化工原理课程设计之半干法脱硫系统设计

1、 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。化工原理课程设计一、课程设计总体说明综合应用学过的知识学会翻书、查资料、找数据培养独立工作能力、综合应用知识能力二、初始条件条件目标条件烟气量90万t/h;效率90%烟气量采用半干法含硫里：含硫量：1200mg/h课程设计过程课程设计讲解，发设计任务；明确设计任务，拟定设计步骤；设计计算；写设计说明书；交说明书，回答提问设计脱硫系统整体方案烟气整体情况设计的依据及规范脱硫技术的选择脱硫技术的原理脱硫塔的设计（按喷淋空塔设计）

2、装置型号及价格耗电量经济分析副产物全部采用A4纸打印，必须有封面、目录、姓名及同组人、年纪学号等必须要有流程图、基本布置图、主体塔的构造图，均必须采用CAD或其他画图软件。必须要有全部成本费用、设备清单必须要有您小组认为的利润空间烟气温度均为150度，且不设换热器每一个设备必须提供详细的参数建议提供脱硫系统三维布置图目录摘要文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。第一章绪论1烟气脱硫的概念2烟气脱硫技术的发展3烟气脱硫面临的问题4烟气脱硫在生产工艺中的技术与应用第二章烟气脱硫的设计方案1、脱硫技术的介绍2、烟气脱硫技术的选择3、喷雾干燥烟气脱硫技术第三章

3、喷雾干燥烟气脱硫工艺的计算第四章工艺设计计算结果汇总与主要符号说明第五章设计方案讨论第六章附录（计算程序及有关图表）第七章参考文献第八章结束语第九章带控制点的工艺流程图第十章设备条件图摘要绪论1、烟气脱硫的概念烟气脱硫英文名称：fluegasdesulfurization,FGD;fluegasdesulfurization.烟气脱硫定义1：从烟气中脱除硫氧元素的工艺过程。烟气脱硫定义2：从煤炭燃烧或工业生产过程排放的废气中去除硫氧化物的过程。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。烟气脱硫（Fluegasdesulfurization，简称FGD）,在

4、FGD技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以CaCO3（石灰石）为基础的钙法，以MgO为基础的镁法，以Na2SO3为基础的钠法，以NH3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。根据控制SO排放的工艺在煤炭燃烧过程中的位置，可将脱2硫技术分为燃烧前、燃烧中和燃烧后三种。燃烧前脱硫主要是选煤、煤气化、液化和水煤浆技术;然烧中脱硫指的是低污染燃烧、型煤和流化床燃烧技术:燃烧后脱硫也即所谓的烟气脱硫技术。烟气脱硫是指从烟气中脱除硫氧化物的工艺过程或从煤炭燃烧或工业生产过程排放的废气中去除硫氧化物的过程。2、烟气脱硫技术的发展1927年英国为了保护伦敦高层建筑的需要，在泰吾士河岸的巴特富安和

5、班支赛德两电厂（共120MW），首先采用石灰石脱硫工艺。据统计，1984年有SO控制工艺189种，目前已超过200种。主要可分为四类：（1）燃烧前控制-原煤2净化（2）燃烧中控制-硫化床燃烧（CFB）和炉内喷吸收剂（3）燃烧后控制-烟气脱硫（4）新工艺（如煤气化/联合循环系统、液态排渣燃烧器）其中大多数国家采用燃烧后烟气脱硫工艺。烟气脱硫则以湿式石灰石/石膏法脱硫工艺作为主流。自本世纪30年代起已经进行过大量的湿式石灰石/石膏法研究开发，60年代末已有装置投入商业运行。ABB公司的第一套实用规模的湿法烟气脱硫系统于1968年在美国投入使用。1977年比晓夫公司制造了欧洲第一台石灰/石灰石石膏法

6、示范装置。IHI（石川岛播磨）的首台大型脱硫装置1976年在矶子火电厂1、2号机组应用，采用文丘里管2塔的石灰石石膏法混合脱硫法。三菱重工于1964年完成第一套设备，根据其运转实绩，进行烟气脱硫装置的开发。第一代FGD系统：在美国和日本从70年代开始安装。早期的FGD系统包括以下一些流程：石灰基流质；钠基溶液；石灰石基流质；碱性飞灰基流质；双碱（石灰和钠）；镁基流质；Wellman-Lord流程。采用了广泛的吸收类型，包括通风型、垂直逆流喷射塔、水平喷射塔，并采用了一些内部结构如托盘、填料、玻璃球等来增进反应。第一代FGD的效率一般为70%85%。除少数外，副产品无任何商用价值只能作为废料排放

7、，只有镁基法和Wellman-Lord法产出有商用价值的硫和硫酸。特征是初投资不高，但运行维护费高而系统可靠性低。结垢和材料失效是最大的问题。随着经验的增长，对流程做了改进，降低了运行维护费提高可靠性。第二代FGD系统：在80年代早期开始安装。为了克服第一代系统中的结垢和材料问题，出现了干喷射吸收器，炉膛和烟道喷射石灰和石灰石也接近了商业运行。然而占主流的FGD技术还是石灰基、石灰石基的湿清洗法，利用填料和玻璃球等的通风清洗法消失了。改进的喷射塔和淋盘塔是最常见的。流程不同其效率也不同。最初的干喷射FGD可达到70%80%，在某些改进情形下可达到90%,炉膛和烟道喷射法可达到30%50%，但反

8、应剂消耗量大。随着对流程的改进和运行经验的提高，可达到90%的效率。美国所有第二代FGD系统的副产物都作为废物排走了。然而在日本和德国，在石灰石基湿清洗法中把固态副产品强制氧化，得到在某些工农业领域中有商业价值的石膏。第二代FGD系统在运行维护费用和系统可靠性方面都有所进步。第三代FGD系统：炉膛和烟道喷射流程得到了改进，而LIFAC和流化床技术也发展起来了。通过广泛采用强制氧化和钝化技术，影响石灰、石灰石基系统文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。可靠性的结垢问题基本解决了。随着对化学过程的进一步了解和使用二基酸（DBA）这样的添加剂，这些系统的可靠

