20th燃油锅炉的烟气脱硫工艺设计

1、目 录任务书1. 综述1.1烟气脱硫技术研究进展11.2石灰石石灰-石灰法的反应机理31.3烟气脱硫技术发展趋势42. 设计说明书52.1 概况52.2 设计依据、原则及设计范围52.3 工艺设计52.3.1 工艺流程52.3.2 主要设备设计/选型92.4 非工艺设计122.5 项目经济评价152.5.1 工程投资182.5.2 工程运行费用203. 计算说明书223.1 急冷塔223.2 吸收塔243.3 换热器243.4 泵和风机的选型计算274. 参考文献285. 工程图纸任务书油耗量1.4t/h，燃油平均含油量1.5%，出口烟气温度280，锅炉年运行时间5500h。由以上数据确定燃油

2、锅炉的烟气脱硫工艺流程和主要反应设备的设计参数及工艺的主要技术性能参数和经济评价。1 综述我国燃煤工业锅炉烟气脱硫起步较早，但发展缓慢。早在50年代初，我国南京永利宁化工厂就在工业锅炉内喷撒石灰，以防治烟气中对锅炉护管及设备的腐蚀，其效果较好。在80年代之前，我国燃煤工业锅炉烟气脱硫的研究及开发，基本上处于停滞阶段。到了80年代末或90年代初，由于我国大气污染及酸雨污染日趋严重，研究与开发燃煤工业锅炉烟气脱硫技术便应运而生。许多部门着手研究及开发燃煤工业锅炉烟气脱硫技术。1995年8月，我国修改后的中华人民共和国大气污染防治法的正式出台，在法规上定义为我国重要的必须治理的大气污染物，污染防治及

3、酸雨污染防治纳入法律条文，以法规形式确保污染防治和酸雨污染防治。随着中华人民共和国大气污染防治法的贯彻和执行，在很大程度上促进了燃煤工业锅炉烟气脱硫的研究与开发。我国相当多的高等院校，中国科学院的院所，各部委的科研机构，地区的科研部门，环保局的科研院所，以及民营科研机构等，对燃煤工业锅炉烟气脱硫技术纷纷进行研究与开发。参加研究与开发的单位之广，人数之多，时间之长，在我国历史上实属罕见。燃煤工业锅炉烟气脱硫以其存在问题多，治理难度大，而成为我国当今令人关注的热点。由中国环境科学学会发起和主办的三届务实和卓有成效的“全国燃煤锅炉烟气脱硫技术交流会”，把我国燃煤工业锅炉烟气脱硫技术研究与开发，从引进

4、、学习、消化、模拟阶段推进到独立自行研究与开发阶段，进一步推进到富有独创的研究与开发阶段。三届技术交流会，极大地促进了科研单位之间烟气脱硫技术的交流与学习，沟通了科研单位和用户之间的产销关系，促进了烟气脱硫技术及设备进入燃煤工业锅护的市场。可以说，中国环境科学学会，在促进我国烟气脱硫技术研究与开发方面功不可抹。 1.1我国燃煤烟气脱硫技术现状 在90年代不到10年内，我国研究与开发的烟气脱硫技术多达50种以上。时间短，种类多，技术广，在人类烟气脱硫研究与开发历史上也不多见。在研究与开发的50多种燃煤工业锅炉烟气脱硫技术中，包括炉内直接喷石灰/石灰石、沸腾床石灰石和喷雾干燥法等干法烟气脱硫，钙碱

5、法、氨碱法、钠碱法及镁碱法等湿法烟气脱硫。湿法烟气脱硫占95%左右，干法烟气脱硫占5%左右。目前，干法烟气脱硫除个别方法外，仍处于研究及中试阶段，尚未工业化，近期内很难推广应用。湿法烟气脱硫趋于成熟，正处于工业化应用，是当前可行的脱硫技术。湿法又分为除尘脱硫组合体化设备，和除尘与脱硫分体组合式设备。在研究与开发的50多种烟气脱硫技术中，运行稳定、安全可靠的烟气脱硫技术大约有10种左右，其脱硫效率均能达到国家允许的排放标准。其性能为脱硫效率较高(7090%)，无二次污染，液气及灰水分离良好，防腐、耐磨，无结垢、无堵塞、运转效率高(>90%)，使用寿命长(10年以上)，能耗低，价格低廉，工艺

