度高于周围气温而产生一定浮力，所以可以上升至很高的高度。但是，高度设计必须看当地气候情况以及设备建在什么位置，如果远离市区，且周围没有敏感源，高度可与塔体一并进行考虑。一般烟塔总高度可选60-80米。 （7）氧化段高度设计 氧化段主要是对脱硫液中亚硫酸盐进行氧化，此段主要以计算氧化段氧化时间。 （8）氧化风量设计 1、需氧量A （kg/h ）=氧化倍率×0.25×需脱除SO 2量（kg/h ）氧化倍率一般取1.5---2 2、氧化空气量（m 3/h ）=A ÷23.15%（空气中氧含量）÷（1-空气中水分1%÷100）÷空气密度1.29 （9）需氨量（T/h ）根据进口烟气状态、要求脱硫效率，初步计算氨水的用量。 式中： W 氨水——氨水用量，t/h C SO2——进口烟气SO 2浓度，mg/Nm 3 V 0——进口烟气量，Nm 3/h η——要求脱硫效率 C 氨水——氨水质量百分比 （10）硫铵产量（T/h ） W3=W1×2 ×132/17。W3:硫胺产量，132为硫胺分子量，17为氨分子量
2012年第32卷第2期 化工环保 ENVIRONMENTAL PROTECTION OF CHEMICAL INDUSTRY·141· 我国SO2最大的排放来源是燃煤、燃油电厂以及城市中大量的燃煤、燃油供热锅炉。预计到2020年，我国SO2排放量将达到21 Mt/a，SO2的超额排放每年给国家造成直接经济损失达1 100亿元以上，且呈逐年增加的趋势［1］。尽管国家出台了一系列节能减排措施，但我国的SO2排放量仍居世界首位。目前，国内烟气脱硫主要采用石灰石-石膏湿法，随着大量石灰石-石膏湿法脱硫装置的投入运行，产生了大量的脱硫石膏。2011年，我国堆存的脱硫石膏和其他石膏副产品已超过150 Mt，脱硫石膏的二次污染问题已越来越严峻。因此，迫切需要开发无二次污染、终产物资源化的烟气脱硫新技术、新工艺。 近年来，氨法烟气脱硫技术备受业界关注，该技术可充分利用我国丰富的氨源生产化肥，以减少大量的硫磺进口，既治理了大气中的SO2污染，又变废为宝，是一项较适应中国国情、完全资源化、适应长远发展、极具推广价值且更环保的脱硫技术。 本文对氨法烟气脱硫技术的原理、工艺特点等进行了阐述，介绍了流光放电氨法烟气脱硫新技术的特点及其应用情况。 1 氨法烟气脱硫技术的原理 采用氨水或液氨等作为脱硫剂，烟气中的SO2与氨反应生成（NH4）2SO3，（NH4）2SO3与空气进行氧化反应生成（NH4）2SO4，吸收液经结晶、脱水、压滤后制得（NH4）2SO4，反应原理见式（1）～式（4）。 SO2+2NH3·H2O(NH4)2SO3+H2O （1）(NH4)2SO3+SO2+H2O2NH4HSO3（2）NH4HSO3+NH3·H2O(NH4)2SO3+H2O （3）2(NH4)2SO3+O2 2(NH4)2SO4（4） 氨法烟气脱硫技术及其进展 何翼云 （中国石化 资本运营部，北京 100728） ［摘要］阐述了氨法烟气脱硫技术的原理和工艺特点。介绍了Walther氨法、AMASOX氨法、GE氨法、NADS氨- 肥法、电子束氨法和流光放电氨法烟气脱硫工艺，重点介绍了新型流光放电氨法烟气脱硫技术的特点及其工程 应用情况。展望了氨法烟气脱硫技术的应用前景。 ［关键词］氨法；烟气脱硫；硫酸铵；流光放电 ［中图分类号］ X701 ［文献标识码］ A ［文章编号］ 1006 - 1878（2012）02 - 0141 - 04 Flue Gas Ammonia Desulfurization Technology and Its Development He Yiyun （Department of Capital Operation，SINOPEC，Beijing 100728，China） Abstract: The principle and technical characteristics of flue gas ammonia desulfurization technology are expounded. The ammonia desulphurization processes of Walther process，AMASOX process，GE process，NADS process，electron beam process and streamer discharge process are introduced on focusing the new streamer discharge process and its application. The applications of ?ue gas ammonia desulphurization technology are prospected. Key words: ammonia process；?ue gas desulphurization；ammonium sulphate；streamer discharge ［收稿日期］ 2011 - 11 - 03；［修订日期］2011 - 12 - 07。 ［作者简介］何翼云（1963—），女，湖南省平江县人，硕 士，高级工程师，主要从事安全环保管理工作。电话 010 - 59968176，电邮 heyiyun@https://www.doczj.com/doc/d15118198.html,。
