完整版烟气脱硫设计计算

1、烟气脱硫设计计算1 130t/h循环流化床锅炉烟气脱硫方案主要参数：燃煤含 S量1.5% 工况满负荷烟气量285000m3/h引风机量1台,压力满足FGD系统需求要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺(在方案中列出计算过程)出口 SO2 含量 200mg/Nm3第一章方案选择1、氧化镁法脱硫法的原理锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段,冷却至适合的温度后进入吸收塔,往上与逆向流 下的吸收浆液反响,氧化镁法脱硫法脱去烟气中的硫份.吸收塔顶部安装有除雾器,用以除去净烟气中携带的细小雾滴.净烟气经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱.粉尘与脏东西附着在除雾器上, 会导致除雾器堵 塞、系统压损增大,需由除雾器冲洗水泵

2、提供工业水对除雾器进行喷雾清洗.吸收过程吸收过程发生的主要反响如下:Mg(OH)2 + SO2 - MgSO3 + H2OMgSO3 + SO2 + H2O - Mg(HSO3)2Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 2MgSO3 + 2H2O吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底,吸收塔底部主要为氧化、循环过程.氧化过程由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气,使得造成化学需氧量的MgSO3氧化成MgSO4.这个阶段化学反响如下：MgSO3 + 1/2O2 - MgSO4Mg(HSO3)2 + 1/2O2 一 MgSO4 + H2SO3H2SO3 + Mg(OH)2 . MgSO3 + 2H2

3、OMgSO3 + 1/2O2 - MgSO4循环过程是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区.塔底吸收液pH由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整,而且与酸碱1t连锁限制.当塔底浆液pH低于设定值时,氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底,在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀,至pH到达设定值时停止补充氢氧化镁浆液.20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生,或直接使用氢氧化镁,由于氧化镁粉不纯,而且氢氧化镁溶解度很低,就使得熟化后的浆液非常易于沉积,因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转,预防管线与吸收塔底部产生沉淀.镁法脱硫优点技术成熟氧化镁脱硫技术是一种成熟度仅次于

4、钙法的脱硫工艺,氧化镁脱硫工艺在世界各地都有非常多的应用业绩,其中在日本已经应用了100多个工程,台湾的电站 95%是用氧化镁法,另外在美国、德国等地都已经应用,并且目前在我国局部地区已经有了应用的业绩.原料来源充足在我国氧化镁的储量十分可观,目前已探明的氧化镁储藏量约为160亿吨,占全世界的80%左右.其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省,其中辽宁占总量的84.7%,其次是山东莱州,占总量的10%,其它主要是在河北邢台大河,四川干洛岩岱、汉源,甘肃肃北、别盖等地.因此氧化镁完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去.脱硫效率局在化学反响活性方面氧化镁要远远大于钙基脱硫剂,并且由于氧化镁

5、的分子量较碳酸钙和氧化钙都比较小.因此其它条件相同的情况下氧化镁的脱硫效率要高于钙法的脱硫效率.一般情况下氧化镁的脱硫效率可到达95-98%以上,而石灰石/石膏法的脱硫效率仅到达90-95% 左右.投资费用少由于氧化镁作为脱硫本身有其独特的优越性,因此在吸收塔的结构设计、循环浆液量的大小、系统的整体规模、设备的功率都可以相应较小,这样一来,整个脱硫系统的投资费用可以降低20%以上.运行费用低决定脱硫系统运行费用的主要因素是脱硫剂的消消耗用和水电汽的消消耗用.氧化镁的价格比氧化钙的价格高一些,但是脱除同样的SO2氧化镁的用量是碳酸钙的 40%;水电汽等动力消耗方面,液气比是一个十分重要的因素,它

6、直接关系到整个系统的脱硫效率以及系统的运行费用.对石灰石石膏系统而言,液气比一般都在15L/m3以上,而氧化镁在 7 L/m3以下,这样氧化镁法脱硫工艺就能节省很大一局部费用.同时氧化镁法副产物的出售又能抵消很大一局部费用.运行可靠镁法脱硫相对于钙法的最大优势是系统不会发生设备结垢堵塞问题,能保证整个脱硫系统能够平安有效的运行,同时镁法PH值限制在6.0-6.5之间,在这种条件下设备腐蚀问题也得到了一定程度的解决.总的来说,镁法脱硫在实际工程中的平安性能拥有非常有力的保 证.第二章设计计算1、二氧化硫排放量的计算方法?通知?规定二氧化硫的排放量可以按实际监测或物料衡算法计算,由于火力发电厂烟气