6、过程及设备结构简单，操作方便，占地面积小。不到10年内，在烟气脱硫研究及开发中，一向被人们认为难以解决的腐蚀、磨损、结垢及堵塞等棘手的问题，取得突破性的解决，脱硫设备的使用寿命在10年以上，运转效率在90%以上。相当部分关键技术，如防腐、耐磨、防结垢、防堵塞、灰水分离、液气分离等，达到或接近国际的先进技术。现就目前应用较为广泛的烟气脱硫技术进行介绍。 石灰石/石膏法石灰石/石膏法是目前应用最广泛、最多、最成熟的典型的湿法烟气脱硫技术。我国湿法烟气脱硫率可达98以上，接近100。国内采用此法脱硫的电厂主要有：重庆珞璜电厂一期、重庆珞璜电厂二期、太原第一热电厂、重庆电厂、杭州半山电厂、北京第一热电

7、厂、陕西韩城第二电厂等。该工艺具有操作方便、原理简单、脱硫效率高(部分机组CaS接近1，脱硫效率超过9O)、可应用于大容量机组、高浓度条件、可利用率高(>90)、吸收剂来源广泛、价格也低廉、副产品石灰具有综合利用价值、运行和维护成本以及脱硫成本较低，是目前公认应用最广泛、技术最为成熟的脱硫技术。 喷雾干燥脱硫法(SDA法)SDA法是美国JOY公司和丹麦NIRO公司联合研制出的脱硫工艺。目前，国内采用此工艺的电厂主要有四川白马电厂和山东黄岛电厂等。此工艺脱硫效果不是太高(一般在7O左右)，适合于中、低硫煤的脱硫。四川白马电厂机组每台容量为200 MW，采用200目的生石灰纯度在6O- 70

8、)处理含硫量在32左右的燃煤烟气(8000)，脱硫效率可达到8O左右。山东黄岛电厂机组每台为210MW，采用粒径4rflm纯度为7O的生石灰处理含硫量为186的燃煤(烟气为300000，炉后抽出部分烟气)脱硫效率为7O左右。SDA工艺的特点：(1)工艺简单，操作简便安全；(2)维护费用低；(3)腐蚀性小，可采用普通碳钢制造；(4)采用静电除尘器或布袋除尘器；(5)过程无废水产生；(6)压降低，能耗少，符合当前节能减排的要求；(7)可适用于低、中、高硫煤。1.1.3 炉内喷钙尾部增湿活化法(LIFAC法与LIMB法)LIFAC法由芬兰Iv0公司和TAMPELLA公司联合开发的基于炉内喷钙技术基础

9、上发展起来的新型烟气脱硫工艺。传统炉内喷钙工艺的脱硫效率仅为2O3O ，而LIFAC法在空气预热器和除尘器间加装一个活化反应器，并喷水增湿，促进脱硫反应，脱硫效率可达到7O75。LIFAC法比较适合中、低硫煤，其投资及运行费用具有明显优势，较具竞争力，比较适合中小容量机组和老电厂的改造。LIMB法与LIFAC法实质相同，只是增加了多级燃烧器以控制NOx的排放，分级送风燃烧的采用使得局部温度降低，既可减少NOx的生成，还可以使钙基脱硫剂避免受炉内高温烟气的影响，减少了脱硫剂表面的“死烧”，增加了反应表面积，提高了脱硫效率，国内主要在辽宁抚顺电厂和南京下关电厂应用，该工艺具有操作简单、占地面积少、

10、脱硫率中等、吸收剂消耗量大，主要应用于低硫煤。辽宁抚顺电厂用此法，用石灰石处理480000烟气量(燃煤含硫量为054)，脱硫效率仅为4O左右。南京下关电厂应用该套装置处理含硫量为092燃煤，处理烟气量2×544000 ，脱硫效率约75。1.1.4 海水脱硫法海水脱硫工艺是利用海水的碱度和水化学特性达到脱除烟气中的方法，可用于燃煤含量硫不高并以海水作为循环冷却水的沿海电厂。海水脱硫的原理是在脱硫吸收塔内用海水作为脱硫剂逆行喷淋洗涤，烟气中的被海水吸收而除去，净化后的烟气经除雾器除雾、经烟气换热器加热后排放，吸收被海水吸收并在洗涤液中发生水解和氧化作用，洗涤液引入曝气池，通过提升pH抑制

