一种氨法脱硫工艺及系统的制作方法

本发明涉及氨法脱硫技术领域，具体涉及一种氨法脱硫工艺及系统。

背景技术：

近年来，我国工业化的快速发展及煤燃料的大量使用，人们向大气中排放的二氧化硫等有害气体逐年增多，二氧化硫进入大气后，可在局部地区富集并在水的凝集过程中形成硫酸等酸性物质，并伴随着雨水降落下来，从而形成酸雨。随着社会经济的发展，我国在环境保护方面的要求不断提高，政府和民众对二氧化硫削减也越来越重视。我国对火电厂脱硫的治理力度也在不断加大，烟气脱硫的进展迅速，火电企业已装设或正在增设烟气脱硫装置，为缓解日益严重的大气污染问题做出了贡献。目前，国内主要的脱硫工艺包括钙法脱硫、海水法脱硫、双碱法脱硫、钠碱法脱硫及氨法脱硫，其中，前四种工艺由于受到地理位置、脱硫副产品处理、脱硫剂来源及价格等因素影响，使得其应用区域性较强、烟量相对较小或工艺要求简单。而氨法脱硫由于工艺日趋成熟、占地面积小、脱硫效率高等优点，近年来在国内外得到了广泛重视。氨法脱硫工艺主要基于氨与二氧化硫生成脱硫产物进行的，典型的工艺有干式和湿式，其中，干式氨法脱硫包括电子束照射法、碱性喷雾干燥法、固相吸附和再生法及吸收剂喷射等方法，这类方法虽然具有较好的脱硫效率，但其装置能耗、大型化及后续收集副产物等问题是困扰其发展的关键，难以在大型装置中应用。因此，湿式氨法脱硫的应用前景更为广阔。

湿式氨法脱硫工艺主要采用氨法脱硫塔脱硫，该工艺脱硫效率高，然而由于其工艺的特殊性，使得脱硫过程中不可避免的会产生亚硫酸铵和硫酸铵气溶胶，存在吸收塔出口气溶胶颗粒物排放浓度大的缺陷，易导致烟囱出口形成“蓝色烟尾”的现象。根据中国电力企业联合会的统计，在2015年签订合同的烟气脱硫新建工程机组中，氨法烟气脱硫机组占4％，与《火电厂烟气脱硫工程技术规范氨法》(hj2001-2010)颁布时国内氨法脱硫机组占所有烟气脱硫工程机组不到1％相比，氨法脱硫的应用取得了大步发展，并开发了多段分区吸收塔技术代替原有空塔技术，由此表明，湿式氨法脱硫工艺在燃煤烟气治理中将发挥越来越重要的作用，同时，其引起的污染问题已越来越受到社会的关注，消除氨法脱硫吸收塔出口气溶胶颗粒物浓度大的技术需求已迫在眉睫。

湿式氨法脱硫工艺通常采用预脱硫塔喷淋预脱硫烟气，再用空塔结构脱硫塔喷淋深度脱硫。但是，脱硫塔在实际运行过程中，气溶胶逃逸严重，通常还要进行对脱硫气溶胶的二次处理，增加了设备的投入和运行费用。针对氨法脱硫工艺在实践中气溶胶颗粒物排放浓度大等问题，国内学者进行了实验室与实践中的研究，如张文武等^[1]研究了氨法脱硫工艺气溶胶生成机理与物理特性，并得出气相nh3与so2反应在硫酸铵气溶胶生成中占主导的结论；彭学江等^[2]总结了氨法脱硫在硫酸生产工业的运用问题，并研究通过改造除雾器与加装冲洗水喷雾的方式使脱硫塔出口硫酸铵颗粒平均物浓度从40mg/m³降到25mg/m³。同时，不同工业中的氨法脱硫工艺，在其入口烟气温度不同的情况下，出口硫酸铵浓度表现出不同特性，如硫酸生产工业中先干法脱硫，再氨法脱硫的工艺，在氨法脱硫入口温度60℃下，出口颗粒物浓度仅为2.8-4.2mg/m³；烧结烟气的氨法脱硫塔入口温度分别为140℃左右，在结构更优的氨法脱硫塔情况下，其出口硫酸铵颗粒物浓度却高达280mg/m³；燃煤电厂氨法脱硫塔入口烟气温度在130℃左右，需要在脱硫塔出口增设湿式电除尘器或采用声波凝并等技术，才能使出口硫酸铵颗粒物浓度满足超洁净排放的要求。

