大气污染控制工程设计参考

word文档可自由复制编辑摘要目前我国环保要求日益严格，电厂负荷调节范围较大、煤种多变，原煤直接燃烧比例高、国民经济发展不平衡，燃煤与环保的矛盾日益突出的情况下，循环流化床锅炉已成为首选的高效低污染的新型燃烧技术。本设计采用CFB锅炉，CFB属于低温燃烧，燃烧过程中直接脱硫，燃料适应性强且燃烧效率高，排出的灰渣活性好，易于实现综合利用。除尘器采用袋式除尘器，已达到高效除尘的效果。循环流化床是把煤和吸附剂加入燃烧室的床层中，从炉底鼓风使床层悬浮进行流化燃烧，形成了湍流混合条件，延长了停留时间，从而提高了燃烧效率。其反应过程是煤中硫燃烧生成二氧化硫，同时石灰石煅烧分解为多孔状氧化钙，二氧化硫到达吸附剂表面并反应，从而达到脱硫效果。该工艺通过吸收剂的多次再循环，延长吸收剂与烟气的接触时间，提高了吸（Ca/S：1.1～1.2）情况下接近或达到湿法工艺的脱硫效率。设计中采用袋式除尘技术，袋式除尘器是一种干式滤尘装置。它适用于捕集细小、干燥、非纤维性粉尘。当含尘气体进入袋式除尘器地，颗粒大、比重大的粉尘，由于重力的作用沉降下来，落入灰斗，含有较细小粉尘的气体在通过滤料时，粉尘被阻留，使气体得到净化。关键词：干法烟气脱硫，循环流化床锅炉，袋式除尘技术word文档可自由复制编辑目录TOC\o"1-3"\h\u87721概述 -1-267921.1三废锅炉烟气污染现状 -1-46141.2烟气脱硫技术的发展 -1-238691.2.1国外研究动态 -1-119891.2.2国内研究动态 -2-176031.3循环流化床脱硫工艺特点 -2-137051.4循环流化床的反应机理 -3-49811.4.1固体流态化机理 -3-207801.4.2化学反应机理 -3-64062设计资料 -6-266682.1单位生产情况 -6-188282.2煤质资料参数 -6-123202.3灰成分分析 -6-140092.4气象和地理条件 -7-93772.5排放浓度 -7-9612.6工艺流程的选择 -8-87133袋式除尘器的选型与设计 -9-127113.1除尘器的选择 -9-201703.2过滤机理 -9-227383.3除尘器的选型 -10-112303.3.1构造及工作原理 -11-117763.3.2主要特点 -12-24913.4燃煤锅炉排烟量及烟尘和二氧化硫浓度的计算 -13-52003.4.1标准状态下理论空气量 -13-37603.4.3标准状态下实际烟气量 -13-140563.4.4标准状况下烟气含尘浓度 -14-18343.4.5标准状态下锅炉仅燃煤情况下烟气中二氧化硫浓度的计算 -14-201783.4.6锅炉燃烧造气炉废气计算 -14-217573.4.7锅炉燃烧洗中煤和造气炉废气的综合粉尘浓度 -14-224673.4.8锅炉仅燃烧造气炉废气产生的量计算 -15-188333.4.9两台锅炉燃烧造气炉废气和洗中煤产生的综合浓度 -15-61383.4.10标准状况下锅炉出气量 -15-191253.5除尘器的确定 -15-318283.5.1工况下烟气流量 -15-243073.5.2除尘效率 -16-45554循环流化床的设计计算 -19-260084.1空塔气速的确定 -19-286484.2流化床直径的计算 -20-81314.3流化床高度的计算 -20-174104.3.1临界流化床高度 -21-69764.3.2流化床高Lf -22-274574.3.4分离高度TDH -22-217614.3.5流化床总高 -22-147624.4循环就化床系统的其他构件 -23-226264.4.1气流分布板 -23-160834.4.2床重计算 -23-24704.4.3螺旋进料器的选型 -26-74034.5气固分离装置 -28-320814.6检测系统 -28-279554.7喷水量的确定 -29-28824.7.1喷水机理 -29-176994.7.2喷水量的确定. -29-9634.8喷嘴的选择 -31-188925系统阻力计算与风机的选择 -33-240365.1管道的阻力计算 -33-274485.1.1直管的阻力计算 -33-127605.1.2局部阻力损失的计算 -34-286285.2设备阻力的计算 -35-100425.2.1袋式除尘器的阻力 -35-307645.2.2流化床主体的阻力 -35-323445.3风机型号的选择 -36-95986烟囱的设计 -37-217536.1烟囱高度的设计方法 -37-86896.2烟囱的设计计算 -38-26206.2.1烟囱高度的确定 -38-326256.2.2烟囱直径的计算 -38-639参考文献 -40-19071致谢 -41-word文档可自由复制编辑前言大气是人类赖以生存的最基本的环境要素。随着人类生产活动和社会活动的增加，尤其是工业革命以来，煤、石油等化石燃料的燃烧造成SO2、NOx和颗粒物等污染物的排放，使大气质量日趋恶化，已经到达了非治不可的地步。

