烟气脱硫与维护技术教材

1、烟气脱硫运行与维护烟气脱硫运行与维护 目目 录录 第一章 烟气脱硫技术原理与常规脱硫技术介绍 .1 1.1 烟气脱硫的必要性.1 1.1.1 酸雨.1 1.1.2 酸雨危害 .1 1.1.3 SO2排放形势与控制标准.2 1.2 湿式石灰石石膏法脱硫技术.4 1.2.1 吸收法气态污染物控制原理 .4 1.2.2 气体吸收 .8 1.2.3 湿式石灰石石膏法脱硫原理.16 1.2.4 湿式石灰石石膏法脱硫工艺流程 .23 1.2.5 FGD 工艺过程物料平衡 .38 1.2.6 影响 FGD 石膏质量的因素.45 1.2.7 保证石膏质量的措施 .48 1.3 湿法烟气脱硫装置的腐蚀与防护 .

2、51 1.3.1 FGD 腐蚀概述 .51 1.3.2 湿法烟气脱硫装置的腐蚀机理 .52 1.3.3 湿法烟气脱硫装置各腐蚀区域的防腐蚀设备构成 .53 1.3.4 烟气脱硫装置防腐蚀衬里材料选择 .53 1.4 其它几种烟气脱硫技术简介 .54 1.4.1 氨法脱硫技术.54 1.4.2 海水烟气脱硫技术.55 1.4.3 LIFAC 脱硫技术 .56 1.5 烟气脱硫技术的发展.57 1.5.1 早期 FGD 技术的发展回顾 .58 1.5.2 典型 FGD 存在的问题 .58 1.5.3 FGD 技术的进步 .63 1.5.4 FGD 技术的发展方向 .64 第二章 大港一期、二期(4

3、328MW)脱硫技术描述 .66 2.1 大港电厂一期脱硫技术描述 .66 2.1.1 FGD 系统及工艺描述 .66 2.1.2 三菱 FGD 系统的优势.67 2.1.3 吸收塔中 SO2、SO3、HF 和 HCl 去除原理.69 2.1.4 系统组成及概述.70 2.2 大港电厂二期脱硫技术概述.76 2.2.1 湿法石灰石/石膏脱硫工艺概述.77 2.2.2 湿法石灰石/石膏脱硫工艺分系统描述.78 2.2.2.2.SO2吸收系统 78 第三章 脱硫系统描述与设备规范 .84 3.1 FGD 流程简述 .84 3.2 石灰石浆液制备系统.84 3.3 烟气系统.86 3.4 SO2吸收

4、系统.89 3.5 石膏排空和脱水系统.91 3.6 工艺水系统.93 3 .7 事故浆液箱和地坑系统 .94 3.8 废水处理系统 .94 3.9 杂用气和仪用压缩空气系统.95 3.10 仪表和控制系统 .95 第四章 烟气脱硫系统可靠性 .95 4.1 FGD 系统可靠性发展过程 .95 4.2 FGD 系统可靠性的指标 .97 4.3 影响 FGD 系统可靠性的因素和对策 .98 4.3.1 设计条件对系统可靠性的影响 .98 4.3.2 化学工艺因素对系统可靠性的影响 .99 4.3.3 机械设备对系统可靠性的影响 .100 4.4 提高系统可靠性措施.106 4.4.1 做好人员培

5、训 .106 4.4.2 做好新系统的启动 .107 4.4.3 遵守脱硫系统成功运行三原则 .107 第五章 烟气脱硫系统分析与测试 .107 5.1 脱硫系统分析测试.107 5.1.1 化学监督项目 .108 5.1.2 化学分析指标 .109 5.2 测量仪表.113 5.2.1 烟气连续监测系统（CEMS） .113 5.2.2 pH 计 .114 5.2.3 流量计.116 5.2.4 浆液密度测量.116 5.2.5 物位测量.117 5.2.6 压力、温度、流量测量.120 第六章 烟气脱硫系统控制 .121 6.1 烟气脱硫系统控制概述 .121 6.1.1 DCS 设计的一

6、般要求 .121 6.1.2 控制系统的可靠性 .123 6.2 烟气脱硫工艺主要调节回路.125 6.2.1 SO2脱除效率的控制.125 6.2.2 吸收剂浆液流量控制 .128 6.2.3 烟气流量控制 .132 6.2.4 吸收塔反应罐液位和浆液密度控制 .134 6.2.5 除雾器冲洗控制 .137 6.2.6 FGD 系统总水平衡控制 .138 6.3 大港烟气脱硫控制系统 .139 6.3.1 概述.139 6.3.2 主要控制功能介绍.139 第七章 烟气脱硫系统维护检修 .146 7.1 烟气挡板 .146 7.1.1 检修专用工器具 .146 7.1.2 检修备件及材料 .

7、147 7.1.3 检修工艺及质量标准 .148 7.2 增压风机 .148 7.2.1 增压风机维护计划 .148 7.2.2 检查旋转油封.150 7.2.3 液压缸的检修.150 7.2.4 调节驱动装置检查.150 7.2.5 检查地脚螺栓.151 7.2.6 辅助设备的检查和维护.151 7.2.7 风机清洁.152 7.2.8 静态件的拆卸.153 7.2.9 叶片角度调节部件的拆卸.153 7.2.10 拆卸带叶片轴的叶片.153 7.2.11 轮载内部件的检查.154 7.2.12 轮毂的组装.154 7.2.13 叶片轴承的润滑和安装.155 7.2.14 液压调节系统的安装

8、.156 7.2.15 静止件安装.156 7.2.16 轮毂拆卸.156 7.2.17 轮毂的组装.157 7.2.18 拆卸/安装叶片.157 7.2.19 主轴承的检查.158 7.2.20 轴承拆卸.159 7.2.21 主轴承的拆卸.160 7.2.22 主轴承的安装.161 7.2.23 轴承组安装.161 7.2.24 测量径向间隙.162 7.2.25 主电机检查和维护 .162 7.2.26 消音器的检查和维护 .163 7.3 低泄漏风机 .163 7.3.1 结构简介 .163 7.3.2 风机的检修与维护 .164 7.3.3 故障分析： .164 7.3.4 风机故障

