烧结机烟气脱硫改造实例分析

——山东省莱芜钢铁集团 杜宪伟

莱钢型钢 1#265m2 烧结机烟气脱硫工艺改造与运行情况分析

摘要：简单介绍了一种在烧结机有机胺脱硫工艺的基础上将脱硫工艺改造为氨法脱硫工艺的方法及实际应用，对比改造前后的运行状况及运行成本，通过对比得出结论。

0 、概述 有机胺法脱硫存在的诸多弊端，导致脱硫达标率

及设备同步运行率远远达不到设计及环保要求，2012 年以后日益严峻的环保形势压力，对有机胺法脱硫改造成为必然。参见国内目前应用的具体脱硫工艺，结合当前现场设备特点，在有机胺基础上对设备进行改造，即将有机胺法脱硫改为氨法脱硫，可实现现有设备的最大程度利用，投资最低等优点，最重要的事实现了脱硫的达标排放，并且提高了设备同步运行率，降低了生产成本。

1 改造的必要性

莱钢集团型钢 1#265m2 烧结烟气脱硫采用有机胺法半烟气，于 2011 年 11 月 30 日开工， 2012 年 8 月 18 日竣工， 2012 年8 月 23 日通烟气热试 ,9 月 29 日正式开始168 小时试运行。但是从试运行以来脱硫排放不达标，同步运行率低，运行成本高等问题。自 2013 年 5 月因排放不达标、设备故障率高及运行成本高等原因脱硫停机。

1.1 同步运行率低

统计了 2013 年 1-5 月的脱硫及烧结机运行时间，可以得出脱硫同步运行率如表 1所示。

月份 脱硫运行时间

烧结机运行时间

同步运行率

201301 568.5 720.5 79%

201302 353 655.5 54%201303 82 567 14%201304 554 701 79%201305 108 719 15%

总计 1665.5 3363 49.5%

表 1 改造前脱硫同步运行率统计

1.2 排放超标

统计了 2013 年 1-5 月的脱硫达标运行时间，可以得出脱硫达标运行率如表 2 所示。

月份 脱硫达标天数

脱硫运行天数 达标率 备注：

201301

16 23 70%

201302 5 17 29%

201303

1 3 33%

201304

3 25 12%

201305

0 5 0%

总计 25 73 34%

表 2 改造前脱硫达标排放率统计

1.3 需要继续缴纳的排污费较高

脱硫段出口浓度较高平均值在 150mg/m3 以上，非脱硫段出口浓度也高 140mg/m3 以上，直接导致了二氧化硫排放总量较大，除了需要支付巨额的脱硫费用，还要继续缴纳数额不小的排放费用。 2013 年1--5 月份 1#265m2 烧结机脱硫二氧化硫排放量 831.56 吨。而 2#265m2 烧结同期分别为 179.83 吨。 2013 年上半年由于二氧化硫排放产生的排污费为 105 万元，与 2# 烧结机烟气脱硫相比直接多缴纳排污费 82.3 万元。

月份 非脱硫段排污量 (t) 脱硫段排污量 (t) 合计 (t) 2#265排污量(t)

201301

47.96 19.04 67 41.1

201302

80.93 27.27 108.2 17.08

201303

160.76 8.05 168.81 32.33

201304

141.58 48.08 189.66 38.53

201305

284.51 13.38 297.89 50.79

总计 831.56 179.83

表 3 改造前烧结机二氧化硫排放量统计

1.4 氨液消耗较大，运营成本较高

月份 水耗（吨） 电耗（千瓦时） 胺液（吨） 蒸汽消耗（吨） 除盐水（吨） 碱液（吨） 费用合计元

201301

25164 1459100 7.58 8527.5 2368.75 165.81 2812752.13

201302

22951 1167900 4.71 5295.0 1470.83 102.96 1970414.75

201303

12066 440300 1.09 1230.0 341.67 23.92 612227.00

201304

24870 1270900 7.39 8310.0 2308.33 161.58 2634796.00

201305

10469 597000 1.44 1620.0 450.00 31.50 791455.00

合计 95520 4935200 22.21 24982.5 6939.58 485.77 8821644.88

由于系统复杂水、电、蒸汽等能源介质消耗较多，并且脱硫剂胺液以及碱液等消耗较大，导致了运营成本较高。脱硫运行了 1665.5 小时，按照小时烧结矿产量 300 吨，折合运行成本17.66 元 / 吨矿 。

表 4 改造前脱硫运行成本统计

备注：正常生产中实际消耗蒸汽消耗约 15 吨 / 小时，除盐水 100m3/ 天，碱液 7 吨 / 天，胺液日耗 0.32 吨， 2013 年 1-5 月脱硫运行时间 1665.5 小时 .