我国的能源消费结构以煤为主，所以说环境保护形式非常严峻，CO2、SO2、烟尘和氮氧化物等以及由此产生的酸雨（指pH<5.6的降水）对我国的大气环境造成了极大的危害。对人体健康，SO2污染有广泛、长期、慢性作用的特点，可导致呼吸道等多种疾病，降低人体的免疫功能；对生态环境，酸雨使土壤酸化和贫瘠化，植物生长减慢，湖水酸化，鱼类生长受到抑制；对建筑物和材料，酸雨具有强烈的腐蚀作用，至于对古建筑物等历史文化遗产的损害，则是无法用经济数字来估算的。由酸雨引起各种破坏造成的经济损失每年达数百亿元，已成为制约我国国民经济持续健康发展的重要因素之一。而且我国已是世界环境发展大会“气候变化框架公约”的签字国，对温室气体排放量承担着国际义务，对SO2污染的控制刻不容缓。

为此，我国于2000年对《大气污染防治法》进行了修订。这次修订明显加大了大气污染防治力度，规定了数项重大的大气污染防治法律制度和措施，为我国控制酸雨和SO2污染提供了法律依据。

我国不能完全照搬外国大型电站烟气除尘脱硫的方法和技术，必需立足国内，结合国情，研制和开发投资省、运行费用低、技术可行、具有真正使用价值和推广前景的除尘脱硫一体化设备。这对缓解我国酸雨和二氧化硫的危害、促进国民经济持续发展具有重大的意义。word文档可自由复制编辑1概述1.1三废锅炉烟气污染现状我国排放的二氧化硫已连续多年超过2000万吨，居世界首位。火电厂的二氧化硫排放占整个二氧化硫排放量的比重相当高。据统计燃煤工业锅炉的二氧化硫排放量占全国二氧化硫排放量达到40%左右。我国酸雨和二氧化硫污染严重，酸雨面积已经占国土面积的30%。同时我国能源结构的特点决定了控制燃煤二氧化硫的排放是我国控制二氧化硫污染的重点。目前，各国研究的烟气脱硫方法已超过一百种，其中有的进行了中间试验，有的还处于实验室研究阶段，已用于工业生产的只有十余种。《中国环境保护21世纪议程》颁布后，对其中的固定源大气污染的控制，建议采取如下以行动方案。（1）推广应用循环流化床燃烧脱硫成套技术和火电厂烟气脱硫技术；（2）发展燃煤电站SO2控制技术，其中包括大型流化床燃烧脱硫技术、旋转喷雾干燥脱硫技术、炉内喷钙技术并建立示范工程；（3）综合控制SO2面源污染（烟囱高度＜40m），相应技术包括型煤燃烧成套技术、循环流化床燃烧技术、湿式脱硫除尘技术和炉内喷钙技术等。1.2烟气脱硫技术的发展1.2.1国外研究动态当前应用的烟气脱硫方法大致上有三类：干法脱硫、半干法脱硫和湿法脱硫。根据对脱硫生成物是否可以继续使用，脱硫方法还可分为抛弃法和回收法两种。根据净化原理和流程来分类，烟气脱硫方法又可分为下列三种：（1）用各种液体和固体物料吸收和吸附废气中的二氧化硫；（2）将废气中的二氧化硫在气流中氧化为三氧化硫，再冷凝吸收制成硫酸；（3）将废气中的二氧化硫在气流中还原为硫。为了防止二氧化硫污染和酸雨污染，各国均致力于开发先进的烟气脱硫技术，目前已形成工业化运行的烟气脱硫技术主要有：以日本为代表的湿式石灰-石灰石法专利技术，以日本和意大利为代表的湿式氨法专利技术，以美国为代表的氧化镁脱硫工艺专利技术，以英国为代表的碱式硫酸铝专利技术，以美国为代表的喷雾干燥法专利技术，以美国和芬兰为代表的喷钙脱硫专利技术，以德国为代表的循环流化床脱硫专利技术，以及以美国为代表的荷电干式吸收剂喷射脱硫技术专利技术等。后四种脱硫技术属于干法脱硫技术。国外循环流化床烟气脱硫（CFB）工艺技术是20世纪80年代末由德国鲁奇公司研究开发的。该公司是世界上第一台循环流化床锅炉的开发者，现又把循环流化床技术引入烟气脱硫领域，取得了良好的效果，德国的wulff公司在该技术的基础上开发了回流式循环流化床技术，丹麦FLS.Miljo公司开发的气体悬浮技术也得到了工程应用。CFB工艺是近年来新兴起的具有世界先进水平的脱硫技术。具有干法脱硫的许多优点，如投资少、占地面积小、流程简单，而且可在较低的钙硫比下达到与湿法脱硫技术相近的脱硫效率，并能同时达到除尘效果（郝吉明等，2001）。从烟气脱硫技术看，目前国内外的发展趋势是：由湿法向干法、半干法发展，由单一脱硫向同时除尘脱硫发展，由单一脱硫向同时脱硫脱硝发展。1.2.2国内研究动态CFB工艺技术在国际上已趋于成熟。目前国内在这方面的基础工作已经起步。清华大学“煤的高效低污染燃烧”国家重点实验室做了约400m3/h的烟气量的机理试验研究，东南大学热能工程研究所也完成了模拟中试试验研究，试验规模2000m3/h(郝吉明等，2001）。西安建筑科技大学1993年率先在国内开展了CFB工艺技术研究开发，并两次获原冶金工业部科学研究基金资助，在完成300m31.3循环流化床脱硫工艺特点循环流化床脱硫工艺的吸收剂可以用生石灰在现场进行干消化所得到的氢氧化钙细粉，也可以用废碱液或电石渣，从而节省投资费用，减少了能源消耗，使运行费用大为降低。该工艺是一种干法流程，所以不像湿法、半干法那样需要由许多庞大的贮存罐、易磨损的浆液输送泵等组成的复杂的吸收及制备、输送系统，从而大大简化了工艺流程。脱硫产物性质稳定，可以作为建筑材料使用，也可以进一步综合利用。该工艺通过吸收剂的多次再循环，延长吸收剂与烟气的接触时间，提高了吸收剂的利用率，具有流程简单、占地少、投资小等优点，而且能在较低的钙硫比（Ca/S：1.1～1.2）情况下接近或达到湿法工艺的脱硫效率。