石灰石_石膏湿式法烟气脱硫课程设计分析解析

1、目录第一章 绪论 11.1 设计背景及意义 11.2 国内外研究现状 11.2.1 国内研究现状 11.2.2 国外烟气脱硫发展状况 21.3 课程设计任务及采用技术 31.3.1 设计任务与目的 31.3.2 脱硫技术简介 3第二章 脱硫工艺 42.1 湿式石灰石石膏脱硫工艺介绍 42.1.1 烟气脱硫原理 42.1.2 空塔喷淋脱硫工艺 62.1.3 脱硫设备说明 62.2 物料衡算 62.2.1 二氧化硫产生量 62.2.2 脱硫量 102.2.3 吸收塔的硫平衡 102.2.4 系统总钙平衡 102.2.5 副产物和脱硫渣量产生量 102.2.6 系统的水平衡 11第三章 工程内容 1

2、13.1 主要内容 113.1.1 烟气系统 113.1.1.1 界面设计 113.1.1.2 实际氧化空气的计算 113.1.1.3 增压风机的设计 133.1.2 SO2 吸收系统（喷淋吸收空塔主要工艺设计参数） 133.1.2.1 烟气流速 133.1.2.2 喷淋塔吸收区高度（ h1）133.1.2.3 喷淋塔除雾区高度（ h2）153.1.2.4 喷淋塔浆液池高度设计（ h3）173.1.2.5 喷淋塔烟气进口高度设计（ h4）193.1.2.6 喷淋塔的直径设计 193.1.2.7 喷淋层喷嘴的设计 203.1.2.8 喷淋塔的壁厚设计 213.1.2.9 氧化风机和氧化吸收池搅拌

3、机设计 223.1.2.10人 孔及手孔的设计 233.1.2.11吸 收塔喷淋系统的设计 233.1.3 管道的保温及防腐 243.1.4 脱硫液循环系统 253.1.5 吸收剂制备及供给系统 253.1.6 石膏脱水系统 263.1.7 废水处理系统 273.1.8 工艺水系统 283.1.9 电气系统 293.1.10 监测系统 29第四章 效益评估 304.1 运行费用估算 304.1.1 电费 304.1.2 水费 304.1.3 脱硫剂费用 314.1.4 人工费 314.1.5 运行费用 314.2 环境效益及社会效益 31参考文献 35结 束 语 36第一章 绪论1.1 设计背

4、景及意义 我国空气污染问题的形成与二氧化硫排放总量居高不下密切相关。 中国排放 二氧化硫的 90%、氮氧化物的 70%来自燃煤，而其中的 50%左右来自燃煤电厂。 目前中国一年的 SO2 的年排放量大约为 2000 多万吨，如果不采用控制措施， 2012年，S02的排放量将超过3300万吨。因此削减火电厂的SO2排放是控制SO2 排放总量的重点。 为此国家制定了一系列的环保措施， 颁布了新的 大气污染防 治法，并划定了 SO2污染控制区及酸雨控制区。根据国家新的产业政策，我国 现阶段新上燃煤电厂必须同步安装脱硫设施， 已经建成的机组也要逐步进行脱硫 技术改造。因此，近几年正是我国燃煤电厂烟气脱

5、硫事业发展的黄金时期。世界燃煤电厂控制SO2排放最有效、应用最广的技术为燃烧后脱硫即烟气脱硫（Flue gas desulfurization，缩写FGD）。该法可达到很高的脱硫率，技术比 较成熟，是目前世界上已经完成大规模商业化应用的主要脱硫技术之一。 烟气脱 硫技术可分为湿法、 半干法和干法三类工艺。 湿法脱硫技术以其脱硫效率高， 运 行稳定可靠及没有二次污染独占鳌头。在发达国家，90%以上的烟气脱硫采用湿法脱硫技术， 湿法脱硫技术已成为我国燃煤电厂烟气脱硫的首选工艺。 湿式石灰 石石膏法烟气脱硫工艺是目前世界上燃煤电厂应用最广泛、 技术最成熟的湿法 脱硫技术。该技术采用石灰石（CaCO3

6、）浆液作洗涤剂，在反应塔（吸收塔）中对烟 气进行洗涤，从而除去烟气中的 SO2。以前我国燃煤电厂烟气脱硫项目的引进大多对硬件比较重视， 而对软件的重 视程度不够， 不少引进项目大多停留在购买设备上， 但现在越来越注重烟气脱硫 技术的国产化。 而国产化的关键在于掌握烟气脱硫的设计技术， 只有实现烟气脱 硫设计国产化， 才能按市场规则选用更多质量优良、 价格合理的脱硫设备， 才有 资格、有能力对脱硫工程实行总承包， 承担全部技术责任， 推动烟气脱硫设计国 产化的进程。 因此我们在引进设计和制造技术， 在消化吸收和创新方面还需要做 大量的工作。1.2 国内外研究现状1.2.1 国内研究现状我国政府十