2 基本方案的提出

由于有机胺法脱硫存在的诸多弊端，面对日益严峻的环保形势压力，对有机胺法脱硫改造成为必然。参见国内目前应用的具体脱硫工艺，结合当前现场设备特点，分析论证后得出结论，在有机胺基础上对设备进行改造，将有机胺法脱硫改为氨法脱硫，可实现现有设备的最大程度利用，投资最低等优点。

2 基本方案的提出

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。

2 基本方案的提出序号 项 目 单 位 指 标 备 注

一 装置规模

1 烧结机规模 m2 265

2 处理烟气量 m3/h 720000

3 SO2 含量 mg/Nm3 3000 设计值

4 NOX mg/Nm3 300

5 脱硫效率 ％ ≥97

6 回收 SO2 总量 t/a 6840

7 副产硫酸铵 t/a 12470

3 脱硫改造总体方案描述及脱硫改造方案

根据现场的实际情况，烟气脱硫项目采用湿式氨法烟气脱硫工艺，用氨水吸收烧结机烟气中的二氧化硫，在塔底氧化生成的硫酸铵浆液，硫酸铵浆液送入新建硫酸铵生产车间处理系统进行浓缩，结晶、固液分离、最后干燥得到硫酸铵晶体；脱硫后的净烟气由原吸收塔上的直排烟囱直接排放。

3 脱硫改造总体方案描述及脱硫改造方案

3.1 烟气系统改造

利用原有增压风机，及烟道系统，原洗涤塔内增加除雾器。保留原脱硫塔内填料( 但需增加冲洗装置 ) ，通过除雾器接填料捉器烟气中带走的液滴，经填料及除雾器收集后通过导管输送至脱硫塔。

3.2 烟气洗涤吸收系统改造 烧结机烟气经过除尘器除尘后，由增压风机增压后送入吸收塔。吸收塔采用的是原喷淋洗涤空塔，在原洗涤塔上增加三层喷淋层，及烟气分布构件，通过计算机辅助的流体力学模拟设计 (CFD) ，确定了塔内喷嘴和喷淋层的布置以及塔内烟气分布构件和除雾器的位置，优化了浆液浓度、喷淋的覆盖率、烟气气速等性能参数，以求降低阻力、提高吸收效果。

塔内装设喷淋母管，塔内和一定数量的喷嘴，喷嘴分三层布置。循环系统采用单元模块化设计，每个喷淋层都配有一台循环泵，利用原有浆液冷却泵 2台，负责喷淋层吸收液的喷淋。两层喷淋层的布置保证吸收塔内 200% 以上的吸收浆液覆盖率，保证了脱硫效率。循环泵的运行数量可根据脱硫塔烟气负荷进行调整。

脱硫系统正常运行时，烟气由吸收塔（原洗涤塔）体中下部进气口进入，吸收液由由原冷却泵 ( 即新循环泵 )打入吸收塔（原洗涤塔）内的喷淋母管，经喷淋层喷嘴从塔体上部均匀喷出。喷淋的吸收液和上流向的烟气充分接触，碱液液滴、液雾与烟气中的 SO2逆流接触，传质、反应，生成亚硫酸铵。

3.3 氧化系统改造

亚硫酸铵液体在吸收塔（原洗涤塔）底部被鼓入的氧化空气氧化生成硫酸铵，新增两台氧化风机，底部浆液灰尘在罐底搅拌器的搅拌作用下保持悬浮状态。脱硫后的净烟气，经吸收塔出口烟道段的两级除雾器除水后进入到原吸收塔（塔体材质为 316L）以及塔顶的直排烟囱排放。

3.4 地池系统改造

增加脱硫塔溢流管将浆液溢流至现有地池，同时增加地池搅拌器和地池浆液回塔液下泵，解决塔内操作溢流问题。

3.5 浆液输出系统改造

SO2 与吸收浆液反应生成亚硫酸铵进入到脱硫塔底部的浆液池中，氧化空气与亚硫酸铵接触反应生成硫酸铵。饱和硫酸铵浆液经泵抽到沉降池，浆液经沉降池由压滤泵抽到压滤机内压滤后，纯净浆液输入至新建蒸发车间生产成品。

3.6 事故系统改造 事故状态下，脱硫塔内浆液输出至现凉水池。凉水池为在原有冷却塔凉水池基础上加防腐改造，同时分割为沉降池、工艺水池、事故池。

3.7 除尘改造 进口烟气含尘量 180mg/Nm3左右，实际

烟气量 720000 mg/m3 ，洗涤除尘后每小时浆液增加灰尘含量 72kg ，若不进行处理，过多粉尘累积在脱硫塔内会对反应及产品生产带来影响，同时浆液随烟气带走部分也会增加出口粉尘浓度所以，需要除尘处理。采取以下方案

3.7 除尘改造 3.7.1 浆液除尘 根据以往脱硫装置经验，大部分粉尘在沉降池中可以沉淀。

本方案考虑建事故池作为沉降池，可以利用循环冷却水池，大小满足要求，但需要另作防腐。沉降下来的底部含灰尘浓度较高浆液经泵进入板框压滤机压滤，压滤成一定干燥度的灰饼卡车运走。

3.7.2 原吸收塔安装除雾器 在原吸收塔顶保留填料，但增加冲洗装置，冲洗水收集后打入脱硫塔，这样减少带走浆液及浆液内灰尘，同时也避免带走浆液里硫酸铵在在监测探头部位结晶及小液滴颗粒计算为粉尘量，造成出口粉尘增加增加。

