脱硫脱硝氨法方案.doc

2×75t/h锅炉烟气炉外氨法脱硫、硝装置技术案二一五年七月二日1、氨法工艺介绍氨法烟气脱硫，脱硝技术是采用氨水作为脱硫，脱硝吸收剂，与进入吸收塔的烟气接触混合，烟气中的NOx，SO2与氨水反应，生成亚硫酸氨，经与鼓入的压缩空气强制氧化反应，生成硫酸铵溶液，经结晶、离心机脱水、干燥器干燥后即得化学肥料硫酸铵。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，从化学反应机理上分析，烟气中二氧化硫，氮氧化物的吸收是通过酸碱中和反应来实现的。吸收剂碱性越强，越利于吸收，氨的碱性强于钙基吸收剂。而且使用氨水作为脱硫吸收剂，还可以有效的降低NOx的排放。灰浆液吸收二氧化硫需要先有一个固液反应过程，即固相的灰（CaCO3）先酸溶于亚硫酸，生成亚硫酸氢钙Ca(HSO3) 2；而氨吸收烟气中的二氧化硫和氮氧化物是反应速率极快的气液或气汽反应过程，可以比较容易地达到很高的脱硫，脱硝效率。由于氨的化学活性远大于灰浆，吸收塔循环喷淋量可以降至灰膏法的1/51/4，脱硫塔循环喷淋的动力消耗远低于灰膏法。灰-膏浆液系统一旦pH值发生比较大的波动，很容易结垢并难以清除。而氨法副产品硫酸铵的水溶性极好，其吸收液循环系统简单、工艺操作稳定性优于灰膏法的浆液系统。系统启停快速，维护简单，占地面积小。氨-硫铵法工艺中的氯离子可以和氨结合生成氯化铵（化肥）随副产品一并排出，补充加入的新鲜水仅用于烟气的增湿降温，因此氨法脱硫，脱硝是一个完全闭路循环的吸收系统，其间不需要排放废水。燃用高硫煤（硫含量2%）时，氨法脱硫装置在不需要改造，不增加投资和运行费用的情况下可取得更好的效益，而灰-膏法由于适应性有限，需要增加相应投资和运行费用，煤种的选择必须控制在设计围。采用氨法脱硫，脱硝装置可为电厂提供广泛的燃料选择余地。目前市场上低硫煤价格普遍高于高硫煤，高价值脱硫副产品的销售，使得这些高硫煤不仅对环境无害而且具有经济吸引力。 脱硫，脱硝副产品硫酸铵可以制作成高效的复合化肥，变废为宝，化害为利，防止二次污染。硫酸铵的销售收入基本上可冲抵脱硫剂的消耗费用，燃用高硫煤时可为电厂带来盈利。如果脱硫装置配套的是合成氨企业的热电厂，则氨法的优越性将得到充分发挥。以氨为碱性脱硫，脱硝剂： SO2xNH3H2O(NH4)xH2-xSO3 (1) x=1.02.0。当x=1.0，相当于1分子氨结合1分子SO2，形成亚硫酸氢氨；当x=2.0，相当于2分子氨结合1分子SO2，形成亚硫酸铵。 在气相中，SO2和NH3主要按下述反应进行： SO2NH3H2ONH4HSO3(2)2.氨法脱硫脱硝的技术原理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SO2和SO3而形成铵盐,具体反应如下:NH3+ H2ONH4OH (1)2NH4OH + SO2(NH4)2SO3+ H2O (2)(NH4)2SO3+ SO2+ H2O2NH4HSO3 (3)NH4HSO3+ NH4OH(NH4)2SO3+ H2O (4)当废气中含有O2,CO和SO3时(如电厂烟气),还会发生如下反应;NH4OH + CO2NH4HCO3 (5)2NH4OH + CO2(NH4)2CO3 (6)2NH4OH + CO2H2NCONH2+ 3H2O (7)2NH4HCO3+ SO2(NH4)2SO3+ H2O + CO2 (8)NH4HCO3+ NH4HSO3(NH4)SO3 H2O + CO2 (9)2NH4OH + SO3(NH4)2SO4+ H2O (10)2(NH4)2SO3+ O22(NH4)2SO4 (11)2NH4HSO3+ O22NH4HSO4 (12)在吸收液循环使用过程中,式(3)是吸收SO2最有效的反应.