7、监测装置的应用并没有普及,因此大多采用物料平衡方法进行计算：GSO2= 2BFS (1-NSO2) (1)式中GSO2 二氧化硫排放量,kg;B耗煤量,kg;F煤中硫转化成二氧化硫的转化率火力发电厂锅炉取0. 90;工业锅炉、炉窑取0. 85;营业性炉灶取 0. 80;S煤中的全硫份含量,%;NSO2 脱硫效率,%,假设未采用脱硫装置,NSO2=0o由此可见,此计算方法涉及燃煤的重量 B、含硫量S,全硫,下同和锅炉的型式F,电站锅炉视为常数及其脱硫效率含湿式除尘器的脱硫率,NSO2等量值的计算.1t/h锅炉的功率为 0.7MW , 1W为1焦耳/秒,一小时为3600秒,所以1t/h 一小时能产

8、 生2520000000焦耳能量,合600000大卡,1公斤动力煤约5000大卡,这样可以算出,1t/h 一小时需耗煤120kg,再除以锅炉效率0.8,实际每小时耗煤150kg,这是锅炉满负荷时的耗 煤量.1T煤=10050m3烟气1、1条件：燃煤含硫量1.5% 130t/h流化床锅炉燃煤量1T/h需要150kg煤GSO2= 2BFS (1-NSO2)=2*150*130*0.9*1.5% =526.5 Kg/h工况下满负荷烟气量 285000m3/h,设工况温度为130那么标况下烟气量为 Q=193065Nm3/h=53.7Nm 3/s285000 273Q=273 130脱硫塔进口二氧化硫

9、的含量C1C1 =526.5193065=2727mg/Nm需要的脱硫效率为：Y2727 - 2002727100% =92.7%2、烟道的尺寸2、1主烟道尺寸工况下烟气流量为285000m3/h ；取烟气在烟道里的流速为15m/s,设烟道高宽比为1:1.2;那么烟道的尺寸为：高为 2.1m,宽为2.5m；校核实际烟速为：当多条烟道交汇一 起时,所有烟道的高度都应相同,285000 v 实=15.08m/s2.1 2.5 36002、2旁路烟道尺寸旁路烟道主要用于脱硫塔在检修或出现故障需要紧急停止运行,预防对塔体及内部设备造成损害而设立的烟气旁路输送烟道.烟气的流速取15m/s,烟道与主烟道相

10、连接,所以其高度应与已有烟道相同,便于施工,取高为2.1m；烟气量为全部工况下最大烟气量,即285000m3/h ,那么烟道的宽度为 2.5m.3、脱硫塔的设计计算3、1吸收塔的直径和喷淋塔高度设计本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3、1、1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

11、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：53.7(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

12、,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：V2=0.07X 53.7(m3/s)=3.76(m3/s)(标准状态下)(3)氧化空气剩余氮气量V3 (m3/s)在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气,使得亚硫酸镁氧化成硫酸钙,这局部空气对 于喷淋塔内气体流速的影响是不能够忽略的,因此应该将这局部空气计算在内.假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后, 当中的氧气完全用于氧化亚硫酸镁,即 最终这局部空气仅仅剩下氮气、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)0.05 1000又

13、 Vso2=0.05 m3/s 质重流率 G so2= 64g / s =0.14286kg/s 0.14kg/s22.4根据物料守衡,总共需要的氧气质量流量 Go2=0.14X0.5kg/s=0.07Kg/s该质量流量的氧气总共需要的空气流量为6空气=Go2/0.23=0.31 Kg/s标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3 2故 V 空气=0.31/1.293(m3/s)=0.24 (m3/s)V3=(1-0.23) X V 空气=0.77X 0.24m3/s=0.19 m3/s综上所述,喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量Vg=Va+V2+V3=53.7+3.76+0.19=57.8

14、3 (m3/s) 标况(4)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,那么塔径计算公式为：Di= 2 X 杵其中：Vg为实际运行状态下烟气体积流量,57.64 m3/su 为烟气速度,3.5m/s (3-5m/s)因此喷淋塔的内径为Di= 2 x,V=2xJ 57.83 =4.589m=4.6mu u V3.14 3.53、1、2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.

