2025年除尘说明书参考

本科毕业设计（论文）题目某供热站2×100t/h燃煤锅炉烟气除尘系统设计学生姓名学号院（系）专业环境工程指导教师时间编制依据及主要材料1.1编制依据（1）设计任务书（2）《大气污染治理工程技术导则》（HJ2000～2010）1.2主要资料（1）魏先勋《环境工程设计手册》湖南科学技术出版社；（2）郝吉明,马广大,王书肖《大气污染控制工程》高等教育出版社；（3）《供暖通风设计手册》,中国建筑工业出版社；（4）吴忠标《实用环境工程手册—大气污染控制工程》化学工业出版社；（5）周兴求《环保设备设计手册—大气污染控制设备》化学工业出版社；（6）张殿印，王纯《除尘工程设计手册》化学工业出版社；（7）柴晓丽，冯沧，党小庆《环境工程专业毕业设计指南》化学工业出版社。1.3相关法律法规（1）《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271～2014）；（2）《火电厂大气污染物排放标准》（GB13223～2011）；（3）《煤炭工业污染物排放标准》（GB20426～2006）；（4）《西安燃煤锅炉颗粒物和二氧化硫排放限值》（DB61/534～2011）；（5）《关中地区重点行业大气污染物排放限值》（DB61/941～2014）；（6）《大气污染物综合排放标准》（GB16297～1996）；（7）《环境空气质量标准》（GB3095～2012）。

2烟气量、颗粒物和二氧化硫浓度的确定2.1设计基础资料锅炉类型：燃煤链条炉；锅炉蒸发量：100t/h（台），共2台排烟温度：150℃烟气密度（标准状态下）：1.34kg/m3空气过剩系数：α=1.4排烟中飞灰占煤中不可燃成份的比例：20%当地大气压力：97.86kPa冬季室外空气温度：-1℃空气含水（标准状态下）：按0.01293kg/m3烟气其他性质按空气计算煤选用彬县煤，其参数如表2-1：表2-1彬县煤参数项目单位设计煤种工业分析水分Madwt%2.69灰分Aadwt%14.18挥发分Vadwt%26.81固定碳FCadwt%56.32元素分析碳Cadwt%69.12氢Hadwt%3.76氧Oadwt%9.08氮Nadwt%0.63硫St.adwt%0.54汞Hgadwt%痕量砷Asadwt%痕量发热量Qb.adKJ/kg27440可磨指数HGT/62灰熔点变形温度DT℃1260软化温度ST℃1320流动温度FT℃1390灰组成分析二氧化硅wt%49.55三氧化二铝wt%20.71三氧化二铁wt%6.13氧化钙wt%11．08氧化镁wt%1.93二氧化硫wt%6.92二氧化钛wt%0.62执行标准：《关中地区重点行业大气污染物排放限值》（DB61/941-2014）2.2具体计算以所选的彬县煤假设1Kg进行计算，如表2-2：表2-2煤的计算元素质量/g各元素的物质的量C691.257.6H37.637.6O90.85.675N6.30.45S5.40.168水分26.91.494则该煤的化学分子式为C57.5H37.6O5.675N0.45S0.1682.2.1标准状态下理论空气量的计算 Va0=22.4×4.78×x+将数据代入式2-1，可得：V=6.888m3/kg式中：Va0x―C的物质的量y―H的物质的量z―S的物质的量w―O的物质的量2.2.2标准状态下理论烟气量的计算理论烟气量的计算： Vfg0=22.4×[x+将数据代入式2-2，可得：=7.1956m3/kg式中：Vfg0理论干烟气量的计算： Vfg0=22.4×[x+z+3.78×将数据代入式2-3，得：=22.4×[57.6+0.45+3.78×=6.741m3/kg式中：―理论干烟气量2.2.3标准状态下实际烟气量的计算 