7、分重视二氧化硫污染治理及技术研究开发工作， 自70年代开始，曾先后进行了亚纳循环法、 活性炭吸附法、 石灰石法等半工业性试验或现场中间 试验。80年代，在四川白马电厂建立了处理烟气量为 70000m3/h(标态)的旋转喷 雾干燥法脱硫工业试验装置，并于 1991 年正式移交生产运行。 “八五”期间， 不同工艺的脱硫示范项目相继开展， 如：山东黄岛发电厂一台 210MW 旋转喷雾 干燥法烟气脱硫、 山西太原第一热电厂高速水平流简易石灰石湿法烟气脱硫、 南 京下关电厂2台125MW机组的炉内喷钙尾部烟气增湿活化脱硫、四川成都热电厂一台200MW电子束脱硫、深圳西部发电厂300MW机组海水脱硫等。9

8、0年代， 大型火电机组脱硫工作有了进一步发展， 如国家电力公司在利用德国政府贷款引 进具有 90年代国际先进水平的德国斯坦米勒石灰石湿法脱硫技术，对北京第一 热电厂、浙江半山发电厂和重庆发电厂进行烟气脱硫技术改造， 以及华能重庆珞 璜发电厂4台360MW引进日本三菱公司的石灰石湿法烟气脱硫商业装置等。现今我国已拥有大型火电厂烟气脱硫自主知识产权的技术，并经过 30万千瓦以上 机组配套脱硫工程商业化运行的检验。 脱硫设备国产化水平大大提高。 从设备采 购费用看，脱硫设备、材料的国产化率已可以达到 90%以上，部分工程达到 95% 以上。脱硫设施造价及运行成本大幅度降低，新建 30 万千瓦机组的单

9、位千瓦烟 气脱硫价格从保障质量的角度看可降到平均 200 元人民币左右。在我国燃煤电 厂脱硫市场中， 湿法脱硫工艺所占的份额高达 75%左右，且其中主要是采用传统 的石灰/石灰石石膏湿法脱硫工艺。1.2.2 国外烟气脱硫发展状况 近年来，世界各发达国家在烟气脱硫方面均取得了很大的进展，美国、日本 和德国是世界上 FGD 技术开发和大规模应用的国家，在火电厂 FGD 领域处于 领先地位。日本是世界上控制SO2最有成效的国家，也是最早实行大规模FGD的 国家。截至1990年，其装置达1900多套，总装机容量达0.50.6亿kW，所用技术 以湿式石灰石石膏法为主， 占 75%以上。日本湿式石灰石石膏

10、法大多回收脱 硫石膏， 以弥补国内石膏资源的不足， 年利用脱硫 250万吨以上。 近年来由于燃 料结构的改变，如进口原油中含硫量的减少，液化天然气的增加，原子能发电、 太阳能等无污染能源的发展，故烟气脱硫设施有减少的趋势。美国自 20世纪 50 年代开始研究电站烟气脱硫技术，到 1988 年美国电站己运行的烟气脱硫 (FGD) 控制容量66000MW，占燃煤电站总容量的20%以上，1990年底FGD控制容量 己达71782MW,其FGD运行系统数量为159套。德国电厂为了达到国家限定的 排放标准，主要采用脱硫效率高的湿法脱硫工艺。1.3 课程设计任务及采用技术1.3.1 设计任务及目的任务：完

11、成烟气脱硫工艺系统的设计。烟气整体情况：烟气量 80万/h;含硫量：1200mg/h;效率95% 目的：通过该设计，使学生能够综合运用课堂上学过的理论知识和专业知 识。以巩固和深化课程内容;熟悉使用规范、设计手册和查阅参考资料，培养学 生分析问题、 解决问题和独立工作的能力; 进一步提高学生计算、 绘图和编写说 明书的基本技能。1.3.2 脱硫工艺采用的技术该工艺采用的是湿式石灰石石膏脱硫法。 锅炉烟气经电除尘器除尘后，通过增压风机、喷淋增湿降温后进入吸收塔。在吸收塔内烟气向上流动且被向下流动的循环浆液以逆流方式洗涤。 循环浆液则 通过喷浆层内设置的喷嘴喷射到吸收塔中，以便脱除 SO2、SO3

12、、HCL 和 HF， 与此同时在 “强制氧化工艺 ”的处理下反应的副产物被导入的空气氧化为石膏(CaSO4?2H2O),并消耗作为吸收剂的石灰石。循环浆液通过浆液循环泵向上输 送到喷淋层中， 通过喷嘴进行雾化， 可使气体和液体得以充分接触。 每个泵通常 与其各自的喷淋层相连接，即通常采用单元制。在吸收塔中， 石灰石与二氧化硫反应生成石膏， 这部分石膏浆液通过石膏浆 液泵排出， 进入石膏脱水系统。 脱水系统主要包括石膏水力旋流器 (作为一级脱 水设备)、浆液分配器和真空皮带脱水机。经过净化处理的烟气流经两级除雾器除雾， 在此处将清洁烟气中所携带的浆 液雾滴去除。 同时按特定程序不时地用工艺水对除