1.4循环流化床的反应机理1.4.1固体流态化机理固体颗粒的流动性差，若采取某种措施使颗粒也像流体一样呈流动状态，这种操作就称为固体流态化，进行流态化操作的设备叫流化床。当气体自下而上通过床层时，随着床层物料颗粒的特征，床层几何尺寸、气体流速等参数改变，其流态化状态不同。当改变空床气速时，固体流态化过程可大致分为固定床、流化床和气力输送三种情况。（1）固定床状态：在一个床内，当空床气速较小时，固体颗粒静止不动，气体从物料颗粒间的缝隙穿过。（2）流化床状态：当床速增加到一定值后，固体颗粒开始松动，且颗粒位置也在一定区间进行调整，床层略有膨胀，床内空隙率开始增加，但固体颗粒仍保持接触，开始进入流化状态，此时的气流速度称为临界流化速度,当空床气速超过时，颗粒完全悬浮在向上的气流中，并在床层上形成一明显的上界面，即床层的密相段，这是床内气固两相进行传质与传热的主要区域，在密相段中的固体看起来像沸腾着的液体，并且在很多方面具有液体的性质。（3）气力输送状态：当空床气速升高到一定值后，流化床上界面消失，床层空隙率剧增，颗粒分散悬浮在气流中，被气流带走，其相应气速称为最大气速，或称为颗粒的终端速度。由上可知，要维持床层处于良好的流化床状态和脱硫效果，气流速度应处于与之间，并且保持足够反应时间和较小的压力损失1.4.2化学反应机理（1）SO2被水吸收的化学反应机理SO2溶于水，发生下列反应SO2（g）+H2O======H++HSO3-（2）CaO吸收剂的水合反应流化床内此反应在吸收剂SO2与喷入的雾化水之间进行，反应式为CaO（s）+H2O(l)======Ca(OH)2+1143.11J/gCaO水合反应是一个剧烈的放热反应。当CaO对水产生剧烈亲和反应，把水吸进固体空隙中，激发大量的热，在粒子内部产生强大的膨胀力，使颗粒迅速分裂破碎，变为小颗粒。（3）CaO与SO2、O2的反应CaO（s）+SO2(g)+½O2=====CaSO4(s)由热力学观点来看，反应速度受反应条件（如温度，浓度）的严格限制，在760℃以上时，此反应变得显著，温度不断升高，反映速度亦随着增加，当温度增加到1000℃以上后，反映速度增加的非常缓慢。（4）Ca(OH)2与SO2的反应Ca(OH)2(s)+SO2(g)=====CaSO3(s)+H2O(g)此反应在590℃条件下，可以直接完全进行。对于以除去SO2来说，温度应保持在480～650℃范围内，若反应温度低于480℃时，反映几乎就无法进行。但是，当气相中存在一定量水分时，即使反应温度小于120℃时，反应也是可以进行的。KlingSper首先系统研究了温度对脱硫效率的影响，并认为（a）温度是此反应最为重要的影响因素。（b）反应在420℃以下进行时，脱硫效率受温度影响不大，虽然Ca(OH)2与SO2的反应随温度升高，反映速率有所提高，但温度不超过420℃时，效果不显著。（c）CaO、SO2的水合反应是个极快的放热反应，只要湿度足够，大多数CaO将迅速反应生成Ca(OH)2。（d）SO2在水中溶解度受温度限制，但在有碱离子存在时，其溶解度大大增加。在CFB系统中，水直接吸收SO2的量远远低于Ca(OH)2在湿润状态下吸收SO2的量。（e）SO2与CaO反应在高于800℃温度下反应剧烈，在较低温度且没有水分湿润条件下，反应不明显。（f）即使在较低温度下（低于120℃）。只要存在足够水分，Ca(OH)2与SO2的反应充分。（5）循环流化床脱硫综合反应机理综上所述，在CFB系统中脱硫的主要化学反应可表示为CaO（s）+H2O(l)======Ca(OH)2(s)Ca(OH)2(s)+SO2(g)+H2O(l)=====CaSO3(s)+2H2O(g)CaSO3+½O2=====CaSO4(s)由反应式可以看出，直接影响脱硫效率的因素是氧化钙和水分的含量。钙硫比较高时，反应时氧化钙过量，二氧化硫就能得到较高的去除率。水含量有利于氢氧化钙生成，能促进二氧化硫吸收。由试验结果可知，CFB反应器中喷入的水使氧化钙表面CFB形成氢氧化钙，烟气因为水的蒸发而冷却，氧化钙与水反应很快，床内固体主要是氢氧化钙和脱硫后的产物，气固反应开始发生在吸收剂粒子外表，随着反应进行，反应面向内部移动。由于磨损使吸收石灰粒子的未反应表面不断暴露出来，有利于反应的顺利进行。但是由于粒子磨损（特别是在湿润条件下），小粒子不断被烟气带出床外，床重不断发生变化。维持床重的恒定，是CFB反应器正常进行的基础。在喷水条件下，粒子的磨损机理对CFB反应器正常运行具有重要意义，而喷水量对粒子磨损破碎剂脱硫效率有重要影响。word文档可自由复制编辑2设计资料2.1单位生产情况设计项目为160t/h+175t/h三废锅炉，燃料为某工业区洗中煤，掺烧化肥厂造气炉排出的废渣和废气。其中60t/h三废余热锅炉：燃用洗中煤及炉渣：12-16t/h，造气炉吹风气气流量50000-80000m3/h，H2S含量800-1000mg/m3；其中75t/h三废余热锅炉：燃用洗中煤及炉渣：15-20t/h，造气炉吹风气气流量50000-80000m3/h，H2S含量800-1000mg/m3。