9、性可以达到95%以上。钝化技术和DBA都应用于第二代FGD系统以解决存在的问题。许多这些系统的脱硫效率达到了95%或更高。有些系统的固态副产品可以应用于农业和工业。在德国和日本，生产石膏已是电厂的一个常规项目。随着设备可靠性的提高，设置冗余设备的必要性减小了，单台反应器的烟气处理量越来越大。在70年代因投资大、运行费用高和存在腐蚀、结垢、堵塞等问题，在火电厂中声誉不佳。经过15年实践和改进，工作性能与可靠性有很大提高，投资和运行费用大幅度降低，使它的下列优点较为突出：（1）有在火电厂长期应用的经验；（2）脱硫效率和吸收利用率高（有的机组在Ca/S接近于1时，脱硫率超过90%）；（3）可用性好（

10、最近安装的机组，可用性已超过90%）。人们对湿法的观念，从而发生转变。目前它是应用最广，技术最成熟的工艺，运行可靠、检修周期长，采用经济实用、廉价的石灰石细粉作为吸收剂，与烟气中的SO2反应，经过几个反应步骤，生成副产品石膏。椐统计，全世界现有烟气脱硫装置中，湿法约占85%（其中石灰石/石膏系统为36.7%，其它湿法48.3%），喷雾干燥系统8.4%，吸收剂再生系统3.4%，烟道内喷吸收剂1.9%。3、烟气脱硫面临的问题4、烟气脱硫在生产工艺中的技术与应用我国烟气脱硫控制技术的研究开发始于60年代初，对燃煤电厂、燃煤工业锅炉和冶金废气开展了烟气脱硫工艺研究、设备研制，取得实验室小试和现场中试结

11、果。80年代以来，开展了一系列研究、开发和产业化工作。原国家科委组织了“七五”和“八五”攻关项目，对国际上现有脱硫技术主要方法进行研究和实用性工程装置实验；国家自然科学基金委员会设立课题支持脱硫技术的基础研究，取得了很多成绩。目前我国自行研究开发的烟气脱硫方法，尚处在工业化示范试验阶段。国家科技部在“九五”期间，组织“中小锅炉实用脱硫防尘技术与装备研究及产业化”攻关课题，其中包括针对燃煤电厂烟气脱硫技术，采用脉冲电晕等离子体烟气脱硫新技术研究；与此同时，引进了脱硫技术项目，进行示范规模试验和工业化运行应用。我国电厂烟气脱硫技术起步于1961年，科研院所和高等院校相继投入研究开发力旦，进行于法、

12、湿法和半干法等等的烟气脱硫的探索研究，国家科技部（原国家科委）“七五”“八五”和“九五”的脱硫专项支持取得极好进展。但目前我国自行开发的烟气脱硫工程，尚处在小试、中试阶段。工业化、产业化技术不多烟气脱硫的设计方案1、脱硫技术的介绍世界各国研究开发和商业应用的烟气脱硫技术估计超过200种。普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例在90%以上。按吸收剂及脱硫产物在脱硫过程中的干湿状态又可将脱硫技术分为湿法、干法和半干（半湿）法。湿法FGD技术是用含有吸收剂的溶液或浆液在湿状态下脱硫和处理脱硫产物。该工艺绝大多数采用碱性浆液或溶液作吸收剂，其中石灰石或石灰为吸收剂的强制氧化湿式脱硫方式是目前使用最广泛的

13、脱硫技术。石灰石或石灰洗涤剂与烟气中SO2反应，反应产物硫酸钙在洗涤液中沉淀下来，经分离后即可抛弃，也可以石青形式回收。目前的系统大多数采用了大处理量洗涤塔，300MW机组可用文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。一个吸收塔，从而节省了投资和运行费用。系统的运行可靠性已达99%以上，通过添加有机酸可使脱硫效率提高到95%以上。其它湿式脱硫工艺包括用钠墓、镁基、海水和氮作吸收剂，一般用于小型电厂和工业锅炉。以海水为吸收剂的工艺具有结构简单、不用投加化学品、投资小和运行费用低等特点。氨洗涤法可达很高的脱硫效率，副产物硫酸铁和硝酸钱是可出售的化肥。该法具有脱

14、硫反应速度快、设备简单、脱硫效率高等优点，但普遍存在腐蚀严重、运行维护费用高及易造成二次污染等问题。干法FGD技术的脱硫吸收和产物处理均在干状态下进行。干法脱硫工艺主要是喷吸收剂工艺。按所用吸收剂不同可分为钙基和钠基工艺，吸收剂可以干态、湿润态或浆液喷入。喷入部位可以为炉膛、省煤器和烟道。当钙硫比为2时.干法工艺的脱硫效率可达50-70%.钙利用率达50%。该法具有无污水废酸排出、设备腐蚀程度较轻，烟气在净化过程中无明显降温、净化后烟温高、利于烟囱排气扩散、二次污染少等优点，但存在脱硫效率低，反应速度较慢、设备庞大等问题。半干法FGD技术是指脱硫剂在干燥状态下脱硫、在湿状态下再生（如水洗活性炭

15、再生流程），或者在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物（如喷雾干燥法）的烟气脱硫技术。特别是在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物的半干法，以其既有湿法脱硫反应速度快、脱硫效率高的优点，又有干法无污水废酸排出、脱硫后产物易于处理的优势而受到人们广泛的关注。喷雾干燥法属于半干法脱硫工艺。该法利用石灰浆液作吸收剂，以细雾滴喷入反应器，与SO边反应边干燥，在反2应器出口，随着水分蒸发，形成了干的颗粒混合物。该副产物是硫酸钙、硫酸盐、飞灰及未反应的石灰组成的混合物。喷雾干操技术在燃用低硫和中硫煤的中小容量机组上应用较多。当用于高硫煤时石灰浆液需要高度浓缩，因而带来了一系列技术问题，同时由于石灰脱硫剂的