9、及原因 .165 7.3.5 部件的拆装 .166 7.4 吸收塔循环泵.166 7.4.1 检修用工器具 .166 7.4.2 检修备件及材料 .167 7.4.3 检修工艺及质量标准 .168 7.4.4 联轴器找正 .169 7.4.5 托架的维护 .171 7.4.6 叶轮的调节 .171 7.4.7 润滑油规程（可用其它厂家生产的等同的润滑剂代替）： .171 7.4.8 故障原因及消除方法 .172 7.5 DT 系列脱硫泵 .173 7.5.1 检修用工器具 .173 7.5.2 检修备件及材料 .174 7.5.3 检修工艺及质量标准 .175 7.5.4 常见故障及处理措施

10、.177 7.6 吸收塔搅拌器 .179 7.6.1 检修专用工器具 .179 7.6.2 检修备件及材料 .180 7.6.3 检修工艺及质量标准 .181 7.7 真空皮带脱水机 .181 7.7.1 检修专用工器具 .181 7.7.2 检修备件及材料 .182 7.7.3 检修工艺及质量标准 .183 7.8 维护及年修计划（典型） .184 7.9 FGD 日常检查 .186 7.9.1总则.186 7.9.2 日常检查.186 7.9.3 对检查项目所要采取的措施及工作 .186 7.10 FGD 检查（验收）及维护计划 .188 7.11 检验报告（典型）.189 7.12 FG

11、D 材料选择 .192 7.12.1 典型湿法 FGD 系统内的主要腐蚀环境 .192 7.12.2 湿式 FGD 中的防护材料.192 第八章 事故处理及常见问题解决 .195 8.1 基本原则 .196 8.2 脱硫系统事故的现象、原因及处理.196 8.2.1 发生下列情况之一时，将紧急停运脱硫装置： .196 8.2.2 6kV 电源中断的现象、原因及处理 .197 8.2.3 380V 电源中断的处理 .197 8.2.4 脱硫增压风机故障.198 8.2.5 吸收塔循环泵全停.198 8.2.6 发生火灾时的处理.199 8.3 常见故障及处理方法.199 8.3.1 SO2脱除效

12、率低.199 8.3.1.1 化学原因引起的脱硫效率偏低.200 8.3.2 除雾器 .200 8.3.3 吸收塔浆液浓度高 .200 8.3.4 脱水石膏质量 .201 氯化物浓度太高.201 杂质含量过高.202 8.3.5 烟气系统 .202 8.3.6 滤网堵塞 .202 8.3.7 pH 计 .202 8.3.8 密度测量故障.202 8.3.9 液体流量测量故障.202 8.3.10 SO2仪故障.202 8.3.11 烟道压力测量故障.202 8.3.12 液位测量故障.203 8.3.13 烟气流量测量故障.203 8.3.14 锅炉投油运行.203 8.3.15 电除尘器故障

13、.203 8.3.16 烟道严重积灰.203 8.3.17 石膏排出泵故障及处理.203 8.3.18 石膏旋流器故障及处理.203 8.3.19 空皮带脱水机系统故障及处理.204 8.3.20 石灰石浆液泵故障及处理.205 8.3.21 石灰石浆液箱缓冲搅拌器故障及处理.205 8.3.22 工艺水泵故障及处理.205 8.3.23 除雾器水泵故障及处理.205 8.3.24 工艺水中断的处理.205 8.3.25 挡板密封风机故障及处理.206 8.3.26 氧化风机故障及处理.206 8.3.27 搅拌器故障及处理.206 8.3.28 电力中断故障的处理.207 8.3.29 脱硫

14、系统常出现的结垢和堵塞处理.207 8.3.30 其它常见故障现象及处理方法.210 8.4 事故非联锁停机及处理.211 8.5 电源故障及短时停电防范措施 .212 8.6 紧急停止 .212 8.6.1 联锁紧急停 .212 8.6.2 无联锁停止.213 第一章第一章 烟气脱硫技术原理与常规脱硫技术介绍烟气脱硫技术原理与常规脱硫技术介绍 1.1 烟气脱硫的必要性 1.1.1 酸雨酸雨 “酸雨”一词最早见之于 1872 年英国人斯密斯（RASmith）的著书之中。 当前酸雨现象已经遍及全球范围，成为举世瞩目的环境问题。 空气中所含的某些微量气体和微粒物质通过云中雨除和云下洗脱作用，随 降

15、水降落到地表的过程称为湿沉降。污染物通过重力沉降或被地面建筑物、树 木等阻留的过程称为干沉降。这两种沉降对环境的影响往往是很难予以区分的。 广义地说，酸雨（酸沉降）的概念应包括酸性的湿沉降和干沉降。 造成酸雨现象的原因有天然的和人为的污染物，其中对酸雨贡献最大的是 SOx 和 NOx 及与它们的大气化学相关的化合物。一般说来，pH7 的水溶液被 称为酸性水。20 世纪 70 年代初，环境大气中存在约 33010-6（V/V）CO2；溶 解于纯水并达到平衡状态时的 pH 值约为 5.6。我们可以将由 CO2溶解平衡所造 成降水的低 pH 值看作为降水的本底 pH 值。从而将酸雨定义为 pH5.6

16、 的降水。 北美、西欧等工业发达地区是酸雨多发区。1970 年美国某地曾有 pH=1.5 的 酸雨记录。对我国一些主要城市的降水成分分析结果表明，我国降水属煤烟型， SO42-是阴离子中的主要成分。我国的酸雨是继欧洲、北美之后的世界第三大重 酸雨区，酸雨区已从 20 世纪 80 年代初的西南局部地区，扩展到西南、华南、 华中和华东的大部分地区；近年来，年平均降水 pH 值低于 5.6 的地区已占到全 国整个国土面积的 40%左右。火电厂高烟囱排放的二氧化硫及氮氧化物是导致 酸雨产生的主要原因之一（2000 年火电厂二氧化硫排放量占全国排放总量的 40%以 上，随着煤炭转换为电力比重的提高，这一