《燃煤电厂超低排放烟气治理工程技术规范》中规定：氨法脱硫塔的结构需分区设置烟气洗涤降温区、so2吸收区、颗粒物及氨逃逸控制区等，不同功能区间用托盘分隔。其中，烟气洗涤降温区设置1-2层喷淋，so2吸收区设置不应少于3层喷淋，颗粒物及氨逃逸控制区设置1-2层喷淋，以及不少于3级的高效除雾器，使出口雾滴浓度不大于20mg/m³(其中硫酸铵的浓度约为9mg/m³)。然而，即便是采用上述吸收塔结构设置，在实践运行中上述问题仍阶段性存在，即在吸收塔向尿素生产线输送浓的硫酸铵浆液时，出口气溶胶颗粒物浓度显著大于规范的限值。

因此，对氨法脱硫工艺与结构进行改造以降低气溶胶排放及污染具有十分重要的意义。

参考文献：

[1]张文武，等.氨法烟气脱硫装置气溶胶排放特性研究[j].热力发电，2013，42(9)，32-37.

[2]彭学江，等.氨法脱硫系统工艺优化分析与应用[j].硫酸工业，2017，9，45-48.

技术实现要素：

本发明所要解决的第一个技术问题是：提供一种能够显著降低氨法脱硫工艺脱硫塔出口的气溶胶颗粒物浓度的氨法脱硫工艺。

本发明所要解决的第二个技术问题是：提供一种实现上述氨法脱硫工艺的系统。

根据本发明第一方面实施例的氨法脱硫工艺，包括将烟气导入脱硫塔内通过氨法进行脱硫的步骤，其中，在脱硫塔中的吸收塔入口区域对烟气温度进行预降温喷淋操作，预降温喷淋过程中的水量通过公式进行计算得出：

烟气降温水量蒸发量＝烟气降低的热量/蒸发单位质量水所需热量＝(标况湿烟气量×标况湿烟气密度×(入口烟气温度-出口烟气温度)×空气比热容+标况湿烟气量×烟气湿度/水的摩尔体积×水的摩尔质量×(入口烟气温度-出口烟气温度)×水的比热容)/((出口烟气温度-吸收塔补水温度)×水的比热容+水的汽化热)。

根据本发明的一些实施例，所述预降温喷淋操作使用的水源为脱硫塔三级循环槽中的循环水。

根据本发明实施例的氨法脱硫工艺，至少包括如下技术效果：通过在吸收塔入口区域进行预降温喷淋操作，大大缓解了氨法脱硫工艺脱硫出口气溶胶颗粒严重超标的情况；该工艺巧妙地在吸收塔入口区域进行预降温喷淋，且根据出入口温度的高低控制喷淋水量，效果可控，同时改造程度小，工期短，成本低廉；该工艺通过预降温减少吸收塔脱硫过程中气溶胶颗粒物生成，从而显著降低氨未能脱硫工艺脱硫出口烟气中的气溶胶颗粒物浓度，进而促进脱硫塔出口气溶胶颗粒物浓度达标排放的实现，能够对大气环境起到良好的改善作用。

根据本发明第二方面实施例的氨法脱硫系统，包括氨法脱硫装置，所述氨法脱硫装置包括脱硫塔和循环槽，所述循环槽包括一级循环槽、二级循环槽和三级循环槽，每级循环槽分别与脱硫塔连通，其中，所述脱硫塔的底部设有吸收塔，所述吸收塔的入口区域设有预降温喷淋机构，所述预降温喷淋机构包括预降温喷淋管道，所述预降温喷淋管道上设有多个喷嘴，所述喷嘴能够沿烟气流动方向喷射预降温工艺水。

根据本发明的一些实施例，预降温喷淋过程中的水量通过公式进行计算得出：

烟气降温水量蒸发量＝烟气降低的热量/蒸发单位质量水所需热量＝(标况湿烟气量×标况湿烟气密度×(入口烟气温度-出口烟气温度)×空气比热容+标况湿烟气量×烟气湿度/水的摩尔体积×水的摩尔质量×(入口烟气温度-出口烟气温度)×水的比热容)/((出口烟气温度-吸收塔补水温度)×水的比热容+水的汽化热)。