通过补充新鲜氨水(式4)或其他置换法可保持亚硫酸铵的浓度.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 + H2SNH4HS + H2O (13)经催化氧化,氨水再生,并得单质硫.2NH4H2S + O22NH4OH + 2S (14)3 对氮氧化物的转化氨水和烟气中的NOx发生反应生成氮气:2NO + 4NH4HSO3N2+(NH4)2SO4+ SO2+ H2O (15)2NO + 4NH4HSO3N2+ 4(NH4)2SO4+ SO2+ 4H2O (16)4NH3+ 4NO + O26H2O + 4N2 (17)4NH3+ 2NO2+ O26H2O + 3N2 (18)4NH3+ 6NO6H2O + 5N2 (19)8NH3+ 6NO12H2O + 7N2 (20)3、工艺流程介绍：4、我公司氨法脱硫，脱硝的特点目前，国很多简易的氨法脱硫，脱硝装置，不考虑系统水平衡和副产品回收，随意排放废水，形成二次污染。系统较为完整的氨法脱硫，脱硝装置也大多存在两个面的问题。一些氨法脱硫，脱硝技术直接采用碱性氨水喷淋（或加氨位置不当），导致烟气排放时夹带大量游离氨，脱硝，脱硫剂消耗量大，运行成本高，副产品回收率低；另一些则采用外加热蒸发结晶的副产品回收工艺，存在流程复杂、投资高，能耗大的问题。我公司独家研制开发的“FCL氨/硫、硝酸铵烟气脱硫技术”，其吸收液中游离氨接近零，吸收剂利用率高，从而大降低了原料氨的消耗；同时充分利用进口烟气的热能对接近饱和状态的硫酸铵溶液进行加热蒸发、浓缩、结晶，不需外加热能，达到节能之目的。与灰-膏湿法和循环流化床半干法脱硫工艺相比，氨-硫、硝酸铵脱硫系统是一个稳定的气液反应系统，系统阻力小；脱硫效率（95%）；脱硝效率（65%）启动与退出运行，快速简便；副产品是利用价值较高的硫酸铵。根据脱硫工艺选择的原则：“工艺成熟、运行稳定、脱硫效率高、投资省、运行费用低、无二次污染”，推荐采用FCL氨-硫、硝酸铵烟气脱硫工艺技术。5、系统组成：本工程设置一套烟气脱硫系统，包括烟道、浓缩脱硝塔、脱硫塔、等系统部分；氨水储罐、氨水泵、工艺水罐、工艺水泵等公用系统部分；结晶蒸发器、冷却结晶槽、离心分离机、滤液槽等产品分离系统部分；以及流化床干燥机、蒸汽空气加热器、干燥风机、水冷螺旋、包装及等产品回收系统部分。（1）流程说明130的热烟气进入预洗涤塔（即浓缩脱硝塔），与来自脱硫塔的硫酸铵溶液并流接触，烟气被绝热饱和而被冷却到7080进入脱硫塔，同时，由于硫酸铵溶液中水的蒸发而浓缩。因此，在预洗涤塔和脱硫塔中，烟气的余热得到充分有效的利用，而不必使用大量的外供蒸汽对吸收液进行蒸发浓缩后取得硫酸铵结晶。预洗涤塔循环液的PH 较低，对SO2只是预吸收，其作用主要是烟气降温除尘，吸收液浓缩。脱硫、硝塔为逆流喷淋式吸收塔，上部布置了三层喷嘴。烟气自下而上流过喷淋吸收区，经洗涤脱硫、除雾后排出吸收塔。在脱硫塔，根据喷淋液的PH 自动调节加入的液氨量,使SO2吸收液的PH 值较高，从而利于SO2 的吸收。