Vα=α×将数据代入式2-4，得：Vα=1.4×6.888=9.6433m式中：Vα―α―空气过剩系数，1.4 Vfg=将数据代入式2-5，得：=9.9509m3/kg2.2.4设计耗煤量 W=P×T （==2520000选用煤热值：Q=27440KJ/kgm式中：m理―理论耗煤量此次设计采用锅炉为DH70-1.6/130/70-ALL，锅炉效率为80%，则实际耗煤量;m式中：m实―实际耗煤量2.2.5烟气流量的计算标准状态下烟气流量： Q=Vfg*m实=9.5909*11479.59=114232.28m3/h （2-7）式中：Q―标准状况下烟气流量干烟气流量：Q工况下烟气流量： （2-8）式中：Q'―Tˊ―工况下温度T―标准状态下温度2.2.6烟气含尘浓度的计算Aad=14.18%，链条炉不可燃成分比例20%，灰分=14.8%×11479.9=1627.81mg/m3 （2-9）2.2.7烟气含硫浓度的计算Sad=0.54%，ms=0.54%×11479.59=61.98kgm干SO2浓度： （2-10）2.2.7效率的计算除尘效率的计算： η=1-202968.42脱硫效率的计算： η=1-501137.28脱硝效率的计算：根据工程经验值，燃煤锅炉氮氧化物的浓度一般为300mg/m3，则此次设计中脱硝效率为： η=1-100300

3工艺方案比选3.1脱硝技术方案比选3.1.1烟气中NOX的生成机理NOX生成机理主要有燃料型、热力型及瞬时型三种。燃料型NOX约占总NOX的80～90%；其次是热力型，主要是由于炉内局部高温造成，也可采用适当措施加时控制；瞬时型NOX生成量很少。（1）燃料型NOX燃料型NOX是由化学地结合在燃料中的杂环氮化物热分解，并与氧结合而生成的NOX，其生成量与燃料中氮的含量有很大关系，当燃料中氮的含量超过0.1%时，结合在燃料的氮转化为NOX的量占主要地位，如煤的含氮量一般为0.5～2.5%；燃料NOX的生成可占总量的60%以上，燃料氮转化为NOX最主要取决于空气过剩系数，空气过剩系数降低，NOX的生成量也降低，这是因为在缺氧状态下，燃料中挥发出来的氮与碳、氢竞争不足的氧，由于氮缺乏竞争能力，而减少了NOX的形成。（2）热力型NOX热力型NOX的生成机理是高温下空气的N2氧化形成NO，其主成速度与燃烧温度有很大关系，当燃烧温度低于1400℃时热力NOX生成速度较慢，当温度高于1400℃反应明显加快，根据阿伦尼乌斯定律，反应速度按指数规律增加，这说明，在实际炉内温度分别不均匀的情况下，局部高温的地方会生成很多的NOX，并会对整个炉内的NOX生成量起决定性影响。热力型NOX的生成量则与空气过剩系数有很大关系，氧浓度增加，NOX生成量也增加。当出现15%的过量空气时，NOX生成量达到最大，当过量空气超过15%时，由于燃料被稀释，燃烧温度下降，反而会导致NOX生成减少。热力NOX的生成还与烟气在高温区的停留时间有关，停留时间越长，NOX越多，这是因为在炉膛燃烧温度下，NOX的生成反应还未达到平衡，因而NOX的生成量将随烟气在高温区的停留时间增长而增加。（3）瞬时型NOX瞬时型NOX是1971年Fenimore根据碳氢燃料预混火焰的轴向NOX分布实验结果提出的，是燃料在燃烧过程中碳氢化合物分解的中间产物N2反应生成的氮氧化合物，其生成速度极快，主要在火焰面上形成，且生成量较小，一般在5%以下，其主要反应如下：在温度低于2000K（1727℃）时，NOX主成主要通过CH～N2反应，在不含氮的碳氢燃料低温燃烧时，需重点考虑NOX的生成。