16、成本较高，也影响了其经济性。但是近年来，燃用高硫煤的机组应用常规旋转喷雾技术的比例有所增加。喷雾干燥法可脱除70-95%的SO?，并有可能提高到98%，但副产物的处理和利用一直是个难题。表1三类烟气脱硫技术的主要特点工艺种类脱硫剂脱硫副产品主要特点文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。湿法FGD石灰石/石灰石膏工艺钠基海水氨基镁基双碱CaCOCa(OH)2CaONaCO23NaOH海

17、水海水+Ca(OH)2NH3MgO3NaSO23+CaCO3或CaO石膏CaSO,CaSO34NaSO回到海水中回到海水中(NH4)2SO4MgSO/MgSO4.、3石膏CaSO/CaSO34脱硫反应速度快；脱硫吸收与产物生成均在中低温状态下进行;脱硫效率高。但设备较为复杂，并普遍存在腐蚀严重，运行维护费用高及造成二次污染等问题。干法FGD炉内喷钙烟道喷射烟内喷钙加炉后增湿活化循环流化床烟气脱硫CaCO3Ca(OH)2CaOCa(OH)2CaCO3Ca(OH)2Ca(OH)2CaSO/CaSO34CaSO/CaSO34CaSO/CaSO34CaSO/CaSO34固体吸收吸附剂在干态下与SO2反

18、应,并在干态下处理或再生脱硫剂；烟气在脱硫过程中无明显降湿，利于排放后扩散；无废液等二次污染。但反应速度慢，脱硫效率及脱硫剂利用率低。半干法FGD喷雾干燥Ca(OH)2CaSO/CaSO34脱硫剂一般在湿态下脱硫、干态下处理或再生；也有在干态下脱硫、湿态下处理脱硫产物的半干法工艺。半干法工艺兼有湿法和干法工艺1的某些特点2、烟气脱硫技术的选择我国目前的经济条件和技术条件还不允许象发达国家那样投入大量的人力和财力，并且在对二氧化硫的治理方面起步很晚，至今还处于摸索阶段，国内一些电厂的烟气脱硫装置大部分欧洲、美国、日本引进的技术，或者是试验性的，且设备处理的烟气量很小，还不成熟。不过由于近几年国家

19、环保要求的严格，脱硫工程是所有新建电厂必须的建设的。因此我国开始逐步以国外的技术为基础研制适合自己国家的脱硫技术。石灰石石膏法烟气脱硫工艺是世界上应用最广泛的一种脱硫技术，日本、德国、美国的火力发电厂采用的烟气脱硫装置约90%采用此工艺。将石灰石粉加水制成浆液作为吸收剂泵入吸收塔与烟气充分接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及从塔下部鼓入的空气进行氧化反应生成硫酸钙，硫酸钙达到一定饱和度后，结晶形成二水石膏。经吸收塔排出的石膏浆液经浓缩、脱水，使其含水量小于10%，然后用输送机送至石膏贮仓堆放，脱硫后的烟气经过除雾器除去雾滴，再经过换热器加热升温后，由烟囱排入大气。由于吸收塔内吸收剂浆

20、液通过循环泵反复循环与烟气接触，吸收剂利用率很高，钙硫比较低，脱硫效率可大于95%。旋转喷雾干燥烟气脱硫工艺以石灰为脱硫吸收剂，石灰经消化并加水制成消石灰乳，消石灰乳由泵打入位于吸收塔内的雾化装置，在吸收塔内，被雾化成细小液滴的吸收剂与烟气混合接触，与烟气中的SO2发生化学反应生成CaS03，烟气中的SO2被脱除。与此同时，吸收剂带入的水分迅速被蒸发而干燥，烟气温度随之降低。脱硫反应产物及未被利用的吸收剂以干燥的颗粒物形式随烟气带出吸收塔，进入除尘器被收集下来。脱硫后的烟气经除尘器除尘后排放。为了提高脱硫吸收剂的利用率，一般将部分除尘器收集物加入制浆系统进行循环利用。该工艺有两种不同的雾化形式

21、可供选择，一种为旋转喷雾轮雾化，另一种为气液两相流。喷雾干燥法脱硫工艺具有技术成熟、工艺流程较为简单、系统可靠性高等特点，脱硫率可达到85%以上。脱硫灰渣可用作制砖、筑路，但多为抛弃至灰场或回填废旧矿坑。磷铵肥法烟气脱硫工艺属于回收法，以其副产品为磷铵而命名。该工艺过程主要由吸附（活性炭脱硫制酸）、萃取（稀硫酸分解磷矿萃取磷酸）、中和（磷铵中和液制备）、吸收（磷铵液脱硫制肥）、氧化（亚硫酸铵氧化）、浓缩干燥（固体肥料制备）等单元组成。它分为两个系统：（1）烟气脱硫系统烟气经高效除尘器后使含尘量小于200mg/Nm3,用风机将烟压升高到7000Pa，先经文氏管喷水降温调湿，然后进入四塔并列的活性

22、炭脱硫塔组（其中一只塔周期性切换再生），控制一级脱硫率大于或等于70%，并制得30%左右浓度的硫酸，一级脱硫后的烟气进入二级脱硫塔用磷铵浆液洗涤脱硫，净化后的烟气经分离雾沫后排放。（2）肥料制备系统在常规单槽多浆萃取槽中，同一级脱硫制得的稀硫酸分解磷矿粉（P2O5含量大于26%），过滤后获得稀磷酸（其浓度大于10%），加氨中和后制得磷氨，作为二级脱硫剂，二级脱硫后的料浆经浓缩干燥制成磷铵复合肥料。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。