在吸收塔喷淋层上布置有两级除雾器，分离收集喷淋吸收后的烟气中夹带的绝大部分雾滴，烟气出口雾滴含量75mg/Nm3。每层除雾器上下安装喷淋水管，通过定期冲洗，去除除雾器表面上的沉淀物，补充因烟气饱和而带走的水份, 维持塔底循环液的液位，喷水量与塔底循环液液位联锁。本工程烟气脱硫技术为氨法湿式烟气脱硫，脱硫剂采用20%的氨水，为了保持系统的水平衡，系统中要采用加注液氨的式补充脱硫剂。SO2与氨反应后生成亚硫酸铵, 亚硫酸铵就地强制氧化为硫酸铵，硫酸铵浆液经回收处理后作为制作复合化肥的原料。(2)工艺原理1）锅炉排烟通过充满脱硫剂喷淋液的吸收塔2）热烟气与脱硫剂在吸收塔接触并传质传热3）SO2 被脱硫剂吸收并转化为亚硫酸铵和硫酸铵4）通过浓缩塔预洗涤控制最佳反应温度5）向脱硫塔喷淋层合适位置补充新鲜氨水（液氨），恢复脱硫浆液的SO2 吸收功能。6）向脱硫塔持液槽鼓入空气，强行将副产物氧化，并取出部分浆液输送到副产物分离、回收系统。（3）技术特点1）脱硫效率高：在液汽比为2.5 时，脱硫效率就可达98%以上脱硝；2）运行费用较低，为灰-膏工艺的40%左右；3）工艺流程简单，系统设备少，为灰-膏工艺的20%30%，且转动部件少，提高了系统的可靠性，降低了维护和检修费用；4）占地面积小，为灰-膏工艺的20%40%，且系统布置灵活，非常适合现有机组的改造和场地紧缺的新建机组；5）能源消耗低，如电耗、水耗等为灰-膏工艺的30%40%；6）能有效脱除SO3、氮氧化物、氯化物和氟化物等有害气体；7）对锅炉负荷变化的适用性强，负荷跟踪特性好，启停便，可在40负荷时投用，对基本负荷和调峰机组均有很好的适用性；8）对燃煤硫分的适应性强，可用于0.3%6.5%的燃煤硫分。且应用于中高硫煤(2)时，副产物价值可以超过运行成本，其经济性非常突出；9）通过科学设计，使系统完全做到水平衡，无脱硫废水排放，不会造成二次污染；（4）烟气系统整个FGD烟气系统的压降约10001200Pa，由位于FGD系统上游的增压风机提供，使整个FGD系统为正压操作，同时避免引风机可能受到的低温烟气的腐蚀，保证引风机及整个FGD系统长期安全运行。从锅炉来的原烟气, 由增压风机通过钢烟道引至脱硫系统，经过原烟气挡板,烟气进入预洗涤塔（浓缩脱硝塔），烟气经降温除尘后进入脱硫塔进行脱硫反应。在预洗涤塔（浓缩脱硝塔），烟气与循环喷淋的硫酸铵溶液进行热交换，烟气温度下降至70后进入脱硫塔；同时，硫酸铵溶液吸热、蒸发，进而达到浓缩的目的，硫酸铵浓度达过饱和状态。在脱硫塔烟气与循环浆液充分接触反应脱除其中的SO2，烟气温度进一步降低至饱和温度52左右。脱硝，脱硫后的净烟气经过净烟气烟道、净烟气挡板通过原有烟囱排放到大气中。为了将烟气脱硫，脱硝系统与锅炉系统分离开来，脱硫，脱硝系统在整个烟气系统中设置有烟气挡板门，其中设置电动执行机构，以保证旁路挡板的快速开启。当脱硫，脱硝系统正常运行时，旁路挡板关闭，原烟气挡板和净烟气挡板开启，原烟气汇合后通过原烟气挡板后进入FGD 装置进行脱硫反应。在要求关闭烟气脱硫系统的紧急状态下，旁路挡板自动快速开启，原烟气挡板和净烟气挡板自动关闭。烟道均采用普通钢制矩形烟道（或圆形烟道），脱硫塔入口前的原烟气段烟道由于烟气温度较高，无需防腐处理。脱硫塔出口后的净烟气烟道由于烟气温度已降至52左右, 接近酸露点, 因此考虑采用玻璃鳞片树脂涂层。与钢烟道和脱硫塔不同, 挡板门的防腐措施, 主要靠正确选用金属材料来保证。（5）烟气脱硫系统吸收剂储备供给系统本烟气脱硫系统所用的吸收剂为氨水。