燃煤电站锅炉烟气除尘系统设计书

1、燃煤电站锅炉烟气除尘系统设计书第一章绪论1.1设计的背景及意义中国是燃煤大国 , 能源结构中约有70%的煤。而又随着近年来中国经济的快速发展 , 由日益增多的煤炭消耗量所造成的二氧化硫污染和酸雨也日趋严重 , 给农业生产和人民生活带来极大的危害 , 因此 , 采取有效的烟气治理措施 , 切实削减二氧化硫的排放量 , 控制大气二氧化硫污染、 保护大气环境质量 , 事关国家可持续发展战略 , 是目前及未来相当长时间中国环境保护的重要课题之一。就目前的技术水平和现实能力而言, 烟气脱硫 (Flue gas desulfurization，缩写 FGD)技术是世界上应用最广泛、 最经济、最有效的一种控

2、制SO2排放的技术。 按照脱硫方式和产物的处理形式划分, 烟气脱硫一般可分为湿式脱硫、干式脱硫和半干式脱硫三类。湿法脱硫占世界 80%以上的脱硫市场 , 是目前世界上应用最广的FGD工艺 , 具有设备简单、投资少、操作技术易掌握、脱硫效率高等特点。而湿式石灰石 / 石灰法又占湿法的近 80%。湿式钙法的优点是效率和脱硫剂的利用率高 , 缺点是设备易结垢 , 严重时造成设备、 管道堵塞而无法运行 , 且工程投资大、 运行成本高 , 对于中小型锅炉和窑炉不合适。双碱是中小型燃煤锅炉和发电厂应用较广的烟气脱硫技术 , 为了克服湿法石灰 / 石灰石 - 石膏法容易结垢和堵塞的缺点而发展起来的。该法种类

3、较多 , 有钠钙双碱法、 钙钙双碱法、 碱性硫酸铝法等 , 其中最常用的是钠钙双碱法。由于主塔采用液相吸收 , 吸收剂在塔外的再生池中进行再生 , 从而不存在塔结垢和浆料堵塞问题 , 从而可以使用高效的板式塔或填料塔代替目前广泛使用的喷淋塔浆液法 , 减小吸收塔的尺寸及操作液气比 , 降低成本 , 再生后的吸收液可循环使用。 另外 , 该工艺有钠碱法中反应速度快的优点, 脱硫效率高 - 可达 90%以上 , 应用较为广泛。因此双碱法脱硫工艺在中小型燃煤锅炉的除尘脱硫上有推广价值 , 符合国家目前大力提倡的循环经济 , 具有显著的环境效益和社会效益。以前我国燃煤电厂烟气脱硫项目的引进大多对硬件比

4、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 双碱法脱硫工艺技术为了克服石灰 / 石灰石法容易结垢和堵塞的缺点, 发展了双碱法。该法先用可溶性的碱性清液作为吸收剂吸收 50:, 然后再用石灰乳或石灰对吸收液进行再生。双碱法的明显优点是

5、, 由于主塔采用液相吸收 , 吸收剂在塔外的再生池中进行再生 , 从而不存在塔结垢和浆料堵塞问题 , 从而可以使用高效的板式塔或填料塔代替目前广泛使用的喷淋塔浆液法 , 减小吸收塔的尺寸及操作液气比 , 降低成本 " 另外 , 双碱法可得到较高的脱硫率 , 可达 80%以上 , 应用围较广 , 该法的主要缺点是再生池和澄清池占地面积较大。1.3 脱硫工艺采用的技术Na2CO3+SO2 Na2SO3+CO2（启动时反应）2NaOH+SO Na2SO3+H2 ONa2SO3+SO2+H2O2NaHSO3再生过程（用石灰乳）2NaHSO3+Ca(OH)2Na2SO3+CaSO3+2HONa

6、2SO3+Ca(OH)22NaOH+CaSO3如有氧气存在下，还会发生以下反应Ca(OH)2+Na2SO3+1/2O2 +2HO 2NaOH+CaSO4·2HO9第二章2.1设计题目某小型燃煤电站锅炉烟气除尘系统设计第三章3.1设计资料当地大气压： 101.86KPa1） 锅炉型号： FG-35/3.82-M2） 设计耗煤量：392.3 kg/h型（ 35t ；蒸气 /h ）；3） 排烟温度：160；4） 空气过剩系数： =1.2；5） 烟气密度（标态）： 1.37kg/m 36） 室外空气平均温度； 4；7） 锅炉出口前烟气阻力： 1200Pa；8） 烟气其他性质按空气计算；9）