13、雾器进行冲洗。 进行除雾器冲 洗有两个目的， 一是防止除雾器堵塞， 二是冲洗水同时作为补充水， 稳定吸收塔 液位。在吸收塔出口，烟气一般被冷却到 4655C左右，且为水蒸气所饱和。通过 GGH将烟气加热到80E以上，以提高烟气的抬升高度和扩散能力。第二章 脱硫工艺2.1 湿式石灰石石膏脱硫工艺介绍2.1.1 烟气脱硫原理吸收液通过喷嘴雾化喷入吸收塔， 分散成细小的液滴并覆盖吸收塔的整个断 面。这些液滴与塔内烟气逆流接触，发生传质与吸收反应，烟气中的SO2、 SO3及 HCl 、 HF 被吸收。 SO2 吸收产物的氧化和中和反应在吸收塔底部的氧化区完 成并最终形成石膏。为了维持吸收液恒定的pH值

14、并减少石灰石耗量，石灰石被连续加入吸收塔， 同时吸收塔内的吸收剂浆液被搅拌机、 氧化空气和吸收塔循环泵不停地搅动， 以 加快石灰石在浆液中的均布和溶解。强制氧化系统的化学过程描述如下：（1）吸收反应 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S02,反应如下：S02+ 出0一H2SO3 （溶解）H2S03? H H S 03（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S02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，吸收速率二吸收推动力/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S

15、02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）强化氧化，加快已溶解 S02的电离和氧化，当亚硫酸被氧化以后，它的浓 度就会降低,会促进了 S02的吸收。e）提高PH值，减少电离的逆向过程，增加液相吸收推动力。f）在总的吸收系数一定的情况下，增加气液接触面积，延长接触时间，如：增大液气比，减小液滴粒径，调整喷淋层间距等。g）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

16、池中被氧化空气完全氧化，反应如下：HS03_ + 1/202 HS04-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 02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：Ca2+ CO32_ + 2H + + SO4

17、2_+ H2OCaSC4 2H2O+ CO2 T 2H+ + CO32H2O+ CO2 T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。b）细化石灰石粒径，提高溶解速率。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。e) 增加石膏浆液的固体浓度，增加结晶附着面，控制石膏的相对饱和度。f) 提高氧气在浆液中的溶解度，排挤溶解

18、在液相中的C02，强化中和反应。2.1.2 空塔喷淋脱硫工艺烟气通过电除尘器后进入吸收塔， 在吸收塔内烟气向上运动且被吸收液滴以 逆流方式所洗涤。 喷嘴为无堵塞螺旋喷嘴， 吸收液通过喷雾液滴可使气体和液体 得以充分接触， 脱硫后的净烟气进入折流式除雾器， 去除烟气中通过喷淋层夹带 的水分。石灰石石膏喷淋空塔具有以下优点：(1) 石灰 石膏法烟气脱硫工艺技术成熟， 操作成熟， 操作成熟， 管理成型。(2) 脱硫效率高达 95%以上，对煤种适用性 :无限制 ,可用于高中低含硫煤种， 是目前最高脱硫效率的方法。(3) 吸收剂 :石灰石或石灰 , 脱硫剂来源广，价格低廉。 脱硫剂钙硫比Ca/S: 1.

19、03为脱硫剂最大利用率、最小消耗率的方法。(5) 脱硫产物为石膏 (二水硫酸钙 )，石膏品质 :90%左右纯度， 可作建材使用， 也易于处理综合利用。(6) 水耗及废水量与烟气与工艺水等参数有关，工艺中的废水经处理后可重 复利用。(7) 机组适用性强，无限制 ,尤其适用大机组。利用率大于 95%。(8) 占地面积：取决于现场条件。电耗 :1.2-1.6%，为较大的一种。2.1.3 脱硫设备说明脱硫设备的工艺流程图和平面布置图见附图 1 和附图 2。 整套设备由六大部分组成：(1)烟气系统；(2) S02吸收系统；(3)吸收剂制备及供给系统；(4)石 膏脱水系统；( 5)工艺水系统；( 6)电气

20、系统； (7) 监测系统。( 1 )烟气系统本工程的FGD不设GGH，烟气从锅炉引风机后的烟道上引出， 经过喷淋增 湿降温进入吸收塔。 在吸收塔内脱硫净化， 经除雾器除去水雾， 送入锅炉引风机 后的总烟道， 经然后烟囱排入大气。 在烟道上设一段旁路烟道， 并设置旁路挡板 门，当锅炉启动、 进入 FGD 的烟气超温和 FGD 装置故障停运时， 烟气由旁路挡 板经烟囱排放。烟气系统主要包括 FGD 进出口烟道，进出口挡板门，旁路挡板门以及与挡 板门配套的电动执行机构。(2) SO2吸收系统锅炉烟气通过静电除尘器，除去烟尘，然后进入引风机，在引风机出口进入FGD 吸收塔，烟气从底部进入喷雾吸收塔，与

