脱硫吸收塔的直径和喷淋塔高度设计

1、吸收塔的直径和喷淋塔高度设计脱硫工艺选用的吸收塔为喷淋塔，喷淋塔的尺寸设计包括喷淋塔的高度设计、 喷淋塔的直径设计1.1喷淋塔的高度设计喷淋塔的高度由三大局部组成，即喷淋塔吸收区高度、喷淋塔浆液池高度和喷淋塔除雾区高度。但是吸收区高度是最主要的，计算过程也最复杂，次局部高度设计需将许多的影响因素考虑在内。 而计算喷淋塔吸 收区高度主要有两种方法：(1)喷淋塔吸收区高度设计(一)到达一定的吸收目标需要一定的塔高。通常烟气中的二氧化硫浓度比拟低。 吸收区高度的理论计算式为h=H0 X NTU(1)其中：H0为传质单元高度：H0=Gm/(kya) (ka为污染物气相摩尔差推动力的总 传质系数，a为塔

2、内单位体积中有效的传质面积。)NTU为传质单元数，近似数值为NTU=(y1-y2)/ ym,即气相总的浓 度变化除丁平均推动力ym= ( y1- y2)/ln(Avy2)(NTU是表征吸收困难程 度的量，NTU越大，那么到达吸收目标所需要的塔高随之增大。根据(1)可知：h=H0X NTU=冬*y1-y2=国*-Vyf-kyaymkya (y1-y1) -(y2-y2)*ln(4) y2- y2kya= kYa =9.81 x 10七。25 4&a = 82 4其中：y,y2为脱硫塔内烟气进塔出塔气体中SO2组分的摩尔比，kmol(A)/kmol(B)y*, y2为与喷淋塔进塔和出塔液体

3、平衡的气相浓度，kmol(A)/kmol(B)kya为气相总体积吸收系数，kmol/(m3.h . kpa)X2,X1为喷淋塔石灰石浆液进出塔时的SO2组分摩尔比，kmol(A)/kmol(B)G气相空塔质量流速，kg/(m2- h)W液相空塔质量流速，kg/(m2- h)yX=mx1, y2X=mx2(m为相平衡常数，或称分配系数，无量纲)kYa为气体膜体积吸收系数，kg/(m2- h kPa)kLa为液体膜体积吸收系数，kg/(m2- h kmol/m3)式2中E为常数，其数值根据表24表3温度与8值的关系温度/10152025300.00930.01020.01160.01280.014

4、3采用吸收有关知识来进行吸收区高度计算是比拟传统的高度计算方法，虽然计算步骤简单明了，但是由丁石灰石浆液在有喷淋塔自上而下的流动过程中由丁石灰石浓度的减少和业硫酸钙浓度的不断增加，石灰石浆液的吸收传质系数也在 不断变化，如果要算出具体的瞬间数值是不可能的，因此采用这种方法计算难以得到比拟精确的数值。以上是传统的计算喷淋塔吸收区高度的方法，此外还有另外一种方法可以计 算。2喷淋塔吸收区高度设计二采用第二种方法计算，为了更加准确，减少计算的误差，需要将实际的喷淋塔运行状态下的烟气流量考虑在内。而这局部的计算需要用到液气比L/G、烟气速度u m/s和钙硫摩尔比Ca/S的值。本设计中的液气比L/G是指

5、吸收剂石灰石液浆循环量与烟气流量之比值L/M3。如果增大液气比L/G,那么推动力增大，传质单元数减少，气液传质面 积就增大，从而使得体积吸收系数增大，可以降低塔高。在一定的吸收高度内液 气比L/G增大，那么脱硫效率增大。但是，液气比L/G增大，石灰石浆液停留时 间减少，而且循环泵液循环量增大，塔内的气体流动阻力增大使得风机的功率增 大，运行本钱增大。在实际的设计中应该尽量使液气比L/G减少到适宜的数值同时有保证了脱硫效率满足运行工况的要求。湿法脱硫工艺的液气比的选择是关键的因素，对丁喷淋塔，液气比范围在8L/m3-25 L/m3之间5,根据相关文献资料可知液气比选择12.2 L/m3是最正确的