23、word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。持。炉内喷钙尾部增湿烟气脱硫工艺是在炉内喷钙脱硫工艺的基础上在锅炉尾部增设了增湿段，以提高脱硫效率。该工艺多以石灰石粉为吸收剂，石灰石粉由气力喷入炉膛8501150C温度区，石灰石受热分解为氧化钙和二氧化碳，氧化钙与烟气中的二氧化硫反应生成亚硫酸钙。由于反应在气固两相之间进行，受到传质过程的影响，反应速度较慢，吸收剂利用率较低。在尾部增湿活化反应器内，增湿水以雾状喷入，与未反应的氧化钙接触生成氢氧化钙进而与烟气中的二氧化硫反应。当钙硫比控制在2.02.5时，系统脱硫率可达到6580%。由于增湿水的加入使烟气温度下降，一般控制出口烟气温度高于露点温度1

24、015C,增湿水由于烟温加热被迅速蒸发，未反应的吸收剂、反应产物呈干燥态随烟气排出，被除尘器收集下来。烟气循环流化床脱硫工艺由吸收剂制备、吸收塔、脱硫灰再循环、除尘器及控制系统等部分组成。该工艺一般采用干态的消石灰粉作为吸收剂，也可采用其它对二氧化硫有吸收反应能力的干粉或浆液作为吸收剂。由锅炉排出的未经处理的烟气从吸收塔（即流化床）底部进入。吸收塔底部为一个文丘里装置，烟气流经文丘里管后速度加快，并在此与很细的吸收剂粉末互相混合，颗粒之间、气体与颗粒之间剧烈磨擦，形成流化床，在喷入均匀水雾降低烟温的条件下，吸收剂与烟气中的二氧化硫反应生成CaS03和CaS04。脱硫后携带大量固体颗粒的烟气从吸

25、收塔顶部排出，进入再循环除尘器，被分离出来的颗粒经中间灰仓返回吸收塔，由于固体颗粒反复循环达百次之多，故吸收剂利用率较高。此工艺所产生的副产物呈干粉状，其化学成分与喷雾干燥法脱硫工艺类似，主要由飞灰、CaS03、CaSO4和未反应完的吸收剂Ca（0H）2等组成，适合作废矿井回填、道路基础等。典型的烟气循环流化床脱硫工艺，当燃煤含硫量为2%左右，钙硫比不大于1.3时，脱硫率可达90%以上，排烟温度约70C。此工艺在国外目前应用在1020万千瓦等级机组。由于其占地面积少，投资较省，尤其适合于老机组烟气脱硫。海水脱硫工艺是利用海水的碱度达到脱除烟气中二氧化硫的一种脱硫方法。在脱硫吸收塔内，大量海水喷

26、淋洗涤进入吸收塔内的燃煤烟气，烟气中的二氧化硫被海水吸收而除去，净化后的烟气经除雾器除雾、经烟气换热器加热后排放。吸收二氧化硫后的海水与大量未脱硫的海水混合后，经曝气池曝气处理，使其中的SO32-被氧化成为稳定的SO42-，并使海水的PH值与COD调整达到排放标准后排放大海。海水脱硫工艺一般适用于靠海边、扩散条件较好、用海水作为冷却水、燃用低硫煤的电厂。海水脱硫工艺在挪威比较广泛用于炼铝厂、炼油厂等工业炉窑的烟气脱硫，先后有20多套脱硫装置投入运行。近几年，海水脱硫工艺在电厂的应用取得了较快的进展。此种工艺最大问题是烟气脱硫后可能产生的重金属沉积和对海洋环境的影响需要长时间的观察才能得出结论，

27、因此在环境质量比较敏感和环保要求较高的区域需慎重考虑。电子束法脱硫工艺该工艺流程有排烟预除尘、烟气冷却、氨的充入、电子束照射和副产品捕集等工序所组成。锅炉所排出的烟气，经过除尘器的粗滤处理之后进入冷却塔，在冷却塔内喷射冷却水，将烟气冷却到适合于脱硫、脱硝处理的温度（约70C）。烟气的露点通常约为50C，被喷射呈雾状的冷却水在冷却塔内完全得到蒸发，因此，不产生废水。通过冷却塔后的烟气流进反应器，在反应器进持。口处将一定的氨水、压缩空气和软水混合喷入，加入氨的量取决于SOx浓度和NOx浓度，经过电子束照射后，SOx和NOx在自由基作用下生成中间生成物硫酸（H2SO4）和硝酸（HNO3）。然后硫酸和

28、硝酸与共存的氨进行中和反应，生成粉状微粒（硫酸氨（NH4）2SO4与硝酸氨NH4NO3的混合粉体）。这些粉状微粒一部分沉淀到反应器底部，通过输送机排出，其余被副产品除尘器所分离和捕集，经过造粒处理后被送到副产品仓库储藏。净化后的烟气经脱硫风机由烟囱向大气排放。氨水洗涤法脱硫工艺该脱硫工艺以氨水为吸收剂，副产硫酸铵化肥。锅炉排出的烟气经烟气换热器冷却至90100C，进入预洗涤器经洗涤后除去HCI和HF,洗涤后的烟气经过液滴分离器除去水滴进入前置洗涤器中。在前置洗涤器中，氨水自塔顶喷淋洗涤烟气，烟气中的SO2被洗涤吸收除去，经洗涤的烟气排出后经液滴分离器除去携带的水滴，进入脱硫洗涤器。在该洗涤器中