21、喷淋液逆流接触。烟气中的SO2经过 FGD 吸收塔的吸收，其出口烟气二氧化硫脱除率在 95%以上。净烟气在塔 体上段通过高效组合式除雾装置(有二级除雾设施，机械去除雾滴效率在 99.8% 以上)除去烟气中的雾滴， 净化后的烟气经塔后烟道进入烟囱排放。 吸收塔采用 耐高温 Q235-B 钢制作。脱硫液在吸收塔内与烟气充分接触、 反应后， 经塔体底部排灰水沟回流入混 合池，流入混合池的脱硫液与石灰石浆液进行再生反应。在本脱硫设备中，吸收塔为逆流式喷淋空塔，喷淋层为三层布置，在满足吸 收 SO2 所需的比表面积的同时， 同时满足不同锅炉负荷和含硫量的要求。 同时把 喷淋造成的压力损失减少到最小。每个

22、喷淋层都装有多个雾化喷嘴，交叉布置， 覆盖率可达 200%-300%。喷嘴采用螺旋喷嘴，材质为防腐耐磨陶瓷喷嘴。设计 进水压力 0.05-0.1Mpa。吸收塔内的除雾装置由带加强的阻燃聚丙烯制作， 主要由除雾板、 反清洗装 置组成，经除雾器后的烟气含水量在 75mg/m3 以下。( 3)吸收剂制备及供给系统由汽车运来的石灰石卸至石灰石浆液制备区域的地斗， 通过斗提机送入石灰 石贮仓(贮仓的容量按需要的石灰石耗量设计) ，石灰石贮仓出口由皮带称重给 料机送入石灰石湿式磨机， 研磨后的石灰石进入磨机浆液循环箱， 经磨机浆液循 环泵送入石灰石旋流器，合格的石灰石浆液自旋流器溢流口流入石灰石浆液箱，

23、不合格的从旋流器底流再送入磨机入口再次研磨。系统设置一个石灰石浆液箱， 每塔设置 2台石灰石浆液供浆泵。 吸收塔配有 一条石灰石浆液输送管， 石灰石浆液通过管道输送到吸收塔。 每条输送管上分支 出一条再循环管回到石灰石浆液箱，以防止浆液在管道内沉淀。脱硫所需要的石灰石浆液量由锅炉负荷，烟气的SO2浓度和Ca/S来联合控 制，而需要制备的石灰石浆液量由石灰石浆液箱的液位来控制， 浆液的浓度由浆 液的密度计控制测量量作前馈控制旋流器个数。（4）石膏脱水系统机组FGD所产生的25wt%浓度的石膏浆液由吸收塔下部布置的石膏浆液排 放泵（每塔两台石膏浆液排放泵，一运一备）送至石膏浆液旋流器。系统设置 2

24、 套石膏旋流站， 2 套石膏旋流站底流自流进入 2 台真空皮带脱水机。每台真空皮 带脱水机的设计过滤能力为 2 台机组脱硫系统石膏总量的 75%。石膏脱水系统包括以下设备：石膏旋流站,真空皮带过滤机 ,滤布冲洗水箱 ,滤布冲洗水泵 ,滤液水箱及搅拌器 , 滤液水泵,石膏饼冲洗水泵 ,废水旋流站给料箱 ,废水旋流站给料泵 ,废水旋流站 , 石膏输送机 , 石膏库（1）石膏旋流站和废水旋流站浓缩到浓度大约 55%的旋流站的底流浆液自流到真空皮带脱水机，旋流站 的溢流自流到废水旋流站给料箱，一部分通过废水旋流站给料泵送到废水旋流 站，其余部分溢流到滤液水箱。 废水旋流站溢流到废水箱， 通过废水输送泵

25、送到 废水处理系统，底流进入滤液箱。（2）真空皮带脱水机设置 2 套容量为 2 台机组脱硫系统石膏总产量 75%的脱水系统。真空皮带 脱水机和真空系统按此容量设计。石膏旋流站底流浆液由真空皮带脱水机脱水到含 90%固形物和 10%水分， 脱水石膏经冲洗降低其中的C浓度。滤液进入滤液水回收箱。脱水后的石膏经 由石膏输送皮带送入石膏库房堆放。石膏库房通过优化设计， 使石膏运输车辆装料便于进行， 不会对厂区环境造 成污染。工业水作为密封水供给真空泵，然后收集到滤布冲洗水箱，用于冲洗滤布， 滤布冲洗水被收集到滤饼冲洗水箱，用于石膏滤饼的冲洗。滤液水箱收集的滤液、 冲洗水等由滤液水泵输送到石灰石浆液制备

