烟气-液相石膏法脱硫工艺研究与设计.docx

合 肥 学 院Hefei University2015-2016年第1学期化工工艺设计题 目：烟气-液相石膏法脱硫工艺研究与设计系 别：化学与材料工程系专 业：化学工程与工艺年 级：12化工（1）班姓名学号：刘振1203021024指导老师：孙 虹2016年1月16日设计任务书题目：烟气-液相石膏法脱硫工艺研究与设计原始数据： 1脱硫脱硝系统的处理烟气量：1106m3h-1，常压，2年工作日：天；3. 脱硫率为4. 烟气中的含量 5. 烟气中的其他气体的摩尔分数：, , ,6催化剂用量7吸收塔操作压力（绝压）8塔内反应温度以及烟气出口温度 9. 吸收方式：喷淋塔吸收主要任务：1.选定方法及流程；2.确定脱硫设备的工艺操作条件；3.完成烟气液相法脱硫工艺中基本的物料计算、热量衡算4.设备选型及确定主要设备的工艺尺寸；5.绘图：（1） 带控制点工艺流程图；（2） 脱硫技术工段平面布置图；（3） 主设备图。摘 要本文以烟气-液相石膏法为主要研究对象，进行工艺研究与设计。目的是根据电厂的实际情况，在目前的技术和经济条件下，设计出一整套FGD工艺方案，选择最优化的组合，使之不但能够减少初投资、节约用地、降低运行和维护费用，而且能保证FGD系统运行的安全性，提高FGD系统的可用率。这样既可以满足环保要求，也能够以最小的投入和消耗来保证电厂的安全运行和经济利益。关键字：烟气脱硫；SO2；FGD；石膏Flue gas - liquid gypsum desulphurization technology research and designABSTRACTBased on the gas - liquid plaster method as the main object of study, research and design process. Purpose is in accordance with the actual situation in power plant, in the present technical and economic conditions, to design a set of FGD process, choose the combination of optimization, make it not only can reduce the initial investment and economical use of land, to reduce the operation and maintenance costs, and can guarantee the security of FGD system, improve the availability of FGD system. Both to meet the requirements of environmental protection, can also with the minimum investment and consumption to ensure that the power plant safe operation and economic benefits.Key words: Flue gas desulfurization; SO2 ; FGD; gypsum目 录概述1一、反应原理1二、烟气-液相石膏法脱硫特点3第一章 烟气脱硫技术综述41.1烟气脱硫控制的意义41.2 烟气脱硫技术的概述与选择41.2.1按有无液相介入分类41.2.2按脱硫剂分类51.2.3常用的脱硫技术51.3烟气脱硫的前景61.4烟气脱硫的发展状况7第二章 物料衡算82.1计算依据82.2计算物料流程图82.3吸收塔物料衡算92.3.1吸收塔物料衡算图92.3.2进入吸收塔的物料计算102.3.3参加反应的原料计算112.3.4出吸收塔的烟气组分计算122.3.5吸收塔水平衡142.3.6吸收塔的物料衡算152.4反应釜物料衡算152.4.1进入反应釜物料计算152.4.2出石灰石块箱物料计算162.4.3反应釜水平衡计算172.4.4反应釜物料衡算182.5水力旋流器物料横算182.6真空皮带脱水机物料衡算19第三章 热量衡算203.1喷淋塔热量计算20第四章 设备计算244.1 吸收塔244.1.1塔设备选型244.1.2设计条件244.1.3喷淋塔塔径计算254.1.4喷淋塔浆液循环量计算254.1.5喷淋区域高度和喷淋层数254.1.6喷淋塔浆池体积计算254.1.7塔持液部分内径确定264.1.8进料烟气吸收塔的结构设计计算274.1.9吸收塔喷嘴的设计284.1.10吸收塔材料的选择284.1.11进料浆液管道和配套阀门的设计选择294.1.12吸收塔人孔的选择294.1.13容器法兰的选择294.2除雾器的选型294.2.1 