11、的溢出。经曝气处理使其中的被氧化成为稳定的一并使海水的pH值与COD调整达到排放标准后排放大海。此套工艺一般适用于海边、扩散条件较好、用海水作为冷却水、燃用低硫煤的电厂，海水脱硫工艺简单、无结垢、堵塞现象，吸收剂来源充足、可用率高，无脱硫灰渣产生，脱硫效率达9O以上。高、中、低硫煤均可以采用，但对于内陆电厂，推广使用不太现实，深圳西部电厂采用该套工艺用天然海水处理含硫量在075的燃煤，脱硫效率在9O以上。 荷电干式喷射法采有该工艺的国内电厂主要有山东德州热电厂、杭州钢铁集团第二热电厂、广州造纸有限公司自备电厂和兰化热电厂等。该套工艺具有占地少、投资成本低、运行费用较低、脱硫率中等等特点，主要适

12、用于中、低硫煤，山东德州热电厂利用该套装置处理含硫10的燃煤脱硫率达到7O左右。电子束照射法(EBA法)EBA法是一种较新的脱硫工艺，其原理为：在烟气进入反应器之前先加入氨气，然后在反应器中用电子加速器产生的电子束照射烟气，使水蒸气与氧等分子激发产生氧化能力强的自由基，这些自由基使烟气中的和N0x很快氧化，产生硫酸与硝酸，再和氨气反应形成硫酸铵和硝酸铵化肥，由于烟气温度高于露点，不需再热。EBA法是一种干法处理过程，无废水废渣产生，脱硫率与脱硝率可分别达到9O和8O以上。操作简单、过程易于控制、对不同含硫量的烟气和烟气量的变化有较好的适应性和负荷跟踪性，副产物可以作为化肥，脱硫成本较低。国内成

13、都热电厂采用该套装置处理含硫量2.0的燃煤，脱硫率达8O左右。氨水洗涤法脱硫工艺该脱硫工艺采用氨水作为脱硫吸收剂与进入吸收塔的烟气接触混合，烟气中与氨水反应生成亚硫酸铵，经与鼓入的强制氧化空气进行氧化反应，生成硫酸铵溶液，经结晶、离心机脱水、干燥器干燥后即制得硫酸铵。该法脱硫效率高，能满足任何地方环保的要求，整个系统不产生废水或废渣、能耗低、符合节能目标、运行可靠性高和适用性广。华东理工大学已经完成2.5000 kW 机组烟气氨酸法脱硫中试。 烟气循环流化床脱硫工艺(CFBFGD)循环流化床脱硫技术是一种使高速气流与所携带的稠密悬浮颗粒充分接触的技术。其原理是：在循环流化床中加入脱硫剂石灰石以

14、达到脱硫的目的。由于流化床具有传质和传热的特性，所以在有效吸收的同时还能除掉HC1和HF等有害气体。用此法可处理高硫煤，当为115时，脱硫效率能达到9O 97。CFBFGD工艺由吸收剂制备、吸收塔、脱硫灰再循环、除尘器及控制系统等部分组成。一般采用干态的消石灰粉作为吸收剂，也可采用其它对有吸收反应能力的干粉或浆液作为吸收剂。目前，科林公司与国际知名公司合作开发的循环流化床烟气脱硫技术已申报国家专利并在赤峰热电厂锅炉130上应用，处于试运行阶段。 脉冲电晕放电等离子体烟气脱硫(PPCP法)PPCP法是靠脉冲高压电源在普通反应器中形成等离子体产生高能电子(5-20 eV)，由于只提高电子温度，而不