6、数 值同6。烟气速度是另外一个因素，烟气速度增大，气体液体两相截面湍流加强，气 体膜厚度减少，传质速率系数增大，烟气速度增大回减缓液滴下降的速度，使得体积有效传质面积增大，从而降低塔高。但是，烟气速度增大，烟气停留时间缩 短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。因而选择适宜的烟气速度是很重要的，典型的FGD脱硫装置的液气比在脱硫 率固定的前提下，逆流式吸收塔的烟气速度一般在2.5-5m/s范围内56,本设计 方案选择烟气速度为3.5m/s。湿法脱硫反响是在气体、液体、固体三相中进行的，反响条件比拟理想，在脱 硫效率为90%以上时本设计反案尾5%,钙硫比Ca/S一般略微大丁1,最正确 状态

7、为1.01-1.02,而比拟理想的钙硫比Ca/S为1.02-1.05,因此本设计方案选择 的钙硫比Ca/S为1.02。(3)喷淋塔吸收区高度的计算含有二氧化硫的烟气通过喷淋塔将此过程中塔内总的二氧化硫吸收量平均到 吸收区高度内的塔内容积中，即为吸收塔的平均容积负荷- 平均容积吸收率, 以二表小首先给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除丁吸收容积，得到单位时间 单位体积内的二氧化硫吸收量Q C匚=K0 V h其中C为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3叮为给定的二氧化硫吸收率，；本设计方案为95% h为吸收塔内吸收区高度，mK0为常数，其数值取决丁烟气流速u(m/s)和操作温度(C);Ko=

8、3600uX 273/(273+t)由丁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8为:G (y-y2)=kyax hxAym其中：G为载气流量(二氧化硫浓度比拟低，可以近似看作烟气流量)，kmol/( m2.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/m3Aym为平均推动力，即塔底推动力，ym= ( y1- y2)/ln(Ay/y2)所以=G(y1-y2)/h(5)吸收效率=1-y1/y,按照排放标准，要求脱硫效率至少95%。二氧化硫质

9、量浓度应该低丁580mg/m3(标状态)所以y/i y1-0.0203%(6)乂因为G=22.4X (273+t) /273=u(流速)将式子(5)匚的单位换算成kg/( m2.s),可以写成3600X旦*Hu*y/h22.4 273 t在喷淋塔操作温度100+50=75C下、烟气流速为u=3.5m/s、脱硫效率n =0.952前面已经求得原来烟气二氧化硫SO2质量浓度为amg/m3且a=1.18x104mg/m3而原来烟气的流量145 C时为20 x 104m3/h换算成标准状态时设为Va已经求得Va=1.31X 105m3/h=36.30 m3/s故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中含

10、有二氧化硫质量为mSO=36.30X 1.18X 104mg/m3=42.83X 104mg =428.3gVSO=428.3g22.4 L/mol=149.91L/s=0.14991 m3/s 0.15 m3/sQ 64g / mol那么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-0.15故y1=-100% =0.41%36.30乂 烟气流速u=3.5m/s, y1=0.41% =0.95=75公总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/ m3. s之间7，取匚=6 kg/m3 s代入7式可得一64273、 一6= 3600乂 x-乂3.5 x 0.041

11、x 0.95 /h22.4 273 75故吸收区高度h=18.33 18.3m4喷淋塔除雾区高度h3设计含除雾器的计算和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丁75mg/m39。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。1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外表相撞击而将液滴凝 聚并捕集的，气体通过曲折的挡板，流线屡次偏转，液滴那么由丁惯性而撞击在挡 板被捕集下来。通常，折流板除雾器中两板

12、之间的距离为20-30mm,对丁垂直安置，气体平均流速为2- 3m/s；对丁水平放置，气体流速一般为610m/s。气 体流速过高会引起二次火带。旋流板除雾器气流在穿过除雾器板片间隙时变成旋转气流，其中的液滴在 惯性作用下以一定的仰角射出作螺旋运动而被甩向外侧，聚集流到溢流槽内，达到除雾的目的，除雾率可达90% 99%。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。2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。式中n为喷嘴