排烟温度为135℃，治理工程在厂区内60m50m范围内，烟管出锅炉房的相对标高为2.2煤质资料参数表SEQ表格\*ARABIC1煤质参数序号项目符号单位1工作基碳份Car%242工作基氢份Har%2.43工作基氧份Oar%9.04工作基氮份Nar%0.05工作基硫份Sar%1.06工作基水份Mar%1.227工作基灰份Aar%52.08可燃挥发份Vdaf%15.69工作基低位发热量Qnet，arMJ/kg10.582.3灰成分分析表SEQ表格\*ARABIC2灰分分析序号名称符号单位设计煤种校核煤种1二氧化硅SiO2%52.750.982三氧化二铝Al2O3%28.3632.083三氧化二铁Fe2O3%53.854氧化钙CaO%4.644.125氧化镁MgO%1.381.446氧化钾K2O%1.791.047氧化钠Na2O%0.210.148三氧化硫SO3%1.512.269五氧化二磷P2O5%0.220.6010二氧化钛TiO2%0.860.962.4气象和地理条件序号气象和地理条件参数1多年平均大气温度15.6℃2多年极端最高气温42.3℃3多年极端最低气温-15.3℃4多年平均相对湿度67%5多年平均风速2.4m/s6累年瞬时最大风速20m/s7最大冻土深度22cm8最大积雪深度22cm9地基承载力230kPa10抗震设防烈度6度11设计基本地震加速度值0.05g表SEQ表格\*ARABIC3气象和地理参数2.5排放浓度新建锅炉（按国家排放标准）排放标准浓度限值为100，烟尘排放浓度限值为302.6工艺流程的选择除尘设备，总的脱硫除尘工艺流程如下页图所示循环流化床吸收塔循环流化床吸收塔烟囱烟囱袋式除尘器石灰仓引风机袋式除尘器石灰仓引风机脱硫灰仓预除尘之后的烟气脱硫灰仓预除尘之后的烟气图1脱硫除尘工艺流程反应器下料仓图1脱硫除尘工艺流程反应器下料仓3袋式除尘器的选型与设计3.1除尘器的选择除尘器的比较见表4表4常用除尘器性能比较除尘器名称适用的粒径范围/μm效率/%阻力/Pa设备费运行费重力沉降室＞50＜5050-130少少惯性除尘器20-5050-70300-800少少旋风除尘器5-3060-70800-1500少中冲击水浴除尘器1-1080-95600-1200少中下冲击式除尘器＞5951000-1600中中上文丘里除尘器0.5-190-984000-10000少大电除尘器0.5-190-9850-130大中上袋式除尘器0.5-195-991000-1500中上大根据工况下烟气量、烟气温度及要求达到的除尘效率来确定除尘器（袋式除尘器）通过对以上因素的分析参考专业书籍，我决定使用袋式除尘器，并且根据烟气流量等要求选用回转反吹扁布袋除尘器。3.2过滤机理袋式除尘器通过由棉、毛、人造纤维等所加工成的滤料来进行过滤，主要依靠滤料表面形成的粉尘初层和集尘层进行过滤作用。它通过以下几种效应捕集粉尘：（1）筛滤效应：当粉尘的粒径比滤料空隙或滤料上的初层孔隙大时，粉尘便被捕集下来。（2）惯性碰撞效应：含尘气体流过滤料时，尘粒在惯性力作用下与滤料碰撞而被捕集。（3）扩散效应：微细粉尘由于布朗运动与滤料接触而被捕集。袋式除尘器是过滤式除尘器中的主要型式。它是将织物制成滤袋，当含尘气流体有穿过滤料孔隙时粉滤料的预附层过滤技术尘被拦截下来。沉积在滤袋上的粉尘通过机械振动，从滤料表面脱下来，降至在灰斗中。一般滤料网孔径为20～50μm，表面起绒的滤料网孔径为5～10μm，若用新滤袋则除尘效率较低。滤袋使用一段时间后，少量尘粒被筛滤拦截，在网孔之间产生“搭桥”现象并在滤袋表面形成粉尘层后，除尘效率逐渐提高，阻力也相应增大。滤袋具有多种除尘机理，除前述的重力沉降、惯性碰撞、截留分离及带电荷粉尘的外静电作用，还有扩散作用，即微小于lμm的尘粒在气体分子的撞击下脱离流线，像气体分子一样向滤袋纤维作布朗运动，以及粉尘粒径大于滤层孔隙被拦截下来的筛滤作用。大于lμm的尘粒，主要靠惯性碰撞，小于lμm的尘粒，主要靠扩散作用。在传统的袋式除尘器上使其预先附着一层粉尘层（称为预附层），通过预附层材料的吸附、吸收、催化等效应将工业废气中的气、液相污染物预先净化，然后再把烟气中的固相污染物同时去除，这种技术称为预附层过滤技术。例如在铝电解过程所产生的烟气中，除含有粉尘外，还有一定量的氟化氢和沥青烟等。可以采用氧化铝粉末作为预附层材料，利用氧化铝粉末对氟化氢烟气的吸附效应和粉状物对沥青烟的隔离作用，达到高效、稳定处理铝电解烟气的目的。采用白云石粉末作预附层材料进行沥青烟气干式过滤净化，也取得良好的效果。目前国内外都在积极研究开发此项技术，使其得到更广泛的应用，如处理含SO2的烟气等。对于高粘性粉尘如氧化锌粉尘，采用预附层技术处理，可使除尘器阻力下降，效率提高。3.3除尘器的选型此次设计选用反吹风袋式除尘器，其结构如下图所示：图SEQ图表\*ARABIC2ZC回转反吹扁带除尘器结构图3.3.1构造及工作原理：它由以下四部分组成：（详见图2）1．上箱体：包括除尘器盖，旋转揭盖装置、清洁室、换袋入孔、观察孔、出气口。2．