3.1.2烟气脱硝主要工艺在烟气净化技术上控制NOX排放，目前主要方法有选择性非催化还原SNCR、选择性催化还原SCR、低氮燃烧技术和电子束照射法、臭氧氧化法、吸附法、氧化吸收法等。其中，选择性催化还原SNCR、选择性催化还原SCR、低氮燃烧等技术已商业化。电子束法、吸附法在国内的应用业绩很少，低氮燃烧、SNCR和SCR为目前国内主流的应用最多的脱硝方法。（1）低氮燃烧技术用改变燃烧条件来降低NOX排放的方法称为“低氮燃烧技术”。在各种降低NOX排放的技术中，低NOX燃烧技术是采用最广、相对简单、最经济的方法，目前低NOX燃烧技术主要有如下几种：eq\o\ac(○,1)低过量空气系数燃烧使燃烧过程尽可能在接近理论空气量的条件下进行。随着烟气量中过量氧的减少，可以抑制NOX的生成。这是一种最简单的降低NOX排放的方法。一般可降低NOX排放15～20%。但如炉内氧浓度过低，会造成浓度急剧增加，增加化学不完全燃烧热损失，引起飞灰含碳量增加，燃烧效率下降。因此在锅炉设计和运行时，选取最合理的过量空气系数。eq\o\ac(○,2)空气分级燃烧空气分级燃烧的基本原理是将燃料的燃烧过程分阶段完成。在第一阶段，将从主燃烧器供入炉膛的空气量减少到总燃烧空气量的70～75%（相当于理论空气量的80%），燃料先在缺氧的富燃料燃烧条件下燃烧。不但延迟了燃烧过程，而且还在还原性气氛中降低了生成NOX的反应率，抑制了NOX在这一燃烧中的生成量。为了完成全部燃烧过程，完全燃烧所需的其余空气则通过布置在主燃烧器上方的专门空气喷口OFA～称为“燃烬风”喷口送入炉膛，与第一级燃烧区在“贫氧燃烧”条件下所产生的烟气混合，在α>1的条件下完成全部燃烧过程。由于整个燃烧过程所需空气是分两级供入炉内，故称为空气分级燃烧法。eq\o\ac(○,3)燃料分级燃烧在燃烧中已生成的NO遇到烃根、未完全燃烧产物CO、H2、C时，会发生NO的还原反应。利用这一原理，将80～85%的燃料送入第一级燃烧区，在α>1条件下，燃烧并生成NOX。送入一级燃烧区的燃料称为一次燃料，其余15～20%的燃料则在主燃烧器的上部送入二级燃烧区，在α<1的条件下形成很强的还原性气氛，使得在一级燃烧区中生成的NOX在二级燃烧区内被还原成氮分子，二级燃烧区又称再燃区，送入二级燃烧区的燃料又称为二次燃料，或称再燃燃料。在再燃区中不仅使得已生成的NOX得到还原，还抑制了新的NOX的生成，可使NOX的排放浓度进一步降低。在再燃区的上面还需布置“燃烬风”喷口，形成第三级燃烧区（燃烬区），以保证再燃区中生成的未完全燃烧产物的燃烬。这种再燃烧法又称为燃料分级燃烧。燃料分级燃烧时所使用的二次燃料可以是和一次燃料相同的燃料，例如煤粉炉可以利用煤粉作为二次燃料，但目前煤粉炉更多采用碳氢类气体或液体燃料作为二次燃料，这是因为和空气分级燃烧相比，燃料分级燃烧在炉膛内需要有三级燃烧区，造成燃料和烟气在再燃区内的停留时间相对较短，二次燃料若选用煤粉作为二次燃料，则需采用高挥发分易燃的煤种，而且煤粉细度要求非常细。在采用燃料分级燃烧时，为了有效的降低NOX排放，再燃区是关键。因此，需要研究在再燃区中影响NOX浓度值的因素。eq\o\ac(○,4)低NOX燃烧器煤粉燃烧器是锅炉燃烧系统中的关键设备。不但煤粉是通过燃烧器送入炉膛，而且煤粉燃烧所需的空气也是通过燃烧器进入炉膛的。从燃烧的角度看，燃烧器的性能对煤粉燃烧设备的可靠性和经济性起着主要作用。