17、比重还将不断提高） 。2005 年监测的 696 个市县中，有一半以上都出现了酸雨，个别地方酸雨频率达到百分之百，已 经到了逢雨必酸的地步。 1.1.2 酸雨危害酸雨危害 酸雨对环境和生物体的危害性是明显的。环境水体的正常 pH 值在 7.08.0。 受酸雨污染后，湖水、河水的 pH 值可下降至 5.0 以下，水生生物将受到很大威 胁，甚至大量死亡。20 世纪 80 年代，美国、加拿大、爱尔兰、北欧国家已有大 量湖泊酸化，仅加拿大就有 4500 个湖泊变成“死”湖，水生生物濒临绝迹。 酸雨沉降在植物上，叶子表皮的蜡质保护层会受到破坏，使正常的蒸腾作用 和气体交换过程发生障碍。据报道，前联邦德国

18、约有 50%的森林遭受酸雨的损 害。我国重庆市的马尾松也曾大面积受害。酸雨沉降到土壤中，钾、钙、磷等 一类碱性营养物质将被冲洗，导致土壤肥力显著下降，大大影响作物的生长。 危害轻微的因吸收营养不足而枯萎，严重时将会导致死亡。酸雨对土壤的影响 与土壤的性质有关。经常受涝的土壤，阳离子交换容量高或者游离碳酸根含量 高的土壤，对酸雨不敏感。阳离子交换容量在 6.215.4 之间的土壤，对酸雨有 一定敏感性。若含游离碳酸根较低，阳离子交换容量低于 6.2，而且很少受水渍 的土壤，对酸雨很敏感，故受危害的可能性也大。 此外，酸雨对于建筑物和露天材料有较强腐蚀性，将给经济上造成很大的损 失。据不完全统计，

19、全世界每年因遭酸雨腐蚀而造成的经济损失达 200 亿美元 之巨。一些露天的价值连城的文物古迹和艺术瑰宝因受酸雨侵蚀而变得面目全 非，这类现象在欧洲已经发现多起。据报道我国历史名胜故宫和天坛，那里的 大理石栏杆和露天古迹也有被酸雨腐蚀的迹象。 据中国环境科学研究院、清华大学等单位的研究结果表明，由二氧化硫等导 致的酸雨污染每年给中国造成损失超过 1100 亿元，整个大气污染所造成的损失 每年约占中国 GDP 的 2%3%。 我国政府对 SO2排放及酸雨问题已予以高度重视，酸雨的防治是我国近期 环境保护的重点内容。 1.1.3 SO2排放形势与控制标准排放形势与控制标准 我国是一个煤储量丰富的国家

20、，煤炭占一次能源的75%，能源消费结构对煤 的过分依赖导致了环境污染的加剧，煤炭燃烧所排出的SO2占排放总量的 93.9%，全国SO2 年排放量2006 年达2588.8万t 以上，居世界首位。全国电力 SO2 排放约1350万t, 占全国SO2 排放的50%以上。燃煤产生的NOX占全国排放总 量的50%。而中国的资源特点和经济发展水平决定了以煤为主的能源结构将长期 存在，因此燃煤排放的SO2和NOX 仍将是我国主要的大气污染物。 根据国务院关于酸雨控制区和 SO2污染控制区有关问题的批复 （国函 19985 号） ，对火电厂 SO2排放提出了明确要求，即要求“两控区”的火电厂做到： 到 20

21、00 年底达标排放；除以热定电的热电厂外，禁止在大中城市城区及近效区 新建燃煤火电厂；新建、改造燃煤含硫量大于 1%的电厂，必须建设脱硫设施； 现在燃煤含硫量大于 1%的电厂，要在 2000 年前采取减排措施；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 SO2措施。 最近几年来，我国为实现节能减排目标，建设资源节约型、环境友好型社 会，采取了一系列政策和行动，其力度之大，前所未有。2003 年7 月1 日开始 实施的排污费征收使用管理条例规定了SO2 和NOX 的排污收费标准，而且 国家发改委会同有关部门制定的节能减排综合性工作方案提出二氧化硫排 污费标准将逐年提高，

22、力争使二氧化硫排污费征收标准在“十一五”期间逐步提高 到治理污染全部成本水平。2007 年制定的国家环境保护“十一五”规划提出“十一 五”期间要把防治污染作为重中之重，加大污染治理力度，确保到2010 年SO2 排放量比2005 年削减10%，遏制酸雨发展。 2004 年 7 月，我国公布并实施火电厂大气污染物排放标准(GB13223- 2003)，对火电厂 SO2 排放要求有了较大幅度的提高。GB13223-2003 的详细内 容见附录 1。 该标准分三个时段，对不同时期的火电厂建设项目分别规定了排放控制要 求： 1996 年 12 月 31 日前建成投产或通过建设项目环境影响报告书审批的新

23、建、 扩建、改建火电厂建设项目，执行第 1 时段排放控制要求。 1997 年 1 月 1 日起至本标准实施前通过建设项目环境影响报告书审批的新 建、扩建、改建火电厂建设项目，执行第 2 时段排放控制要求。 自 2004 年 1 月 1 日起，通过建设项目环境影响报告书审批的新建、扩建、 改建火电厂建设项目（含在第 2 时段中通过环境影响报告书审批的新建、扩建、 改建火电厂建设项目，自批准之日起满 5 年，在本标准实施前尚未开工建设的 火电厂建设项目） ，执行第 3 时段排放控制要求。 各时段火力发电锅炉 SO2最高允许排放浓度执行表 1-1 规定的限值。第 3 时 段位于西部非两控区的燃用特低