除雾器喷嘴304.2.2除雾器叶片间距304.2.3除雾器冲洗周期设定304.2.4除雾器冲洗水压304.2.5除雾器冲洗水量314.2.6冲洗频率314.2.7冲洗覆盖率314.3空气鼓风机的设备计算和选型324.4循环泵的设计和选型334.4.1循环液流量的计算334.4.2泵的选择334.5石灰石块反应器尺寸计算和选型334.5.1石灰石块箱选型334.5.2反应釜尺寸计算344.5.3 反应釜厚度计算344.6石膏脱水系统设备选型354.6.1水力旋流器选型354.6.2真空皮带脱水机选型364.6.3 真空泵设计36参考文献37致 谢38概述一、反应原理石灰石经过破碎、研磨、制成浆液后输送到吸收塔。吸收塔内浆液经循环泵送到喷淋装置喷淋。烟气从烟道引出后经增压风机增压，进入GGH烟气加热器冷却后进入吸收塔。烟气在吸收塔中与喷淋的石灰石浆液接触，除掉烟气中的SO2，洁净烟气从吸收塔排出后经GGH烟气加热器加热后排入烟道。吸收塔内吸收SO2后生成的亚硫酸钙，经氧化处理生成硫酸钙，从吸收塔内排出的硫酸钙经旋流分离（浓缩）、真空脱水后回收利用。强制氧化系统的化学过程描述如下：（1）吸收反应气相SO2被液相吸收的反应：SO2经扩散作用从气相溶入液相中与水生成亚硫酸H2SO3亚硫酸迅速离解成亚硫酸氢根离子HSO3-和氢离子H+，当pH值较高时，HSO3-二级电离才会生成较高浓度的SO32-，要使SO2吸收不断进行下去，必须中和电离产生的H+，即降低吸收剂的酸度，碱性吸收剂的作用就是中和氢离子H+当吸收液中的吸收剂反应完后，如果不添加新的吸收剂或添加量不足，吸收液的酸度迅速提高，pH值迅速下降，当SO2溶解达到饱和后，SO2的吸收就告停止，脱硫效率迅速下降。烟气与喷嘴喷出的循环浆液在吸收塔内有效接触,循环浆液吸收大部分SO2，反应如下：SO2H2OH2SO3（溶解）H2SO3HHSO3-（电离）吸收反应的机理：吸收反应是传质和吸收的的过程，水吸收SO2属于中等溶解度的气体组份的吸收，根据双膜理论，传质速率受气相传质阻力和液相传质阻力的控制。吸收速率吸收推动力/吸收系数（传质阻力为吸收系数的倒数）强化吸收反应的措施：a) 提高SO2在气相中的分压力（浓度），提高气相传质动力。b) 采用逆流传质，增加吸收区平均传质动力。c) 增加气相与液相的流速，高的Re数改变了气膜和液膜的界面，从而引起强烈的传质。d) 提高pH值，减少电离的逆向过程，增加液相吸收推动力。e) 保持均匀的流场分布和喷淋密度，提高气液接触的有效性。（2）氧化反应氧化反应：亚硫酸的氧化，SO32和HSO3都是较强的还原剂，在痕量过渡金属离子（如锰离子Mn2+）的催化作用下，液相中的溶解氧将它们氧化成SO42。反应的氧气来源于烟气中的过剩空气和喷入浆液池的氧化空气，烟气中洗脱的飞灰和石灰石的杂质提供了起催化作用的金属离子。一部分HSO3-在吸收塔喷淋区被烟气中的氧所氧化，其它的HSO3-在反应池中被氧化空气完全氧化。反应如下：HSO3-1/2O2HSO4-HSO4-HSO42-氧化反应的机理：氧化反应的机理基本同吸收反应，不同的是氧化反应是液相连续，气相离散。水吸收O2属于难溶解度的气体组份的吸收，根据双膜理论，传质速率受液膜传质阻力的控制。强化氧化反应的措施：a)降低PH值，增加氧气的溶解度b)增加氧化空气的过量系数，增加氧浓度c)改善氧气的分布均匀性，减小气泡平均粒径，增加气液接触面积。（3）中和反应吸收剂浆液被引入吸收塔内中和氢离子，使吸收液保持一定的pH值。中和后的浆液在吸收塔内再循环。中和反应如下：Ca2CO322HSO42H2OCaSO42H2OCO22HCO32H2OCO2中和反应的机理：中和反应伴随着石灰石的溶解和中和反应及结晶，由于石灰石较为难溶，因此本环节的关键是，如何增加石灰石的溶解度，反应生成的石膏如何尽快结晶，以降低石膏过饱和度。中和反应本身并不困难。强化中和反应的措施：a)提高石灰石的活性，选用纯度高的石灰石，减少杂质。c)降低PH值，增加石灰石溶解度，提高石灰石的利用率。d)增加石灰石在浆池中的停留时间。f)提高氧气在浆液中的溶解度，排挤溶解在液相中的CO2，强化中和反应。二、烟气-液相石膏法脱硫特点（1）脱硫效率高。烟气-液相石膏法脱硫工艺脱硫率高达95%以上，脱硫后的烟气不但二氧化硫浓度很低，而且烟气含尘量也大大减少。大机组采用湿法脱硫工艺，二氧化硫脱除量大，有利于地区和电厂实行总量控制。（2）技术成熟，运行可靠性好。