从NOX的生成机理看，占NOX绝大部分的燃料型NOX是在煤粉的着火阶段生成的，因此，通过特殊设计的燃烧器结构以及通过改变燃烧器的风煤比例，可以将前述的空气分级、燃料分级和烟气再循环降低NOX浓度的大批量用于燃烧器，以尽可能地降低着火氧的浓度适当降低着火区的温度达到最大限度地限制NOX生成的目的，这就是低NOX燃烧器。低NOX燃烧器得到了广泛的开发和应用，世界各国的大锅公司，为使其锅炉产品满足日益严格的NOX排放标准，分别开发了不同类型的低NOX燃烧器。eq\o\ac(○,5)煤粉炉的低NOX燃烧系统为更好地降低NOX的排放量和减少飞灰含碳量，将低NOX燃烧器和炉膛低NOX燃烧（空气分级、燃料分级和烟气再循环）等结合在一起，构成一个低NOX燃烧系统。（2）选择性非催化还原法（SNCR）选择性非催化还原法（SNCR）技术是一种不用催化剂，利用还原剂（如NH3或尿素）“有选择性”的与烟气中的NOX反应并生成无毒无污染的N2和H20。该方法是把含有氨基的还原剂喷入炉膛温度为800～1250℃的区域后，迅速热分解成NH3和其他副产物，随后NH3与烟气中的NOX进行反应而生成N2。典型的SNCR系统由还原剂储槽、多层还原剂喷入装置及相应的控制系统组成。选择性非催化还原法必须将还原剂喷到炉膛内最有效的部位，因为NOX的分布在炉膛对流面上是经常变化的，如果喷入控制点太少，或锅炉整个断面上喷氨不均匀，则会出现较高的氨逸出量。由于喷入量和喷入区域非常复杂，要做到很好的调节也是困难的。为保证脱硝反应能以最少的喷NH3量达到最好的还原效果，必须设法使NH3.与烟气良好的混合。若喷入的NH3不充分反应，则泄露的NH3不仅会使烟气中的飞灰沉积在锅炉尾部的受热面上，而且遇到SO3会生成铵盐，对回转式空预器可能造成堵塞或腐蚀。SNCR脱硝技术对反应温度要求十分严格，对锅炉内燃料变化适应性差；但SNCR脱硝系统简单，只需在现有的燃煤锅炉的基础上增加氨或尿素储槽以及氨或尿素喷射装置及其喷射口即可；不需要催化剂，运行成本相对较低。影响SNCR还原NO的化学反应效率的主要因素是温度、还原剂停留时间、还原剂类型等。运行正常状态的氨逃逸率在3～5ppm，若运行状态不佳，则氨逃逸率显著增加，NH3泄漏可达5～20ppm。该技术系统简单，一次投资和运行费用均较低。（3）选择性催化还原法（SCR）选择性催化还原法（SCR）是指在催化剂的作用下，利用还原剂（如NH3或尿素）“有选择性”的与烟气中NOX反应并生成无毒无污染的N2和H2O。选择性催还还原系统中，一般由氨的储存系统、氨和空气的混合系统、氨喷入系统、反应器系统及监测控制系统等组成，SCR反应器大多安装在锅炉省煤器与空气预热器之间，因为此区间的烟温刚好适合SCR脱硝还原反应，氨则喷射于省煤器与SCR反应器之间烟道内的适当位置。使其与烟气混合后在反应器内与NOX反应。SCR脱硝技术适应性强，特别适合我国锅炉负荷变动频繁的特点；对新建锅炉有较好的适用性。SCR脱硝技术脱硝效率高，一般在60%～90%之间，NOX排放浓度可降至100mg/m3以下，该技术较成熟，应用广泛。SCR催化床层在烟道里的比值按在除尘器前和除尘器后两种布置方法。SCR催化剂床层布置在除尘器前方式存在积灰影响效率问题；SCR催化剂床层布置在除尘器后需要增加换热流程，增加了占地和流程的复杂程度。此次设计SCR催化剂床层布置在除尘器前。SCR技术采用高温催化剂，反应温度一般为300℃～400℃，催化剂已二氧化钛为载体，主要活性成分为V2O5～WO3（MOO3）等金属氧化物。催化剂具有较高选择性，一般两年需要再生处理一次。