24、硫煤（入炉燃煤收到基硫分小于 0.5%）的坑口 电厂锅炉须预留脱硫装置空间。 表 1-1 火力发电锅炉 SO2最高允许排放浓度 单位：mg/m3 时段第 1 时段第 2 时段第 3 时段 实施时间 2005 年 1 月 1 日 2010 年 1 月 1 日 2005 年 1 月 1 日 2010 年 1 月 1 日 2004 年 1 月 1 日 燃煤锅炉及 燃油锅炉 2100(11200(1 2100 1200(2 400 1200(2 400 800(3 1200(4 注： (1 该限值为全厂第 1 时段火力发电锅炉平均值。 (2 在本标准实施前，环境影响报告书已批复的脱硫机组，以及位于西部

25、非两控区的燃 用特低硫煤（入炉燃煤收到基硫分小于 0.5%）的坑口电厂锅炉执行该限值。 (3 以煤矸石等为主要燃料（入炉燃料收到基低位发热量小于等于 12550kJ/kg）的资源 综合利用火力发电锅炉执行该限值。 (4 位于西部非两控区内的燃用特低硫煤（入炉燃煤收到基硫分小于 0.5%）的坑口电 厂锅炉执行该限值。 在本标准实施前，环境影响报告书已批复的第 2 时段脱硫机组，自 2015 年 1 月 1 日起，执行 400mg/m3的限值，其中以煤矸石等为主要燃料（入炉燃料收 到基低位发热量小于等于 12550kJ/kg）的资源综合利用火力发电锅炉执行 800mg/m3的限值。 1.2 湿式石

26、灰石石膏法脱硫技术湿式石灰石石膏法脱硫技术 1.2.1 吸收法气态污染物控制原理吸收法气态污染物控制原理 燃煤电厂气态污染物的脱除过程，可以是一个烟气中混合物分离的过程， 一般主要采用气体吸收或吸附的方法，这些方法皆涉及到气体扩散；也可以不 把污染物从混合物中分离，而采用化学转化的方法将污染物转化为环境无害物， 一般采用催化转化法。这些基本都是化工行业通用的单元操作过程，其内容包 括流体输送、热量传递和质量传递。其中气体吸收、吸附和催化转化都涉及到 质量传递过程，简称传质。 在传质过程中，组分是从高浓度区传至低浓度区。当两相接触的时间足够 长，组分在两相间的传递将达到平衡，此时两相的组成将维持

27、恒定，但并不相 同。在大多数传质操作中，互相接触的两相往往只能部分互溶。当达到平衡以 后，两相的组成和接触之前相比会有改变。把两相分开以后，组分就可以获得 一定的分离效果。如果将两相的接触与分离适当地组织起来反复进行，则有可 能使组分之间几乎完全分离。这就是传质分离的物理基础。 传质是一个速率过程，其推动力是化学位差，包括浓度差、温度差、压力 差等，但常见的传质过程都是由浓度差引起的，其传质阻力则须视具体情况而 定。在实际计算中，常把传质阻力看成是传质系数的倒数，即： 传质速率= 传质系数 浓度差 这样，确定传质速率的关键问题就在于如何求取不同条件下的传质系数。 气体的传质过程是借助于气体扩散

28、过程来实现的。 1.2.1.1 气体扩散 气体扩散的方式有分子扩散和对流扩散。前者是发生在静止或滞流流体中， 凭借流体分子的热运动传递物质，后者发生在湍流流体中，凭借流体质点的湍 动和旋涡传递物质。将一勺糖投于一杯水中，稍候，整杯水就会变甜，这就是 分子扩散的表现；而如果用勺搅动，则将甜得更快更匀，这便是对流扩散的效 果。 （1）菲克（Fick）定律 在静止或滞流流体中，分子的运动是漫无边际的，若一处某种分子的浓度较 邻近的另一处为高，则这种分子离开的便比进入的多，其结果自然是物质从浓 度较高的区域扩散到浓度较低的区域，两处的浓度差，便成了扩散的推动力。 用来描述分子扩散速率的定律是著名的菲克

29、定律，或称菲克第一扩散定律。 即： 上式表示 A 与 B 的混合物中，A 沿 Z 方向扩散的速率。 式中 JAA 的扩散速率或称扩散通量，kmol/m2.s ； A 的浓度梯度； DAB A 在 AB 混合物中的扩散系数，m2/s ； “_”负号表明扩散是沿浓度下降的方向进行的。 上式告诉我们，当物质 A 在 A、B 混合物中扩散时，任一点处的扩散通量 与该位置上的浓度梯度成正比，它是对物质分子扩散现象基本规律的描述。 扩散系数 D 是物性参数，表示物质在某介质中的扩散能力，其值与扩散物 质与介质的种类有关，且随温度的上升和压力的下降而增大。扩散系数的数值 应由实验方法求得，也可在相关手册或文

30、献中查得。若无可靠数据也可通过相 应的经验公式计算获得。若已知温度 T0，压力为 p0下的扩散系数 D0，也可通过 下式计算条件为 T、P 时的 D 值： 3 0 2 0 () 0 pT DD p T 气体在液体中的扩散系数随溶液浓度变化很大，且比在气相中的扩散系数 小得多。表 1-1，1-2 为某些气体在水中和空气中的扩散系数。 表 1-1 某些物质在水中的扩散系数（20，稀溶液） dz dc DJ A ABA dz dcA 表 1-2 部分气体在空气中的扩散系数（0，101.33kPa） （2）对流扩散 对流扩散是湍流主体与相界面之间的涡流扩散和分子扩散这两种传质作用 的总称。 物质在湍流

31、流体中传递，主要是依靠流体质点的无规则运动，湍流中发生 的旋涡，引起各部流体间的剧烈混合，在有浓度差存在的条件下，物质便向其 浓度降低的方向传递。这种凭借流体质点的湍动和旋涡来传递物质的现象，称 为涡流扩散。在流体的扩散研究中，由于涡流扩散，传质过程比较复杂，常常 把对流扩散中的涡流扩散进行简化，用分子扩散来描述。 研究一下湿壁塔中气液的传质。图 1-1(a) 示意绘出湿壁塔的一段。考虑稳 定吸收中任何一横截面 mn 上相界面的气相一侧溶质 A 浓度分布情况。在图 1-1（b）中，横轴表示离开相界面距离 Z，纵轴表示溶质 A 的分压 p。气体虽呈 湍流流动，但靠近相界面处仍有一个滞流内层，其厚