由于其发展历史长，技术成熟，运行经验多，特别是新建的大机组采用湿法脱硫工艺，使用寿命长，可取得良好的投资效益。 (3)对煤种变化的适应性强。该工艺适用于任何含硫量的煤种的烟气脱硫，无论是含硫量大于3%的高硫煤，还是含硫量低于1%的低硫煤，烟气-液相石膏法脱硫工艺都能适应。第一章 烟气脱硫技术综述1.1烟气脱硫控制的意义 硫污染问题最早是发达国家面临的突出问题。但随着我国的工业迅速发展，尤其是利用煤炭进行火力发电的工业中，硫污染越发严重。1998年全国火电装机容量为20988万千瓦，占总装机容量的75.7%。二氧化硫排放约为780万吨，占全国二氧化硫排放量的37.3%,2000年达40%，2010年将达到60%。预计2020年排放量将达3500万吨。95年统计，由于酸雨和二氧化硫污染造成农作物、森林和人体健康等方面的经济损失约为1100多亿元，已接近当年国民生产总值的2%，成为制约我国经济和社会发展的重要因素。因此对于减少硫排放就显得越发重要同时也有利于保护环境。目前国内外应用最广泛的方法是烟气脱硫！1.2 烟气脱硫技术的概述与选择1.2.1按有无液相介入分类 在电力界尤其是脱硫界以有无液相介入来进行分类图1.1 常用脱硫方法特点比较湿法是利用碱性溶液为脱硫剂，应用吸收原理在气、液、固三相中进行脱硫的方法，脱硫产物和残液混合在一起，为稀糊状的流体。湿法脱硫的操作温度在4455。1.2.2按脱硫剂分类目前开发的多种烟气脱硫技术，尽管设备构造和工艺流程各不相同，但基本原理都是以碱性物质作SO2的吸收剂。图1.2 胺脱硫剂分类1.2.3常用的脱硫技术近年来，世界各发达国家在烟气脱硫(FGD)方面均取得了很大的进展，美国、德国、日本等发达工业国家计划在2000年前完成200 610 MW的FGD处理容量。目前国际上已实现工业应用的燃煤电厂烟气脱硫技术主要有：(1)湿法脱硫技术，占85%左右，其中石灰-石膏法约占36.7%，其它湿法脱硫技术约占48.3%；(2)喷雾干燥脱硫技术，约占8.4%；(3)吸收剂再生脱硫法，约占3.4%；(4)炉内喷射吸收剂/增温活化脱硫法，约占1.9%；(5)海水脱硫技术；(6)电子束脱硫技术；(7)脉冲等离子体脱硫技术；(8)烟气循环流化床脱硫技术等。以湿法脱硫为主的国家有：日本(约占98%)、美国(约占92%)和德国(约占90%)等。采用石灰石-石膏湿法脱硫的优点：技术成熟可靠，脱硫效率高达95%以上，有利于地区和电厂实行总量控制；单塔处理烟气量大，SO2脱除量大；适用于任何含硫量的煤种的烟气脱硫；物质传递能力的增强，可一定程度地降低了系统的成本，标准设计烟气流速达到4.0m/s；对锅炉负荷变化的适应性强（30%100%BMCR）；设备布置紧凑减少了场地需求；处理后的烟气含尘量大大减少；吸收剂(石灰石)资源丰富，价廉易得；脱硫副产物（石膏）便于综合利用，经济效益显著11。石灰石-石膏法烟气脱硫技术已经有几十年的发展历史,技术成熟可靠,适用范围广泛,据有关资料介绍,该工艺市场占有率已经达到85%以上。由于反应原理大同小异，本培训教材总结了一些通用的规律和设计准则，基本适用于目前市场上常用的各种石灰石-石膏法烟气脱硫技术，包括喷淋塔、鼓泡塔、液柱塔等。1.3烟气脱硫的前景国家对SO2的治理要求法律的要求：1995年修订的中华人民共和国大气污染防治法提出：在“两区”内的火电厂新建或已建项目不能采用低硫煤的，必须建设配套脱硫、除尘装置。国家污染物排放标准的要求：火电厂大气污染物排放标准(GB13223-1996)，对1997年1月1日起新、扩、改建火电厂，在实行全厂排放总量控制的基础上，增加了烟囱二氧化硫排放浓度限制。国务院对“两控区”内火电厂二氧化硫控制的要求：国务院关于酸雨控制区和二氧化硫污染控制区有关问题的批复(国函19985号)，即要求“两控区”的火电厂做到：到2000年底达标排放。新建、改造燃煤含硫量大于1%的电厂，必须建设脱硫设施；现有燃煤含硫量大于1%的电厂，在2010年前分期分批建成脱硫设施或采取其它具有相应效果的减排二氧化硫措施。随着国家有关控制SO2排放的行政法令政策与标准日趋严格且逐步完善，加大行政政策指导作用，带动政府、企业及生产工业联合行动 12。根据火电厂烟气脱硫关键技术与设备国产化规划要点、关于加快火电厂烟气脱硫产业化发展的若干意见，燃用含硫量=2%或大容量机组(=200MW)电厂建设脱硫装置时必须配备烟气脱硫系统。2004年全国燃煤机组装机容量为3.05亿千瓦，烟气脱硫机组容量为0.27亿千瓦，投资按700元/KW计算，需安装脱硫装置的火电机组保守地按2.5亿KW计算，总投资 =700x2.5=1750亿元。由此可见，电厂烟气脱硫技术在国内有着广泛的应用前景。