29、烟气进一步被洗涤，经洗涤塔顶的除雾器除去雾滴，进入脱硫洗涤器。再经烟气换热器加热后经烟囱排放。洗涤工艺中产生的浓度约30%的硫酸铵溶液排出洗涤塔，可以送到化肥厂进一步处理或直接作为液体氮肥出售，也可以把这种溶液进一步浓缩蒸发干燥加工成颗粒、晶体或块状化肥出售。3、喷雾干燥烟气脱硫技术喷雾干燥吸收工艺（SDA）基本原理烟气脱硫喷雾干燥吸收工艺非常简单，工艺系统基本组成为：吸收剂浆液制备系统、喷雾干燥吸收塔、布袋除尘器或电除尘器等。未处理的热烟气通过气体分布器进入喷雾干燥吸收塔，与细小的石灰浆液吸收剂液滴（平均液滴直径约50微米）接触。烟气中的酸性组分迅速被细小的碱性液滴中和，同时，水分被蒸发。合

30、理的控制烟气分布、浆液流量和液滴尺寸，以确保液滴在接触喷雾干燥吸收塔塔壁之前被干燥。一部分干燥产物，包括飞灰和吸收反应产物，落入吸收塔底部，进入粉尘输送系统。处理后的烟气进入颗粒收集器（布袋除尘器或电除尘器），固体颗粒被收集下来。从颗粒收集器出来的烟气通过引风机送入烟囱排放。大多数喷雾干燥吸收工艺设一个脱硫灰循环回路，将部分回收的干燥颗粒作为吸收剂送回吸收塔。尽管物料循环回路具有诸多优点，但并不是所有的喷雾干燥吸收工艺都采用。物料循环虽然可减少石灰的消耗，但是根据烟气量和烟气中SO22含量的不同，有时回路的设计增加了投资和维护的成本，使得脱硫系统并非经济合理。通常在SO排放浓度要求严格的情况下

31、，多采用脱硫灰循环回路。2工艺化学过程烟气中酸性组分（SOSO、HCl和HF）与碱性浆液，Ca（OH）的主要反应发生在紧232邻雾化器喷嘴的区域，该区域具有传热和传质的最适宜条件。主要反应为：SO+Ca（OH）fCaSO+HO2232一小部分so2会进行如下反应：SO+120+Ca（0H）+H02222CaS03+1/20fCaSO24其它组分，如：SO3,HCl和HF与碱的反应也在进行。当石灰作为吸收剂时，化学反应产物为亚硫酸钙3/硫酸钙、氯化钙和氟化钙。从整个吸收反应来看，so2和其它酸性组分的吸收反应主要发生在浆液雾滴还未被干燥之前的气一液两相之问，但干燥 word格式支持编辑，如有帮助

32、欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。之后的气一固两相接触仍然会发生吸收反应，即：so2与烟气中悬浮的喷淋干燥后的多孔颗粒进行的反应，气一固反应在下游的颗粒收集器中还在进行。特别是布袋除尘器中，吸收反应更为显著。在吸收过程中co2被认为可能会争相与碱性物质反应，然而，尽管CO分压是SO分压的50200倍，分析干态反应产物的结果表明，只有22少量的CO2被吸收。其原因是：与CO2相比，SO2是强酸；还有CO2较SO2溶解度低且22222反应速度慢。出于同样原因，Hd、HF和S3是比SO2更强的酸

33、，易于优先被吸收。事实证明，这些酸性强但微量的组份几乎全部被吸收。在喷雾干燥吸收(SDA)工艺中，氯化物的存在对降低石灰的消耗是有利的。无论这些氯化物来自烟气还是来自含氯的水质较差的工艺水，如冷却塔排水、海水或处理后的污水，这种作用基本相同。缺少这种含氯工艺水的一些工艺系统可通过其它方法添加氯化物，如：添加氯化钙溶液。但是，即使没有含氯工艺水，SDA工艺也可正常工作。主要设备介绍喷雾干燥吸收塔喷雾干燥吸收塔在脱硫系统中同时兼有反应吸收和干燥两项功能。烟气在吸收塔内停留约10一12秒，以保证这两项功能的完成所需时间。按照SDA系统所有吸收塔只配一个雾化器的设计原则，单个雾化器的最大出力为450M

34、w，也就是450MW及以下的脱硫机组均可配备一个吸收塔，用来处理机组100%的烟气量。450MW以上更大机组可按2个吸收塔设计。吸收塔内的核心设备和部件是旋转雾化器和烟气分布器。吸收塔由圆柱体和圆锥体上下部两部分组成，壳体全部由碳钢制作。SDA工艺吸收采用两点排放系统，即吸收塔内飞灰和反应产物固体，大部分在布袋除尘器中被收集，另有大约5%一10%的干燥固体物从吸收塔底部排出。两点排放系统的优点是可以避免烟道堵塞，甚至在运行不正常时也同样可以避免烟道堵塞。脱落的塔壁沉积物、潮湿的结块或甚至是过量的浆液，都落到吸收塔底部，经过破碎后排出系统。锅炉烟气中含有的少量SO凝结在碱性液滴上，形成硫酸钙，在

35、喷2雾干燥器中被完全吸收。对出口烟气成分的多次测定均证明，SO的浓度低于检2测值，也就是说绝大部分被吸收了。喷雾干燥吸收塔及其下游设备的材料仅选择普通碳钢即可，不必采用贵的合金钢或橡胶衬里。因此喷雾干燥吸收塔投资和维护费显著低于湿法脱硫吸收塔。旋转雾化器SDA工艺的核心设备是采用Niro公司防磨轴专利技术的旋转雾化器。经过多年的开发，该雾化器已具有绝对可靠、连续工作、维护量最少的特性和优势。雾化器的设计雾化出力可以满足达450MW大机组脱硫的需要，可以处理相当大的浆液量并保证雾化液滴尺寸分布均匀一致。从而，在已运行的SDA工艺中，随着烟气流量、温度和组分的动态变化，相应的吸收浆液供应也随之变化