32、度以 ZG表示，湍动程度愈 高，ZG愈小。 图 1-1 传质的有效滞流膜层 吸收质 A 自气相主体向界面转移，由于吸收过程的存在，气相中 A 的分压 愈靠近界面便愈小。在稳定状态下，mn 截面上不同 Z 值各点处的物质传递速 率应相同，但由于在流体的中心区主要是涡流扩散，而滞流内层主要是分子扩 散。使这两个区域内的浓度梯度相差很大。在湍流区，浓度梯度几乎等于零， pz 曲线为一水平线。而在滞流层内，由于吸收质 A 的传递完全靠分子扩散， 使浓度梯度很大，pz 曲线较为陡峭，而在这二个区中间的过渡区，既存在着 分子扩散，也存在着涡流扩散，传质是分子扩散和涡流扩散的总和。在此区域 内，由一端几乎是

33、纯分子扩散产生的总传质，逐渐而非突然地向主要是涡流扩 散的另一端过渡，因此浓度梯度的变化出现了一个过渡区，pz 曲线逐渐由陡 峭转变为平缓。 延长滞流内层的分压线使其与气相主体的水平分压线相交于一点，令此交点 H 与相界面的距离为 ZG，设想在相界面附近存在着一个厚度为 ZG的滞流膜层， 此膜层称为虚拟滞流膜层或有效滞流膜层，膜层以内的流动纯属滞流，因而其 中的物质传递形式纯属分子扩散。经过这样的处理，就等于把涡流扩散的传递 作用转化为分子扩散的传质。由图可见，整个有效滞流膜层的传质推动力即为 气相主体与相界面处的分压之差，这意味着从气相主体到相界面处的全部传质 阻力都包括在此有效滞流膜层之中

34、。于是便可按有效滞流膜层内的分子扩散速 率写出由气相中心区到相界面的对流扩散速率方程，即； () Ai GBm DP Npp RTZ p 式中 NA溶质 A 的对流扩散速率，kmol/（m2.s） ； D溶质 A 在气相的扩散系数，m2/s； ZG气相有效滞流膜层厚度，m； P气相总压，Pa； p气相主体中溶质 A 分压，Pa； pi相界面处的溶质 A 分压，Pa； pBm惰性组分 B 在气相主体与相界面处的分压的对数平均值，Pa； 同理，有效滞流膜层的概念，也完全适用于相界面的液相一侧，在液相一侧 的对流扩散速率方程可写为： 式中 D溶质 A 在液相中的扩散系数,m2/s； ZL液相有效滞流

35、膜层厚度，m； c液相主体中溶质 A 浓度，kmol/m3； ci相界面处溶质 A 浓度，kmol/m3 ； )( cc cZ CD N i SmL A csm溶剂在液相主体中与相界面处的浓度对数平均值，kmol/m3， （其它符 号的意义与单位同前） 。 对于一个稳定的传质过程，可将上述传质速率式简化。 令 则前二式变为： () AGi Nkpp () ALi Nkcc kG与 kL分别称作气膜传质系数和液膜传质系数或称传质分系数。kG与 kL可 以用实验直接测定，而不必知道膜厚。 1.2.2 气体吸收气体吸收 1.2.2.1 气液平衡 在一定得温度和压力下，当吸收剂与混合液接触时，气体中得

36、可吸收组分溶 解与液体中，形成一定的浓度。但溶液中已经被吸收的组分也可能由液相重新 逸回到气相中，形成解吸。 吸收过程进行的方向与极限取决于溶质（气体）在气液两相中的平衡关系， 对于任何气体在一定条件下，在某种溶剂中溶解达到平衡时，其在气相中的分 压是一定的（p*） 。在吸收过程中，当气相中溶质的实际分压 p 高于其与液相成 平衡的溶质分压时，即 pp*时，溶质便由气相向液相转移，于是就发生了吸收 过程。p 与 p*的差别越大，吸收的推动力越大，吸收的速率也越大；反之，如果 pp*，溶质便由液相向气相转移，即吸收的逆过程，称为解吸（或脱吸） 。因此， 我们必须弄清吸收过程中的气液平衡规律。而要

37、进行吸收过程的计算，也必须 弄清楚平衡关系。 可用亨利定律表示在一定温度下，吸收气体的平衡分压与其在液相中浓度 的关系。在一定温度下，则 p*只是 x 的函数。 ( )Pf x 对于稀溶液，上列平衡关系式可以是一条通过原点的直线（见图 1-2 中 SO2 的溶解度曲线） ，即气液两相的浓度成正比。 G BmG k pRTZ DP L smL k cZ CD 图 1-2 气体在液体中的溶解度 在总压不很高（一般小于 5.0105Pa）时，在一定温度下，当溶解达到平衡 时，稀溶液上方溶质 A 的平衡分压与其在溶液中的浓度成正比。 式中 x被吸收组分在液相中的摩尔分率（无因次） ； E亨利系数，Pa

38、 当溶质在气相和液相中的浓度均以摩尔分率表示时，亨利定律又可表示为 y*=mx 此式为亨利定律最常用的形式之一，称为气液平衡关系式，m 为相平衡常数， 无因次。相平衡常数 m 也是由实验结果计算出来的数值，对于一定的物系，它 是温度和压强的函数，由 m 值的大小同样可以看出气体溶解度的大小，在同一 溶剂中，难溶气体 m 值大，反之则小。温度升高，总压下降则 m 值变大，不利 于吸收操作。 1.2.2.2 吸收过程机理 吸收过程是一个相际传质过程，关于吸收这样的相际传质机理，刘易斯 （Lewis，WK）和惠特曼（WGWhitman）在 20 世纪 20 年代提出的双膜理论 一直占有重要地位，前面