1.4烟气脱硫的发展状况20世纪中后期，主要的工业发达国家颁布了防治大气污染的法规和标准，大大推动了烟气脱硫技术的发展。当今世界，无论烟气脱硫（Flue Gas Desulfurization，简称FGD）装置发展的速度、数量和容量，还是技术装备的水平，日本美国和德国均属于世界领先地位。迄今日本拥有FGD装备1800余套，总容量超过50000MW，其中石灰石湿法占95%以上；美国的烟气脱硫从20世纪70年代中期开始进入一个持续的快速发展时期，目前美国的FGD装机容量已超过150000MW，其中石灰石湿法占92%以上；欧洲的FGD技术以德国发展最为迅速，50MW以上的燃煤锅炉全部安装了FGD装置，德国90%以上的FGD装置采用石灰石-石膏法4。中国有50多家脱硫公司先后引进了德国、美国、日本等国的烟气脱硫技术装备，绝大部分是FGD石灰石-石膏法。国内已经实施和正在实施的大型火电发电机的烟气脱硫几乎都采用了国外的核心工艺包技术。第二章 物料衡算2.1计算依据1脱硫脱硝系统的处理烟气量：1106m3h-1，常压，2年工作日:天；3. 脱硫率为4. 烟气中的含量 5. 烟气中的其他气体的摩尔分数：, , ,6催化剂用量：7吸收塔操作压力：（绝压）8塔内反应温度以及烟气出口温度： 9. 吸收方式：喷淋塔吸收2.2计算物料流程图图2.1 物料点计算流程图图2.2 工艺流程图2.3吸收塔物料衡算2.3.1吸收塔物料衡算图H2O+催化剂乳化液入口烟气（SO2，NO，NO2，惰性气体）O2H2SO4、水、催化剂的混合液排出的烟气（SO2，NO，NO2，02，H2O,CO2等杂质气体）图2.3 吸收塔物料衡算图2.3.2进入吸收塔的物料计算进入吸收塔的总的烟气量q1,v,总烟气=1000000m3h-1则q1，n，,总烟气=200000022.4=44642.85714kmolh-1烟气中的SO2含量1500mgNm-3q1，n，SO2=1500mgNm-3q1,v,总烟气MSO2=1.510-3kgNm-31000000Nm3h-164kgkmol-1=23.4375kmolh-1 q1，n，N2=q1,n,总烟气X1，N2=44642.85714kmolh-170.67%=31549.10714kmolh-1q1，n，O2=q1,n,总烟气X1，O2=44642.85714kmolh-19.65%=4308.035714kmolh-1q1，n，CO2=q1,n,总烟气X1，CO2=44642.85714kmolh-111.4%=5089.285714kmolh-1q1，n，H2O=q1,n,总烟气X1，H2O=44642.85714kmolh-18.2275%=3672.991071kmolh-1表2.1 进入吸收塔的烟气含量表SO2N2CO2O2H2O总计流量kmol/h23.437531549.10715089.28574308.03573672.991144642.8571摩尔分数%0.052570.6711.409.658.2275100烟气的相对分子质量M2，烟气=MSO2X1，SO2+MN2X1，N2+MCO2X1，CO2+MO2X1，O2+MH2OX1，H2O=640.000525+280.7067+440.1140+320.0965+180.082275kgkmol-1=29.40615kgkmol-1通入烟气的质量q2，m，总烟气=q2，n，总烟气M2，烟气=44642.85714kmolh-129.40615kgkmol-1=1312774.554kgh-12.3.3参加反应的原料计算q2，n，SO2=q1，n，SO2=23.4375kmolh-1 脱硫率为99%吸收塔吸收的SO2量为q吸收，n，SO2=q2，n，SO299%=23.4375kmolh-199%=23.203125 kmolh-1发生的总反应方程式为2SO2+O2+2H2OH2SO4由方程式得q消耗，n，O2=q吸收，n，SO20.5=11.6016kmolh-1强制氧化鼓风机理论需要鼓入的空气的量为q2，n，理论鼓入空气=q消耗，n，O25=11.6016kmolh-15=58.0078kmolh-1实际需要鼓入的空气应该过量20%q2，n，实际鼓入空气=q2，n，理论鼓入空气120%=69.6094kmolh-1鼓入的空气的质量q2，m，实际鼓入空气=q2，n，实际鼓入空气M空气=69.609375kmolh-129kgkmol-1=2018.671875kgh-1生成硫酸的量为qH2SO4=q吸收，n，SO2=23.2031 kmolh-12.3.4出吸收塔的烟气组分计算塔内反应温度为60，操作气体总压力P总=115KPa在该反应温度下饱和水蒸气的蒸汽压为P饱和水蒸气=19.92KPa水蒸气饱和率为=P饱和水蒸气P总100%=19.92KPa115KPa100%=17.32%出塔烟气中SO2摩尔含量q3，n，SO2=q2，n，SO21-99%=23.4375kmolh-11%=0.2344kmolh-1加入的空气多余量全部随烟气一起排出入塔烟气中的 的量基本不变比较上述数据可以知道，加入的多余空气相对于进口的烟气量很少，因此可以忽略不计。