7、燃煤组成： C=53.9% H=4.08% S=0.51% N=0.77% O=16.26%水分=19.03% 灰分 =5.46%，排灰系数 28%；10）按锅炉大气污染物排放标准（ GB13217-2001）中二类区标准执行：标准状态下烟尘浓度排放标准：3200mg/m。第四章4.1设计目的根据所学的知识，通过这次的设计对课程系统的理解与充分的消化。能更好的运用到理论上学到的知识，来解决此次的课程设计问题。并且通过设计，了解到了工程中的设计容、方法与步骤，再加上大量的翻阅书籍来帮助我们更加的系统的完成计算，绘图、编写设计书，提高了自我独立的能力。第 5 章5.1设计要求（一）编制一份设计说明

8、书，主要容包括：1) 引言2) 方案选择和说明（附流程简图）3) 除尘（净化）设备设计计算4) 附属设备的选型和计算（集气罩、管道、风机、电机）5) 设计结果列表6) 设计结果讨论和说明7) 注明参考文献和设计资料（二）绘制除尘（净化）系统平面布置图、立面布置图、轴测图（三）绘制除尘（净化）主体设备图第 6 章6.1设计容引言目前，在国把大气污染与空气污染往往当作同一词使用，即指厂房部或其他劳动场所和活动场所的空气污染问题。 随着经济的快速发展， 人类在大量消耗能源的同时， 将大量废气、 烟尘杂质排入环境大气， 严重影响了大气环境的质量，尤其在人口稠密的城市和大规模排放源的附近区域更为突出。在

9、燃煤的电厂中， 生产性粉尘是指在生产中形成的， 能较长时间飘浮在作业场所空气中的固体微粒。 主要有输煤系统作业场所漂浮的煤尘， 锅炉运行中产生的、锅炉检修中接触的锅炉尘， 干式除尘器运行、 干灰输送系统及粉煤灰综合利用作业场所的粉尘， 电焊操作产生的电焊尘， 采用湿法、 干法脱硫工艺的制粉制浆系统产生的石灰、 石灰石粉尘及石膏干燥系统、 脱硫废渣利用抛弃系统产生的粉尘。对于其中产生的粉尘分散度越高， 即粉尘粒径越小， 其在空气中的稳定性越高，在空气中悬浮越持久，工人吸入的机会越多，对人体危害越大。呼吸性粉尘可沉淀在呼吸性的支气管壁和肺泡壁上。长期吸入生产性粉尘易引起以肺组织纤维化为主的全身性疾

10、病。6.2方案的选择和说明除尘器性能指标适用的粒除尘器名称效率（ %）阻力（ Pa ）设备费运行费径围（m）惯性除尘器20-5050-70300少少旋风除尘器5-1560-90800少中水浴除尘器1-1080-95600少中下电除尘器0.5-190-981000多中上袋式除尘器0.5-195-9950中上大文丘里除尘0.5-190-981000少大器除尘器的主要性能指标还包括了除尘效率、压力损失、处理气体量与负荷适应性等几个方面。除尘器的选择在选择除尘器时，要先完全考虑以下方面：（ 1）除尘器的除尘效率（各种除尘器对不同粒径粉尘的除尘效率见表2）；（ 2）选用的除尘器是否满足排放标准规定的排放

11、浓度；（ 3）注意粉尘的物理特性（例如黏性、比电阻、润湿性等）对除尘器性能有较大的影响另外，不同粒径粉尘的除尘器除尘效率有很大的不同；（ 4）气体的含尘浓度较高时，在静电除尘器或袋式除尘器前应设置低阻力的出净化设备，去除粗大粉尘，以使设备更好地发挥作用；（ 5）气体温度和其他性质也是选择除尘设备时必须考虑的因素；（ 6）所捕集粉尘的处理问题；（ 7）设备位置，可利用的空间、环境条件等因素；（ 8）设备的一次性投资（设备、安装和施工等）以及操作和维修费用等经济因素。综合考虑对除尘效率的要求、燃煤的性质及经济成本等宜选用袋式除尘器。6.3设计依据（ 1）除尘器手册 （ 殿印 王纯 主编 - 化工工