36、，但不会改变雾化器的雾化效果(即：液滴尺寸)。一个持续不变的喷雾雾化效果是吸收反应的基础，加上持续的吸收和干燥过程，为整个系统最终的脱硫效果提供可靠的保证。在所有吸收塔中只安装一个雾化器、良好的雾化效果、系统在超过饱和温度1020C运行以及采用独特的烟气分布系统，这些条件的组合确保最稳定、最有效的烟气喷雾的连续混合，确保不会在吸收塔塔壁上形成湿的沉积物。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。雾化器由上下两部分组成，中间被圆形支撑板分离开来。雾化器的上部分由带有润滑系统的齿轮箱和上部的油箱组成。放置在齿轮箱顶部的立式法兰连接电机供给雾化器能量，该能量通过

37、弹性联轴器传输给立式齿轮箱输入轴。专利的雾化器旋转轮的设计原理是：暴露于浆液的腐蚀磨损部件采用抗磨损设计，并可替换。在运行期间，圆柱部分的内壁会形成一层浆液反应产物的覆盖层。这样，磨损会发生在这个覆盖层上，而不是柱体本体部分。通常旋转雾化器不会发生机械故障，但是如果发生了故障，更换也非常简单，只要将雾化器提上来，进行维修或安装备用雾化器。这一操作可在线进行，无需停机，大约需要三十分钟。当雾化器的喷嘴内孔磨损到了一定程度时，通过转动这些喷嘴的角度多次使用达三次。烟气分布器用于喷雾干燥器的烟气分布器由低碳钢制做。Niro采用标准型号的烟气分布器设计，通常用于处理燃煤烟气的喷雾干燥塔的是一种屋脊式烟

38、气分布器，带有可调节导向叶片。对含有高浓度腐蚀性飞灰的烟气，需使用特殊防腐的屋脊式烟气分布器，这种烟气分布器常用于很多市政固体垃圾焚烧厂的喷雾干燥吸收塔中。用来处理超过400，000Nm3h大烟气量的吸收塔，通常采用复合式烟气分布器。这种分布器由两部分组成，一部分为屋脊部分，另一部分为中心部分。烟气被分成两股，其中60的通过屋脊烟气分布器由吸收塔顶部进入塔内，而剩余的40通过中心烟气分布器进入塔内。带有这种烟气分布器的吸收塔用在大多数燃煤电厂的SDA工艺系统中。吸收剂浆液制备系统设备包括石灰制备系统和可选的循环物料浆液制备系统。定量控制加进消化混合罐的石灰或循环物料，在罐中物料与一定的水混合达

39、到一个设定的固体浓度。在消化混合罐中，浆液通过震动筛筛分去除大颗粒固体物分别重力自流至石灰浆罐和循环物料浆液罐中。罐中的石灰浆液和循环浆掖被泵送到雾化器上方供浆罐中。吸收剂浆液制备系统主要设备有石灰消化器（罐）、浆液罐、浆液泵、计量仪表及振动筛等。颗粒收集器收集器布置于吸收塔后，用来收集经脱硫产生的固体颗粒产物和烟气中的灰分。吸收塔下游的收集器通常采用布袋除尘器或静电除尘器。由于脱硫副产物固体颗粒与燃煤飞灰的物理性质相近，吸收塔出口烟气条件（温度、烟尘浓度等）与燃煤锅炉下游的除尘器入口条件相当，几乎可以与很多燃煤锅炉使用的除尘器一样设计。甚至由于吸收塔出口烟气温度更低、颗粒物粒径更大等原因，吸

40、收塔下游烟气更容易除尘，除尘器设计更容易，除尘器尺寸更小。通常在SDA/布袋除尘器的工艺系统中，_有1020%的SO?脱除率是在布袋除尘器内实现的。当对SO2脱除效率要求较高时，采用布袋除尘器是必要的。此时，布袋除尘器肩负着二级吸收攵的作用，但设计时应偏重考虑厚灰层和低的过滤速度。虽然SDA/电除尘器工艺中的电除尘器在作为下游除尘器时，进一步的吸收反应的能力与SDA布袋除尘器工艺中的布袋除尘器有相当的差距，但采用电除尘器时仍可获得10%左右附加的so2脱除率。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。工艺流程喷雾干燥脱硫工艺流程如图所示，主要分为脱硫浆液的

41、制备、脱硫浆液的雾化、雾滴与烟气接触、SO2吸收和水分的蒸发、灰渣的再循环与排除五个步骤图5旋转喷雾干燥吸收（SDA）脱硫工艺流程（最后画成CAD图）脱硫浆液的制备喷雾干燥烟气脱硫系统多采用CaO含量尽可能高的石灰做脱硫剂。石灰仓内的粉状石灰经螺旋输送机送入消化槽，并制成高浓度浆液，然后进入配浆槽，并过滤去除大颗粒的杂质。在配浆槽内用水将浓浆稀释到20%左右。制备好的石灰浆液用泵送到吸收剂罐，再用泵送到高位槽备用。脱硫浆液的雾化制备好的石灰浆液从高位槽自动流入旋转离心雾化器内，经分配器进入高速旋转的雾化轮，浆液被喷射成石灰乳雾化微滴。雾滴与烟气接触烟气沿切线方向进入喷雾干燥吸收塔顶部的蜗壳状烟

42、气分配器，正好与吸收剂形成逆向接触。so2吸收和水分的蒸发烟气与吸收剂在吸收塔内接触后，即发生热交换和化学反应。烟气中的SO2与Ca（OH）2反应生成CaSO3与CaSO4粉粒。在吸收塔内，SO2的吸收与水分的蒸发主要分为两个阶段进行。第一阶段为恒速干燥阶段，主要是浆液表面谁的自由蒸发。由于浆液表面水分的存在为吸收SO2的反应创造了良好的条件，属于气-液反应过程，约有50%的吸收反应发生在该阶段，所需时间约为1-2S。随着水分的蒸发，浆液中固含量增加。当浆液滴表面出现明显的固体物质时，便进入第二阶段。在这一阶段，由于SO2必须穿过固体颗粒表面向内扩散，才能与内部的吸收剂发生反应，因此反应速率减