由于烟气量很大，势必会带出很大部分的水蒸气带出的水蒸气的摩尔量为表2.2 出吸收塔的气体组分含量气体SO2N2H2OCO2O2总计流量kmol/h0.234431549.10718590.79775089.28574308.035749537.4606摩尔分数%063.6917.3410.278.7100出塔的烟气的相对分子质量M3，出烟气=MSO2X3，SO2+MN2X3，N2+MCO2X3，CO2+MO2X3，O2+MH2OX3，H2O=(640+280.6369+440.1027+320.087+180.1734) kgkmol-1=28.26 kgkmol-1出塔的烟气质量q3，m，出烟气=q3，n，出烟气M3，出烟气=49537.4606kmolh-128.26 kgkmol-1=1399810.072kgh-1生成硫酸设浓度达到10%排出q3，m，H2SO4溶液=q2，n，H2SO4M(H2SO4)10%=q吸收，n，SO29810%=23.2031 kmolh-1980.1=22739.038kgh-12.3.5吸收塔水平衡加入工艺水水烟气带出水蒸气蒸发的水反应消耗的水烟气带入水硫酸溶液含水图2.4 吸收塔水平衡流程水的物料平衡式：设计工艺水量为218812kg/h反应消耗的水烟气带出的水随盐液排出的水：设硫酸浓度10% kg/h加入的工艺水的量为q1，m，工艺水=q3，m，盐液中的水+q3，m，H2O+q2，m，反应消耗的水-q1，m，H2O=20465.1563kgh-1+154634.3579kgh-1+417.65625kgh-1-q1，n，H2OMH2O=175517.1705kgh-1-3672.9911 kmolh-118 kgkmol-1=109403.3311kgh-1故工艺水控制在109403.3311kgh-1可实现吸收塔内水平衡。2.3.6吸收塔的物料衡算表2.3 吸收塔内物料数据kgh-1入塔烟气鼓入空气工艺水量出塔烟气空气消耗多余空气反应水出塔硫酸1312774.5542018.6719109403.33111399810.072336.44531682.2266417.656322739.0625左边=入塔烟气量+ 鼓入空气量+ 工艺水量=1424196.557 kgh-1右边=出塔烟气量+ 多余空气量+ 出塔硫酸溶液量=1424231.361 kgh-1计算误差为=左边-右边左边100%=1424196.557-1424231.361 1424196.557100%=0.00244%误差很小，故吸收塔物料守恒。2.4反应釜物料衡算2.4.1进入反应釜物料计算进入反应釜物料计算箱内反应温度为96，操作气体总压P总=115kPa在该反应温度下饱和水蒸气的蒸汽压为水蒸气饱和率为进入石灰石箱的硫酸量为qH2SO4=q吸收，n，SO2=23.203125 kmolh-12.4.2出石灰石块箱物料计算生成的硫酸再与石灰石块反应，生成硫酸钙。Ca2CO322HSO42H2OCaSO42H2OCO2需要的碳酸钙的摩尔量为需要的水量为反应釜生成的石膏摩尔量为生成的总的石膏浆液量（石膏浆液固含量达到20%由石膏浆液泵排出）生成二氧化碳的摩尔量为生成的二氧化碳随即排放到空气中2.4.3反应釜水平衡计算排出石膏含 水CO2带出水蒸气蒸发的水反应消耗的水酸液带入水图2.5反应釜水平衡计算流程硫酸溶液所含水q1，m，硫酸溶液中的水=q3，m，硫酸溶液中的水=q2，m，H2SO4溶液1-10%=22739.0625 kgh-190%=20465.15625 kgh-1反应消耗水q2，m，反应消耗的水=q2，n，CaCO3MH2O=23.203125kmolh-118kgkmol-1=417.65625 kgh-1石膏浆液所含水q3，m，石膏浆液含水=q2，m，石膏浆液80%=15963.75kgh-1随二氧化碳带出水蒸气箱内反应温度为，操作气体总压为 在该反应温度下饱和水蒸气的蒸汽压为水蒸气饱和率为误差允许范围。认为石灰石块箱内水平衡2.4.4反应釜物料衡算表2.4 反应釜内物料数据kg/hCO2量CO2带出水蒸气量石膏浆液量石灰石块量反应水入箱硫酸溶液量2041.8757719.33322239909.3754640.625835.312545478.13误差属于允许范围。