根据本发明的一些实施例，所述系统还包括预降温喷淋泵，所述预降温喷淋管道的入水口与三级循环槽连通且所述预降温喷淋泵能够为预降温喷淋水提供(0.1-0.3)mpa的雾化压力。

根据本发明的一些实施例，所述预降温喷淋管道的入水口与三级循环槽通过一回路管道连通，所述回路管道上设有回水调节阀，所述回水调节阀能够根据吸收塔内浆液密度的高低调整预降温喷淋水量，控制逻辑具体为：

依据吸收塔入口烟气温度与浆液含固量来控制预降温喷淋水量，即喷水量随入口烟气温度、吸收塔含固量的变化而变化，其控制方程为：

q1＝v×(1-ε)×ρ烟气×(t1-t2)×α(2)

q2＝v×ε/22.4×18×(t1-t2)×β(3)

式中，m为预降温喷淋水量，kg/h；q1为干烟气放热量，kj·h^-1；q2为烟气水蒸气放热量，kj·h^-1；v为吸收塔入口烟气量，m³·h^-1；ε为入口烟气湿度，％(取值通常在5％～10％之间)；ρ烟气为烟气密度，kg·m^-3(根据本发明的一些实施例，取值为1.29kg·m^-3)；t1为入口烟气温度，℃(取值通常在100℃～150℃之间)；t2为经预降温区后的烟气温度，℃(取值通常在70～90℃间；优选为80℃)；α为烟气比热容，(1.0kj·(kg·k)^-1)；t3为工艺水温度，℃(通常在10～35℃间，优选为25℃)；β为水的比热容，kj·(kg·k)^-1(具体为4.2kj·(kg·k)^-1)；g固为吸收塔中浆液的含固量，％(取值通常在0-55％之间)；δ为水的汽化潜热，kj·kg^-1(具体为2258.77kj·kg^-1)。

根据本发明的一些实施例，所述喷嘴为实心圆锥喷嘴，所述实心圆锥喷嘴能够对预降温水进行雾化。

根据本发明的一些实施例，雾化粒径在(1～100)μm之间。

根据本发明的一些实施例，所述预降温喷淋管道包括预降温喷淋格栅管道，所述预降温喷淋格栅管道与喷淋主管连通，所述喷淋主管的管径由中间向两侧逐渐缩小，所述喷淋主管每侧分别包括n个喷淋主管段，第a个喷淋主管段的管径与该侧的喷淋主管总段数满足以下关系式：

r1/ra＝[n/(n-a+1)]^0.5

式中，所述r1为第1段喷淋主管的管径，所述ra为第a段喷淋主管的管径；n为喷淋主管一侧的总段数，两侧的总段数优选为相等；a和n均为大于1的整数且a≤n，以最靠近预降温喷淋格栅管道的喷淋主管段为第1段。

根据本发明的一些实施例，所述喷淋主管上连通有若干个喷淋支管，所述喷淋支管的管径由一侧向另一侧逐渐缩小。

根据本发明的一些实施例，所述二级循环槽一端与脱硫塔连通，另一端与出料槽连通，所述二级循环槽与出料槽连通的管道管径是所述二级循环槽与脱硫塔连通的管道管径的1.2～1.6倍。

根据本发明的一些实施例，所述一级循环槽一端与液氨供应源连通，另一端与脱硫塔连通。

根据本发明的一些实施例，所述系统还包括事故喷淋管道，所述事故喷淋管道与三级循环槽连通，所述预降温喷淋管道位于事故喷淋管道之前。

根据本发明实施例的氨法脱硫系统，至少包括如下技术效果：对烟气进行降温的同时，增加烟气湿度，降低吸收塔浆液蒸发量所导致的出口气溶胶颗粒物超标的情况。

附图说明

图1为本发明实施例1氨法脱硫系统的结构示意图；

图2为本发明实施例1氨法脱硫系统中预降温喷淋管道的结构示意图；

图3为本发明实施例2中浆液含固量与析出硫酸铵的浓度的理论关系曲线图。

标号说明：

1、预降温喷淋泵入口调节阀；2、预降温喷淋泵；3、回水调节阀；4、预降温喷淋泵出口电动阀；5、预降温喷淋管道；6、电动调节阀；7、二级循环槽至出料槽管道；8、流量计；9、预降温喷淋格栅管道；10、预降温喷淋格栅管道入口；11、喷淋主管；12、喷淋支管；13、实心圆锥形喷嘴；14、烟道壁面。