再生处理主要是把重金属从催化剂中重新溶出，恢复催化剂活性，再生处理中会产生少量废水，催化剂寿命到期后会产生固废影响。另外，SCR脱硝催化剂也是二氧化硫转化为三氧化硫的催化剂，三氧化硫与氨气反应生成硫酸氢铵，易粘附在锅炉尾部空预器上，造成阻力升高，甚至堵塞等问题。还原剂在工艺系统中会产生NH3逃逸和泄漏，一般SCR氨的逃逸量控制在3～5ppm，否则会对下游的空气预热器的安全运行和环境空气带来不利影响。另外，脱硝装置需要布置催化床前分布器和催化床层，形成比较高的烟道阻力，会增加锅炉运行的能量消耗，其能量消耗占发电量的0.5%左右。SCR的一次投资较高，根据脱硝效率的不同要求，投资费用存在一定差别，其中，催化剂占整个脱硝系统的投资比例30%～40%。随着对NOX脱除效率要求的提高，脱硝系统的运行成本呈上升趋势。（4）SCR/SNCR联合脱硝法SNCR/SCR联合工艺是将SNCR技术与SCR技术联合应用，即在炉膛上部850～1100℃的高温区内，以尿素等作为还原剂，还原剂通过计量分配和输送装置精确分配到每个喷枪，然后经过喷枪喷入炉膛，实现NOX的脱除，过量逃逸的氨随烟气进入炉后装有少量催化剂的SCR脱硝反应器，实现二次脱硝。SNCR/SCR混合法脱硝系统主要由还原剂存储与制备、输送、计量分配、喷射系统、烟气系统、SCR脱硝催化剂及反应器、电气控制系统等几部分组成。图3-1SNCR+SCR联合脱硝示意图SNCR/SCR混合烟气脱硝技术是把SNCR工艺的还原剂喷入炉膛技术同SCR工艺利用逃逸氨进行催化反应的技术结合起来,进一步脱除NOX。混合法工艺由于首先采用了SNCR工艺初步脱硝降低了对催化剂的依赖。与SCR工艺相比，混合工艺的催化剂用量可以大大减少该“联合工艺”于20世纪70年代首次在日本的一座燃油装置上进行试验,试验表明了该技术的可行性。它是把SNCR工艺和SCR进行有效结合，在保持和促进了两种工艺各自的优点的同时，利用彼此的优点抑制和克服了单一SCR造价高以及单一SNCR效率低的缺陷，SNCR与SCR两工艺相辅相成、取长补短、相得益彰。3.1.3脱硝工艺的比选表3-1脱硝工艺比选脱硝工艺低氮燃烧法SNCRSCRSNCR/SCR脱硝率50%～90%40%～60%60%～90%80%～90%还原/氧化剂无可使用NH3或尿素可使用NH3或尿素可使用尿素反应温度～150℃800～1250℃300～400℃850～1100℃催化剂不使用催化剂不使用催化剂成份主要为TiO2，V2O5-WO3的全尺寸催化剂成份主要为TiO2，V2O5-WO3的全尺寸催化剂还原/氧化剂喷射位置脱硫塔入口通常在炉膛内喷射多选择于省煤器与SCR反应器间烟道处多选择于省煤器与SCR反应器间烟道处SO2/SO3氧化导致极少量SO2/SO3氧化不导致SO2/SO3氧化，SO3不增加会导致SO2/SO3氧化，一般控制氧化率在1%以下会导致SO2/SO3氧化NH3逃逸无10～15ppm<3ppm-对锅炉空预器的影响无影响无影响灰分会磨耗催化剂，碱金属氧化物会使催化剂钝化。煤的灰分越高，催化剂的寿命越短，将显著影响运行费用造成预热器腐蚀、堵灰，影响预热器的换热及机组的正常运行对系统压力损失的影响没有压力损失没有压力损失催化剂会造成压力损失增加排烟热损失对锅炉运行经济性影响无影响飞灰含碳量略有增加；锅炉热效率通常降低0.5%系统压损有一定增加，引风机需进行改造系统压损有一定增加建设投资小小大大运行费用小，几乎没有运行费用小，主要运行耗费为SNCR部分脱硝剂、催化剂、设备电耗大，主要运行费用为脱硝剂、催化剂、设备电耗大，主要运行费用为脱硝剂、催化剂、设备电耗应用业绩多较少多多对锅炉效率的影响无影响略微降低无影响略微降低施工周期较短较短较长长根据表3-1可知：低氮燃烧技术初投资少，运行成本几乎为零，对锅炉运行影响较小，但脱硝效率降低，只采用单一低氮燃烧技术难以保证达标排放，需与其他炉后脱硝配合实施。