认为石灰石块箱物料守恒。2.5水力旋流器物料横算一级脱水石膏产量的计算设定一级石膏浆液含水40%，取水流旋流器分离率92%经水力旋流器后石膏浆液量q2，m，一级石膏浆液=q2，n，CaSO42H2OM(CaSO42H2O)92%1-40%=6119.4375kgh-1水力旋流器脱水量q2，m，一级脱水量=q3，m，石膏浆液量92%-q2，m，一级石膏量=12238.875kgh-1为分离石膏浆液q2，m，未分离石膏浆液=q3，m，石膏浆液量1-92%=1596.375kgh-12.6真空皮带脱水机物料衡算二级级脱水石膏产量的计算取二级石膏浆液含水10%q2，m，二级石膏浆液=q2，n，CaSO42H2OMCaSO42H2O92%1-10%=4079.625kgh-1q2，m，二级脱水量=q2，m，一级石膏浆液-q2，m，二级石膏浆液=2039.8125kgh-1第三章 热量衡算3.1喷淋塔热量计算吸收塔反应热进口烟气出口烟气硫酸溶液氧化空气工艺水图3.1 喷淋塔平面设计图入塔烟气的温度 出塔烟气的温度 硫酸溶液的出口温度 鼓入的空气的温度 常温（）加入的工艺水 常温（）（1） 热气体带入热量 查，常压P=101.325KPa时的各组分比热容如表3.1：表3.1N2O2H2OCO2SO2气体含量0.70670.09650.0822750.1140.000525摩尔流量kmol/h31549.10714308.03573672.99115089.285723.4375各组分在130Cp31.34829.50839.91321.31282.760设一个温度基准：0，0.1MPa进口烟气焓H1=qCpt=31549.107131.48+&4308.0357&29.508+3672.9911&39.913+5089.285721.312+&23.437582.760130=178506323.6kJh-1烟气（除蒸发水）带出总焓H2查 t2=60 ，常压P=101.325KPa时的各组分比热容：表3.2流量kmol/h0.23437531549.10718590.797665089.2857144308.03571摩尔分数%0.000563.6917.3410.278.760Cp38.429.133.536529.33计算得出口烟气带出热量H2=qCpt=0.23437538.4+&31549.107129.1+&8590.79766&33.5+5089.285714&36.5+4308.0357129.3360=91079601.33 kJh-1H=91079601.33 kJh-1-178506323.6kJh-1=-87426722.23kJh-1（2） 空气带入焓 已知：25空气比热容（3） 塔内反应热 塔内发生如下总反应：因25物料物性已知，设发生如下图所示过程：图3.2 焓变一 已知： 130二氧化硫的比热容为 25二氧化硫的比热容为 b. 焓变二 已知：（fH298）H2O=-241.8 kJmol-1（fH298）O2=0 kJmol-1（fH298）H2SO4=-4174.8 kJmol-1rHm=fHm,，H2SO4-fHm，H2O-fHm，SO2-0.5fHm，O2=-4174.8+241.8+296.83-0kJmol-1=-3636200kJmol-1H2=-3636200kJmol-123.203125kmolh-1=-84371203.13kJh-1焓变三 H3已知： 60浓度10%硫酸的比热容227.8KJ/(molK) 25浓度10%硫酸的比热容110 KJ/(molK) H3=q3，m，H2SO4227.8-1102（60-25）kJkg-1=22739.0625227.8-1102（60-25）kJh-1=46876577.34kJh-1rHSO2=H1+H2+H3=（-103684.0342 -84371203.13 +46876577.34）kJh-1=-37598309.82kJh-1工艺水带入焓H工艺水已知：25，常压水的比热容4.18 KJ/(molK)H工艺水=q1，m，工艺水Cpt=（109403.33114.1825）kJh-1=11432648.1kJh-1（5）硫酸溶液带出焓H硫酸溶液H硫酸溶液=q3，m，H2SO4溶液227.860 kJ/kg=22739.0625227.860kJ/h=310797506.3kJ/h（7）喷淋塔热量衡算总的放热量查得水的汽化热为蒸发的水的量为与前物料衡算求出来的蒸发水的量进行误差分析，误差为：物料衡算结果误差较小，结果成立。