12、业）（ 2）除尘工程设计手册（ 殿印 王纯 主编 - 化工工业）6.4 脱硫工艺脱硫过程Na 2CO3SO2Na 2 SO3CO2（ 1）2NaOHSO2Na 2 SO3H 2 O（ 2）Na 2 SO3SO2H 2 O2NaHSO3（ 3）其中：式（ 1）为启动阶段 Na2CO3溶液吸收 SO2 的反应；式（ 2）为再生液 pH 值较高时（高于9 时），溶液吸收 SO的主反应；2式（ 3）为溶液 pH值较低（ 59）时的主反应。二、氧化过程 ( 副反应 )Na2 SO31 O2Na2 SO4（ 4）2NaHSO31O2NaHSO42（5）三、再生过程2NaHSO3Ca(OH ) 2CaSO3

13、NaOH H 2O（6）Na 2 SO3Ca OH 2NaOHCaSO3（7）式（6）为第一步反应再生反应，式（7）为再生至 pH9 以后继续发生的主反应。本工程选择钠钙双碱法为脱硫工艺， 以石灰作为主脱硫剂， 钠碱为助脱硫剂。由于在吸收过程中以钠碱为吸收液，脱硫系统不会出现结垢等问题，运行安全可靠。且由于钠碱吸收液和二氧化硫反应的速率比钙碱快很多，能在较小的液气比条件下，达到较高的二氧化硫脱除率。低阻高效喷雾脱硫工艺喷淋塔也成为喷雾塔， 是在吸收塔上部布置几层喷嘴， 脱硫剂通过喷嘴喷出形成液雾，通过液滴与烟气的充分接触， 来完成传质过程。 空塔喷淋吸收塔主体为矩形塔体，塔体配置有多个高效喷嘴

14、及高效除雾装置， 浆液在吸收塔通过高效雾化喷嘴雾化，雾化覆盖面积可达 200%，形成良好的气液接触反应界面，烟气进入塔之后， 在塔匀速上升， 与雾状喷液进行全面高效混合接触， 脱除 SO2等酸性气体。根据燃煤含硫量、脱硫效率等，一般在脱硫塔布置几层喷嘴。喷嘴形式和喷淋压力对液滴直径有明显的影响。 减少液滴直径， 可以增加传质表面积， 延长液滴在塔的停留时间， 两者对脱硫效率均起到积极的作用。 液滴在塔的停留时间与液滴直径、 喷嘴出口速度和烟气流动方向有关。 带雾点的烟气上升至高效除雾装置时，通过除雾装置的作用，气液进行接触二次吸收并同时得到有效分离，从而避免烟气夹带雾沫，最大限度地减少烟气带水

15、现象。空塔喷淋烟气洗涤技术是现在国际国技术成熟， 最为前沿流行使用的空塔喷淋技术。1、空塔喷淋是经过大型石灰石石膏法演变而来的喷淋塔，具有很高的脱硫效率，最高时可达 95;2、可操作弹性大，对煤种变化适应性强，含硫率在 4以下可确保二氧化硫排放浓度，在锅炉工况 110以下均能正常等等 ;3、系统阻力小，运行费用低，权为大型湿法的十分之一;4、采用进口的除雾技术，烟气含湿量确保符合要求;5、不存在堵塞问题 ;6、设备利用率高，保证与锅炉同步运行达100以上 ;7、空塔投资与其它塔形相差无几;8、运行操作简便，维护方便，稳定性是其它塔形的三到五倍。除雾器可安装在吸收塔上部， 用以分离净烟气夹带的雾

16、滴。 除雾器出口烟气湿度不大于 75mg/Nm3，分为两级布置在脱硫塔上部，设置两级四通道平板式除雾器，一层粗除雾，一层精除雾。除雾器型式能够保证其具有较高的可利用性和良好的去除液滴效果， 且保证脱硫后的烟气以一定流速均匀通过除雾器，防止发生二次携带，堵塞除雾器。除雾器系统的设计考虑了 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， 既可进行自动冲洗，也可进行人工冲洗。 设计了合理的冲洗时间和冲洗水量， 既能冲洗干净除雾器，又防止生成二次携带。位于下面的第一级除雾器是一个大液滴分离器， 叶片间隙稍大， 用来分离上升烟气所携带的较

17、大液滴。 上方的第二级除雾器是一个细液滴分离器， 叶片距离较小，用来分离上升烟气中的微小浆液液滴和除雾器冲洗水滴。 烟气流经除雾器时，液滴由于惯性作用，留在挡板上。由于被滞留的液滴也含有固态物，因此存在挡板上结垢的危险，同时为保证烟气通过除雾器时产生的压降不超过设定值，需定期进行在线清洗。为此，设置了定期运行的清洁设备，包括喷嘴系统。冲洗介质为工业水。一级除雾器的上下面和二级除雾器的下面设有冲洗喷嘴， 正常运行时下层除雾器的底面和顶面， 上层除雾器的底面自动按程序轮流清洗各区域。 除雾器每层冲洗可根据烟气负荷、除雾器两端的压差自动调节冲洗的频率。冲洗水由除雾器冲洗水泵提供，冲洗水还用于补充吸收