26、系统和吸 收塔。（ 5）工艺水系统从电厂供水系统引接至脱硫系统的水源有两路，一路是工业水，另一路是循环水.工业水主要用处为：除雾器用水、石膏洗涤用水.循环水主要用处为：石灰 石浆液制备用水、烟气换热器的冲洗水、水环式真空泵、真空皮带脱水机、及所 有浆液输送设备、输送管路、贮存箱的冲洗水、增压风机、氧化风机和其他设备 的冷却水及密封水.水源为工业水.(6) 废水处理系统湿式石灰石一石膏脱硫工艺需向系统外排放一定量的废水，以降低吸收浆 液中可溶性离子的浓度(如C, Mg2+等). 本项目湿式脱硫工艺系统中，两台机 组共设一套自动控制的综合性废水处理系统废水系统由废水收集箱、pH调节 箱、反应箱、凝

27、聚箱、澄清浓缩箱等组成，综合处理能力为30m3/h.由石膏脱水车间来的废水经管道送至脱硫废水收集箱，再由废水收集箱送至PH调节箱，并在其内加入石灰乳将废水PH调至910,然后经自流进入反应箱，在反应箱内 加注有机硫或Na2S，使离子态的重金属与硫化物进行化学反应，生成细小的络 合物，然后自流进入凝聚箱，在凝聚箱中加入混凝剂，使细小的络合物生长成稍 大的絮凝体，再在凝聚箱的出口加入助凝剂，以生成更大的絮凝体，最后进入澄 清浓缩箱.在澄清浓缩箱内絮凝体靠重力与水分离密度较大的浆沉淀在澄清浓 缩箱的底部成为浓缩污泥，大部分密度较小的澄清水经溢流返回至净水箱，通过加酸处理，将pH值调至69排入主体发电

28、系统的排水系统，另有小部分则经 浓浆返回泵打至pH调节箱，作为下批处理的“晶种”.脱硫装置的生活污水排 入厂区生活污水处理站集中处理。脱硫装置各轴承冷却水排入厂区冷却水回水 管，不外排.脱硫场地冲洗水和各种杂用水排水排入废水处理系统 .(7) 电气系统本部分为脱硫系统电气系统的设计技术规范。系统分为烟气吸收系统、脱硫 剂制备及输送系统、脱水系统的电气系统。电气系统包括：配电系统、电气控制 与保护、防雷接地系统、电缆和电缆构筑物、电气设备布置。(8) 监测系统监测系统对系统随时进行监测，以便调整FGD系统的各项参数，使FGD系 统能够优质、安全的运行。2.2物料衡算2.2.1二氧化硫产生量烟气量

29、 2.4X 106Nm3/h;含硫量：1100mg/ Nm3换算为标况下为：烟气量：1.54X 106Nm3/h ,SO2 产生量：3408.79mg/Nm3 h 即 SO2 的含量为 5250kg/h222脱硫量烟气中SO2脱除量mso2 = Cso2 in*Qindry* n SO2/106式中 nso2烟气中SO2脱除量，kg/hCso2 in入塔干烟气中的SO2含量，mg/Nm3Qndry入塔干烟气量，Nm3/hn S02 SO2 脱除率，%按平均脱硫效率95%计，则湿法脱硫每小时脱除量为4987kg。2.2.3吸收塔的硫平衡吸收塔的硫平衡见表2.1 0表2.1吸收塔的硫平衡进出烟气带

30、入的SO25250kg /h净烟气带出的SQ262kg/h进脱硫塔总的SO25250kg /h出脱硫塔的石膏(CaSO4 H2O)41.42X 104kg/h2.2.4系统总钙平衡由于钙是在脱硫液塔外循环系统中循环使用，钙只是在循环过程中由排水及脱硫渣带走的一些损耗。根据计算数据，纯石灰石(CaCO3)耗量为8652.14kg/h，石灰石浆液浓度按30%计，密度为1250kg/m3,所需的该石灰石溶液为325.32Nm3/ho2.2.5副产物和脱硫渣量产生量脱硫的产物主是石膏(CaSO4 2H2O),灰水中主要是亚硫酸钙 (CaSQ 1/2出0)及少量未反应的脱硫剂。石膏的每小时产生量为 1.