中箱体：包括花板、滤袋、滤袋框架、滤袋导口、过滤室筒体、进气口、入孔门。3．下箱体：包括定位支承架、灰斗、星形卸灰阀、支座。4．反吹风清灰机构：包括旋臂、喷口、分圈反吹机构、循环风管、反吹风管、反吹风机、旋臂减速机构。反吹风旋臂由置于顶盖上的减速器驱动，反吹风机落地安装，通过中心管与旋臂连接对于三、四圈布置的滤袋，旋臂设分圈反吹装置。星形卸灰阀、减速装置和电机、反吹风机、旋臂减速机构及循环风管路等均为配套件。根据用户要求可以代配，平台、梯子在系列化的总装图中未予示出，它们和反吹风机基础及循环风管路应视现场具体情况进行设计和安装。工作原理：过滤工况—含尘气流由切向进入过滤室上部空间，由於入口为蜗壳型。大颗粒及凝聚尘粒在离心力作用下沿筒壁旋落灰斗。小颗粒尘弥散于过滤室袋间空隙从而被滤袋阻留。粘附在滤袋外层，净化空气透过滤壁经花板上滤袋导口汇集于清洁室，由通风机吸出而排放于大气中。再生工况—随着过滤工况的进行，阻留粉尘逐渐增厚因而滤袋阻力逐渐增加。当达到反吹风控制阻力上限时，根据需要可以手动开启反吹风机，也可由差压变送器发出讯号自动启动反吹风机及反吹风旋臂传动机构进行反吹。自控装置我公司也可以配套提供。具有足够动量的反吹风气流由旋臂喷口吹入滤袋导口，阻挡过滤气流并改变袋内压力工况，引起滤袋实质性振击，抖落积尘。旋臂分圈逐个反吹。当滤袋阻力降到下限时，反吹风机构手动关闭或自动停止工作，为节约反吹风机动力，减少反吹风量对于三、四圈。布袋除尘器设有分圈反吹机构使每次只反吹一个滤袋。3.3.2主要特点：回转反吹扁袋除尘器与国内常用的脉冲布袋除尘器相比具有以下特点：1.壳体按旋风除尘器蜗壳型进口设计，能起局部旋风作用，减轻滤袋负荷。圆筒拱顶的体形，受力均匀、抗爆性能好。

2.采用了设备配套的高压风机反吹清灰，不受使用场合气源条件的限制，易损件少，维护简便、运行可靠、克服了压缩空气脉冲清灰的弊病、反吹风作用距离大、可采用长滤袋、充分利用空间、占地面积小。3.采用梯型扁袋在圆筒体内布置，结构简单紧凑，过滤面积指标高。在反吹风作用下，梯形扁袋振幅大，只需一次振击，即可抖落积尘、有利于提高滤袋寿命。4.用除尘器的阻力作为信号，可自动控制回转反吹清灰，视入口浓度高低，自动调整清灰周期。5.本设备上盖分为多块，可随意打开，换袋、维护非常方便。3.4燃煤锅炉排烟量及烟尘和二氧化硫浓度的计算3.4.1标准状态下理论空气量=4.76（1.867×0.24+5.56×0.024+0.7×0.01-0.7×0.09）=2.50(m3/kg)式中CY，HY，SY，OY——分别代表煤中各元素所含得质量分数3.4.2标准状态下理论烟气量=1.867(0.24+0.375×0.01)+11.2×0.024+1.24×0.0122+0.016×2.50+0.79×2.50+0.8×0)=2.75（m3/kg)式中标准状态下理论空气量WY煤中水分的质量分数NYN元素在煤中的质量分数3.4.3标准状态下实际烟气量标准状态下烟气流量Q应以计,因此,Qs=2.75+1.016(1.6-1)×2.50=4.27m标况下：锅炉燃煤产生气流量锅炉1气流量Q1=4.27×13×1000=55510()锅炉2气流量Q1=3.27×15×1000=64050()式中a空气过量系数（取a=1.6）标准状态下理论烟气量,标准状态下理论空气量,3.4.4标准状况下烟气含尘浓度C=(0.2×)/4.27kg/m3=24000mg/m3式中排烟中飞灰占煤中不可燃成分的质量分数（查大气污染控制工程取=0.16）A煤中不可燃成分的含量标准状态下实际烟气量,()3.4.5标准状态下锅炉仅燃煤情况下烟气中二氧化硫浓度的计算=2×0.01×106/4.27=4684mg/m3体积锅炉14684×55510=260008840mg/h锅炉22684×64050=300010200mg/h式中SY煤中硫的质量分数标准状态下燃煤产生的实际烟气量,()3.4.6锅炉燃烧造气炉废气计算锅炉1燃烧废气50000进气1at60oC,出气1at135oC。锅炉2燃烧废气60000进气1at60oC,出气1at135oC。标况下废气体积锅炉150000×273/（273+60）=40991锅炉260000×273/(273+60)=491903.4.7锅炉燃烧洗中煤和造气炉废气的综合粉尘浓度锅炉124000×55510/(55510+40991)=13805mg/m3锅炉224000×64050/（64050+49190）=13575mg/m33.4.8锅炉仅燃烧造气炉废气产生的量计算锅炉1的产量50000×800=40×106mg/h的量为40×106×64/34=75.3×106mg/h锅炉2的产量60000×800=48×106mg/h的量为48×106×64/34=90.4×106mg/h3.4.9两台锅炉燃烧造气炉废气和洗中煤产生的综合浓度=34603.4.10标准状况下锅炉出气量锅炉1=55510+40991=96501锅炉2=64050+49190=1132403.5除尘器的确定3.5.1工况下烟气流量锅炉1=96501×(273+135)/273=144221