18、塔中的水分蒸发损失。脱硫系统组成脱硫系统的工艺流程图和平面布置图见附图1 和附图 2。整个工艺由五大部分组成：(1) 脱硫剂制备系统由成品石灰（粒径小于 10mm（100）的粉状石灰）运至厂里后手工加入石灰消化池进行消化，消化后的石灰浆液自流至再生池中进行脱硫液再生反应。钠碱由运输车给料至钠碱池，在池中与工艺水进行混合直至达到所需的浓度，自流到再生池。(2) 烟气系统热烟气自锅炉出来后进入吸收塔， 向上流动穿过喷淋层， 在此烟气被冷却到饱和温度，烟气中的 SO2 等污染物被脱硫液吸收。经过喷淋洗涤后的饱和烟气，经除雾器除去水雾后，通过烟道经引风机进入烟囱排空。从锅炉出口至脱硫塔进口段的连接烟道

19、采用 A3 钢制作，并根据需要设置膨胀节。连接烟道上设有挡板系统， 以便于烟气脱硫系统事故时旁路运行。 挡板采用手动抽板阀门，包括 1 个入口挡板、 1 个旁路挡板和 1 个脱硫装置出口挡板。在正常运行时，入口挡板和出口挡板开启，旁路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板， 关闭入口挡板和出口挡板， 烟气通过旁路烟道绕过烟气脱硫系统直接排到烟囱。(3)SO2 吸收系统SO、SO、HF、 HCl 等发在吸收塔，脱硫液中的氢氧化钠与从烟气中捕获的23生化学反应，生成亚硫酸钠和亚硫酸氢钠等物质。 脱硫后的净烟气通过除雾器除去气流中夹带的雾滴后排出吸收塔。采用喷淋塔作为吸收塔， 喷淋塔是目前中小型锅

20、炉脱硫装置中应用较为广泛的脱硫塔，其具有气液流通量大、压降低、操作弹性宽、不易堵、效率稳定等优点。吸收塔脱硫主要反应原理如下：a）吸收在吸收塔中，烟气中的SO2和 SO3 按照以下反应式被溶液中的水吸收：SO2 + H 2O<=> H2SO3SO3 + H 2O<=> H2SO4b）中和反应HSO和 HSO必须很快被中和以保证有效的SO和 SO. 吸收。232423HSO、 HSO 、HCl 和 HF与悬浮液中碱按以下反应式发生反应：2324Na2 CO + H SO <=>Na SO+CO+H O3232322Na2 CO3 + H 2SO4 <=&

21、gt; Na 2 SO4 + CO2+H2ONa CO + HCl <=> NaCl +CO2+HO232Na2 CO + HF <=>NaF +CO+HO322c）副反应烟气中所含的氧量将把脱硫反应中生成的亚硫酸钠 (Na2SO3) 氧化成硫酸钠 (Na2 SO4) ：2 Na2SO3+O2 <=>2 Na2SO4(4) 脱硫液循环系统与脱硫渣处理系统泵前池的脱硫液通过循环水泵泵送到脱硫塔与烟气接触反应后， 从脱硫装置底部排出，排出的含有CaSO4、CaSO3及少量粉尘渣（大部分烟尘在原除尘器中除去）的混合渣浆液体进入再生池、沉淀池，与从石灰浆液池过来的石

22、灰浆液发生再生反应， 并进行脱硫副产物的沉淀，上清液流经泵前池， 经沉淀后的池底渣浆由人工清出， 滤液返流回泵前池， 由循环水泵抽送到脱硫装置进行脱硫循环利用。(5) 电气控制系统供电方式系统的动力设备为分散式布置， 均为三相电源供电， 厂民用动力和民用照明为单路三相电源供电分配使用， 设计处理系统供电采用放射式供电方式， 优点是安全可靠。接地系统处理系统低压配电系统接地接零保护采用TN-C-S 系统，所有电气设备金属外壳均需可靠接地和接零，民用动力、照明接地接零保护采用TT 系统。低压配电位置的确定设计要求低压配电位置尽可能靠近负荷中心， 由于区大功率用电设备主要为循环泵、渣浆泵等，其它动力