39、关于单相内传质机理的分析和处理，都是按照双膜理 论的基本论点进行的。双膜理论的基本要点如下： 相互接触的气、液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一个很 薄的有效滞流膜层，吸收质以分子扩散方式通过此二膜层。 Exp 在相界面处，气、液两相达到平衡。 在膜层以外的中心区，由于流体充分湍动，吸收质浓度是均匀的，即两 相中心区内浓度梯度皆为零，全部浓度变化集中在两个有效膜层内。 通过以上假设，就把整个相际传质过程简化为经由气、液两膜的分子扩散过 程，图 1-3 即为双膜理论的示意图。 图 1-3 双膜理论示意图 双膜理论认为，相界面上处于平衡状态，即图 1-3 中的 pi与 ci符合平衡关系。

40、这样，整个相际传质过程的阻力便决定了传质速率的大小，因此双膜理论也可 以称为双阻力理论。 双膜理论把复杂的相际传质过程大为简化。对于具有固定相界面的系统及速 度不高的两流体间的传质，双膜理论与实际情况是相当符合的，根据这一理论 的基本概念确定的相际传质速率关系，至今仍是传质设备设计的主要依据。这 一理论对于生产实际具有重要的指导意义。但是，对具有自由相界面的系统， 尤其是高度湍动的两流体间的传质，双膜理论表现出它的局限性，因为在这种 情况下，相界面已不再是稳定的，界面两侧存在稳定的有效滞流膜层及物质以 分子扩散的形式通过此二膜层的假设都很难成立。另外，某些特殊情况下的传 质过程，相界面上的平衡

41、状态也不存在。 针对双膜理论的局限性，后来相继提出了一些新的理论，如薄膜理论、溶质 渗透理论、表面更新理论、界面动力状态理论等，这些理论对于相际传质过程 中的界面状况及流体力学因素的影响等方面的研究和描述有所前进，但目前尚 不能据此进行传质设备的计算或解决其它实际问题。 1.2.2.3 吸收速率方程 吸收速率指单位时间内单位相际传质面积上吸收溶质的量，在实际工作中， 要计算执行指定的吸收任务所需设备的尺寸，或核算用已知设备吸收混合气体 所要达到的吸收程度，均需知道吸收速率。 对于吸收过程的速率关系，可赋予如下形式： 吸收速率 = 吸收推动力 / 吸收阻力 其中的吸收推动力，自然是指浓度差。吸收

42、阻力的倒数称为吸收系数，于是 吸收速率方程式可写为： 吸收速率 = 吸收系数 吸收推动力 在稳定操作的吸收设备内任一部位上，相界面两侧的气、液膜层中的传质速 率应是相同的（否则会在界面处有溶质积累） 。因此，其中任何一侧有效膜层中 的传质速率都能代表该部位上的吸收速率。 气膜吸收速率方程 根据前述对流扩散速率方程，即 式中 NA被吸收组分 A 的传质速率，kmol/（m2.s） ； kG气膜传质分系数，kmol/（m2.s.Pa） ； pBm惰性组分 B 在气膜层中的对数平均分压，Pa lnln BiBBBi Bm BiB BiB pppp p pp pp 式中 pBi，pB惰性组分 B 在气

43、液界面和气相主体中的分压，Pa； 液膜吸收速率方程 式中 kL液膜传质分系数，m/s。 总传质速率方程 前面所讲的吸收速率方程实际应用上是有困难的，首先 kG和 kL难以得到， 更重要的是界面浓度 pi、ci很难测量。为了避开难以测量的界面浓度，采用流体 两相主体浓度的某种差值来表示总推动力而写出总吸收速率方程式。这种方程 式中的吸收系数称为总系数。以 K 表示。 )( i BmG A pp pRTZ DP N )( iG ppk )(cc cZ DC N i smL A )(cck iL 令 111 LGG k HkK 得： 上式称为气相总吸收速率方程，KG称为气相吸收总系数。KG包括了气、

44、液两个 分系数。即总阻力相当于气、液两膜阻力之和。 用同样的方法，可以导出液相总吸收速率方程 得： KL与 kG、kL的关系用下式表示： 上式即为液相总吸收速率方程，KL为液相吸收总系数。 吸收总系数 KG和 KL可以通过实验获取，也可以通过经验公式或准数关联 式求得。 由上述关系式可以看出 KG、KL和 kG、kL的关系。同时还可以据此判断吸收 过程主要是气膜控制（阻力主要集中在气膜） 、液膜控制（阻力主要集中在液膜） 还是两膜共同控制（二膜阻力相差不大） 。 对于难溶气体，由于溶解度系数 H 很小，可知， ，说明 阻力集中在液膜，传质过程主要由液膜控制。 对于易溶气体，由于溶解度系数 H

45、很大,可知， ，说明 阻力集中在气膜，传质过程主要由气膜控制。 对于中等溶解度的气体，由于 H 不大也不小，传质过程由两膜共同控制。 表 1-3 列举了部分吸收过程中膜控制情况。 表 1-3 部分吸收过程中膜控制情况 气 膜 控 制液 膜 控 制气、液 膜 控 制 1.水或氨水吸收氨 2.浓硫酸吸收三氧化硫 3.水或稀盐酸吸收氯化氢 4.酸吸收 5%氨 5.碱或氨水吸收 SO2 6.氢氧化钠溶液吸收硫化氢 7.液体的蒸发或冷凝 1.水或弱碱吸收二氧化碳 2.水吸收氧气 3.水吸收氯气 1.水吸收 SO2 2.水吸收丙酮 3.浓硫酸吸收二氧化氮 4.水吸收氨 5.碱吸收硫化氢 )( ppKN G