设置氨水储罐，氨水由罐车输送至界区氨水贮罐贮存，通过液氨水泵向脱硫塔循环浆液中补充脱硫系统所消耗的吸收剂。氨水加入量根据脱硫塔循环浆液的pH 值控制。（6）反应塔和吸收系统原烟气首先进入预洗涤塔（浓缩脱硝塔），与来自脱硫塔的硫酸铵溶液并流接触，烟气被绝热降温到70后进入脱硫塔。同时，由于硫酸铵溶液中水的蒸发，硫酸铵溶液将会被浓缩，使得烟气的余热在预洗涤塔中得到充分有效的利用。预洗涤塔（浓缩脱硝塔）循环浆液的PH 较低，PH 值一般在5 以下，因此对SO2 只是预吸收，其主要作用是烟气降温、洗涤，硫酸铵浆液的浓缩，分离系统的硫酸铵浆液从预洗涤塔（浓缩脱硝塔）取出，其中含有少量硫酸铵结晶和少量烟尘，被送往硫铵分离系统。当循环吸收液的PH 在4.27.0 之间时，溶液中游离的氨和SO2 浓度都很低，几乎可以忽略不计，当PH5 以下的预洗涤塔取出液不存在氨的逸出问题。烟气进入脱硫塔进行脱硫反应。氨水/亚硫酸铵/硫酸铵浆液通过三个喷淋层的雾化喷嘴，向脱硫塔下成雾罩形状喷射，形成液雾高度叠加的喷淋区, 下降的浆液雾滴与上升的烟气形成逆向流，烟气与喷淋的浆液在气液相接触界面产生化学反应，SO2 气体被大量吸收，使烟气得到净化。同时，烟气中包含的大部分的固体尘粒也被洗涤分离。经净化的烟气再连续流经两层波浪型除雾器除去所含浆液雾滴。在每层除雾器的前后分别布置了清洗喷嘴，清洗喷淋水将带走除雾器顺流面和逆流面上的固体颗粒，防止除雾器结垢，同时补充原烟气增湿带走的水分，以维持脱硫塔氧化池的液位。经脱硫吸收后的浆液落入塔底的脱硫塔氧化池中，通过循环泵将浆液池中的浆液送至塔上部的喷嘴层再喷淋脱硫。浆液经系列分配管上连接的喷嘴向下喷出粒径细小、化学反应活性高的浆液雾，对由下向上流过脱硫塔的含硫烟气进行洗涤。在烟气与脱硫浆液逆流接触、洗涤过程中，SO2 被浆液吸收，并发生如下总反应:SO2+ 2NH3+H2O=(NH4)2SO3SO2+(NH4)2SO3+ H2O =2NH4HSO3NH3+NH4HSO3=(NH4)2SO3在塔底氧化池，亚硫酸铵被鼓入的氧化空气氧化成硫酸铵：2(NH4)2SO3+O2=2(NH4)2SO4脱硫塔按逆流式喷淋吸收塔设计，塔底部为氧化池，上部布置了三层循环喷淋层。烟气自下而上流过喷淋吸收区，经洗涤脱硫、除雾器除雾后排出吸收塔。脱硫塔的氧化池循环吸收液pH 控制在5.56.5 之间。根据喷淋液的pH，自动调节加入氨水的量，使SO2 吸收液的PH 值较高，而氧化池液体的PH 值较低。控制脱硫塔循环吸收液的浓度在一个较低的水平上，以保证有足够的吸收效率。脱硫塔按适宜的液气比设计，部设置有钢结构，采用玻璃鳞片树脂衬防腐。由于烟气中含有大量的硫磺蒸气，在预洗涤塔（浓缩脱硝塔）的循环泵和取出泵前设置篮式过滤器，将凝结下来的单质硫进行分离。脱硫塔循环泵前也设置篮式过滤器进行硫磺及其他杂质的过滤。（7）工艺水系统脱硫系统水的损耗，主要为烟气饱和带走的水分。这些损耗通过输入新鲜的工艺水来补充。脱硫系统所需的工艺水来自于厂区现有的工业水系统，工艺水作为除雾器的冲洗水和烟气洗涤水定量送入吸收塔，水量调节阀和塔底液位联锁。为了稳定工况，在脱硫系统设置以一台工艺水罐，碳钢Q235 制作，部涂漆保护。设置工艺水泵和除雾器冲洗泵。（8）氧化空气系统由于烟气中氧气含量很少，在没有鼓入空气时，循环吸收浆液主要是由SO、HSO3-和少量SO组成的缓冲液系统。