23、及照明负荷较小，故在泵房设一电控室，安装电源总柜、动力柜和仪表柜等。动力设备起动和控制方式§所有动力设备均设有欠压、短路和过载保护，电源总柜设过流保护。§民用动力和民用照明设有短路、过载和漏电保护。§动力电缆采用铠装电缆沿电缆沟暗敷设，无电缆沟地方软电缆和信号电缆均采用穿钢管埋地暗敷设，电缆沟支架均可靠接地，形成接地网。脱硫系统所有设备间电缆的设计、 供货由供方负责。 供货及岛外部分 （分界点为脱硫岛外 1 米）的敷设由业主方负责。脱硫岛采用手动控制 .本工程系统涉及的所有规、标准或材料规格（包括一切有效的补充或附录）均为最新版本，即以合同生效之日作为采用最新版本

24、的截止日期。对脱硫系统及其辅助系统进行启/ 停控制、正常运行的监视和调整以及异常与事故工况的报警。 工艺系统和仪表、 控制设备的设计、供货能够满足上述要求。本系统供电电源均采用 380V，50HZ交流电源，配电柜和动力控制柜根据用电负荷由负责设计。本技术工艺的主要优点? 工艺先进，技术指标完全能满足环保要求和厂家要求；? 采用特制进口高效、防腐、耐磨喷头，喷雾液滴 8001200 m，具有极大的比表面积，同时又不易引起二次夹带；?脱硫效果好，脱硫效率达65% 95%，脱硫塔烟所出口浓度不高于3130mg/m；? 投资省、运行费用低，具有良好的经济性；? 防结垢、防堵性能好，运行稳定，安全性能高

25、；? 防腐性能好，使用寿命长（主体设备在 20 年以上）；? 阻力小，压降低（湿法脱硫系统小于 1000Pa）；? 操作弹性宽，运行管理方便，系统简便，投资省；? 可确保风机安全可靠长期运行。物料消耗(1) 石灰消耗量石灰消耗量： 90纯度生石灰一小时用量126.5kg.实际石灰的投加量随石灰纯度、燃气含硫量和脱硫率的变化而变化。(2) 钠碱消耗量理论上，采用双碱法第一碱（碳酸钠或氢氧化钠）无需增加，但在吸收液在循环吸收过程中蒸发随烟气带走、随脱硫渣带走及部分排放。 按以往工程运行的实际情况，本工程的钠碱的消耗量为13.1kg/ 天 ( 以 100%氢氧化钠计 ) 。(3) 用水量耗水量主要由

26、三部分，即蒸发随烟气带走、随脱硫渣带走及部分排放，每3台炉耗水量约为78m/h 。（ 4）副产物和脱硫渣量产生量脱硫的产物主要是亚硫酸钙和硫酸钙，灰水中除了烟气中吸收下来的尘以外，主要是亚硫酸钙、硫酸钙及少量未反应的脱硫剂。经计算，经二氧化硫脱除量约为 130.1kg/h ，终产物含水量约为 30%，则排放量约为 500kg/h ，年排放量为 4000 吨。由于受实际燃气含硫量，实际脱硫率等因素的影响，实际产渣量将有很大变化。（ 5）废水排放脱硫液为循环用水，基本不外排，但为了保持氯离子的平衡，需排放35立方米 / 小时的废水，这部分废水经处理后纳入废水中和槽中和达到相应的污水排放标准后排放。

27、6.5脱硫工程容脱硫剂制备系统脱硫剂制备系统主要包括：石灰消化池、钠碱罐、搅拌器及相应的阀门、管道及管件等。(1) 石灰消化池浆液制备系统配置一个石灰浆液池， 浆液池有效容积为 1 台（公用工程全部按两台锅炉考虑） 锅炉机组在最大工况下运行 3 小时的石灰浆液消耗量， 石灰消3化池容积为 3m。其基本尺寸： 1.4 × 2.0 ，采用钢砼结构，半地下式布置，池设有搅拌器（其功率为 4.5Kw、浆叶采用 SUS316L制作），化灰用水为工艺用水。(2) 钠碱池3钠碱池的有效容积为5m，用以将钠碱液送入再生池中。(3) 阀门、管道及管件阀门、管道及管件均采用 SUS304材质。烟气系统烟