SNCR脱硝系统简单，脱硫效率较低，且对反应温度要求较高，难以适应锅炉负荷变化，对于煤粉锅炉脱硝效率很难保证，难以保证达标排放。SCR投资和运行费用较高；需要对锅炉尾部受热面做一定改造，增加引风机压头1000Pa左右，对锅炉运行的影响大，系统较复杂，除脱硝剂运行耗费外，还需考虑催化剂更换费用。但其技术成熟，脱硝效率高，最高可达90%，目前大多数大型煤粉发电锅炉均采用SCR脱硝。SNCR/SCR联合工艺具有两个反应区，反应系统较复杂。所以此次设计采用SCR法脱硝。3.2除尘装置的比选3.2.1烟气除尘的主要装置从气体中去除或捕集固态或液态微粒的设备称为除尘装置或除尘器。根据主要除尘机理，目前常用的除尘器可分为：机械除尘器、电除尘器、袋式除尘器以及湿式除尘器。（1）机械除尘器机械除尘器通常是指利用质量（重力、惯性力和离心力等）的作用使颗粒物与气流分离的装置，包括重力沉降室、惯性除尘器和旋风除尘器等。重力沉降室是通过重力作用使尘粒从气流中沉降分离的除尘装置，当含尘气流进入重力沉降室后，由于扩大了流动截面积而使气体流速大大降低，使较重颗粒在重力作用下缓慢向灰斗沉降。其主要优点是结构简单，投资少，压力损失小，维修管理容易。但是它的体积大，效率低，一般只有40%～50%，适于捕集大于50μm粉尘粒子，设备较庞大，适合处理中等气量的常温或高温气体，多作为多级除尘的预除尘使用。重力沉降室的效率达不到本次的除尘要求，所以不选择这种除尘器。惯性除尘器是借助挡板使气流改变方向，利用气流中尘粒的惯性力使之分离的技术。在惯性除尘器内，主要是使气流急速转向，或冲击在挡板上再急速转向，其中颗粒由于惯性效应，其运动轨迹就与气流轨迹不一样，从而使两者获得分离。气流速度高，这种惯性效应就大，所以这类除尘器的体积可以大大减少，占地面积也小，没有活动部件，可用于高温和高浓度粉尘场合，对细颗粒的分离效率比重力除尘器大为提高，常用于净化密度和粒径较大的金属或矿物性粉尘。但是它的净化效率不高，故一般用于多级除尘中的第一级除尘。由于效率过低，所以此次设计不采用惯性除尘器。旋风除尘器是利用旋转气流产生的离心力使尘粒从气流中分离的装置。它具有结构简单、应用广泛、种类繁多等特点，但是它的缺点是结构不良,选用操作参数不恰当及操作管理不完。所以本次设计不采用旋风除尘器。（2）电除尘器电除尘器是含尘气体在通过高压电场进行电离的过程中，使尘粒荷电，并在电场力的作用下使尘粒沉积在集尘极上，将尘粒从含尘气体中分离出来的一种除尘设备。电除尘器按气体流向可分为立式电除尘器和卧式电除尘器；按清灰方式可分为干式电除尘器、湿式电除尘器、电除雾器；按沉尘电极的结构形式可分为管式电除尘器和板式电除尘器；按电极在除尘器中的配置位置可分为单区式电除尘器和双区式电除尘器。它与其他除尘器的根本区别在于除尘过程的分离力直接作用在尘粒上，而不是作用在整个气流上，因而电除尘器具有能耗低、气流阻力小的特点，是一种捕集微细粉尘的高效除尘器。由于此次烟气浓度较低，本次设计不采用电除尘器作为除尘设备。（3）袋式除尘器用编制或毡织的滤布作为过滤材料来达到分离气体中粉尘的装置称为袋式除尘器。袋式除尘器适用于捕集非黏性、非纤维性的粉尘，可处理质量浓度0.0001g/m3～1000g/m3，粒径为0.1μm～200μm的粉尘。浓度太高或粒径太大的粉尘需先经旋风除尘器除尘。