而SO、HSO3-离子的存在，将会产生同离子效应，降低SO2的吸收速率，需氧化去除SO、HSO。由于烟气中本身所含的氧量不足以氧化SO、 HSO，故在脱硫塔浆液池底设有脱硫氧化空气管，在脱硫过程中不断向脱硫塔浆液池中鼓入空气使HSO和 SO离子发生氧化反应，氧化结果形成硫酸铵。氧化空气系统设两台罗茨鼓风机，二开一备。氧化风机向脱硫塔底浆液池送入氧化空气，促使SO2脱除过程产生的亚硫酸铵（NH4）2SO3氧化成硫酸铵（NH4）2SO4。氧化池底装有高效曝气器，将亚硫酸铵氧化为硫酸铵。在鼓泡氧化的同时使浆液中固体颗粒处于悬浮流动状态，防止沉淀。氧化空气经过塔底分布系统，把空气送入脱硫塔浆液池。在紊流的作用下，空气流被分散成微细的气泡并充分混合在浆液中，增大气液接触界面，保证氧化反应高速率完成。（9）产品分离系统烟气脱硫系统设置有产品分离系统，将预洗涤塔（浓缩脱硝塔）中的浆液集中到一个浓缩进料槽中，然后用泵将浓浆输送到结晶蒸发器，经过浓缩结晶后进入冷却结晶槽，再进入离心分离机进行离心分离，得到含硫酸铵95%以上的硫酸铵晶体。回收系统占地面积小，几台设备安装在一个钢结构框架上。（10）产品回收系统从离心分离机下来的硫酸铵晶体含有5%-10%的水分，如果要达到农用肥的标准（GB535-1995）或副产硫酸铵标准（DL/T808-2002），需要进行进一步干燥处理。本工程设置有硫化床干燥机、蒸汽空气加热器、干燥风机、冷却风机、水冷螺旋输送机、包装机等设备，可以使得回收的产品达到相应标准。（11）净烟气排放温度烟气经过湿法脱硫系统洗涤后，温度降至5060，为接近饱和的湿烟气。为了防止烟囱腐蚀和增加烟囱排出烟气的扩散能力，减少可见烟团的出现，多规定了烟囱出口的最低排烟温度。如英国规定的排烟温度为80，日本要求把烟气加热到90110；美国一般不采用烟气再加热系统，而对烟囱采取防腐措施（衬钛材薄钢板）；欧盟则规定只要烟气处理达到规定排放标准，净烟气可以不经加热，在脱硫塔顶直排或通入双曲线冷却塔中随水雾气排放。6、FCL氨法脱硝，脱硫工艺的运行调节（1）、装置控制系统1）分散控制系统（DCS）本工程新上DCS 系统进行脱硫控制。2）主要模拟量控制系统（MCS）、FGD 入口压力控制为保证过炉的安全稳定运行，保持锅炉压力的稳定，引入锅炉负荷和风机状态信号作为辅助信号。、循环浆液浓度控制按比例调节供水量，测量吸收循环液的密度，通过浆液密度测量的反馈信号修正进水量，保持系统水平衡的稳定。、吸收塔PH 值及塔出口SO2 浓度控制根据吸收塔循环液的PH 值控制加入到吸收塔中的氨水流量。通过改变氨水计量控制系统的状态来实现氨水流量的调节。烟气出口SO2 浓度作为吸收过程的校正值参与调节。、吸收塔液位控制根据测量的液位值，调节工艺洗涤水加入量和调整除雾器冲洗时间间隔，实现液位的稳定。、浓缩液排出量控制根据吸收塔工艺液体供应量，并用排出的浓缩液密度值进行修正，调节浆液排至结晶浓缩槽的流量，从而控制副产品硫酸铵取出量。除上述主要闭环控制回路外，还将设置旁路挡板差压控制、氨水储槽的液位控制、工艺水槽液位控制等。3）烟气连续监测系统（CEMS）为了脱硫工艺控制和烟气排放监测需要，考虑设置连续监测仪表，测量烟气的流量、SO2、O2、粉尘、温度。6、FCL氨法脱硝，脱硫装置的性能指标1）、可利用率和运行保证a.可利用率95%，整套装置质量保证期1年。b. 在燃用设计煤种、锅炉运行围为锅炉最续出力的50%110%时，FGD装置脱硫效率98%，脱硝效率65%。c. 