46、A LGL Kk H k 11 )(ccKN LA LLGL Kkk H k 111 GGGL KkkHk 1111 用水吸收氨，过去认为气膜控制，经实验测知液膜阻力占总阻力的 20%。 1.2.2.4 化学吸收 若被吸收的气体组分与吸收液的组分发生化学反应，则称为化学吸收，例 如应用碱液吸收SO2。应用固体吸收剂与被吸收组分发生化学反应，而将其从烟 气中分离出来的过程，也属于化学吸收，例如炉内喷钙（CaO）烟气脱硫也是化 学吸收。 在化学吸收过程中，被吸收气体与液体相组分发生化学反应，有效的降低 了溶液表面上被吸收气体的分压，增加了吸收过程的推动力，即提高了吸收效 率又降低了被吸收气体的气相

47、分压。因此，化学吸收速率比物理吸收速率大得 多。 物理吸收和化学吸收都受气相扩散速度（或气膜阻力）和液相扩散速度 （或液膜阻力）的影响，工程上常用加强气液两相的扰动来消除气膜与液膜的 阻力。在烟气脱硫中，瞬间内要连续不断地净化大量含低浓度SO2的烟气，如单 独应用物理吸收，因其净化效率很低，难以达到SO2的排放标准。因此，烟气脱 硫技术中大量采用化学吸收法。 化学吸收是由物理吸收过程和化学反应两个过程组成的。在物理吸收过程 中，被吸收的气体在液相中进行溶解，当气液达到相平衡时，被吸收气体的平 衡浓度，是物理吸收过程的极限。被吸收气体中的活性组分进行化学反应，当 化学反应达到平衡时，被吸收气体的

48、消耗量，是化学吸收过程的极限。这里用 CaCO3溶液吸收SO2 加以说明。 SO2（g） SO2（aq） SO2（aq）+ CaCO3 + H2O CaSO3 H2O +CO2 化学吸收过程中，被吸收气体的气液平衡关系，即应服从相平衡关系，又应服 从化学平衡关系。 1.2.2.5 化学吸收过程的速率及过程阻力 化学吸收过程的速率，是由物理吸收的气液传质速度和化学反应速度决定 的。化学吸收过程的阻力，也是由物理吸收气液传质的阻力和化学反应阻力决 定的。 在物理吸收的气液传质过程中，被吸收气体气液两相的吸收速率，主要取 决于气相中被吸收组分的分压，和吸收达到平衡时液相中被吸收组分的平衡分 压之差。

49、此外，也和传质系数有关，被吸收气体气液两相间的传质阻力，通常 取决于通过气膜和液膜分子扩散的阻力。 烟气脱硫通常是在连续及瞬间内进行，发生的化学反应是极快反应、快反 应和中等速度的反应，如NaOH、CaCO3和Ca(OH)2等碱液吸收SO2。为此，被吸 收气体气液相间的传质阻力，远较该气体在液相中与碱液进行反应的阻力大得 多。对于极快不可逆反应，吸收过程的阻力，其过程为传质控制，化学反应的 阻力可忽略不计。例如，应用碱液或氨水吸收SO2时，化学吸收过程为气膜控制， 过程的阻力为气膜传质阻力。液相中发生的化学反应，是快反应和中等速度的 反应时，化学吸收过程的阻力应同时考虑传质阻力和化学反应阻力。

50、 1.2.2.6 碱液浓度对传质速度的影响 应用碱液吸收酸性气体时，碱液浓度的高低对化学吸收的传质速度有很大 的影响。当碱液的浓度较低时，化学传质的速度较低；当提高碱液浓度时，传 质速度也随之增大；当碱液浓度提高到某一值时，传质速度达到最大值，此时 碱液的浓度称为临界浓度；当碱液浓度高于临界浓度时传质速度并不增大。 为此，在烟气脱硫的化学吸收过程中，当应用碱液吸收烟气中的SO2时，适 当提高碱液的浓度，可以提高对SO2的吸收效率。但是，碱液的浓度不得高于临 界浓度。超过临界浓度之后，进一步提高碱液的浓度，脱硫效率并不能提高。 可以得出，在烟气脱硫中，吸收SO2的碱液浓度，并非愈高愈好。碱液的最

51、佳浓 度为临界浓度，此时脱硫效率最高。 烟气脱硫效率的计算公式为： =（c入-c出）/（c入） 其中： 为脱硫装置的脱硫效率，%； c入为吸收塔入口烟气二氧化硫浓度，mg/m3或 ppm； c出为吸收塔出口烟气二氧化硫浓度，mg/m3或 ppm； 在化学吸收烟气脱硫中，吸收剂的性能从根本上决定了SO2吸收的效率，因 而对吸收剂的性能有一定的要求： 1）吸收能力高要求对SO2具有较高的吸收能力，以提高吸收速率，减少吸 收剂的用量，减少设备体积和降低能耗。 2）选择性能好要求对SO2具有良好的选择性能，对其它组分不吸收或吸收 能力很低，确保对SO2 具有较高的吸收能力。 3）挥发性低，无毒，不易燃

52、烧，化学稳定性好，凝固点低，不发泡，易再 生，粘度小，比热小。 4）不腐蚀或腐蚀小，以减少设备投资及维护费用。 5）来源丰富，容易得到，价格便宜。 6）便于处理及操作，不易产生二次污染。 完全满足上述要求的吸收剂是很难选择到的。只能根据实际情况，权衡多方 面的因素有所侧重地加以选择。石灰（CaO）、氢氧化钙Ca（OH）2、碳酸钙 （CaCO3），是烟气脱硫较为理想的吸收剂，因而在国内外烟气脱硫中获得最广 泛地应用。 1.2.2.7 吸收设备 实现对气体组分高效率的吸收，目前所采用的方式和设备很多。但其最基本 的要求是实现气体与吸收剂液体的密切接触，也就是要提供尽可能大的有效接 触面积和高强度的