具体实施方式

为详细说明本发明的技术内容、所实现目的及效果，以下结合实施方式并配合附图予以说明。

本发明最关键的构思在于：在吸收塔入口区域布置预降温喷淋系统，使用原有系统的循环水作为喷淋工艺用水，同时通过烟气降温水量蒸发量计算所需的实际喷射用水量，达到水源循环利用及节约用水的目的。

根据本发明第一方面实施例的氨法脱硫工艺，包括将烟气导入脱硫塔内通过氨法进行脱硫的步骤，其中，在脱硫塔中的吸收塔入口区域对烟气温度进行预降温喷淋操作，预降温喷淋过程中的水量通过公式进行计算得出：

烟气降温水量蒸发量＝烟气降低的热量/蒸发单位质量水所需热量＝(标况湿烟气量×标况湿烟气密度×(入口烟气温度-出口烟气温度)×空气比热容+标况湿烟气量×烟气湿度/水的摩尔体积×水的摩尔质量×(入口烟气温度-出口烟气温度)×水的比热容)/((出口烟气温度-吸收塔补水温度)×水的比热容+水的汽化热)。

根据本发明的一些实施例，所述预降温喷淋操作使用的水源为脱硫塔三级循环槽中的循环水，现有技术中三级循环槽中的水为不断循环的“死水”，随着时间的累积，水中的污染物质也会不断累积，雾化喷淋过程中，随烟气带走的雾滴会导致出口污染物排放浓度超标，如雾滴浓度、氯离子浓度，通过将循环槽中的水作为预降温喷淋用水，使得循环槽中的水变成了不断更换的“活水”；同时，直接使用原有的水源，无需建设新的水源储罐，降低了改造成本和工程量。

根据本发明第二方面实施例的氨法脱硫系统，包括氨法脱硫装置，所述氨法脱硫装置包括脱硫塔和循环槽，所述循环槽包括一级循环槽、二级循环槽和三级循环槽，每级循环槽分别与脱硫塔连通，其中，所述脱硫塔的底部设有吸收塔，所述吸收塔的入口区域设有预降温喷淋机构，所述预降温喷淋机构包括预降温喷淋管道，所述预降温喷淋管道上设有多个喷嘴，所述喷嘴能够沿烟气流动方向喷射预降温工艺水。

根据本发明的一些实施例，预降温喷淋过程中的水量通过公式进行计算得出：

烟气降温水量蒸发量＝烟气降低的热量/蒸发单位质量水所需热量＝(标况湿烟气量×标况湿烟气密度×(入口烟气温度-出口烟气温度)×空气比热容+标况湿烟气量×烟气湿度/水的摩尔体积×水的摩尔质量×(入口烟气温度-出口烟气温度)×水的比热容)/((出口烟气温度-吸收塔补水温度)×水的比热容+水的汽化热)。

根据本发明的一些实施例，所述系统还包括预降温喷淋泵，所述预降温喷淋管道的入水口与三级循环槽连通且所述预降温喷淋泵能够为预降温喷淋水提供(0.1-0.3)mpa的雾化压力使原有三级循环槽中不断累积污染物质的“死水”变成了不断更新的“活水”，实现循环水的再利用，同时还能节约用水成本。

根据本发明的一些实施例，所述预降温喷淋管道的入水口与三级循环槽通过一回路管道连通，所述回路管道上设有回水调节阀，所述回水调节阀能够根据吸收塔内浆液密度的高低调整预降温喷淋水量，控制逻辑具体为：

依据吸收塔入口烟气温度与浆液含固量来控制预降温喷淋水量，即喷水量随入口烟气温度、吸收塔含固量的变化而变化，其控制方程为：

q1＝v×(1-ε)×ρ烟气×(t1-t2)×α(2)

q2＝v×ε/22.4×18×(t1-t2)×β(3)