15、3、1、2、1喷淋塔 吸收区 高度设计为了更加准确,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).本设计中的液气比 L/G是指吸收剂氢氧化镁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,氢氧化镁浆液停留 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

16、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.氧化镁湿法脱硫工艺的液气比的选择是关键的因素,对于喷淋塔,液气比范围 7 L/m3之间,根据相关文献资料可知液气比选择 5 L/m3是最正确的数值.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增强,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/

17、s范围内,本设计方 案选择烟气速度为3.5m/so3、1、2、2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一一平均容积吸收率,以表小0首先给出定义,喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除于吸收容积,得到单位时间单位体积内的二氧化硫吸收量K0其中 C为标准状态下进口烟气的质量浓度,kg/m3为给定的二氧化硫吸收率9598% ;本设计方案为95%h为吸收塔内吸收区高度,mKo为常数,其数值取决于烟气流速 u(m/s)和操作温度(C);Ko=3600uX273/(273+t)由于传质方程可得喷淋塔内单位横截面面积

18、上吸收二氧化硫的量网为:G (yy 2) =kya x hx ym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/( 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/m3ym为平均推动力,即塔底推动力, ym= (Ay1-Ay2)/ln(Ay1/Ay2)(5)所以=G(y1-y2)/h吸收效率 =1-y1/y2,根据排放标准,要求脱硫效率至少 93%.二氧化硫质量浓度应该低于200mg/m3 (标状态)所以 Vi

19、>y1-0.0203%(6)又由于 G=22.4X (273+t) /273=u(流速)将式子(5)的单位换算成kg/( m2.s),可以写成64273=3600 X*u*y1 /h22.4 273 t在喷淋塔操作温度用55 92.5 C下、烟气流速为u=3.5m/s、脱硫效率 =0.95前面已经求得原来烟气二氧化硫 SO2质量浓度为a mg/m3且a=2727mg/m3而原来烟气的流量130 C时为285000m3/h换算成标准状态时设为Va已经求得 V a =193065 m3/h=53.7 m3/s故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中含有二氧化硫质量为mSO2 =53.7X27

20、27mg/m3=146440mg =146.5gVso = 146.5g22.4 L/mol =51.28L/s=0.05128 m3/s=0.05 m3/s2 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故丫尸005 100% 0.10%53.7又 烟气流速 u=3.5m/s, y1 =0.10%,0.95,t 92.5 C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,取=6 kg/ m3. s代入7式可得根据平均容积吸收率公式求的一64273、 一一6= 3600 3.5 0.0010 0.95 /h22.4 273 92

21、.5故吸收区高度h=4.25 =4.5 m3、1、2、3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化口依二套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：外壳：碳钢内衬玻璃鳞片；除雾元

22、件：阻燃聚丙烯材料 PP;冲洗 管道：FRP;冲洗喷嘴：PP.表4除雾器进出口烟气条件基于锅炉 100%BMCR工况进行设计除雾器进口除雾器出口烟气量 温度C50烟气压力 mmAq113(1.11kPaG)93(0.91kPaG)所以h2=4.9m( 4.9m)雾滴含量 mg/m3N(D) <753、1、2、5喷淋塔烟气进口高度设计设高度为h4一般没有变径流速15m/s高 2.1m 宽 2.5m 直径 60%=2.76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.

23、因此取进口烟气流速为20m/s,而烟气流量为53.7 m3/s,可得hjm2 20m/s 53.7m3/s所以h4=1.64m2X 1.64=3.28m包括进口烟气和净化烟气进出口烟道高度综上所述,喷淋塔的总高设为H,单位m等于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.止匕外,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=4.5+4.9+3.50+4.2=17.1 m 外加烟道进口 到下边浆液池取0.8m,烟道进口到第一层吸收区下端距离为 2m,烟道出口到除雾器最上层距离 1

24、m,喷淋层吸收区设3层,每层有效高度为2m,喷淋层最顶端到除雾区最低端 距离为1m,那么实际塔高为 23m3、1、3液体循环量液气比5L/m3,烟气量为193065Nm3/h,工况下285000m3/h,工况下：液体循环量Q=285000*5=1425m 3/h循环泵的选型：第一层喷淋层的高度为：h1=4.9+0.8+2.1+2+2=11.8m第二层喷淋层的高度为：h2=11.8+2=13.8m第三层喷淋层的高度为：h3=13.8+2=15.8m每层的流量均分,取 500m3/h3、1、4喷嘴在塔内布置设计喷嘴在塔内布置是非常重要的,只有进行合理、优化的喷嘴布置设计,才能 到达系统设计要求,使