3.8 车间改造

新增硫酸铵生产车间按照车间产量配置，每小时可生产 3.5 吨硫酸铵。新增加车间包含土建、安装、电仪控制、防腐、车间管道等等。

3.9 控制系统改造

氨水直接加入到循环泵入口处，浆液的 pH值维持在 5.0－ 6.0范围内，该 pH 值的选择在 SO2 的脱除效率和亚硫酸铵的氧化速度两方面进行了平衡优化。脱硫过程中氨水的加入量根据浆液 PH 值进行调控 ,控制氨水加入量由供氨水管路电动调节阀调节。

3.10 防腐改造

316L塔玻璃鳞片防腐、原地池防腐、氨水罐防腐、地沟防腐，部分管道防腐保温。烟道、池子及其他与烟气及浆液接触易腐蚀部位需要进行玻璃钢鳞片树脂内衬防腐。管道设计符合中国钢铁行业标准的要求，或根据其他最新版本的标准进行设计，包括所有管道、管件及其防腐和管道支吊架。

管道设计时充分考虑了工作介质对管道系统的腐蚀与磨损，并借鉴以前应用于类似脱硫装置上的成功经验，选用恰当的管材 ( 如碳钢管、衬胶钢管、不锈钢钢管、玻璃钢管道以及塑料管道等 ) 。

3.11 压缩空气及蒸汽供应

3.11.1压缩空气用途与用量 用于氧化系统供气，用于机械设备、风动

工具、扳手等操作，用于脱硫装置各种运行方式中，以及用于脱硫装置的维修目的。

无油、无水的仪用压缩空气，用于脱硫装置所以气动操作的仪表和控制装置（如阀门操作装置）。

压缩空气用量为 60Nm3/min, 工作压力 0.04MPa.

3.11 压缩空气及蒸汽供应

3.11.2 蒸汽供应

使用设备 压力MPa

用量 t/h 使用制度 备注

干燥器加热器

0.3 0.5 连续

蒸发结晶换热器

0.3 2.4 连续

合计 2.9

表 6 蒸汽用途及用量详见下表 :

4 应用情况

脱硫工艺改造后， 2013 年 10 月 20 日正式开始联机试车，但在试运行期间发现脱硫塔泄露、管道泄露等诸多问题，从 11 月份消缺后脱硫运行效果良好，实现了日均值达标率 100% ，设备同步运行率 100% 。

改造后充分利用了原有工艺下的脱硫工艺设备，减少改造投资。

项目的实施，实现了脱硫稳定达标排放，年减排二氧化硫 2000余吨，减少排污费，给目前国内运行不够稳定的脱硫启示，促进全国脱硫的稳定达标排放。

4.1 达标率分析 改造后（ 11 月 17 日）实现了日均值全部

达标排放，即达标率 100% 。

4.2 同步率分析 :

月份 脱硫运行时间（小时） 烧结机运行时间（小时）

同步运行率 备注

201311 311 311 100% 17日后

201312 711 711 100%

201401 710 710 100%

合计 1732 1732 100%

表 7 改造后脱硫同步运行率统计

从上表可知，改造（ 11 月 17 日）后脱硫设备与烧结机同步运行率大大提高。

4.3 吨矿脱硫成本分析： 2013 年 1#265m2 烧结机产烧结矿 255 万吨，

工业新水： 5 元 /m3 ，工业用电 0.715 元 /千瓦时，胺液： 55000 元 / 吨， 16% 浓度氨水 580 元 / 吨，除盐水 18 元 /m3, 碱液970 元 / 吨，工业用蒸汽 120 元 / 吨，硫酸铵 480 元 / 吨。

4.3 吨矿脱硫成本分析月份 水耗（吨） 电耗（千

瓦时）

氨水（吨）

蒸汽消耗（吨）

硫酸铵产量（吨）

费用合计元

201311 3838 311300 659.46 1244 659.46 456995.5

201312 11731 1015400 1848.54 2844 1848.54 1310800

201401 10579 1201100 1202.92 2840 1202.92 1372773.5

合计 26148 2527800 3710.92 6928 3710.92 3140569

通过对比改造前后的成本核算，可以得出初步结论，吨矿脱硫费用由 17.66 元降至 6.04 元，降低 11.62 元，按照年产烧结矿 255 万吨计算，年降低脱硫费用 2958 万。

5 小结

5.1该项目通过对脱硫工艺的改造，将二氧化硫排放值从350mg/Nm3 ，将至 120 mg/Nm3 ，设备故障率也有了显著降低，实现了达标、稳定、低成本运行的总体目标。

5.2项目选定的工艺技术路线正确、合理、完善，技术先进成熟、性能稳定可靠，使用效果良好。

5.3 氨法脱硫稳定性好，运行效果好，比改造前的有机胺法脱硫更节能，更稳定，产生了显著的环境效益和经济效益。

5.4 本项目在有机胺基础上改造了脱硫工艺，与新建氨法脱硫相比制约因素更多，改造难度更大，目前国内脱硫工艺种类繁多，运行效果参差不起的，对脱硫改造具有显著借鉴的意义。