15、是提高离子温度，能量效率比EBA高2倍。此工艺设备简单、操作简便、投资是EBA法的60 。因此，成为国际上千法脱硫脱硝的研究前沿，而且该工艺还具有脱硝能力，高能电子可以激活、裂解、电离烟气分子，产生OH、O、等多种活性粒子和自由基。在反应器里烟气中的SCh、NO被活性粒子和自由基氧化为高价氧化物、并与烟气中的相遇后形成和，在有或其它中和物存在的情况下生成(NH4)2SO4的气溶胶，再由收尘器收集，具有有害污染物清除彻底、不产生二次污染等优点。其它脱硫方法近些年，随着人们环保认识的加强，又开发出一些新的脱硫方式，如“筛网式”脱硫装置、“新型筛板塔式除尘脱硫装置”、“旋流板塔”、“水膜除尘简易湿式

16、脱硫装置”、“湿式曝气除尘”、烟道喷淋除尘脱硫和排气净化串联法、“湿式脱硫除尘器”以及水膜式脱硫除尘设备等。这些设备都具有操作较为简单、占地面积少、脱硫率中等以及集脱硫与除尘于一身的特点，适用于现有的燃煤脱硫处理。1.2烟气脱硫技术发展趋势 目前已有的各种技术都有自己的优势和缺陷，具体应用时要具体分析，从投资、运行、环保等各方面综合考虑来选择一种适合的脱硫技术。随着科技的发展，某一项新技术韵产生都会涉及到很多不同的学科，因此，留意其他学科的最新进展与研究成果，并把它们应用到烟气脱硫技术中是开发新型烟气脱硫技术的重要途径，例如微生物脱硫、电子束法脱硫等脱硫新技术，由于他们各自独特的特点

17、都将会有很大的发展空间。随着人们对环境治理的日益重视和工业烟气排放量的不断增加，投资和运行费用少、脱硫效率高、脱硫剂利用率高、污染少、无二次污染的脱硫技术必将成为今后烟气脱硫技术发展的主要趋势。各种各样的烟气脱硫技术在脱除二氧化硫的过程中取得了一定的经济、社会和环保效益，但是还存在一些不足，随着生物技术及高新技术的不断发展，电子束脱硫技术和生物脱硫等一系列高新、适用性强的脱硫技术将会代替传统的脱硫方法。为了保护环境，我国政府已经严格控制的排放量并开展了一系列卓有成效的节能减排措施。尽管如此，我国作为一个燃煤使用大国，加强企业环保意识以及强制推动下政府相关政策与法规具有重要意义。我相信，通过对烟

18、气脱硫技术的深入研究，大气中将会大大降低。1.3烟气脱硫的目的、意义和主要内容采用烟气脱硫工艺之后，排放的大气污染物(、烟尘)排放量及排放浓度均明显减小，从而降低了电厂大气污染物对当地环境的影响程度，将极大地改善区域大气环境质量，环境效益十分显著。同时根据国务院排污费征收使用管理条例(国务院令第369号)及排污费征收标准管理办法(国家计委、财政部、国家环保局、国家经贸委令第31号)，实施烟气脱硫后每年可减少大气中二氧化硫的排放量，这对人类可持续发展十分有利。2 设计说明书2.1概况条件与任务某燃油锅炉烟气处理工程设计，锅炉烟气流量为20t/h,45374，T=280,含SO2 925.6。要求

19、回收SO2，尾气和废水达标排放。 2.2 设计依据，原则及范围 设计依据（1）综合任务书上给定的该化工厂的废气排放量及排放浓度。（2）环保部门对污染治理的指示与要求。（3）大气污染排放标准（GB13457_92)一级标准。（4）污水综合排放标准 设计原则（1）设计中为将来更加严格的排放标准及规模扩大留有余地。（2）因地制宜，节省场地。根据技术上的可行性和经济性上的合理性，对能源，水资源，土地等资源进行综合利用。（3）充分利用高程自流，节省动力消耗。（4）严禁转移污染物，全面防治二次污染。设计范围（1）化工含硫有机残留液焚烧尾气SO2的治理。（2）本次设计只是针对设施进行设计，对零件，构件，自动