氨法脱硫、半干法、石灰石石膏法方案 比选 工艺流程比较 半干法烟气脱硫 半干法以生石灰（CaO）为吸收剂，将生石灰制备成Ca(OH) 2 浆 液，或消化制成干式Ca(OH) 2 粉（也可以直接使用电石渣），然后将 Ca(OH) 2浆液或Ca(OH) 2 粉喷入吸收塔，同时喷入调温增湿水，在反应 塔内吸收剂与烟气混合接触，发生强烈的物理化学反应，一方面与烟 气中SO 2 反应生成亚硫酸钙；另一方面烟气冷却，吸收剂水分蒸发干 燥，达到脱除SO 2 的目的，同时获得固体分装脱硫副产物。原则性的工艺流程见下图。 半干法烟气脱硫工艺示意图 整套脱硫系统包含：预除尘系统，脱硫系统，脱硫后除尘系统，
吸收剂供应系统，灰再循环系统，灰外排系统，工艺水系统及其他公用系统。 目前半干法应用案例较成功的主要是福建龙净环保公司研发的DSC-M干式超净工艺，在广州石化有应用业绩。主要烟气脱硫机理为：锅炉烟气从竖井烟道出来后，先进入预电除尘器进行除灰，将大颗粒的飞灰收集、循环送回炉膛。经预电除尘器之后，烟气从半干法脱硫塔底部进入，与加入的吸收剂、循环灰及水发生反应，除去烟气中的SO 2 等气体。烟气中夹带的吸收剂和脱硫灰，在通过脱硫吸收塔下部的文丘里管时，受到气流的加速而悬浮起来，形成激烈的湍动状态，使颗粒与烟气之间具有很大的相对滑落速度，颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新，从而极大地强化了气固间的传热、传质。同时为了达到最佳的反应温度，通过向脱硫塔内喷水，使烟气温度冷却到高于烟气露点温度15℃以上。主要化学反应式为： Ca(OH) 2+SO 2 =CaSO 3 ·1/2 H 2 O+1/2H 2 O Ca(OH) 2+SO 3 =CaSO 4 ·1/2H 2 O+1/2H 2 O CaSO 3·1/2H 2 O+1/2O 2 =CaSO 4 ·1/2H 2 O 2Ca(OH) 2+2HCl=CaCl 2 ·Ca(OH) 2 ·2H 2 O 半干法脱硫技术特点：一是烟囱不需防腐、排放透明，无视觉污染。二是无废水产生，半干法脱硫技术采用干态的生石灰作为吸收剂，在岛内直接消化成消石灰，脱硫副产物为干态的，整个系统无废水产生，不必配套污水处理设施。缺点是脱硫剂成本高、脱硫效率较低等。 石灰石－石膏法烟气脱硫 石灰石（石灰）-石膏湿法脱硫工艺（简称钙法）采用石灰石或石灰作脱硫吸收剂，石灰石经破碎磨细成粉状与水混合搅拌制成吸收浆液。当采用石灰为吸收剂时，石灰粉经消化处理后加水搅拌制成吸收浆。在吸收塔内，吸收浆液与烟气接触混合，烟气中的SO2与浆液中的碳酸钙以及鼓入的氧化空气进行化学反应而被脱除，最终反应产物为石膏。脱硫后的烟气经除雾器除去带出的细小液滴，
第二章硫酸铵生产 第一节硫铵生产的原料及产品 一、硫铵的性质及质量要求 硫酸吸收煤气中的氨制取硫酸铵。反应式： 2NH3+H2SO4→(NH4)2SO4+Q 纯态的硫酸铵为无色长菱形晶体，比重1.766；含一定水分的硫铵的堆积密度随结晶颗粒的大小而波动于780～830Kg/m3的范围内。硫铵的分子量为132.15,。化学纯的硫铵含氮量为21.2﹪或含氨为25.78﹪。 焦化厂用饱和器法生产的硫铵，由于杂志的影响往往带有颜色（蓝色或黄色），结晶多为针状、片状或粉末状，成型的颗粒很小。一般其线性平均尺寸不超过0.5毫米。 用适量的硫酸和氨进行反应时生成的是中式盐（NH4）2SO4。当硫酸过量时则生成酸式盐NH4HSO4。反应式： NH3+H2S O4→NH4HSO4。随溶液被氨饱和的程度，酸式盐又转变为中式盐：NH4HSO4+NH3→(NH4)2SO4。 饱和器里的硫铵母液就是被硫酸铵和硫酸氢铵饱和了的硫酸母液。在正常生产情况下，母液的规格大致为： 比重 1.275～1.30 游离酸含量 4～8 含氨量：NH3 150～180克/升 (NH4)2SO4 40～46﹪
NH4HSO4 10～15﹪ 硫铵结晶能吸收空气中的水分而胶结成块，在空气湿度大、结晶颗粒小和含水量高时尤甚。硫铵的结块给运输、储存和使用都带来困难。且潮湿的硫铵对钢铁、水泥和麻袋等均有侵蚀性。 硫铵施用于农田后很快溶于土壤水分中，大部分铵离子 （NH4）+能与土壤结合，且易于被植物吸收。失去铵离子的硫酸根将残留在土壤中，会使土质渐渐酸化，甚至会破坏土壤的结构。故硫铵适用于碱性或中性土壤，或者在连续使用数年后，施用石灰以改变土壤的酸性。 第二节饱和器法生产硫铵的原理及流程 一、饱和器内硫铵结晶的原理 浓度 D B 不稳区 G F E C 介稳区F′ H E′稳定区 A 温度 图3—2 液体的浓度、温度和结晶过程的关系 1.结晶原理 图3—2表明了晶核在溶液中自发地形成与溶液的浓度和温度的关系。图中AB为溶解度曲线，CD为超溶解度曲线，后者位于过饱和