锅炉2=113240×(273+135)/273=169238总烟气量Q总=144221+169238=3134593.5.2除尘效率锅炉1锅炉2word文档可自由复制编辑经过综合比较，该锅炉要求的除尘效率比较高，所以采用袋式除尘器，经过技术经济等因素的考虑，可以选择两套ZC型回转反吹扁袋除尘器，各项参数如表:表5ZC型回转反吹风扁袋除尘器参数型号过滤面积/㎡处理气量袋长/m圈数/圈袋数/袋反吹风机型号减速器公称实际V/(m/min)L/m3型号风量/立方米/S风压/kgf/㎡转速/(r/min)功率/KW型号速比输出转速/(r/min)功率/KW240ZC600114011382.517780064240349062829001315211.00.37word文档可自由复制编辑所选袋式除尘器类型如图3：图SEQ图表\*ARABIC3ZC回转反吹风扁袋除尘器结构图4循环流化床的设计计算4.1空塔气速的确定临界流化气速的计算公式为…………（4.1.1）式中————临界流化气速，m/s；————颗粒平均直径，m；————固体颗粒密度，kg/m2————气体运动黏度，m2/s上式的使用界定条件是雷诺数必须小于10，即<10…………（4.1.2）当计算出的代入上式，算得>10，则必须进行修正。修正方法是，先计算出Re，代入下式，则…………（4.1.3）计算出F值后，再将（1）式计算出的乘以F，记得所求得临界流化气速。最大流化气速一般为临界流化气速的10-90倍。最大流化气速的求取一般是按不均匀系统中颗粒在介质中的沉降速度求得。（m/s）…………（4.1.4）其中，为与雷诺数有关的曳力系数。用生石灰作为吸收剂，其主要成分是CaO，加入流化床的生石灰粒径为2-3μm，可取为2.5μm，堆积密度ρs=2666kg/m3ρs。在温度为160℃时，烟气（近似取空气）的密度为ρf=0.86kg/m3,,黏度μf=2.45×10-5kg将上述数据代入式（1），得此时：所以需要修正，其修正值为所以Umf=0.40×3.24=1.30（m/s）对于球星颗粒，Cd与Re的关系及Ut的表达式如下：当2〈Re〈500时则最大流化速度与临界流化速度的比值Ut/Umf＝14.80，根据Umf＜Uf＜Ut，并且Uf＝(1.5-2.5)Umf，取Uf＝2.0×Umf则Uf＝2.0×Umf＝3m/s4.2流化床直径的计算将Uf＝3m/s，＝144221＝40代入下式得：…………（4.2.1）得锅炉1D=4.12m;锅炉2D=4.47m，圆整为锅炉1D=4.2m;锅炉2D=4.5m，用下式重新核算空塔气速…………（4.2.2）代入数据得4.3流化床高度的计算流化床高度L指从气体分布板到气体出口的高度，由流化床高，稳定度高度以及分离高度THD确定，即…………（4.3.1）4.3.1临界流化床高度初步确定本设计的流化床内的物料质量Ms＝1500kg由公式锅炉1锅炉2上式中为吸收剂的堆积密度，单位kg/m3.其计算过程如下生石灰的真密度为2408.9kg/m3，其空隙率大致为0.49生石灰=2408.9×（1－0.49）=1228.5（kg/m3）砂子的堆积密度为砂子=1370.1kg/m3所以吸收剂（生石灰和砂子的混合物）堆积密度为偶有节涌但仍可操作的关联式为…………（4.3.2）式中——固体颗粒的平均直径，m——临界流化床高度，m——流化床直径，m；——膨胀比为1.5时的表观气速，m/s；——分别为气体和颗粒的密度，kg/m3；——气体的黏度，kg/m.s。将各数据代入，因为锅炉1DT=4.2m；锅炉2DT=4.5m,所以，锅炉1L。=0.31×4.2=1.3（m）；锅炉2L。=0.31×4.5=1.4（m）,即在锅炉1静止床高为1.3m锅炉2静止床高为1.4m以内时，流化床都可操作，所以锅炉1L。=0.08m锅炉2取L。=0.07m符合要求，本设计中取锅炉1锅炉2均取L。=0.1m，就是流化床的静止高度，即临界流化床高度。4.3.2流化床高Lf根据流化床特性，选取适当的膨胀比R=1.5，所以Lf=R×L。=1.5×0.1=0.15（m）4.3.3稳定段高度在流化床设计中，一般考虑在稀相段高度之上增加一段高度，使床层稳定操作，稳定段高度取决于床层的稳定性及密相床层的高度变化等，一般由经验来定，本设计取Ld=1m.4.3.4分离高度TDHTDH计算式为…………（4.3.3）锅炉1锅炉2式中——流化床操作速度，m/s。带入数据，为防止粉尘随气流流出流化床，特在流化床的出口设置挡板。4.3.5流化床总高综上所述，流化床总高为4.4循环就化床系统的其他构件4.4.1气流分布板气流分布板的作用是保证流化床具有良好而稳定的流化状态。气流分布板应满足以下四个条件。（1）均匀气流，压降小，不产生“沟流”；（2）必须使流化床有一个好的初始硫化状态，消除“死角”（3）在长期的操作中不堵塞和磨蚀；（4）停运时固体物料部大量下漏。流化床气流分布板的型式和开孔率对流态化效果影响很大，当开孔率较小时，床层气相密度较为均匀，气泡较小，气固相接触较为密切而气体沟流较少，但阻力较大。