第四章 设备计算4.1 吸收塔4.1.1 塔设备选型喷淋塔空塔4.1.2 设计条件1) 表4.1 烟气条件进口出口温度SO2浓度 ppm压强(kPa)(绝压)130150060151152) SO2脱硫率：3) 通过吸收塔的烟气流速：4.5m/s ( 烟气上升段) 14.0m./s（烟气下降段）4) 体积液气比L/G：1.55) 浆池停留时间浆液循环时间：2.5 min排浆时间： 15h浆池停留时间基于KHI公司经验值，该时间可以确保浆池内充分的石膏产品和晶体成长。4.1.3 喷淋塔塔径计算按标准塔径圆整后取直径8m.4.1.4 喷淋塔浆液循环量计算根据吸收塔出口烟气量和液气比，浆液循环量计算如下所示：4.1.5 喷淋区域高度和喷淋层数喷淋层数目：5层；喷淋层一层至五层间距：2.0 m4 层8.0 m4.1.6 喷淋塔浆池体积计算a. 浆液循环量：吸收系统的液气比（体积）为循环液的密度为排出的盐液的体积为持液体积为持液的停留时间为该时间内的持液体积因此，取4.1.7 塔持液部分内径确定持液体积持液的密度取圆周率取持液高度取1.52m废气在塔内的上升速度为：废气与催化剂的有效接触时间为：塔的有效高度：取持液段的内径等于整个塔的内径4.1.8 进料烟气吸收塔的结构设计计算进料烟气吸收塔吸收区的高度:吸收区高度参数表高度单位范围设计取值吸收塔入口宽度（直径的百分比）%60-90入口烟道到第一层喷淋层距离m2-3.535喷淋层间距m1.2-22最顶层喷淋层到除雾器的距离m1.2-22除雾器高度m2-33除雾器到吸收塔出口的高度m0.5-11吸收塔出口宽度（直径的百分比）%60-100浆液池正常操作液面到液面高度最m0.5-114.1.9 吸收塔喷嘴的设计在满足吸收二氧化硫所需表面积的同时，应该尽量把喷淋造成的压力损失降低到最小，喷嘴是净化装置的最关键部分，必须满足以下条件：（1） 能产生实心锥体形状，喷射区为圆形，喷射角度为60-120；（2） 喷嘴内液体流道大而畅通，具有防止堵塞的功能；（3） 采用特殊的合金材料制作，具有良好的防腐性能和耐磨性能；（4） 喷嘴体积小，安装清洗方便；（5） 喷雾液滴大小均匀，比表面积大而又不容易引起带水；雾化喷嘴的功能是将有机催化剂和水的混合乳浆液转化为能够提供足够接触面积的雾化小液滴以有效脱除烟气中二氧化硫和氮氧化物。湿法脱硫脱硝采用的喷嘴一般为离心压力雾化喷嘴，可粗略分为旋转型和离心型。常用的有空心锥切线型、实心锥切线型、双空心锥切线型、实心锥型、螺旋型等5种。喷嘴布置分成2-6层，一般情况下为4层；层数的安排可以根据脱硫效率的具体要求来增减。底负荷时可以停止使用某一层，层间距0.8-2米，离心式喷嘴1.7米。实际上从浆液池液面到除雾器，整个高度都在进行吸收反应。因而实际吸收区高度要比h高6-8米。本方案采用5层喷嘴，层间距为2米。每台吸收塔再循环泵均对应一个喷淋层，喷淋层上安装空心锥喷嘴，其作用是将有机催化剂和水的混合浆液雾化。浆液由吸收塔再循环泵输送到喷嘴，喷入烟气中。喷淋系统能使浆液在吸收塔内均匀分布，流经每个喷淋层的流量相等。一个喷淋层由带连接支管的母管制浆液分布管道和喷嘴组成，喷淋组件及喷嘴的布置成均匀覆盖吸收塔的横截面，并达到要求的喷淋浆液覆盖率，使吸收浆液与烟气充分接触，从而保证在适当的液/气比（L/G）下可靠地实现至少99%的脱硫效率，且在吸收塔的内表面不产生结垢。喷嘴系统管道采用FRP玻璃钢，喷嘴采用SIC,是一种脆性材料，但是特别耐磨，而且抗化学腐蚀，可以长期运行而无腐蚀、无磨损、无石膏结垢以及堵塞等问题。4.1.10 吸收塔材料的选择因为脱硫塔承受压力不大，而且16MnR钢材综合力学性能、焊接性能以及低温韧性、冷冲压以及切削性能比较好，低温冲击韧性也比较优越，价格低廉，应用比较广泛。故塔壁面由16MnR钢材制造，为了节约材料和防止腐蚀，内衬橡胶板防腐层，其烟气入口部分内衬玻璃鳞片加耐酸瓷砖。4.1.11 进料浆液管道和配套阀门的设计选择设计时应该充分考虑到浆液对管道系统的腐蚀与磨损，一般应该选用衬胶管道或者玻璃钢管道。管道内介质流速的选择既要，考虑到应该避免浆液结垢，同时又要考虑到管道的磨损和屹立损失减少到最小。而且浆液管道上的阀门应该选用蝶阀，尽量少采用调节阀门。阀门的流通直径与管道一致。4.1.12 吸收塔人孔的选择塔设备内径大于2500mm，封头和筒体都应该开设人孔，室外露天设备，考虑清洗，检修方便，一般选用公称直径450mm或者500mm的人孔；常压大型设备，贮槽则选用公称直径为500mm或者600mm的人孔。综上所述，本设计方案中的吸收塔应该选用公称直径为500mm的人孔。4.1.13 容器法兰的选择容器的上端开口采用法兰连接，根据压力容器法兰的参数适于采用甲型平焊法兰。