43、慢。灰渣的再循环与排除部分颗粒在喷雾干燥吸收塔内被收集，剩余部分颗粒和烟气中的飞灰随气流进入袋式除尘器或电除尘器而被分离。为提高脱硫剂利用率，吸收塔和除尘器排出的灰渣部分被再循环使用，其余部分则进行综合利用脱硫厂情况由于SDA法主要适用于燃用含硫量2%煤的中小锅炉（200MW），不妨假设，本课程设计是为200MW火电机组时行脱硫的技术方案。本课程设计不予考虑设计参数的真实性，仅对它们做一些合理和必要的假设。例如：不考虑中小锅炉是否能达到90万M汕的烟气量，不考虑烟气中的非SO2的组分，钙硫比设置为1.2等。假设脱硫厂的占地面积为河北科技大学中校区的面积，150亩，即100000平方米。文档从互

44、联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。13w0rd格式支持编辑,I如有帮助欢迎下载支持。表3设计参数项目参数锅炉数量1台烟气量900000m3/h锅炉出口烟气温度150C烟气含硫量0.239%年运行时间8000h表4设计技术指标项目技术指标（设计保证值）脱硫效率290%净烟气二氧化硫浓度108Kg/h净烟气含湿率

45、8%左右净烟气温度61C左右钙硫比1.4第一章：物料恒算喷雾干燥系统流程图如下：计算SO和颗粒物的物料平衡时，流入的烟气（流程图中1#物流）的SO和22飞灰流速分别为90X104m3/hX1200mg/m3=1080kg/h。则烟气的主要组成成分如下表。项目数值烟气流速/（m3/h）900000其它气体（kg/h）450803SO(kg/h)21080(0.239%)总计451883温度/C150进入系统的SO流率=1080kg/h2SO允许排放量=108kg/h2SO脱除量=972kg/h2烟气洁净烟气SO=1080k喷雾干燥塔布袋除尘器SO=10822固体废物处理：SO=9722进入系统的

46、SO量为1080kg/h,假设达到90%脱硫率所需的钙硫比为1.4，2则所需的新鲜CaO的量为：Ca0=1.4X1080X56/64=1323kg/h而所需的新鲜石灰（含CaO92%）的量为石灰量=1323/0.92=1438kg/h由于1molSO仅同1mol碱（CaO）反应，就存留了部分过量的CaO，2其中一小部分同烟气中的CO反应，而未参加反应的吸收剂同飞灰一道被捕集下2来。石灰的成分及其流率（7#）物流如下：含量/%质量流率（kg/h）摩尔流率/（mol/h）CaO92132323.6MgO343.11.2惰性组分571.9总量100143824.8在熟化槽中，CaO和MgO分别变成C

47、a（OH）和Mg（OH）。22假设熟化后80%的惰性组分（砂石）已经被除去，这样;除去的砂石（9#物流）二石灰中的惰性组分X80%=71.9X0.8=57.52kg/h仍留在熟石灰中的惰性组分为：71.957.52=14.38kg/h由于1molCaO或MgO熟化为1molCa（OH）和Mg（OH），则熟化槽22中出来的固体包括：Ca(OH)=23.6mol/hX74kg/mol=1746.4kg/h2Mg(OH)=1.2mol/hX58kg/mol=69.6kg/h2惰性组分=14.38kg/h因此，8#物流的固体质量为：8#物流固体质量=1746.4+69.6+14.38=1830.38k

48、g/h如果熟化槽流出的石灰乳含量为80%，则石灰乳中水含量为：8#物流水分含量二固体总量X20%/80%=1830.38/4=457.6kg/h则流入浆液混合槽的石灰乳总量为：耗水量(6#物流)=8#物流石灰乳量+9#物流砂石量7#物流石灰量=1830.38+457.6+57.52-1438=907.5kg/h石灰熟化操作的物料恒算如下表：熟化槽物料平衡输入流量(kg/h)输出流量(kg/h)CaO1323Ca(OH)21746.4MgO43.1Mg(OH)269.6惰性组分71.9惰性组分14.38小计1438.0水457.6水907.5砂石57.52总量2345.5总量2345.5计算需处

49、理的废物时，需要考虑石灰乳和烟气中所含的固体以及Ca(OH)和SO及CO的反应产物，假设Mg(OH)与SO和CO的反应可忽略不计。222222系统除去的SO量为972kg/h，石灰乳含1746.4kg/hCa(OH)和69.6kg/h22Mg(OH),以及14.38kg/h的惰性组分。估计与CO2反应生成CaCO3的Ca(OH)22约为与SO2反应的Ca(OH)的10%，贝V：2因为1molSO2反应了1molCa(OH)2所以SO2反应了Ca(OH)的物质的量为：2972/6415.2mol/h因此：过量Ca(OH)=(23.615.215.2X10%)2=6.88mol/h或=6.88X7

50、4=509.1kg/h形成的亚硫酸盐物质的量相当于脱除的SO2,这样；CaSO=15.2mol/h3假设其中20%氧化为硫酸盐：CaSO=15.2X0.8=12.16mol/h3CaSO=15.2X0.2=3.04mol/h4形成的碳酸盐为：CaCO=1.52mol/h3或=1.52X100=152kg/h硫酸盐和亚硫酸盐均以水合形式存在：CaSO2HO=3.04mol/h=3.04X172=522.9kg/h42CaSO1/2H0=12.16mol/h=12.16X129=1568.6kg/h32Mg(OH)流量1.2mol/hX58kg/mol=69.6kg/h2固体废渣的各种物质含量和流

51、率如下：流速(kg/h)百分比()CaSO2HO42522.918.2CaSO1/2HO321568.654.5Ca(OH)2509.117.6CaCO31525.3Mg(OH)269.62.4惰性组分57.522.0总计2879.7100假设灰渣中含水分4%，则灰渣总量(11#物料)=2879.7/(14%)=2999.7kg/h灰渣中水分=2999.72879.7=120kg/h #word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。供给雾化器的料浆（以及灰循环）多少取决于