31、42X 104kg/h 226系统的水平衡脱硫循环用水为闭路循环，在整个系统中的补充水有除雾器冲洗水、各个泵的循环水、管路冲洗水和补充石灰石浆液中含水等，整个系统的出水有蒸发水、 脱硫渣带出的水和石膏结晶水等。 除雾器冲洗水、补充石灰石浆液水及各个泵的 循环水等补充水量为3.4t/h,烟气蒸发的水量为3.25t/h,随脱硫渣带走的水分及石膏结晶水为0.15t/h,整个系统的水可以保持平衡。第三章工程内容3.1主要内容3.1.1烟气系统1. 界面设计1）吸收塔进口烟道33烟气流速取 ui=12m/s 流量 Q=51613.06Nm/h=143.42m/s烟道直径d q = l4- 4* 1434

32、2=3.90m .d1 Yu 1 3.142）吸收塔出口烟道烟气流速取 U2.=14m/s,流量 Q=5178.86Nm3/h=143.84m3/s烟道直径 d 24 Q24143 84= 3.62 m .2u V 14 沢 3.14烟道长度应视具体情况而定，本设计中取300m2. 实际氧化空气msq：nair= 64 2 0.21=222.63 kmol/hVair=22.4 nair=4987 Nm3/h式中nair 实际氧化空气摩尔量，kmol/hVair 实际氧化空气体积量，Nm3/hms2 烟气中SO2脱除量，kg/ha 氧化空气过剩率取1.2氧化空气各组分的含量氧化空气带入水量_

33、VairPqbV詁疝（p-Pqbj3=375.42 Nm3/h3918VairH2OmairH2（=22 4=301.67kg/h氧化空气中N2含量VairN2=0.79Vair=3939.73Nm3/h28Vair N2mairN2= 4=4925kg/h氧化空气中O2含量VairO2=0.21 Vair=1047.27Nm3/hm airO2=32VairO222.4=1496.2 kg/h式中V airH2b -氧化空气带入水量,3Nm3/hmaiM氧化空气带入水量，kg/hVairN2 氧化空气中N2含量，NmFhmairN2 氧化空气中 N2含量，kg/hVairO2氧化空气中O2含

34、量，NmFh m airO2氧化空气中 O2含量，kg/hVair实际氧化空气量，NrhPqb最热月平均气温的饱和蒸气压，hPa （取当地气象条件下最不利条件）取56.29hPaPi 当地大气压，995.6hPaj 最热月平均相对湿度，78.6% 进塔烟气喷淋增湿降温用水量的计算Q=qmiCpi(Ti-T2)= qm2Cp2(t2-ti)3qm2=qmiCpi(T 1-T2)/Cp2(t2-t1)=10.602m /s式中：qmP烟气流量，m/SCp-烟气的定压比热，KJ/KgCT1-原烟气温度，CT2-经喷淋增湿后烟气的温度，C qm水的流量，m/sCr-水的比热，KJ/Kg Ct2 喷淋增

35、湿后水蒸气的温度，C t1 室温下水的温度，C3. 增压风机的设计增压风机的流量Q=.Q烟360010273.15 T 烟273.151013.57P=738.20Nm3/h全压的计算 P=1.2 P=1.2 X 5200=6240Pa3.1.2 SO2吸收系统1. 烟气流速在保证除雾器对烟气中所携带水滴的去除效率及吸收系统压降允许的条件 下，适当提高烟气流速，可加剧烟气和浆液液滴之间的湍流强度， 从而增加两者 之间的接触面积。同时，较高的烟气流速还可持托下落的液滴， 延长其在吸收区 的停留时间，从而提高脱硫效率。另外，较高的烟气流速还可适当减少吸收塔和塔内件的几何尺寸，提高吸收塔的性价比。在

36、吸收塔中，烟气流速通常为34.5m/s。许多工程实践表明，3.5 m/s 烟气流速（110%过负荷）273/(273+t)由于传质方程可得喷淋塔内单位横截面面积上吸收二氧化硫的量为：G(y 一 y2p kya h ym(2)其中：G为载气流量(二氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流 量)kmol/( m 2.s);y1, y2分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数(标准状态下 的体积分数)；ky单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推动力的总传质系数， kg/(m3 s);a为单位体积内的有效传质面积，m2/m3;叽 为平均推动力，即塔底推动力，ym 二(今1 一 ： y2) / in( “1 一

37、 sy2);所以：=G ( yi - y2) / h (3)吸收效率.=1-yi/y2，所以 y1 _y1 - 0.0203 %又因为 G =22.4(273t)/273 =u(流速)将式子(3)的单位换算成kg/(m2 s),可以写成戸64273 廿= 3600uy1 / h 22.4273 + tQ在喷淋塔操作温度120 50 85 C下、烟气流速为u=4m/s、脱硫效率2= 0.95,前面已经求得原来烟气二氧化硫 SQ质量浓度为a = 3408 .79mg / Nm3而原来烟气的流量（标准状态时）为 516312.06m3/h二143.42m3/s故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中

38、含有二氧化硫质量为mSO2 = 143.42 汉 3408.79mg = 533.33g533.33g3VSO = 域 22.4L/mol =186.7L/s = 0.1867 m3/s2 64g/mol则根据理想气体状态方程，在标准状况下，体积分数和摩尔分数比值相等3故 = 0.1867m3/s 100% =0.13%，又烟 气流速143.42m3 /su =4m/s,屮二 0.13% ,=0.95,85 C由已经有的经验，吸收率范围在5.56.5kg/（m3 s）之间，取.=6kg/（m3 s）；代入（4）式可得 6 = 3600 4 0.0013 0.95/h122.4273+85故吸收

