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1、氨水在温度较高时（一般是 60 度以上）就逐步分解成为气体氨与水，形成 氨逃 逸，气体氨是不参与反应的；并且二氧化硫在温度较高时也很难被溶解吸收， 化学反 应通常是在液体中进行，所以把温度降低到 60 度以下是必须的选择需要解决的问题是气溶胶和氨损。气溶胶是指固体或液体微粒稳定地悬浮于 气 体介质中形成的分散体系。在氨法脱硫过程中，业硫酸铉和业硫酸氢铉气溶胶 随净烟 气排出，造成氨的损耗，成为困扰氨法脱硫技术发展的瓶颈。氨法技术在脱除烟气中的二氧化硫时， 不产生二氧化碳（钙法每脱除 1 吨二 氧 化硫的同时产生 0.7吨二氧化碳），不产生任何废水、废液和废渣。另外，氨 法技术 脱硫的同时具有脱
2、销能力，目前很多烟气脱硫装置经检测脱硝率均在 30% 以上。由于液气比较常规湿法脱硫技术降低，脱硫塔的阻力仅为800Pa左右，包括 烟 道等阻力脱硫岛总阻力在 lOOOPa；配蒸汽加热器时脱硫岛的总设计阻力也仅 为 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。关于脱硫塔出口烟气温度的处理有以下 4 种方案：（1）设置气/气换热器（GGH），使FGD进口热烟气和出口冷烟气之间进行 换热，FGD出口烟气被加热至80C以上后排入烟囱。此法无需消耗外部热量，比较经济，但一次投资很大， 1*300M
3、W 脱硫机组 的 回转式GGH造价达12501350万元/台；同时由于烟气两次换热，烟气阻力降很高， 达1200Pa1500Pa烟气升压耗能很大。（2）在脱硫塔出口设置烟气加热器，利用外部蒸汽加热 FGD 出口冷烟气。 此法一次投资相对较低，但需消耗一定量的外供蒸汽，运行成本高。（3） 在脱硫塔顶部增设一高30M左右的玻璃钢排气筒（排烟口总高度60 米），使脱硫后的净烟气直接从此烟囱排放，原烟囱作为事故排放烟囱备用。此法投资和能耗都比较低（如果原锅炉引风机能提供12001000Pa的余压，可以不 设 FGD 升压风机）。（4）可让一部分原烟气走旁路，这一部分烟气不进入脱硫装置进行脱硫降温，在与
4、FGD出口冷烟气混合达到80C以上后，直接排入烟囱。此法不设GGH，也 不消耗外供蒸汽，但会损失一部分脱硫效率（约下降25%）,排放烟气仍可达到国家规定的排放标准（SO2V 400mg/Nm3）。如果脱硫后的净烟气能够从脱硫塔顶加高的FRP烟囱直排，加上20%左右浓度 的废氨水，氨法脱硫工艺的投入和运行成本将是众多脱硫方法中最低的。净烟气排放的技术方案烟气经过湿法脱硫系统洗涤后，温度降至5060C，为接近饱和的湿烟气（湿露点 温度 45C） ,对烟囱有轻微腐蚀作用。整个FGD烟气系统的压降由位于FGD系统上游的过来引风机提供，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
5、，保证引风 机及整个 FGD系统长期安全运行。待处理的锅炉原烟气从两台引风机汇总烟道引出，汇总后经过FGD烟气进口挡板门首先进入预洗涤塔。在预洗涤塔内，烟气与循环喷淋的硫酸铉浆液进行 热交 换，烟气温度下降至9080C后进入脱硫塔；同时，硫酸铉溶液吸热、蒸发，进而达 到浓缩的目的。浓缩后的硫酸铉浓度可达到 40%以上。在设计工况下，经 过预洗涤 塔后的烟气温度由135C降至80C，后进入脱硫塔进行脱硫反应。在脱硫塔内，原烟气中的SO2等酸性气体与氨水浆液充分接触反应后被脱除。 烟气温度进一步降低至饱和温度50 C左右，后从脱硫塔顶部直接排放到大气中。除雾器冲洗的目的，一方面是防止除雾器结垢，另一方面是补充因烟气饱和 而 带走的水份，以维持吸收塔内要求的液位。在脱硫塔的顶部特设一层水喷淋洗 涤层， 以进一步降低净烟气中游离氨的含量。
氨法脱硫存在的问题