52、维持饱和温度差情况下可蒸发的水量。因而，在计算料浆流量和灰循环之前应首先确定吸收塔的水质量平衡。由于在吸收塔壁的烟气热损失很小，可以认为吸收塔内为增湿绝热冷却。由空气水的湿度曲线，可以用来计算烟气冷却过程中的水分蒸发。如果需要确定严格的烟气冷却需水量，可以通过设计计算程序完成。根据前述的烟气成分，可以得知烟气中水分与干气体的比值为0。在150C,这相当于50C湿球温度上的A点。由于要求与饱和湿度的温度的温差为11C，烟气加水后的最后温度约为61C。沿湿球温度线可找到干球温度为61C的B点，在这点的水和干气之比为0.08，可用于计算出口烟气的水含量。由于脱除了SO,同时去处少量的CO和22O,所

53、以洁净烟气的量略少于系统入口的烟气量。2SO减少=972kg/h2因此，系统出口的干烟气量为：SO=（1080972）=108kg/h2总计（450803+108）kg/h=450911kg/h则烟气中的含水量为：H0=0.08X450911=36072.9kg/h2喷雾干燥塔中的蒸发量为：蒸发量二处理含水量=36072.9kg/h为确定料浆槽中的水量和灰渣中的自由水量（120kg/h）相加则浆液中水分=36072.9+120=36192.9kg/h来自除尘设备的烟气流率为（假设在除尘器中没有热损失）：烟气流率二各种组分的物质的量之和X22.4=17445.7X22.4=390783.7m3/

54、h下表给出了处理烟气的流率和组成。处理烟气的组成组分质量流率/（kg/h）摩尔流率/（mol/h）体积百分含量/%H0236072.9189910.88其它气体4508031554589.11文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。文档从互联网中收集，已重新修正排版，word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。 word格式支持编辑，如有帮助欢迎下载支持。持。SO21081.70.01总计

55、48698417445.7100料浆是熟石灰、循环灰渣和水的混合物，固含量为10%（质量分率）。维持喷雾干燥塔出口烟气温度在61C和灰渣最大含量4%（质量分率），则料浆的最大用量为：料浆用量（2#物流）=含水量/0.9=36192.9/0.9=40214kg/h料浆的含固量为：含固量=料浆用量浆液中水分=4021436192.9=4021.1kg/h所含固体中1830.38kg/h来自石灰流程，因此，可循环使用的最大吸收剂量为：循环灰渣=（4021.11830.38）/（14%）=2282kg/h含水量=2282X4%=91.3kg/h循环灰渣占灰渣总量的百分比为：2282/2999.7X10

56、0%=76.1%为计算溶解循环灰渣和石灰所需水量，从浆液中抽出这两部分水量：溶解水（5#物流）=浆液含水量（2#物流）石灰乳含水量（8#物流）循环灰渣含水量（2#物流）=36192.9457.691.3=35644kg/h烟气净化系统的总需水量为石灰熟化用水（6#物流）和浆液溶解水（5#物流）之和：总水量=36192.9+907.5=37100.4kg/h物料衡算结果汇总项目数值进入系统SO量21080kg/h所需新鲜石灰（含CaO92%）1438kg/h灰渣总量2999.7kg/h处理烟气流率486984kg/h料浆用量40214kg/h总需水量37100.4kg/h2.3喷淋吸收空塔主要工

57、艺设计参数（1）烟气流速在保证除雾器对烟气中所携带水滴的去除效率及吸收系统压降允许的条件下，适当提高烟气流速，可加剧烟气和浆液液滴之间的湍流强度，从而增加两者之间的接触面积。同时，较高的烟气流速还可持托下落的液滴，延长其在吸收区的停留时间，从而提高脱硫效率。另外，较高的烟气流速还可适当减少吸收塔和塔内件的几何尺寸，提高吸收塔的性价比。在吸收塔中，烟气流速通常为34.5m/s。许多工程实践表明，3.5m/sW烟气流速（110%过负荷）W4.2m/s是性价比较高的流速区域。综合考量,本设计烟气流速取3.5m/s。喷淋塔吸收区高度（h）1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

58、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，以表示。(1)其中C为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3,本设计为1.288kg/m3；“为给定的二氧化硫吸收率，；本设计方案为90%；h为吸收塔内吸收区高度，m；K为常数，其数值取决于烟气流速u（m/s）和操作温度（C）；0K=3600uX273/(273+1)0由于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为：2)G(y-y)=kaxhxAy12ym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)；y,y分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数(标准状态下12的体

59、积分数)；k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，ykg/(m3s)；a为单位体积内的有效传质面积，m2/m3；Aym为平均推动力，即塔底推动力Ay=(Ay-Ay)/ln(Ay-Ay)；m1212所以&=G(y-y)/h(3)12吸收效率E二1-y/y12又因为G二22.4x(273+t)/273二u(流速)将式子(3)&的单位换算成kg/(m2-s)，可以写成(4)273273+1在喷淋塔操作温度150+61二1055C下、烟气流速为u=3.5m/s、脱硫效率2耳=0.90，前面已经求得原来烟气二氧化硫so?质量浓度为a=1.2x103mg/m3而原来烟气的流量(标准状态时)为

60、5.8x105m3/h=161m3/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m=161x1.2x103mg=193.2gso2193.2gV=gx22.4L/mol=67.62L/s0.068m3/sso264g/mol则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y10.068m3/s161m3/sx100%=0.042%10800022.4x641000十161十3600=0.0065%又烟气流u=3.5m/s,V二0.042%，耳二0.90,t二105.5C0.0000650.00042=0.84/TA。刁2代入式可得。84=3600 x越x菇忌x3