28、气系统包括烟道、膨胀节及电动挡板。从锅炉出口至脱硫塔进口段的连接烟道采用 A3 钢制作，并根据需要设置膨胀节。连接烟道上设有挡板系统， 以便于烟气脱硫系统事故时旁路运行。 挡板采用手动插板阀，包括 1 个入口挡板、 1 个旁路挡板和 1 个脱硫装置出口挡板。本烟气系统可实现 100%烟气旁路。以满足脱硫塔检修与维护的需要从而保证锅炉的正常稳定的运行。2 吸收系统SO2 吸收系统主要由脱硫主塔、连接烟道（副塔） 、喷淋层、组合式除雾器、预埋件及外部钢结构、冲洗系统组成。(1) 脱硫塔脱硫塔是系统的核心，脱硫塔的材质是本脱硫硫工程能否长期稳定运行的关键，按照要求，脱硫塔体材质采用麻石制作。按国家相

29、应的规执行。§吸收塔采用空塔喷淋结构 （根据脱硫率的需要设置 2 层高效雾化喷淋层） 。§吸收塔选用的麻石， 能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部结构设计均考虑防腐要求。§吸收塔设计能防止液体泄漏。 塔体上的人孔、 通道、连接管道等在壳体穿孔的地方进行密封，防止泄漏。§吸收塔壳体设计能承受各种荷载， 包括吸收塔及作用在吸收塔上的设备和管道的自重、介质重、保温重，以及风载、雪载、地震荷载等。§吸收塔底面能完全排空浆液。§塔的整体设计方便塔部件的检修和维护， 吸收塔部的导流板、 喷淋系统和支撑等不易堆积污物和结

30、垢。§吸收塔烟道入口段的设计考虑防止烟气倒流和固体物堆积。§吸收塔配备足够数量和大小合适的人孔门，在附近设置走道和平台。§喷淋系统的设计能合理分布要求的喷淋量 , 使烟气流向均匀，并确保吸收浆液与烟气充分接触和反应。§所有喷咀能避免快速磨损、结垢和堵塞。喷咀的磨损寿命至少为2 年。§喷咀与管道的设计便于检修，冲洗和更换，可实现不停炉检修。(2) 连接烟道连接烟道（副塔）是指从脱硫塔主塔出口至风机进口段。连接烟道采用碳钢。其要求按国家相应的规执行。(3) 喷淋层在本脱硫系统中，为了达到良好的吸收效果，吸收塔设计成逆流式喷淋塔，设置 2 层的喷淋层

31、，每层喷淋层由若干个高效雾化实心喷嘴组成， 而每个喷嘴自成体系统，可单独开启与关闭并可调节其喷液量。 吸收液由喷嘴喷出， 喷嘴均匀布置塔横截面上， 喷射出来的成实心锥型的浆液可以覆盖整个横截面， 在满足吸收 SO2 所需的比表面积的同时，该技术把喷淋造成的压力损失减少到最小。传质吸收时间为 2-3 秒。喷嘴是本净化装置最关键的部件，它具有以下特点： 国雾化喷嘴由于受到国加工工艺、 材料的限制，根本无法与进口的相比拟，为提高脱硫液的雾化程度及雾化的均匀性，我公司引进原装 316L 高效雾化喷嘴。原装高效雾化喷嘴雾化程度好， 雾化粒径小，脱硫剂的比表面积大，再加上喷嘴的科学合理布置， 使得在预处理

32、区形成无漏洞、 重叠少的吸收液雾化区段， 与国技术相比成百、 上千倍地提高了烟气与脱硫液接触机会， 同时喷液可大幅减少， 由此带来烟气温降小， 由于烟气温度高、气液接触面积大， SO2与脱硫剂之间反应剧烈、反应速度快，这是保证脱硫效率高的一个主要因素， 也给烟尘的成球提供了良好的条件。喷嘴液体流道大而畅通， 具有良好的防堵性能； 采用特种不锈钢制作， 具有很好的防腐耐磨性能。 喷嘴体积小，安装清洗方便。喷淋层主要由环形分配管、雾化喷嘴、套管、阀门，喷雾连接管。(4) 组合式除雾装置平板折流式除雾器，两级四通道，确保除雾效果。这里不再描述。(5) 冲洗系统由于本脱硫工艺采用双碱法工艺，理论上除雾

33、器、 喷头及管道不存在结垢问题，但实际运行过程中除雾器、 脱硫塔底部及部分管道均有沉积物与结垢现象的存在，故本工程在这些地方均设有冲洗装置，冲洗水为工艺用水。 可以定期冲洗除雾器、脱硫塔底部等部位因长期运行中可能产生的死角结灰，解决了除雾器无需停炉清灰的问题。冲洗系统用水为业主方的供水压力为 0.3MPa 的工艺水，由单独设置的除雾器冲洗水泵。脱硫液循环和脱硫渣处理系统(1) 脱硫液循环系统1 循环泵循环泵选用防腐耐磨性能优良的高分子量衬塑泵，型号为：3流量： 360m/h ，扬程： 32m，功率： 55kw数量为： 2 台（一用一备）。泵吸入口配备了滤网，以便泵及系统的堵塞。2 搅拌器统设置