25、脱硫系统到达高脱硫率.其中喷嘴在塔内布置的方法有两 种：一种是同心圆布置,另一种是矩阵式布置.进行喷嘴在塔内布置设计中应该注意以下问题：(1)选择合理的喷嘴覆盖高度,通常根据喷嘴特性及两层喷淋之间距离来确定.(2)选择合理的单层喷嘴个数.一般来说,喷嘴个数根据工艺计算来确定.通常 每层布置一个喷淋管网,每层应装有足够多的喷嘴,尽量减少连接喷嘴的管道长 度.喷嘴数量选择按如下公式计算：n* = x Do2 /d2 2其中 巾-200 %或220% (覆盖率；多取220%)Do-吸收塔喷淋区直径(米)d2-喷嘴在喷射距离l米处的喷射直径(米)(3)当喷嘴覆盖高度确定以后,那么就可以计算单个喷嘴的覆

26、盖面积,A0H2tg2 /2式中,为喷雾角.A为单个喷嘴的覆盖面积,m2.喷嘴覆盖高度,m.(4)当在脱硫塔内布置喷嘴时,选择适宜的喷嘴之间的距离.通常根据喷嘴个数 和脱硫塔直径来选择喷嘴间距,并要与连接喷嘴的喷管布置方案整体考虑.(5)选择合理的经济流速,并根据喷管产品的标准来确定石灰石浆液母管和支管 直径.(6)当检验喷淋层在脱硫塔覆盖率时,不仅要考虑喷嘴液流与母管、支管和支撑 的碰撞对覆盖率的影响,还要考虑所有喷嘴在脱硫塔内覆盖均匀度. 喷淋层在脱 硫塔内覆盖率为她 100% A式中 讷覆盖率,; n为单层喷嘴个数；A为单个喷嘴的覆盖面积,m2;A为吸收塔的截面积,m2.工程设计时通常要

27、求塔内喷淋覆盖率为 200%300%,且覆盖比较均匀.进行喷淋层间距选择时还必须要考虑喷嘴液流与母管、支管和支撑的碰撞对覆盖率 的影响.(1)喷嘴的数量单个喷嘴的覆盖面积：喷雾角取90A0=3.14 12 tg2(90/2) 3.14m2n =300%4V 16个22那么每层的喷头数为：16个,总共为48个每层需要的浆液流量为：500nVh,那么每个喷嘴的流量为Q1=500 48 10.5m3/h=2.92L/s工艺流程:4氧化镁粉仓SO2流量526.5kg/h, 一天需要去除的 SO2量为12636kg,Mg(OH)2 + SO2 - MgSO3 + H2O5864X12636MgSO3 +

28、 SO2 + H2O - MgHSO32MgHSO32 + MgOH2 2MgSO3 + 2H2O每天需要 MgOH2 的量 x= 58 12636 =11452kg64一,11452 40每天需要氧化镁的量m= 11452 40 7898kg氧化镁的密度为轻质 0.150.3kg/L ,重质0.6kg/L以上 取0.5kg/L 根据需要质量和堆积密度求体积每天需要氧化镁的体积为：丫=受丝 15.8m3500每天耗量较小,设粉仓的容量可以用 3 通常为3天天,那么粉仓的体积为 15.8 3 47.4m31设粉仓直径为4m,下料倾角为60 ,那么粉仓的图度为3.5 4 1 3.14 4h 47.

29、4 3h=3.5 + 2.6=6.1m其中锥形高度为 3.5米.下料倾角锥形有一最适合的角度取60° 5氧化镁熟化池的尺寸 浓度为1525%每小时需要的新浆液量的5彳t熟化池的体积与脱硫塔每小时消耗的量有关,体积设为满足脱硫塔6小时消 耗的量,脱硫塔每小时需要消耗的氧化镁的量为330Kg,而所需浆液的质量浓度为20%大了,取12%;那么浆液所需水的体积为330 80% 2200Kg,即为2.2m312%水；5小时所消耗水的体积为11 m3 ,取11m3;消耗镁的体积为： 330 5 0.5=3.3m3,总体积为13.3m3 ,取14m3,设化浆池的外形为方形,长为 3m,宽为2米；那