式中，m为预降温喷淋水量，kg/h；q1为干烟气放热量，kj·h^-1；q2为烟气水蒸气放热量，kj·h^-1；v为吸收塔入口烟气量，m³·h^-1；ε为入口烟气湿度，％(取值通常在5％～10％之间)；ρ烟气为烟气密度，kg·m^-3(根据本发明的一些实施例，取值为1.29kg·m^-3)；t1为入口烟气温度，℃(取值通常在100℃～150℃之间)；t2为经预降温区后的烟气温度，℃(取值通常在70～90℃间；优选为80℃)；α为烟气比热容，(1.0kj·(kg·k)^-1)；t3为工艺水温度，℃(通常在10～35℃间，优选为25℃)；β为水的比热容，kj·(kg·k)^-1(具体为4.2kj·(kg·k)^-1)；g固为吸收塔中浆液的含固量，％(取值通常在0-55％之间)；δ为水的汽化潜热，kj·kg^-1(具体为2258.77kj·kg^-1)。设置调节阀自动控制，根据吸收塔内浆液密度的高低，调整预降温喷淋水量，高浓度下，多喷，低浓度下，少喷，同时达到灵活控制吸收塔浆液浓度浓缩与降低气溶胶产生的目的。

根据本发明的一些实施例，所述喷嘴为实心圆锥喷嘴，所述实心圆锥喷嘴能够对预降温水进行雾化；根据本发明的一些实施例，雾化粒径在(1～100)μm之间，将雾化粒径控制在(1～100)μm之间，使得烟气温度能够直接将喷淋水全部蒸发。

根据本发明的一些实施例，所述预降温喷淋管道包括预降温喷淋格栅管道，所述预降温喷淋格栅管道与喷淋主管连通，所述喷淋主管的管径由中间向两侧逐渐缩小，所述喷淋主管每侧分别包括n个喷淋主管段，第a个喷淋主管段的管径与该侧的喷淋主管总段数满足以下关系式：

r1/ra＝[n/(n-a+1)]^0.5

式中，所述r1为第1段喷淋主管的管径，所述ra为第a段喷淋主管的管径；n为喷淋主管一侧的总段数，两侧的总段数优选为相等；a和n均为大于1的整数且a≤n，以最靠近预降温喷淋格栅管道的喷淋主管段为第1段。预降温喷淋格栅管道为管径均一的直管，将喷淋主管管径由中间向两侧逐渐缩小，实现喷淋主管内静压一致，按照该公式设置喷淋主管的管径变化，能实现喷氨主管内静压强一致、对近壁面特性流场区域进行单独喷汀且能对单支管控制区域内进行均匀喷淋，以利于实现装置内水与烟气的均匀混合，该结构消除了在各喷淋支管调节阀开度统一的情况下，喷淋主管起始端与末端支管流量差距大的现象，使得控制喷淋量控制与调整操作更为便利。

根据本发明的一些实施例，所述喷淋主管上连通有若干个喷淋支管，所述喷淋支管的管径由一侧向另一侧逐渐缩小，以实现喷淋支管内静压的一致。

根据本发明的一些实施例，所述二级循环槽一端与脱硫塔连通，另一端与出料槽连通，所述二级循环槽与出料槽连通的管道管径是所述二级循环槽与脱硫塔连通的管道管径的1.2～1.6倍，增大二级循环泵至给料槽管道，缩短吸收塔高浓度浆液向出料槽输送高浓度浆液的时间。改造后的出料期间，预降温喷淋水量需依据上述控制方程进行计算，经预降温区后的烟气温度t2＝60℃。

根据本发明的一些实施例，所述一级循环槽一端与液氨供应源连通，另一端与脱硫塔连通。

根据本发明的一些实施例，所述系统还包括事故喷淋管道，所述事故喷淋管道与三级循环槽连通，所述预降温喷淋管道位于事故喷淋管道之前，设置事故喷淋管道，保证氨法脱硫系统的稳定运行，保证了装置的安全性，将预降温喷淋管道设置在事故喷淋管道之前，使得两者的可控空间充分发挥，提高了装置的利用率。