34、两台搅拌器 ( 功率为 7.5kw) ，其为全金属结构，接触被搅拌流体的搅拌器部件，选用适应被搅拌流体特性的材料，并具有耐磨损和腐蚀的性能。循环浆池搅拌器的设计和布置考虑了氧化空气的最佳分布。3 循环池循环池采用现浇整体钢砼结构循环池的有效容积： 50 立方米。循环池地下布置，设计标高 0.200 m 。循环池分成三个区，氧化区、再生区及循环区。4 沉淀池循环池采用现浇整体钢砼结构循环池的有效容积： 240 立方米。循环池地下布置，设计标高0.200 m 。5 再生池循环池采用现浇整体钢砼结构循环池的有效容积： 50 立方米。循环池地下布置，设计标高0.200 m 。再生池配有搅拌器（2）脱硫

35、渣处理系统渣水分离系统由人工清理。消防及给水部分本工程消防及给排水系统由业主负责。(1) 消防电厂消防主要设计原则为化学灭火器与水消防相结合的消防方式。室外采用消火栓灭火，室使用化学灭火器。设计消防用水水源取自电厂现有给水管网， 采用 DN150镀锌管引接消防水源至设计消火栓消防系统，通过 DN100镀锌管直接供室外消火栓用水。(2) 给排水脱硫装置场地、 吸收剂制备系统场地的雨水经排水沟、 雨水口、检查井等收集后排至电厂现有排水点排走。6.6设计计算和配套设备的选择概述燃煤电站烟气处理系统设计计算包括： 各设备管道压力损失及布置， 除尘器，风机等处理系统的相关设计。设计计算（ 1）基本数据燃

36、煤电站日输入配合煤392.3 吨。从锅炉排出煤气经冷凝洗涤除去焦油，奈，苯，氨等物质，经过换热器后进入燃烧室进行燃烧，产生烟气。煤气的组成（质量比）如下： C=53.9% H=4.08% S=0.51% N=0.77% O=16.26%水分 =19.02% 灰分 =5.46%，空气过剩系数为 1.2 ，煤气燃烧后的烟气温度为 160。（2）烟气排放量以及组成表 5-4 烟气排放量及组成产生烟产生烟气量各组分体积（×需氧量气量3 333H2OSO2N210 m）（ m）（ m）CO2C53944.9244.9244.92000.00H40.840.8010.2020.400.00O16

37、2.610.16-5.08120000.005N7.70.5500000.28S5.10.160.16000.160.00H2 O190.210.570010.5700.00灰分54.60理论需氧量： 44.92+10.2+ （-5.08 ）+0.16=50.19 m3理论空气量： 50.19 ×（ 3.76+1 ）=238.93 m3实际空气量： 238.93 ×1.2=286.72 m3过剩空气量： 286.72 238.93=47.79 m3理论烟气量： 44.92+30.97+0.16+0.28+188.7=265.04m3总烟气量 : (265.04+47.79)

38、22.40.001=7.01 m3乘以用煤量： 7.01392.3=2750 m3 / h =0.76 m3 / s1kg 烟气中的灰分：400.28203.8=2282.56 g / h =0.63 g / s1.67烟气含尘浓度：2.32确定除尘器烟囱的计算及管道计算和布置（ 1）管道计算粉尘的性质为粉煤灰。工艺流程图如下：燃煤电站工艺流程图已知在锅炉中的温度为160，即 T=433.15 K 情况下。煤气总流量为： Q2750m3 / h 0.76m3 / s所以煤气在标况下：管段（ 1-2 ） Q1 20.76433.15 1.205m3273.15查设计手册取管道中气速v=12m/s

39、，可得 d 1-2 = 4Q =4 1.2050.357m 根据v3.14 12实际管道情况，管道为气体如果速度小于12m,则有粉尘堵塞管道，为保证速度不小于 12，取 d1-2 =0.34 m4Q41.20513.28m / s实际流速 V实23.140.342d管段（ 3-4 ） 标况下温度为 1,150 ，即 T=423.15 K423.153Q3 40.761.177m管道中气速v=12m/s，可得 d 3-4 = 4Q =4 1.2050.357m 根据实际管道情v3.14 12况，取 d3-4 =0.34 m实际流速V实4Q41.17712.97m / sd 23.140.342管