在设计煤质BMCR的烟气条件下，烟气中的二氧化硫含量增加20时，经脱硫后的SO2排放浓度满足环保排放要求。d. 当进口烟气中二氧化硫含量在设计值的100%150%围变化时FGD脱硫装置可以安全运行。e. 当烟气温度和粉尘浓度分别增加到最高160和最大600mg/Nm3（湿基）时，FGD烟气脱硝，脱硫系统能安全、可靠和连续运行。2）脱硝、脱硫效率在锅炉燃用设计煤质BMCR工况下，处理全烟气量时的脱硫保证效率不低于98，脱硝保证效率不低于65。燃用校核煤质，在调整氨耗后，处理全烟气量时的脱硫保证效率不低于97，脱硝保证效率不低于60，。3）、SO2排放浓度整套FGD装置在锅炉ECR工况至BMCR工况条件下，原烟气中NOx，SO2的含量比燃用设计煤种时烟气中的SO2高20时，净烟气中的SO2含量不超过50 mg/Nm3，NOx含量不超过100 mg/Nm3 4）、逃逸的排放量脱硫塔出口的净烟气中逃逸氨排放浓度10ppm。5）、脱硫装置出口烟气的水雾含量脱硫装置出口烟气残留水分75mg/Nm3。7、主要工艺设备清单序号设备名称主要型号规格材质单位数量备注1烟气系统1.1原烟气挡板门百叶窗式双挡板，调节型，电动执行器；法兰连接；叶片：316L；框架：304；密封面：316L；轴：35#钢衬1.4529；螺栓：316L套11.2联通烟道挡板门百叶窗式双挡板，调节型，电动执行器；法兰连接； 叶片：316L；框架：304；密封面：316L；轴：35#；螺栓：316L套11.3挡板门密封风机风量 m3/h；风压3000Pa；N=7.5KW组合件套11.4密封空气蒸汽加热器换热面积70m2，风量3800m3/h组合件套11.5原烟道膨胀节膨胀节尺寸： 3000×4600×300非金属套3一个带疏水1. 6电除雾器烟气量：Nm3/h；烟气出口so2含量小于50mg/Nm3，烟尘小于20mg/Nm3，N=150KW组合件套1可用可不用1.7直排湿烟囱径7000，高40米玻璃钢件12吸收系统2.1浓缩脱硝塔7000×20500套1浓缩塔浆液喷淋层7000玻璃钢套2氧化空气分布器70001.4529套1浓缩脱硝塔脉冲悬浮层7000 玻璃钢套1浓缩塔浆液喷淋层喷嘴螺旋实心锥碳化硅/2205喷嘴枪杆；法兰套72浓缩塔脉冲层喷嘴实心圆锥形碳化硅/粘结套10烟气入口降温喷嘴法兰连接2205套122205喷枪6支2.2浓缩塔循环泵A/B/CQ460m3/h，H24m，N=75KW组合件，过流件2605双相钢 台32用1备2.3吸收塔9000×34000套12205双相钢复合板吸收塔浆液喷淋层9000玻璃钢套3氧化空气分布器90001.4529套1吸收塔脉冲悬浮层9000玻璃钢套1水喷淋层9000玻璃钢套2集液器9000玻璃钢套1二级机械除雾器9000 屋脊式阻燃PP套1吸收塔浆液喷淋层喷嘴切向实心锥碳化硅/粘结套吸收塔脉冲层喷嘴实心圆锥形碳化硅/粘结套14水洗层喷嘴螺旋实心锥碳化硅/粘结套802.4 吸收塔循环泵A/B/CQ550m3/h，H22/24/26m，N=90KW组合件，过流件2605双相钢套32.5 氧化风机离心式；流量3720Nm3/h；风压：85Kpa；电机功率：160KW组合件套13蒸发结晶系统3.1 硫酸铵溶液储槽DN3400×3600碳钢衬玻璃鳞片件13.2 硫酸铵溶液储槽搅拌器型式：顶进式；功率：7.5KW过流件：碳钢衬胶件13.3 