20、控制仪表及其它如建筑设计，电器设计，厂房规划等由厂家自行解决。（3）设计可不考虑地下水和雨水，没考虑化验，操作人员休息室等附属厂房和设备。 2.3 工艺设计 工艺选择针对残留液污染物焚烧尾气二氧化特点：浓度高，放热量大，余热循环利用及二氧化硫的可回收等特点， 本设计采用钠钙双碱法对SO2进行处理。采用亚硫酸钠吸收SO2,吸收液再用石灰进行反应生成硫酸钙沉淀，再生后的氢氧化钠溶液返回洗涤器。工艺原理（1）吸收反应洗涤过程的主要反应式： +2洗涤液内含有再生后返回的及系统补充的,在洗涤过程中生成亚硫酸钠。 2+ 在洗涤液中还含有,系烟气中的与亚硫酸钠反应而生成。 2+2（2）再生反应 用石灰浆料进

21、行再生时： + +2 + 亚硫酸钙的一般形式为半水亚硫酸钙。用石灰石粉再生时：2 + + +1/2（3） 硫酸钠的去除 硫酸钠用硫酸酸化使其转变为石膏来去除。 +2+32+2加酸后，PH 下降到23，使亚硫酸钙转化为亚硫酸氢钙而溶于溶液中，于是溶液中的超过了石膏的溶度积，使石膏沉淀出来。（4） 氧化反应在回收法中，最终产品是石膏，需将由再生反应应得到的亚硫酸钙氧化为石膏。 +2.3.3工艺流程本设计具体的工艺流程如下图所示。由于锅炉烟气温度高达280，不适合二氧化硫的吸收去除，故需先将其进行冷却预处理，经过冷却塔后烟气的温度可降至60左右，送入钠碱吸收塔，原始吸收溶液浓度150,吸收后生成的进

22、入储罐投加固体浓缩缓冲。根据储罐中溶液的停留时间，选两个储罐，一个生产储罐，另一个作为备用储罐。应吸收塔较高，吸收塔出口溶液进入储罐采用自流，省去了泵的使用。因尾气温度较高，且碳酸钠溶考虑到尾气的温度较高，湿度较大，不适宜用干法吸收，该工艺流程设计以碳酸钠溶液吸收塔吸收尾气中的二氧化硫。高温不利于吸收反应的进行，并且对吸收塔的腐蚀较大，应此先将尾气降温处理。由于尾气中的二氧化硫具有强腐蚀性，操作过程中反应都受到PH值的影响，随时需要进行酸度调节；因此需在地下池设备中安装PH值自动控制仪表，调节水的酸度，防止对环境的二次污染。冷却塔出水由于吸收大量的热能，出水温度升高，要循环利用地下池的水需经循

23、环水冷却塔降温，循环水冷却塔采用自然通风冷却，安装两台进水泵，一个生产用泵，一个备用泵，水来自集水池；两台出水泵，一个生产用泵，一个备用泵，水送往冷却塔。水经过循环利用从而节省了大量的水资源。液吸收二氧化硫的反应放热，高温不利于吸收反应的进行，因此浓缩后的碱液需经换热器的降温后 进入吸收塔循环吸收二氧化硫。吸收塔出口气体温度为60左右，用引风机引气排放，由于气液分离不完全，气体中携带水蒸气会引起引风机的震荡，因此在引风机前应设置气液分离器。且气体温度降低，在高烟囱中会冷凝酸化，腐蚀烟囱，且气体温度降低不利于气体的扩散排放，在排放前要升高气体温度，使气体在烟囱口的排放温度达到160以上。工艺流程

24、图：冷却塔地下池填料吸收塔集水池储液罐换热器加碱池含硫烟气冷却补充钠碱循环泵1循环泵2净化烟气自流降温后Na2SO3钠碱双碱法工艺处理焚烧尾气中的工艺流程图烟囱混合槽石灰槽再生沉淀池清液槽污泥池2.3.4 设计主要技术指标 本设计的主要技术指标如表 所示：表一 设计主要技术指标序号项目名称指标备注1烟气流量45374 进口烟气2烟气标态流量22400进口烟气3烟气温度280进口烟气4烟气中的SO2浓度925.6进口烟气5系统总脱硫效率966SO2排放浓度37.027SO2脱出量40.32kg/h8脱硫塔总阻力1100-1500pa9吸收剂Na2CO3用量264.96kg/h10循环冷却水量32