39、区高度：h1=6.46m 6.5m3. 喷淋塔除雾区高度（h2）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/m。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。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（3-3.5）m,距离最上层冲洗喷嘴（3.4-32）m。除雾器的选型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，

40、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20-30m m，对于垂直安置，气体平均流速为2-3m/s；对于水平放置，气体流速一般为6- 10m/s。 气体流速过高会引起二次夹带。除雾器的主要设计指标a. 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 率一般可以选在100 %300 %之间。冲洗覆盖率 % = n h tan :100%A式中：n为喷嘴数量，20个；a为喷射扩散角，90；A为除雾器有效通流面积,15 m 2;h为冲洗喷嘴距除雾器表面的垂直距离，0.05m ;所以冲洗覆盖率=n h tan ： 100%= 100% = 203%

41、A15b. 除雾器冲洗周期：冲洗周期是指除雾器每次冲洗的时间间隔。由于除雾器冲洗期间会导致烟气带水量加大。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，除雾器的冲洗周期主要根据烟气特征及吸收剂确定。c. 除雾效率。指除雾器在单位时间内捕集到的液滴质量与进入除雾器液滴 质量的比值。影响除雾效率的因素很多，主要包括：烟气流速、通过除雾器断面气 流分布的均匀性、叶片结构、叶片之间的距离及除雾器布置形式等。d. 系统压力降。指烟气通过除雾器通道时所产生的压力损失 ，系统压力降 越大，能耗就越高。除雾系统压降的大小主要与烟气流速、叶片结构、叶片间距 及烟气带水负荷等因素有关。当除雾器叶片

42、上结垢严重时系统压力降会明显提高，所以通过监测压力降的变化有助把握系统的状行状态，及时发现问题，并进行处理。e. 烟气流速。通过除雾器断面的烟气流速过高或过低都不利于除雾器的正 常运行，烟气流速过高易造成烟气二次带水，从而降低除雾效率，同时流速高、系 统阻力大，能耗高。通过除雾器断面的流速过低，不利于气液分离，同样不利于提 高除雾效率。设计烟气流速应接近于临界流速。根据不同除雾器叶片结构及布置 形式，设计流速一般选定在3.55.5m/ s之间。本方案的烟气设计流速为 4m/s。f. 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

43、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。g. 除雾器冲洗水压。除雾器水压一般根据冲洗喷嘴的特征及喷嘴与除雾器之间的距离等因素确定，喷嘴与除雾器之间距离一般小于1m ,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。h. 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

44、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14m3/m2 h综上所述，除雾区的最终高度为 h2=4.0m4. 喷淋塔浆液池高度设计(h3)(1) L/G的确定1/0=再循环浆液流量/要处理的烟气流量。从上式可知，处理一定量的烟 气，L/G越大，再循环浆液流量越大，脱硫效率越好。但 L/G过大，在循 环泵的造价将增加，流速加快，对设备的磨损、对系统的冲刷程度也会加剧，不利于系统稳定运行。合适的 L/G 一般为1218。a. L/G的确定：(L/G)min实际Ls/Gb=1.1-2.0( L/G) min已知G求得L确定流速、塔径、 塔高等。由已知资料得SO2浓

45、度为0.013%17.2216=3.96 105molc. 浆液池容量V1按照液气比L/G和浆液停留时间来确定，计算式子如下：V1Vn t1G其中：L/G为液气比,17.2216Vn为烟气标准状态湿态容积，VN=Vg=143.42Nm3/s；t1=2-6 min,取 t1=4min=240s。由上式可得喷淋塔浆液池体积L3V1Vn t1 =17.2216 143.42 240 =592.78mG选取浆液池内径大于吸收区内径 1m,内径D2= Di+1m=8.0m而 V1 =0.25 3.14 D22 h3 =0.25 3.14 8.02 h3h3=11.793m 11.8m5. 喷淋塔烟气进口

46、高度设计(h 4)根据工艺要求，进出口流速(一般为 12m/s-30m/s )确定进出口面积，一般 希望进气在塔内能够分布均匀，且烟道呈正方形，故高度尺寸取得较小，但宽度 不宜过大，否则影响稳定性.因此取进口烟气流速为12m/s，而烟气流量为143.42NnVs，可得h42 12m/s =143.42m3/s所以 h 4=2.70m2 X 2.70=5.40m(包括进口烟气和净化烟气进出口烟道高度)所以喷淋塔最终高度为H=hi+h2+h3+h4=6.5+4+11.8+5.4=27.7m 28m6. 喷淋塔的直径设计根据锅炉排放的烟气，计算运行工况下的塔内烟气体积流量，此时要考虑以 下几种引起烟