硫酸铵溶液输送泵Q40m3/h，H30m，N=15KW组合件，过流件2605双相钢台21用1备；配变频装置3.4一效蒸发分离室直径：2800mm；高度：5500mm玻璃钢件13.5二效蒸发分离室直径：2200mm；高度：5000mm316L件13.6一效加热器换热面积120m2管程：2507；壳程：316L件13.7二效加热器换热面积120m2管程：2507；壳程：316L件13.8一效蒸发循环泵Q1350m3/h，H4m，N=55KW轴流泵；过流件2605双相钢件13.9二效蒸发循环泵Q1350m3/h，H4m，N=55KW轴流泵；过流件2605双相钢件13.10蒸发取出泵A/BQ8.7m3/h，H37m组合件件2泵；1用1备4离心干燥系统4.1结晶槽DN3400×3600碳钢衬玻璃鳞片件14.2结晶槽搅拌器型式：顶进式；功率：7.5KW过流件：碳钢衬胶件14.3旋流器给料泵Q28m3/h，H45m，N=15KW组合件，过流件2605双相钢件21用1备；配变频装置4.4旋流器Q28m3/h；旋流子3个，2用1备聚铵脂件21用1备4.5离心机HR500-NB，功率：45KW+22KW，逆时针组合件件14.6干燥机TGZZ9×60L,304件1给热风机2664-5268m3/h，风压：4000Pa组合件件14.7雾膜水浴除尘器WM-Q10K，800×3000×2700件14.8半自动包装机封闭料仓；处理量5t/h,组合件，防腐设计套15水系统5.1水洗罐DN4000×5000碳钢衬玻璃鳞片件15.2水洗泵Q450m3/h，H48m，N=110KW组合件，过流件2605双相钢件21用1备6排放系统6.1吸收塔地坑2500×2500×2500砼结构+玻璃鳞片个16.2吸收塔地坑搅拌器型式：顶进式；功率：5.5KW过流件：碳钢衬胶个16.3吸收塔地坑泵气动隔膜泵；Q24m3/h，H30m组合件，过流件2605双相钢个21用1备6.4氨区地坑2000×2000×2000砼结构+油漆个16.5氨区地坑泵气动隔膜泵；Q24m3/h，H30m组合件个16.6事故浆液罐DN7000×7400碳钢衬玻璃鳞片个16.7事故浆液返回泵Q70m3/h，H28m，N=15KW组合件，过流件2605双相钢个17氨气化及输送系统7.1液氨汽化器汽化量：750kg/h组合件个17.2配氨换热器换热面积40m2组合件个17.3液氨储罐容积20m3,直径2.2m，长4.2m16MnRr个17.4氨水储罐DN5600×6200碳钢个17.5氨气稀释罐DN1200×1200碳钢个17.6氨水制备泵屏闭泵；Q30m3/h，H30m，N=7.5KW304个21用1备7.7氨水供给泵屏闭泵；Q8m3/h，H30m，N=3KW304个42用2备8检修设施8.1泵房起吊电动葫芦起吊重量5t；功率共4.5KW组合件套18、运行成本分析（按年运行8400小时计算）项目规格单位时耗单价年运行费用（万元）氨水20%t1500420电380V/220VKwh2000.4677.28工艺水0.30.35MpaGm382.013.44工资福利运行人员4人，工资及福利费3万/年/人12合计：伍佰贰拾贰万柒仟贰佰元整；￥元整。每小时回收硫酸铵0.65吨，预计年回收5460吨，则基本可以抵消运行费用。本案吸取了以往类似项目氨法脱硫，脱硝工程的经验，并对设备进行了优化组合，具有投资少、无二次污染，脱硫、硝效率高、运行费用低，且有正效益的特点，符合环保政策和循环经济的要求，是目前业首选和推崇的一种脱硫法.