25、.19t/h冷却塔11循环冷却水量200.81kg/h换热器2.4 主要设备/构件说明 冷却塔冷却塔高18.85m，塔径3.9m，裙座高1.0m，分离与分布区5.85m。塔顶设气液分离器，除去气体中夹带的液体雾滴，气液分离器采用网丝除沫器。集水池 冷却塔出水进入地下池，保证冷却塔的循环水量。集水池尺寸：超高0.8m ，有效水深2.8m，有效容积 V=60m3水力停留时间： 0.6h吸收塔吸收塔采用填料吸收塔，其主要目的是，提供足够大的表面积，促使气液两相分接触，对气液流动又不致造成过大的阻力。1）填料塔选择原则：(1)易起泡的物系，如处理量不大时，以选择填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式

26、塔中则易引起液泛。   (2)具有腐蚀性的介质，可选用填料塔，如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔、穿流式塔盘，以及时更换。     (3)粘性较大的物系，可选用大尺寸填料。板式塔传质效率太差。   (4)含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用小填料。   （5）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上有液层，可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。  填料种类：塑料鲍

27、尔环填料性质：=25mm ，比表面积a=209m2/m3，空隙率x=0.09m3/m3，堆积面积:p=72.6kg/m3每m3填料个数: n=51.1 ×103 填料因子：=170m-1填料塔尺寸：塔径D=1.5m 塔高H=13.3m塔壁厚度 4 mm 群座高：3.5m储罐 储罐型号：HG21504.1_1992_56容积 V=4.56m3 公称直径 DN=1.6m 高H=2.5m2.5 项目经济评价工程主题设备/构件造价本设计项目的初步成本预算如表 所示：表二 工程投资概算序号名称规格数量造价/万元备注1冷却塔3.2×3.5m12.7碳钢衬耐酸2集水池5.0×4

28、.0×3.0m10.885混凝土3填料塔1.5×13.3m112.5不锈钢4储罐1.5×2.0m12.4碳钢5换热器0.4×1.5m10.92碳钢6循环水 泵IS100-80-125IS80-65-16042×0.532×0.32一用一备一用一备7碱液泵IH80-65-16022×0.17一用一备8引风机G5-47-12NO:8.420.9一用一备合计 22.345万元 工程运行及附加费1）人员安排费：操作人员 3人 两班制 1200元/人技术人员 1人 一班制 1800元/人月检修人员 1人 一班制 1500元/人月共计

29、5人 6900 元/人月 6900/(6900×30×24)=0.00138元/ms2）每日电耗费用： 表三 设备电耗一览表（/d）序号名称功率（KW）运行数量(台)运行时间（h/d）小计（KWh）1 循环水泵11.5112182循环水泵21.11121323碱液泵1.7911221.484引风机1.4512434.8总计 206.8厂内电价价格按0.06元/KWh.用电费为：217.25×0.60/4500=0.029元/（m3。·d）=0.0013元/(m3·h)3）运行总费用为：0.00138+0.0013=0.00268元/m3废气 4

30、）工程附加费用（1）管理费 ：直接费×9 2.345万元（2）设计费：直接费×5 3.510万元（3）系统调试费：直接费×8 2.345万元（4）税费：直接费×3.14 0.950万元5） 间接费总合： 9.150万元6） 工程总费用合计：22.345+9.150=31.495万元平均每m3尾气费用：31.495/4500=70元/m3尾气2.6 工程评价我个人认为这套脱硫设备设计较为合理且运行费用不算太高3 计算说明书锅炉烟气性质：锅炉烟气体积V=45374,T=280,含925.6,用烟道气近似计算。 3.1冷却塔冷却塔中水的相变过程：280(汽）1

31、00 (汽）100 (水）60 (水）3.1.1总放热量 Q= =20000×1.101×(280-60) =4844400其中:锅炉烟气的平均比热容/();(=1.101/() -焚锅炉烟气的温度差；（=280-60=340） 3.1.2 冷却水消耗量 m=4844400/(4.3*35)=32188.7 L=m/=32188.7/1000=32.19其中：Cp2-水的比热容，kcal/(kg.)；（Cp2=1kcal/(kg.） -冷却水的温度差，；（ t2=45-10=35） -水的密度,kg/m3;(=1000)3.1.3 塔径= 3.6其中：v-气体体积流量，;（