30、么池子的高度为h 1 = - =2.4m3 26氧化镁浆液池尺寸6小时浆液消耗量脱硫塔每小时需要消耗的氧化镁的量为330Kg ,而所需浆液的质量浓度为12%;那么浆液所需水的体积为330 80% 2200Kg,即为2.2m3水；6小时所消 12%耗水的体积为13.2 m3, 6小时所消耗氧化镁的体积为：330 6 0.5 3.96m3 ,那么池子的总体积17.5m3 ,为设直径为2米,那么高度h=5.6m,17.5 4h =23.14 22(1)送浆泵泵的选型：泵由熟化池把浆液输送到浆液池泵的扬程应大于6m泵的流量不小于熟化池2小时产生新浆液的量(2.2+0.6) 2=5.6m3/h(2)浆液

31、泵的选型计算：泵由浆液池把浆液输送到脱硫塔中,泵的扬程不小于5.2m,泵的流量每小时塔脱硫消耗量的 2倍,5.6m3/h07事故浆液池的尺寸事故浆液池主要用于处理脱硫塔检修等处理, 主要用于存放塔内浆液,体积 定为1倍的V1 ,体积为V4=64.5m3,设池子为方形,取长为6m,宽为4m,那么池 子的高度为 h 2=645=2.7m6 4(3)事故浆液泵的选型与计算：事故浆液泵主要用于6小时内将脱硫塔内浆液排空. 泵的扬程为：3m 泵的流量为：11m3/h8氧化池尺寸设氧化池尺寸为塔浆液池的1/3,即为2.72 46-=20 m33设氧化池的直径为 2m,那么池子的高度为 h3=20 4 2=

32、4.1m3.14 2.59工艺水箱(化浆水、冲洗水、除雾器用水、烟气带走的水、冷却水等)水箱的容积按不小于锅炉脱硫装置正常运行1(2小时)小时的最大工艺水耗量设计.脱硫一小时需要氧化镁的量为478kg,取浆液的浓度12%那么耗水量为2790kg (2.79m3);泵的冷却水,脱硫塔的冲洗水,设备冲洗水及其他用水等,核算后取水箱的28m.圆形水箱设直径为3m,那么水箱的高度为：h5= 28 42 4m 3.14 3冲洗水泵的冲洗水泵的设计与选型:工艺流程设计1工艺说明1、1脱硫系统描述系统组成氧化镁湿法的整个脱硫系统主要由脱硫剂制备系统、脱硫循环系统、副产物处理系统、 自动限制系统四大局部组成.

33、脱硫剂制备系统氧化镁由厂方购置直接运到脱硫场地,存放入氧化镁粉仓中. 制浆方式为：料库中的氧化镁通过输料螺旋浆参加到氧化镁熟化池,氧化镁熟化池采用地下钢混结构,池壁设有筛网,以防大颗粒杂质由送浆泵进入塔体.氧化镁熟化池后设置氧化镁浆液箱,其作用是使浆液进一步溶解均匀并降低 C1-含量,氧化镁熟化池与氧化镁浆液箱都设有搅拌器,两者之间浆液 输送采用氧化镁浆液泵.氧化镁浆液箱中浆液通过送浆泵打入脱硫塔中,正常运行.根据脱硫塔循环浆液PH值的变化,判断是否参加新浆液.脱硫系统所需的氧化镁浆液量根据锅炉 负荷、烟气的SO2浓度来联合限制.脱硫剂制备系统的水源来自系统设置的工艺水箱.脱硫循环系统烟气由进

34、口烟道进入吸收塔的吸收区, 在上升的过程中与氧化镁浆液逆流接触, 浆液中 含有的Mg(OH»与烟气中所含有的污染气体即 SO2接触反响,绝大局部 SO2被吸收溶解入浆 液,生成亚硫酸镁和亚硫酸氢镁,到达去除烟气中SO2的目的.钢制烟道,电动风门、膨胀节等组成了烟气子系统.2工艺设施设备设计及设备选型2、1主要设施设计2、1、1吸收塔本期FGD系统的吸收塔采用立式喷淋塔,内有搅拌器、氧化空气分布系统、喷淋层、 除雾器等.设计寿命 15年以上.其有关技术参数如下：吸收塔直径：4.6m2.72m吸收塔循环的直径：4.6m循环槽高度:吸收塔的高度:14m吸收塔材料:碳钢,12-18mm塔内防

35、腐形式/厚度:玻璃鳞片防腐,2-3mm；吸收塔数量:1座.吸收塔内所有部件能承受最大入口气流及最高进口烟气温度夫人冲击,高温烟气不对 任何系统和设备造成损害.吸收塔选用的材料适合工艺过程的特性,并且能够承受烟气飞灰和脱硫工艺固体悬浮 物的磨损.所有部件包括塔体和内部结构设计考虑腐蚀余度.脱硫塔设计成气密性结构,预防液体泄漏.为保证壳体结构的完整性, 尽可能使用焊接连接,法兰和螺栓连接仅在必要时使用.塔体上的人孔、通道、连接管道等需要在壳体穿孔的地方进行密封,预防泄露.吸收塔壳体设计要承受压力荷载、管道力和力矩、风载和地震载荷,以及承受所有其他加在吸收塔上的载荷.吸收塔的支撑和增强件要能充分预防