40、段（ 5-6 ） 标况下温度为 130，即 T=403.15 KQ5 60.76403.151.122m3273.15管道中气速v=14m/s，可得 d 5-6 =4Q =4 1.2050.357m根据实际管道情v3.14 12况，取 d=0.34m5-6实际流速V实4Q41.12212.36m/ sd 23.140.342管段（ 7-8 ） 标况下温度为 130，即 T=403.15 KQ780.76403.151.122m3273.15管道中气速v=12m/s，可得 d 7-8 =4Q =4 1.2050.357m根据实际管道情v3.14 12况，取 d=0.34m7-8实际流速V实4Q4

41、1.12212.36m/ sd 23.140.3426.7 管道压力损失的计算根据已知的数据：煤气在标况下的密度1.37kg / m3160时，烟气密度0.86kg / m3150时，烟气密度0.88kg / m3130时，烟气密度0.93kg / m3130时，烟气密度0.93kg / m3沿程压力损失管段 12，在操作条件下g 0.86k g / m3 ， L 10m, d 0.34 m, v13.28 m / s,0.012 （镀锌管）p1Lg v2100.8613.2822D0.0120.3426.8Pa22管段 34 在操作条件下g 0.88kg / m3 ， L 15m, d 0.

42、34 m, v 12.97 m / s,0.012 （镀锌管）p3Lg v2150.88 12.97240.0120.3439.2PaD22管段 56，在操作条件下g 0.93kg / m3L 15 m, d 0.34 m,v12.36m / s,0.012 （镀锌管）p5Lg v215 0.9312.36260.0120.3437.6 PaD22管段 78 在操作条件下g 0.93kg / m3L 20m, d 0.34 m,v 12.36 m / s,0.012 （镀锌管）p56Lg v20.012200.9312.36250.1PaD20.342整理数据表格如下：表 5-5 管道压力损失

43、标况下管道中摩擦阻管道长气体流摩擦阻管段体积密度体积密度力系数度速力损失1-21.2050.860.0121013.2826.83-41.371.1770.880.0121512.9739.20.761.1220.930.0121512.3637.65-67-81.1220.930.0122012.3650.1总摩擦压力损失为：PP26.839.237.650.1153.7局部压力损失管段 1-2查表可知：集气罩10.11(90 )，弯头 2 0.18(90 )PW1 2v122(0.110.18)0.8613.28221.99Pa22管段 3-4弯头 340.18(90 )使用 2个PW3

44、4v3240.180.8812.97226.65 Pa222管段 5-6弯头560.18(90 )使用 2个PW5 6v5260.180.9312.36225.57 Pa222管段 7-8风帽选h / D0.5 ,查表得： 71.30PW7 8v7281.300.9312.36292.35Pa226.8 袋式除尘器的设计计算（ 1）确定烟气温度为 130 （ 2）滤料的选择采用聚丙烯滤料（ 3）计算过滤面积：QA60v fQ 100000m 3 / hV f5.0m / min所以有：A 100000333.33605（ 4）确定过滤袋数取单个滤袋直径D 200mm 单个滤袋 L 3mnA33

45、3.33177DL3.140.23为了布置方便取 n=177，采用 5×5 排列，则实际的过滤速度：Q27.78v0.083m / sA177 3.14 0.2 3(5) 滤袋的排列和间距滤袋的排列采用长方形排列，每组5×5 排列，滤袋间距选取250mm，边排滤袋和壳体距离也留有800mm宽的人行道。(6) 确定气体分配室为保证气体均匀地分配各个滤袋，气体分配室应该有足够的空间，净空高不应小于 1000-1200mm气.体分配室的截面积按下式计算：F（3-8 ）Qvivi 气体分配室的进口气速。一般取1.5 2.0m/s. 此处取 1.5m/s3Q 袋式除尘器的处理气量。m/sF 27.78 18.52m21.5（7）确定排气管直径排气管直径按排气速度为2 5m/ s 确定。灰斗高度根据粉尘的性质而选取的灰斗倾斜角进行计算确定。取排气管排气速度v0 2m / s ，则排气管直径：Q27.7813.89mD02v 0（8）确定袋式除尘器的压力损失袋式除尘器的压力损失P 由通过清洁滤料的压力损失p f 和通过粉尘层的压力损失 pd 和除尘器外壳结果的压力损失pc 组成ppcp fpd除尘器的PC 包括气体通过除尘器时的进出口以及灰斗挡板等部位所消耗的能量，在正常运行下一般为20050