32、v=45374/3600=12.6) -空塔气速，m/s;（空塔气速一般为0.5-1.2m/s,取=1.2m/s)塔截面积 S0=1/4D02=1/4×3.14×3.6=2.8m2将塔截面积放大1.1倍，即： S=1.1S0 =1.1×2.8=3.08m2塔径为：D=3.9 m3.1.4 塔高冷却塔是空塔，其高度是液气接触段、上部的液气分离段与下部的液气分离段之和。设液气接触段气体的停留时间设计10秒，则液气接触段的高度 =t =1.2×10=12 m根据经验值，上下段分离高度至少大于塔径，一般为1.52D（塔径）。取1.5倍，则上下段分离高度为： =1

33、.5D=1.5×3.9=5.85m群座高为 =1m,则吸收塔高为 H=+=12+5.85+1=18.85 m3.2 吸收塔3. 2.1溶液用量锅炉烟气中二氧化硫的含量为：42尾气急冷过程中被吸收掉0.7%.则进塔气体中含量为： =42×(1-0.7%)=41.7设吸收塔中的去除率为96%，即去除量为： =41.7×96%=40.0排除气体中含量为： =42-40=2000由反应方程式： + + 1mol 1mol 1mol 1mol可知吸收64kg需 106kg ，则用量为： m =40.0/64×106=66.25，设用溶液的浓C为200,质量分数为3

34、0%，则用量为： =m/C=66.25÷30%÷200 =1.104=220.8kg/h取安全系数1.5，则Na2CO3溶液实际用量为 L =1.2× 220.8=264.96kg/h 塔径1）气体体积流量 Vs =/ =20000/1.0235=19540.8 其中 ： 锅炉烟气出口每小时排除烟气质量，kg/h;(=20t/h) 60时烟气密度，;(=1.0235)2）填料的选择 （见填料的特性部分）；3） 塔径60时烟气密度=1.0235,常温时碳酸钠溶液：密度=1200, 黏度=2.3溶液密度与水的密度比为： =0.8进塔气体质量流量=20t/h进塔碳酸钠溶

35、液质量流量WL= 331.2kg/h查图得 p=0.008,液泛气速=0.55m/sU=0.7=0.7×0.55=0.385m)=(4×0.83)/（3.14×0.385) =2.07m其中： 气体体积流量，m3/s; U 空塔气速,m/s;塔截面积为： = 1/4×3.14×2.07×2.07=3.36m2,比例因子取1.2， A=1.2A0 =1.2×3.36=4.03 计算得 D=2.2m 塔高1）气相流率 标准状态下气体体积流量为： =0.83×273/(60+273)=0.680气相流速为： G=V0/2

36、2.4A=0.680/(22.4×4.36)=0.007Kmol2）传质单元高度 =0.007/（4.10×0.01）=0.171m其中 总传质系数，Kmol/(s.m2)； =4.10×Kmol3）传质单元数进塔气体的摩尔流量为： =22400÷273×(60+273)/ (22.4×)=2.7×mol/h进塔气体中的二氧化硫的摩尔流量为： =656×(1-0.7%)=651.4mol/h塔气体的摩尔流量为： =27000000-651.7×96%=26999374.37mol/h出塔气体中二氧化硫的摩

37、尔流量为：=42000×(1-0.7%)×(1-96%)/64=260.66 mol/h=(0.000024125-0.000009654)(0.000024125/0.000009654)/(0.000024125-0.00000956)=2.499其中： =651.4/27000000=0.000024125 =260.66/26999374.37=0.000009654 _传质系数；4）填料层高度 =0.171×2.499=0.427m =1.8=1.8×0.427=0.769m分一层，层高度0.769m5）总塔高 =0.769+0.5+3.2+3.5=7.969m其中：填料层高度，m：h=0.5m; 分离与分布区高，m; =3.2m; 裙座高度，m; =3