本发明实施例一为：一种氨法脱硫系统，如图1所示，包括氨法脱硫装置，该装置具体包括脱硫塔和循环槽(由一级循环槽、二级循环槽和三级循环槽组成)，脱硫塔上部设有除雾器，下部设有吸收塔，吸收塔的入口区域设有预降温喷淋管道5，预降温喷淋管道一端与三级循环槽连通，另一端与吸收塔连通。预降温喷淋泵2设置在三级循环槽出口管道上，在预降温喷淋管道上设置流量计8与电动调节阀6，在电动调节阀前，设置一根回路管道至三级循环槽，在回路管道上设置预降温喷淋回水调节阀3。预降温喷淋泵的入口和出口上分别设置有预降温喷淋泵入口调节阀1和预降温喷淋泵出口调节阀4。预降温喷淋回水调节阀的自动控制逻辑，根据吸收塔内浆液密度的高低，调整预降温喷淋水量——高浓度下，多喷，低浓度下，少喷。同时达到灵活控制吸收塔浆液浓度浓缩与降低气溶胶的产生的目的。

预降温喷淋过程中的水量通过公式进行计算得出：

烟气降温水量蒸发量＝烟气降低的热量/蒸发单位质量水所需热量＝(标况湿烟气量×标况湿烟气密度×(入口烟气温度-出口烟气温度)×空气比热容+标况湿烟气量×烟气湿度/水的摩尔体积×水的摩尔质量×(入口烟气温度-出口烟气温度)×水的比热容)/((出口烟气温度-吸收塔补水温度)×水的比热容+水的汽化热)。

二级循环槽一端与脱硫塔连通，另一端与出料槽连通，增大二级循环槽至出料槽管道7的管径，缩短吸收塔高浓度浆液条件下，向给料槽输送高浓度浆液的时间。

一级循环槽一端与液氨供应源连通，另一端与脱硫塔连通。

系统还包括事故喷淋管道，事故喷淋管道与三级循环槽连通，预降温喷淋管道位于事故喷淋管道之前。

一、控制逻辑

吸收塔入口烟气温度与浆液含固量通过原有的在线监测仪表获得，预降温喷淋水量通过预降温喷淋管道调节阀与回水调节阀联合控制，并通过预降温喷淋管道上的流量计监测值对调节进行验证，直到流量计监测值与理论计算值一致。

二、管径设计

预降温喷淋管道5包括预降温喷淋格栅管道9、喷淋主管11和喷淋支管12，喷淋主管11与预降温格栅管道入口10连通；其喷淋主管管径从中间向两侧逐渐缩小，实现喷淋主管内静压的一致，预降温喷淋管道为管径均一的直管，预降温喷淋格栅管道结构如图2所示。喷淋主管的左右侧管径分别满足以下关系式：

r1/ra＝[n/(n-a+1)]^0.5

式中，所述r1为第1段喷淋主管的管径，所述ra为第a段喷淋主管的管径；n为喷淋主管一侧的总段数，本实施例中两侧的主管段数相等；以最靠近预降温喷淋管道的喷淋主管段为第1段。

喷淋支管上设有若干实心圆锥形喷嘴13，喷嘴的出水口朝向烟道壁面14中烟气流动的方向。

本发明实施例二为：一种氨法脱硫工艺，其采用实施例1中的系统进行脱硫，该工艺包括将烟气导入脱硫塔内通过氨法进行脱硫的步骤，其中，在脱硫塔中的吸收塔入口区域对烟气温度进行预降温喷淋操作，预降温喷淋过程中的水量通过公式进行计算得出：

烟气降温水量蒸发量＝烟气降低的热量/蒸发单位质量水所需热量＝(标况湿烟气量×标况湿烟气密度×(入口烟气温度-出口烟气温度)×空气比热容+标况湿烟气量×烟气湿度/水的摩尔体积×水的摩尔质量×(入口烟气温度-出口烟气温度)×水的比热容)/((出口烟气温度-吸收塔补水温度)×水的比热容+水的汽化热)。

理论蒸发水量与入口烟气对出口硫酸铵浓度的影响。改进后的工艺中理论蒸发水量与入口烟气对出口硫酸铵浓度影响效果验证过程如下：

一、理论蒸发水流量的影响

根据烟气与浆液间热量传递守恒定律，吸收塔浆液水的理论蒸发量公式：

q1＝v×(1-ε)×ρ烟气×(t1-t2)×α(2)

q2＝v×ε/22.4×18×(t3-t4)×β(3)