考虑到系统许用压降的情况下，选用单层多孔板形式，其上加一层金属丝网，以减少物料的漏失。由流化床的半径得气流分布板的面积为：…………（4.4.1）代入数据得4.4.2床重计算（1）流化床出口扬析量的确定本设计采用扬析量与床重的比例为0.15，由流化床静止床高度0.01m，可计算出床重为所以流化床出口扬析量为锅炉1：176.65×15%=26.50（kg）锅炉2:202.79×15%=30.42（kg）（2）补充新料量与回料量的确定根据所选除尘器的除尘效率为85%，除尘器的排放速率为锅炉1：26.50×15%=3.98（kg/h）锅炉2：30.42×15%=4.56(kg/h)二氧化硫在150℃时，密度为1.8719g/L,在200℃时，密度为1.6755g/L。用内差法，计算135℃时二氧化硫密度为按脱硫效率为95%来计算，锅炉1装置进口烟气浓度最高为690mg/m3；锅炉2装置进口烟气浓度最高为679mg/m3；在T=135℃下，将体积浓度换算为质量浓度，则=690×10-6×1.9308×0.95×144221=183（kg/h）;=679×10-6×1.9308×0.95×169238=211（kg/h)设CaO浓度为，由主要反应式得生石灰成分见下页表，可知CaO在生石灰成分中占的比例是71.33%，所以所需生石灰的质量，M生石灰1=160/71.33%=224（kg/h）;M生石灰2=185/71.33%=259（kg/h）表6吸收剂各项参数吸收剂名称粒径/CaO/%MgO/%CaSO4/%CaCO3/%真密度/g.cm-3生石灰0-200071.332.500.693.782.4098设计中砂子加入比例为：砂子质量：活性石灰=1：2，所以固体物料加入总量为由反应方程式得CaSO3生成量假设在流化床里面有20%的CaSO3被氧化为CaSO4，则根据反应方程式，得CaSO4生成量亦即在流化床中反应1h以后产生的CaSO3质量为锅炉1(kg/h)锅炉2(kg/h)产生的CaSO4的质量为锅炉1=78（kg/h）锅炉2=90（kg/h）所以反应的增量为锅炉1锅炉2综上所述，可知锅炉1所需新物料量为336kg/h,流化床扬析量为26.50kg/h,回料量为15kg/h;锅炉2所需新物料量为389kg/h,流化床扬析量为30.42kg/h,回料量为20kg/h。从一级旋风除尘器排出的85℃烟气中的含尘浓度为从一级旋风除尘器（本设计一级除尘器即预除尘器选用XD型多管旋风除尘器XD-35）里排出的烟气直接排入袋式除尘系统，其效率可达95%以上，其效率为99%，则二级除尘排出的烟气中的含尘浓度为锅炉1锅炉2所以，本设计达到了烟尘排放标准4.4.3螺旋进料器的选型螺旋输送机由螺旋机本体、进出料口及驱动装置三大部分组成。螺旋机本体由头部轴承、尾部轴承、悬挂轴承、螺旋、机壳、盖板及底座等组成。驱动装置由电动机、减速器、连轴器及底座所组成。本次设计选用GX型螺旋输送机。它是定型产品，螺旋直径有150、200、250、300、400、500、600mm七种，机长3～70m，级差为0.5m，可在环境温度为-20～50℃的条件下，以小于的倾角单向输送温度低于200℃的物料。GX型螺旋输送机按结构可分为头节、中间节和尾节三部分。每一部分又有几种不同的长度，依不同的输送长度可组成一台完整的螺旋机。GX型螺旋输送机按使用场合要求的不同，分为S制法和D制法两种。S制法——带有实体螺旋面的螺旋，其螺距等于直径的0.8倍；D制法——带有带式螺旋面的螺旋，其螺距i等于直径；GX型螺旋输送机按驱动装置装配方法不同，分为右装和左装两种。右装——站在电动机尾部向前看，减速器低速轴在电动机的右侧；左装——站在电动机尾部向前看，减速器低速轴在电动机的左侧。本次设计采用S制法，右装。（1）螺旋直径的计算螺旋直径为…………（4.4.2）式中D————螺旋直径，m;Q————输送能力，t/h;根据前面所算得的数据，在这里考虑最大输送量，即假设气流全部把物料从床体内吹出。k————物料特征系数，取0.0645；————填充系数，取值范围为0.20～0.25，计算取0.20；C————倾角系数，由于是水平放置，C=1.0；————物料真密度t/m3,经旋风除尘器收集下来的物料由三部分组成，即未反应完的生石灰，砂子和反应生成的CaSO3，取=1t/m3.计算出的D值应圆整到下列标准直径：150、200、250、300、400、500、600mm代入数据到上式中可得结果为锅炉1锅炉2将直径圆整倒200mm，即所选螺旋机输送机为“GX200”型，参照“GX200长度组合”取螺旋输送机长度L=5m，无中间节，螺旋质量283.6kg。进料口质量为142.7kg，出料口质量为283.6kg。（2）螺旋轴转速的计算螺旋轴转速在满足输送能力的条件下不宜过高，以免物料受到大的切向力而被抛起，以致无法向前输送，因此，螺旋轴转速n不能超过某一极限转速…………（4.4.3）式中A——物料综合系数。与K值对应，A=25按上式计算的转速应圆整为下列转速：20、30、35、45、60、75、90、120、150、190r/min.也可选用YTC型的电动机的输送轴流速。