13、数量，20个;a为喷射扩散角，90A为除雾器有效通流面积,15 m2h为冲洗喷嘴距除雾器外表的垂直距离,0.05m2上2所以冲洗覆盖率=空*100%=虹匝匚100%=203%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。由丁除雾器冲洗期间会导致烟气带水量加大。所以冲洗不宜过丁频繁，但也不能间隔太长，否那么易产生结垢现象，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

14、。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丁除雾器的正常运行，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，不利丁气液别离，同样不利丁提高除雾 效率。设计烟气流速应接近丁临界流速。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

15、之间。本方案的烟气设计流速为6.9m/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，烟气带水严重，易造成风机故障， 导致整个系统非正冲洗覆盖率%=汽*A.*100%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20 95mm。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丁1m，冲洗水压低时，冲洗效果差，冲洗水压过高那么易增加

16、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，有时那么采用小水 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1-4m3/m2.h3除雾器的最终设计参数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。1数量：1套x 1units=套2类型：V型级数：2级3作用：除去吸收塔出口烟气中的水滴，以便减少烟囱出烟口灰尘量。4选材：夕卜壳：碳钢内衬玻璃鳞片；除雾元件：阻燃聚丙烯材料PP;冲洗管道：FRP;冲洗喷嘴：PP。表4除雾器

17、进出口烟气条件基丁锅炉100%BMCR工况进行设计除雾器进口温度C50烟气压力mmAq113(1.11kPaG)93(0.91kPaG)雾滴含量mg/m3N(D)- 755雾 滴 去 除 率 ：99.75%为到达除雾器出口烟气雾滴含量小丁75mg/Nm3T态，除雾器的雾滴去除率需要到达99.75%以上。6除雾器内烟气流速：6.9m/sa.重散布速度大直径的雾滴颗粒可以通过除雾器元件惯性作用产生颗粒问碰撞从而去除雾 滴。平均颗粒直径大小为100200Lm。因此，烟气流速越高，雾滴去除率越高。但是，被去除的雾滴会重新散布，而 降低雾滴去除效率。这就是雾滴重散布速度的概念。b.通过除雾器的烟气流速为

18、了使除雾器的雾滴去除率到达99.75%以上，根据吸收塔出口端即除雾器 入口端雾滴颗粒直径的实际分布状况，直径大丁17 H m的雾滴颗粒必须100%完全去除。综上所述，除雾区的最终高度确定为3.5m,即h3=3.5m5喷淋塔浆液池高度设计设高度为h2浆液池容量Vi按照液气比L/G和浆液停留时间来确定，计算式子如下：Vi= VNtiG其中L/G为液气比,12.2L/m3VN为烟气标准状态湿态容积，VN=Vg=39.40m3/sTi=2-6 min8，取ti=2.8min=168s由上式可得喷淋塔浆液池体积一._ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _3V=L/G X VNX t!=12.20X 3

19、9.40X 168=80.02 m3选取浆液池内径等丁吸收区内径,内径D2= Di=3.8m而V1=0.25X3.14X D2 XD2 Xh2=0.25X 3.14X 3.8X 3.8X h2所以h2=7.06m6喷淋塔烟气进口高度设计设高度为h4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，否那么影响稳定性.因此取进口烟气流速为20m/s，而烟气流量为36.30 m3/s,可得h：m225m/s = 36.30m3/s所以h4=1.20m2X 1.20=2.40m包括进口烟气和净化烟气

20、进出口烟道高度综上所述，喷淋塔的总高设为H,单位m等丁喷淋塔的浆液池高度h2单位m、喷淋塔吸收区高度h单位m和喷淋塔的除雾区高度h3单位m相加起来 的数值。此外，还要将喷淋塔烟气进口高度h4单位m计算在内因此喷淋塔最终的高度为H= h+h2+h3+ h4=18.47+7.06+3.50+2.40=31.43m取圆整值32m1.2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 下几种引起烟气体体积流量变化的情况：塔内操作温度低丁进口烟气温度，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

21、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V3(m3/s)均计算 在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量。(1)吸收塔进口烟气量Va(m3/s)计算该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：36.30(m3/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。(2)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，烟气流速迅速到达 饱和状态，烟气水分由6%增至13%，那么增加水分的体积流量V2(m3/s)为：33V2=0.07X 36.30(m /s)=2.541(m /s)