式中，m’为理论蒸发量，kg·h^-1；q1为干烟气放热量，kj·h^-1；q2为烟气水蒸气放热量，kj·h^-1；v为吸收塔入口烟气量，m³·h^-1；ε为入口烟气湿度；ρ烟气为烟气密度，kg·m^-3；t1为入口烟气温度，℃；t2为烟气洗涤降温区后的烟气温度，℃；α为烟气比热容；t3为吸收塔浆液温度，℃；t4为工艺水温度，℃；β为水的比热容，kj·(kg·k)^-1；δ为水的汽化潜热，kj·kg^-1。

某发电厂100％brl负荷时，v＝595894m3·h^-1(标况、湿态、实际氧)；ε＝8.2％；ρ烟气＝1.29kg·m^-3(标况、湿态、实际氧)；t1＝131℃；t2＝60℃；α＝1.0kj·(kg·k)^-1；t3＝51℃；t4＝20℃；β＝4.2kj·(kg·k)^-1；δ＝2258.77kj·kg^-1。在上述条件下，吸收塔浆液水的理论蒸发量为26069.6kg/h。

浆液不同含固量下，理论析出硫酸铵的浓度曲线如图3所示，理论析出硫酸铵浓度与浆液含固量间的关系为2次函数：y＝159145x²+11673x+2448。理论析出硫酸铵浓度由5％含固量下的2508mg·m^-3增长至55％含固量下的58248mg·m^-3，而这个过程中吸收塔浆液中析出的nh3浓度变化不大。结合图3推论出：在工业实践的实验工况条件下，吸收塔浆液蒸发导致硫酸铵析出是氨法脱硫工艺出口硫酸铵浓度的主导因素，而通过浆液中析出气态nh3反应生成的硫酸铵对出口硫酸铵浓度影响不大。由此表明，通过对入口处的烟气进行增湿降温，可以降低氨法脱硫工艺出口处的硫酸铵浓度，即降低气溶胶颗粒物的浓度。

二、入口烟气温度的影响

由吸收塔浆液水的理论蒸发量计算公式可以看出，喷淋浆液水分蒸发量与进、出口烟气温度关系密切。为对比论证浆液蒸发量对吸收塔出口硫酸铵浓度的影响，在锅炉冷态(锅炉燃烧器改造后，进行冷态风量标定实验期间)与热态，以及热态+事故喷淋3个运行条件下，进行对比实验，出口硫酸铵浓度如下表1所示：

表1出口硫酸铵浓度与入口烟气温度的关系

在冷态工况下，锅炉50％与80％brl负荷，出口硫酸铵颗粒浓度均很小。浆液含固量25％时，冷态工况约为热态工况下出口硫酸铵浓度的20％；浆液含固量45％时，冷态工况约为热态工况下出口硫酸铵浓度的5％。浆液含固量上升，占比下降的主要原因：一是热态工况下出口硫酸铵浓度增长较大；二是本发明实施例工艺对结构的优化能对随烟气带走的硫酸铵进行有效的去除。同时，在冷态、浆液含固量45％工况下，80％brl负荷出口硫酸铵浓度显著大于50％brl负荷是因为少数小粒径浆液被烟气流速携带所导致。

锅炉50％与80％brl负荷、浆液含固量25％条件下，热态+事故喷淋实验工况下出口硫酸铵浓度分别为热态工况下的43.15％与36.89％；锅炉50％与80％brl负荷、浆液含固量45％条件下，热态+事故喷淋实验工况下出口硫酸铵浓度分别为热态工况下的26.10％与21.87％，即随着浆液含固量的增加，事故喷淋对减少脱硫出口硫酸铵浓度的效果呈快速上升趋势。同时，随着锅炉负荷的增加，事故喷淋对减少脱硫出口硫酸铵浓度的效果呈缓慢上升趋势。

以上所述仅为本发明的实施例，并非因此限制本发明的专利范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等同变换，或直接或间接运用在相关的技术领域，均同理包括在本发明的专利保护范围内。