47、气体体积流量变化的情况：塔内操作温度低于进口烟气温度，烟气容积变小；浆液在塔内蒸发水分以及塔下部送入空气的剩余氮气使得烟气体积流 量增大。喷淋塔内径在烟气流速和平均实际总烟气量确定的情况下才能算出来， 而以往的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量，为了更加准确，本方案将浆液蒸发水分V2 (m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V (m 3/s)均计算在内，以上均表示换算成标准状态时候的流量。 吸收塔进口烟气量Vi(m3/s)计算该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：143.42m3/s然而，该计算数值实质上仅仅指烟气在喷淋塔进口处的体积流量，而在喷淋 塔内延期温度会随着停留时间的

48、增大而降低，根据PVT气体状态方程，要算出瞬间数值是不可能的，因此只能算出在喷淋塔内平均温度下的烟气平均体积流量。 蒸发水分流量V2 (m3/s)的计算烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗，温度降低，吸收液蒸发，烟气流速迅速达 到饱和状态，烟气水分由6%曾至13%则增加水分的体积流量 V2 (m3/s)为：V2=0.07 X43.42(m3/s)=10.0394(m?/s)(标准状态下) 氧化空气剩余氮气量V (m3/s)在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气，使得CaS03氧化成CaS04，这部分空气对于喷淋塔内气体流速的影响是不能够忽略的，因此应该将这部分空气计算在内。假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中

49、的氧气完全用于氧化亚硫酸钙， 即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化1摩尔亚硫 酸钙需要0.5摩尔的氧气。(假设空气中每千克含有0.23千克的氧气)又VSO =0.1867 m3/s 质量流率 Gso 0.1867 100064g / s = 0.533 kg/s ： 0.53kg / s2222.4根据物料守衡，总共需要的氧气质量流量 Go2 =0.53 0.5 kg / 0.265 kg /s该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G空气二0.1867 kg /s “ 0.21 = 1.269 kg /s标准状态下的空气密度为1.293kg/ m 3故 V空气=1.269

50、 kg /- 1.293kg /m 0.981m3/sV3=(10.21) V空气=0.981.079m3/s =0.775m3/s综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量：33Vg 二乂 V2 V3 =143.42 10.0394 0.775= 154.2344m /s 154.23m /s喷淋塔直径的计算假设喷淋塔截面为圆形，将上述的因素考虑进去以后，可以得到实际运行状态下烟气体积流量Vg,从而选取烟速U,则塔径计算公式为：D： =2xV兀u其中：Vg为实际运行状态下烟气体积流量，154.23NnVsu 为烟气速度，4.0m/s因此喷淋塔的内径为Di154.233.144.07.0m7

51、. 喷淋层喷嘴的设计总的浆液喷淋量为：Q=154.2317.2216=2656.09L/s取喷淋层数为3,故单层浆液喷淋量：Q1 =Q/3=2656.09/3=885.36L/s喷嘴的布置：对于石灰石湿法 FGD喷淋空塔，喷嘴的典型设计特性是工作压力50200KPa,喷嘴出口流速约为 10m/s每个喷嘴的流量q=3680 m3/h取q=72m3/h=20L/s，雾化角90喷嘴的典型分布密度是吸收塔截面每平方米布置0.7-1个喷嘴.所以每层的喷嘴数为N= Qi/q=885.36/20=44.27 取整为 45.在湿法FGD工艺中，一般米用压力式雾化喷嘴。喷嘴型式米用螺旋型操作压力在 0.05 O

52、.IMPa。8. 喷淋塔的壁厚设计由于操作压力不大，取 Pc=1.5P大气压=1.5 0.仁0.1515MPa,假设计算壁厚小于16mm.Q235B钢板在操作温度下的许用应力为二七=113Mpa。对于浆液池部分由于浆液会对塔壁产生压力，因此计算时还要这部分压力考虑在内，同时假设塔内的计算压力取0.1515MPa（1.5个标准大气压）32Pc =0.1515+Jgh （ T 为浆液密度 1250kg/m , g=9.81m/s,h 浆液池高度 11.8m）所以 Pc =0.1515+：、gh=0.1515 106+1250X9.81 11.8=0.296 W6Pa=0.296MPa(mm)吸收塔

53、(喷淋塔)的计算壁厚公式为：其中：Pc计算压力，对于浆液池以上部分取 1.5倍大气压，0.1515MPaPc =0.296MPaDi喷淋塔或浆液池内径，mm2汀-巳焊接接头系数，取叮J =1;C壁厚附加量，取C=1.00mmC2腐蚀裕量,mm ;C1钢板厚度负偏差,mm巳Di2汀门- Pc对于喷淋塔顶部以下浆液池以上的部分（简称上部分）二 4.7mm0.1515 汶 7000=2 113 1 -0.1515根据取腐蚀裕量 C2=1.00mm, C1=0.5mm贝U C= Ci + C2=0.5+1=1.5mmS d= S +C2=4.7+1=4.7+1 =5.7mmS n= S d+Ci+ A =5.7+0.5=6.2mm,圆整为 7mm因此脱硫塔上