53、界面更新，并最大限度地减小阻力和增大推动力。 吸收塔是烟气脱硫系统的核心装置，在塔内要完成以下主要工艺步骤： （1）石灰石浆液吸收SO2气体； （2）烟气与石灰石浆液分离； （3）浆液的中和； （4）中间产物氧化成石膏； （5）石膏结晶析出。 要求吸收塔气液接触面积大，气体吸收反应良好，压力损失小，并且适用于 大容量烟气处理。塔器类主要包括喷淋塔（俗称空塔） 、填料塔、板式塔、湍球 塔、鼓泡塔等。 喷淋塔一般有34个喷淋层，每层有多个喷嘴，石灰石浆液经喷嘴雾化后均 匀喷淋于塔中。烟气可与液滴紧密接触，顺流、逆流方式均可。逆流运行利于 烟气和吸收液充分接触，但压力损失也大。气流带出的液态雾滴由除

54、雾器捕获。 由于塔内构件少，大大减少结垢和堵塞的机会，压力损失也小。 填料塔用于脱硫剂为清洁液体，且脱硫过程中不产生沉淀物的情况。填料延 长了气液接触的停留时间，从而获得更高的脱硫效率。填料塔内装有各种型 式的固体填充物，即填料。液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上，靠重力作用 沿填料表面流下，气相则在压强差推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另 一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续变化。 板式塔内沿塔高装有若干层塔板（或称塔盘） ，液体靠重力作用由顶部逐板 流向塔底，并在多块板上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上 依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内

55、进行逐级接触，两相 的组成沿塔高呈阶梯式变化。板式塔又根据板的型式不同分成各种类型，如泡 沫塔、泡罩塔、喷射板塔、浮阀塔等等。用于烟气脱硫的板式塔主要为筛板塔， 由于烟气量较大，操作状态为喷射工况以提高塔内气速。但大直径的塔在工业 中较少应用。 湍球塔又称流化填料塔，它和填料塔在设计上没有根本的区别，其填料是空 心或实心小球，在高的操作气速的推动下，小球高速湍动而成流化状态。液体 由塔顶喷下润湿小球表面而与气相密切接触且高强度更新，增强了两相的接触 传质，提高了吸收效率。 鼓泡塔又称鼓泡反应器，塔内装满吸收液，气体以各种方式鼓入塔内，气体 成分散相，液体是连续相。烟气脱硫中也常用喷射鼓泡塔。

56、1.2.3 湿式石灰石石膏法脱硫原理湿式石灰石石膏法脱硫原理 石灰石石膏法烟气脱硫(Flue Gas Desulphurization,FGD)技术是用含石灰石的 浆液洗涤烟气，以中和（脱除）烟气中的SO2，故又称之为湿式石灰石/石膏法烟 气脱硫（简称WFGD） 。这种方法是应用最广泛、技术最为成熟的烟气SO2排放 控制技术。其特点是SO2脱除率高，脱硫效率可达95%以上，能适应大容量机组、 高浓度SO2含量的烟气脱硫，吸收剂石灰石价廉易得，而且可生产出副产品石膏， 高质量石膏具有综合利用的商业价值。随着石灰石/石膏法FGD系统的不断简化 和完善，不仅运行、维修更加方便，而且设备造价也有所降低

57、。据统计，目前 世界上已经投运或正在计划建设的脱硫系统中，WFGD工艺占80%左右。从近年 国内脱硫实践看，脱硫投资已有大幅度的降低。综合各方面的情况，WFGD最适 合大机组脱硫的需要。 1.2.3.1 脱硫工艺过程化学原理 众所周知，在湿式石灰石石膏法脱硫工艺中作为液相化学反应的结果使 气态物质和液态悬浮液之间发生物质的转化而吸收 SO2，这是一个气液传质过程， 该过程大致分为如下几个阶段： 气态反应物质从气相主体向气-液界面的传递； 气态反应物穿过气-液界面进入液相，并发生反应； 液相中的反应物由液相主体向相界面附近的反应区迁移； 反应生成物从反应区向液相主体的迁移。 用水吸收SO2一般被

58、认为是物理吸收过程，吸收过程的机理可用双膜理论来分析。 根据双膜理论，在气液之间存在一个稳定的相界面，界面两侧各存在一个很 薄的气膜和液膜，SO2分子是以分子扩散的方式通过此二个膜层的。在膜层以外 的中心区，由于流体的充分湍动，SO2的浓度是均匀的，也就是说，SO2分子由 气相主体传递到液相主体的过程中，其传递阻力为气膜阻力与液膜阻力之和。 研究发现，SO2在气相中的扩散常数远远大于液相扩散常数，所以SO2迁移的主 要阻力集中在液膜。 为了克服液膜阻力，使SO2的吸收过程能在较大推动力下以较快的速度进行， 工程上采用了两项措施：一是增加液气比，并使之高度湍动，同时使液滴的颗 粒尽可能的小，以增

59、大气-液传质面积；二是在吸收液中加入化学活性物质，比 如加入CaCO3。 由Henry定律可知，由于活性反应物的加入，使得SO2的自由分子在液相中的 浓度比用纯水吸收时大为降低，从而使SO2的平衡分压大大降低。这样，在总压 P一定的情况下，会大大提高溶解的推动力，使吸收速率加快。 SO2的吸收 SO2进入液相，首先发生如下一系列反应： SO2+H2OH2SO3 H+ HSO3-2H+ SO32- 上式表示的溶液成分与溶液的pH值有关，图1-4表示了这种关系。从图1-4中可以 看出，在pH值为7.2时，溶液中存在亚硫酸根和亚硫酸氢根离子；而pH值为5.0以 下时，只存在亚硫酸氢根离子。当pH值继

60、续下降到4.5以下时，随着pH值的降低， SO2水化物的比例逐渐增大，与物理溶解SO2建立平衡。在本工艺中，吸收液的 pH值基本上在5.06.0之间，所以进入水中的SO2主要以亚硫酸氢根离子HSO3的 形式存在。 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 00.20.40.60.81 mol/L pH 1 2 图1-4 SO2在水中的溶解 注：2线以上的区域为SO32-离子存在区域 2线以下1线以上的区域为HSO3-离子存在区域 1线以下的区域为SO2+H2O与H2SO3平衡区域 硫酸盐的形成 根据 Miller 等人对 SO2在水溶液中氧化动力学的研究，如图 1-5 所示，亚硫 酸氢根离