36、塔体倾斜和晃动.塔体的设计尽可能预防形成死角,同时采用搅拌举措来预防浆池中浆液沉淀.吸收塔底面设计能完全排空浆液.吸收塔内配有足够的喷嘴.塔的整体设计方便塔内部件的检修和维护,吸收塔内部的导流板、喷淋系统和支撑等尽可能不堆积污物和结垢,并且设有通道以便于清洁.氧化区域合理设计,氧化空气喷嘴和分配管布置合理.吸收塔搅拌系统保证在任何时候都不会造成塔内石膏浆液的沉淀、结垢或堵塞.吸收塔烟道入口段预防烟气倒流和固体物堆积.吸收塔配备有足够数量和大小适合的人孔门和观察孔,入空门和观察孔不能有泄漏,而且在附近设置走道或平台.在除雾器区域必须装设观察孔.人孔门的尺寸至少为DN600,易于开关,在人孔门上装

37、有手柄,如果必要,设置爬梯.吸收塔系统还包括所有必需的就地和远方测量装置,至少提供吸收塔液位、PH值、温度、压力、除雾器压差等测点.以及电石渣浆液和石膏浆液的流量测量装置 仪表考虑冗余 配置.吸收塔进行合理的保温设计.材料：钢混有效容积：82.5m3其他：设视孔、检修孔及盖板,并配带减速搅拌器等.2、1、3氧化镁浆液池材料：钢混有效容积：40 m3其他：设视孔、检修孔及盖板,并配带减速搅拌器等.2、1、4事故浆液池材料：钢混有效容积：68 m3其他：设视孔、检修孔及盖板,并配带减速搅拌器等.2、1、5氧化池材料：钢混有效容积：20 m3其他：设视孔、检修孔及盖板,并配带减速搅拌器等.2、1、6

38、氧化镁粉仓材料：钢材有效容积：79 m3其他：设有振动器、螺旋输送机等.2、1、7 工艺水箱材料：碳钢有效容积：10m32、1、8 喷淋层吸收塔内部浆液喷淋系统由喷淋管和喷嘴及必要的组件组成,喷淋系统的设计合理分布要求的喷淋量,使烟气流向均匀,并保证白泥浆液与烟气充分接触和反响.所有喷嘴能预防快速磨损、结垢和堵塞,喷嘴材料采用碳化硅或相当的材料制作.喷嘴与管道设计便于检修,冲洗和更换.材料：FRP, 3层位置：位于吸收塔中部.除雾器可安装在吸收塔上部或是脱硫塔出口的烟道上,用以别离烟气夹带的雾滴. 除雾器出口烟气液滴含量不大于 75mg/Nm 3干基.除雾器的设计保证其具有较高的可利用性和良好

39、的去除液滴效果.除雾器系统的设计特别要注意 FGD装置入口的飞灰浓度的影响.该系统还包括去除除雾器沉积物的冲洗和排水系统,运行时根据给定或可变化的程序,既可以进行自动冲洗, 也可进行人工冲洗.除雾器材料采用带增强的阻燃聚丙烯,能承受高速水流冲刷, 特别是人工冲洗造成的高速水流冲刷,选用的材料提交给业主确认.内部通道的布置适于维修时内部组件的安装和拆卸.除雾器冲洗系统能够对除雾器进行全面冲洗,不能有未冲洗到的外表.冲洗水的压力进行监视和限制,冲洗水母管的布置能使每个喷嘴根本运行在平均水压.除雾器的布置可结合吸收塔的设计统一考虑,以方便运行和维护.除雾器冲洗用水为 FGD工艺水,由工艺水泵提供,并考虑在事故状态下,可由保安电 源供电.除雾器将以单个组件进行安装.而且组件能通过附近的吸收塔人孔门进入.所有除雾器组件、冲洗目管和冲洗喷嘴易于靠近进行检修和维护.设计的除雾器支撑梁可作为维修通道,至少能承受400kg/m3的活荷载.材料：PP, 2级位置：位于吸收塔顶部.系统阻