因为设计压力不高，采用光滑密封面。石棉橡胶垫片可以满足设计压力和设计温度的要求，价格低，故选用石棉橡胶垫片。法兰材质选用如用Q235-B根据升温减压须取PN1.0，这时在200摄氏度时的允许工作压力0.66 MPa，法兰厚度60mm。根据法兰材质用16Mn，则公称压力为PN0.6的即正好满足设计压力，法兰厚度44mm。考虑到16Mn具有良好的可焊性，又节约材料，所以对法兰选择PN0.6，DN900mm的甲型平焊法兰，材质16Mn。DN=900mm,D=1030mm,D1=990mm,D2=955mm,&=44mm,d=23mm,32个M20螺栓。双头螺栓材质Q235-A，螺帽材质A235-A。筒体和封头厚8 mm，外壁与法兰内孔间隙取2 mm，所以法兰内孔直径为920 mm。此法兰的标记为： 法兰-PI900 -0.60 JB47014.2除雾器的选型吸收塔均应装备除雾器，在正常运行状态下除雾器出口烟气中的雾滴浓度应该不大于75mg/m3 。除雾器一般设置在吸收塔顶部（低流速烟气垂直布置）或出口烟道（高流速烟气水平布置),通常为二级除雾器。除雾器设置冲洗水，间歇冲洗冲洗除雾器。湿法烟气脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋流板除雾器。本设计选择平板式折流板除雾器。折流板除雾器 折流板除雾器是利用液滴与某种固体表面相撞击而将液滴凝聚并捕集的，气体通过曲折的挡板，流线多次偏转，液滴则由于惯性而撞击在挡板被捕集下来。通常，折流板除雾器中两板之间的距离为3050mm，对于垂直安置，气体平均流速为23m/s；对于水平放置，气体流速一般为610m/s。气体流速过高会引起二次夹带。根据本实验烟气流速，选择水平放置除雾器。喷淋塔除雾区分成两段，每层喷淋塔除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层（33.5）m，距离最上层冲洗喷嘴（3.432）m。4.2.1 除雾器喷嘴选择装有固定阀片的喷嘴，喷射出的水雾均匀、成实心锥形、液滴比较大。一般冲洗喷嘴喷射角设计为90120，喷射实心圆锥，能够保证叶片全部被覆盖选择120的喷嘴。4.2.2除雾器叶片间距除雾器叶片间距的选取对保证除雾效率 ,维持除雾系统稳定运行至关重要。叶片间距大 ,除雾效率低 ,烟气带水严重 ,易造成风机故障 ,导致整个系统非正常停运。叶片间距选取过小,除加大能耗外 ,冲洗的效果也有所下降 ,叶片上易结垢、堵塞 ,最终也会造成系统停运。叶片间距一般设计在 2095mm。目前脱硫系统中最常用的除雾器叶片间距大多在3050mm。本设计设定为45mm。4.2.3除雾器冲洗周期设定由于除雾器冲洗期间会导致烟气带水量增大（一般为冲洗时间的3.5倍）。所以冲洗不宜过于频繁，但也不能间隔太长，否则易产生结垢现象，除雾器冲洗周期一般以不超过2h为宜，设定为1.5h。4.2.4除雾器冲洗水压冲洗水压低时,冲洗效果差,冲洗水压过高则易增加烟气带水,同时降低叶片使用寿命。喷嘴与除雾器之间距离一般小于1m ,设定为0.5m。4.2.5除雾器冲洗水量选择除雾器冲水量除了需满足除雾器自身的要求外，还需考虑系统水平衡的要求,有些条件下需采用大水量短时间冲洗,有时则采用小水量长时间冲洗,具体冲水量需由工况条件确定,一般情况下除雾器断面上瞬时冲洗耗水量约为，设定为。4.2.6冲洗频率为避免除雾器表面结构或堵塞，在除雾器上增设冲洗水。冲洗水量过大会使除雾器板面中充满水沫，造成烟气夹带水量增多。本设计选用水平除雾器，考虑段方面因素，冲洗水流量做以下设计：第一级迎风面1.0L/s.m2，第一级背面和第二级迎风面为0.7L/s.m2.冲洗的目的是在结垢或堵塞发生前冲去或稀释粘附在除雾器板面上未带走的浆液。考虑除雾器的清洁和避免影响FGD系统水平衡除雾器冲洗周期做以下设计：第一级除雾器正面30min冲洗一次，每次持续冲洗时间为4560s，而其背面60min冲洗一次，持续时间60s；第二级正面每小时冲洗一次，每次冲洗时间50s，背面不进行冲洗。4.2.7冲洗覆盖率冲洗覆盖率是指冲洗水对除雾器断面的覆盖程度。 冲洗覆盖率式中 n 为喷嘴数量，100个;为喷射扩散角，120 A 为除雾器有效通流面积 , h 为冲洗喷嘴距除雾器表面的垂直距离,0.05m冲洗覆盖率一般可以选在100 %300 %之间。 所以冲洗覆盖率，符合适用范围。本设计中设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。距离最上层冲洗喷嘴3.5m。4.3空气鼓风机的设备计算和选型由于输送清洁空气，可选用一般类型的通风机。至于具体型号，则需要根据操作条件下的