代入数据可得：计算出来的转速圆整为60r/min，对填充系数进行演算…………（4.4.4）式中t——螺旋节距。m按S制法为若算出的值在推荐的取值范围0.20～0.25内，则圆整D及n是适当的，若高于数值范围上限，则应加大螺旋直径，若低于数值范围下限，则应降低螺旋轴转速。代入数据得锅炉1锅炉2稍低于推荐值，应降低螺旋轴转速。取转速n=20r/min再次计算，所得结果符合要求，故螺旋轴的转速为20r/min。4.5气固分离装置气固分离装置的作用是捕集固体物料并部分或全部返回床中，在循环流化床的实际操作中往往采用比理论大得多的操作气速。如果不设置颗粒捕集装置，由于细颗粒的带出，将破坏床层原有的粒径分布，，降低流化质量。对于非催化反应来说，许多未反应物料被气流带出，增加了物料消耗。因此颗粒捕集装置成为流化床重要的组成部分。本设计选用了XD-35型多管旋风除尘器，其除尘效率〉85%，除尘器阻力980pa（200℃）。4.6检测系统烟气循环流化床运行需要测量风量、温度、压力以及烟气成分等参数，需要合理布置测点。烟气循环流化床应设置三个控制回路来控制系统的正常运行。(1)根据流化床进口烟气量和烟气中SO2浓度控制消石灰粉的给料量，以保证脱硫效率；(2)根据流化床出口的烟气温度直接控制流化床底部的喷水量，以保证烟气出口温度的尽可能的小；(3)根据进料量、扬析量和回料量控制流化床床重稳定。本次设计中，主要的检测系统如下:a自动监测系统流化床内温度计采用WZP-BA2型热电偶三个和 DBW-120热电阻温度变送器三个，分别设在流化床底部、中部和顶部测孔处，自动检测烟气从进口到出口的温度变化。在显示屏上显示任一时刻烟气的温度。bSO2自动采集检测系统，流化床进出口烟气中SO2浓度采用KM9106自动测定仪检测，该仪表精度为1mg/m3,在使用中，连续监测，自动打印记录。c压力监测系统沿流化床床高分别设置16个压力监测孔，回料器立管上设置两个测孔，用皮管将其与U形管压力计相连，定时读数，连续监测记录流化床内的压力分布情况。(4)烟气参数监测系统循环流化床烟气脱硫管道系统设有五个测点，其测点位置分别为：预除尘器进口管道、预除尘器出口管道、流化床进口管道、流化床出口管道和气固分离器出口管道。这五个测点将进行烟气温度、粉尘浓度、二氧化硫浓度、烟气湿度、烟气压力和流速、气量等烟气参数的测试。4.7喷水量的确定4.7.1喷水机理喷水量不仅是脱硫反应发生的前提条件，也是CFB反应器利用湿法原理实现干法操作的关键所在。在Ca/S一定的条件下，系统得脱硫效率随着喷水量的增加而上升。喷水量较低时，由于流化床内的高度混合作用使水分一进入流化床床体就很快被蒸发，来不及在脱硫剂表面形成液膜，这是喷水的作用仅仅是增加了烟气湿度，对提高脱硫效率又一定的效果，但不很明显。随着喷水量的增加，烟气温度降低，使喷入的水蒸发时间延长，从而在脱硫剂表面形成一定厚度的液膜，使氢氧化钙与水的反应从速率较慢的气固反应变成快速的离子反应，脱硫效率得以大幅度提高。但随着喷水量的增加，脱硫效率上升的幅度逐渐变小。4.7.2喷水量的确定.（1）水量平衡与热量平衡循环流化床工艺属于干法脱硫，所以喷入的水要与干的生石灰反应，还要用来冷却热的烟气，本身完全蒸发。总的来说，水的喷入量和蒸发量是相等的。循环流化床内生石灰与水反应放出的热与烟气冷却时放出的热要和水蒸发时需要的热量相等。（2）最大喷水量的计算最大喷水量L由两方面因素决定，一是系统放热决定的喷水量L1。系统放热包括物理放热和化学放热；另一个是氧化钙过量时，过量的氧化钙决定的水量L2。L1和L2之和即为系统所能容纳的最大喷水量L。a.计算L1热量平衡方程是：…………（4.7.1）式中——烟气质量流量，kg/h——水汽质量流量，kg/h、——烟气在温度下的焓值、——水在温度下的焓值——与水反应时放热，烟气起始温度为，由原始资料可知。水的起始温度是，取4℃；为系统饱和温度。根据处理要求烟气的密度是，则锅炉1锅炉2得锅炉1锅炉2b.计算式中——氧化钙质量,kg/h——二氧化硫质量，kg/h——物料真密度，kg/将锅炉1，，锅炉2，，代入上式得锅炉1锅炉2c.计算锅炉1锅炉24.8喷嘴的选择采用两相流喷嘴，两相流喷嘴于气流分布板上方400mm处，其作用是保证床内处于流态化状态的吸收剂粒子表面充分湿润。在此选用HPZ系列气-水雾化喷嘴，它的特点如下：（1）冷却均匀，水不会在小区域内局部集中，而是在整个喷射面内均匀分布（2）水量的调节范围大，最小水量与最大水量之比一般喷嘴可达1：100，特殊喷嘴可达1：25。（3）喷雾水滴的直径小，在以下时，平均体面积均在以下，大大提高了冷却效率，故在相同的冷却条件下，可节水。（4）喷嘴不易堵塞，使用寿命长，在相同的条件下，可减少喷嘴的数量和现场维修量。考虑到喷嘴的喷射面形状对流化床的影响，不选用喷淋形式为扁平状的喷嘴而选用喷淋形式为圆形的喷嘴。又考虑到喷射角度和覆盖面积的因素，本次设计选用三个喷嘴，安装时排成正三角形。则每个喷嘴的最大喷水量为；选定的喷嘴型号为：HPZ2.0-80QZ2，喷射角度为。

5系统阻力计算与风机的选择5.1管道的阻力计算5