袋式除尘器除尘效率高，可达99%以上，且较稳定，但不适用于黏性的、含水的物料。目前，被广泛应用的袋式除尘器为脉冲袋式除尘器。它的操作和清灰连续，滤袋压力损失稳定，处理气量大，内部无运动部件，滤布寿命长、结构简单。袋式除尘器还可以根据处理的烟气量可选择多个除尘室，由多个除尘室组成除尘器整体，板式结构的侧扳，制造简单、运输简便，可分别制造运往现场，在现场组装成除尘室。但是袋式除尘器的应用主要受滤料耐温、耐腐蚀等性能的限制，特别是在耐高温方面，常用滤料应工作在100℃～150℃以下，而玻璃纤维滤料可长期工作在260℃左右。当含尘气体温度过高时，需对气体采取降温措施，或采用特殊滤料；在捕集吸湿性较大及吸湿性较强的粉尘时，容易阻塞滤袋，应采取相应措施；滤袋容易损坏，换袋困难，劳动条件比较差。总之袋式除尘器除尘效果良好，本次设计是针对中小型供热站，适合采用袋式除尘器。（4）湿式除尘器湿式除尘器是利用水或其他液体与含尘气体的作用去除粉尘的设备，尘粒与喷洒的水滴、水膜或湿润的器壁、器件相遇时，发生润湿、凝聚、扩散沉降等过程，因而从气体中分离出来，达到净化气体的目的。湿式除尘器除尘效率比较高，可以有效地将直径为0.1～20μm的液态或固态粒子从气流中除去；结构简单、占地面积小；一次投资低，能处理高温、高湿或黏性大的含尘体。但是湿式除尘器在使用过程中将产生的废水、污泥，废水和污泥需要进行处理，这样增加了设备投资和维护成本，如果污水处理不达标，易造成二次污染。本次设计是针对中小型电厂，不宜采用这种费用高的除尘器。3.2.2除尘工艺的选择表3-2除尘工艺比选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<5020-130少少惯性除尘室20-5020-70300-800少少旋风除尘器5-3060-70800-1500少中冲击水溶除尘器1-1080-95600-1200少中下卧式旋风水膜除尘器>295-98800-1200中中冲击式除尘器>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中上大表3-3除尘器经济性比较项目电除尘器袋式除尘器电袋复合除尘器设备费用高较高高年运行费用少较高高根据表3-2以及3-2可得，袋式除尘器除尘效率高，且较稳定，内部无活动构件，费用相对来说较低等特点，此次设计选择袋式除尘器。3.3脱硫技术方案比选3.3.1烟气脱硫的主要方案（1）石灰石/石灰-石膏法烟气脱硫eq\o\ac(○,1)工作原理石灰石/石灰-石膏法烟气脱硫采用石灰石或石灰作为脱硫吸收剂，石灰石经破碎磨细成粉状与水混合搅拌成吸收浆液，当采用石灰为吸收剂时，石灰粉经消化处理后加水制成吸收剂浆液。在吸收塔内，吸收浆液与烟气接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及鼓入的氧化空气进行化学反应从而被脱除，最终反应产物为石膏。eq\o\ac(○,2)反应过程A吸收SO2+H2O→H2SO3SO3+H2O→H2SO4B中和CaCO3+H2SO3→CaSO3+CO2+H2OCaCO3+H2SO4→CaSO4+CO2+H2OCaCO3+2HCl→CaCl2+CO2+H2OCaCO3+2HF→CaF2+CO2+H2OC氧化2CaSO3+O2→2CaSO4D结晶CaSO4+2H2O→CaSO4`2H2Oeq\o\ac(○,3)系统组成脱硫系统主要由烟气系统、吸收氧化系统、石灰石/石灰浆液制备系统、副产品处理系统、废水处理系统、公用系统（工艺水、压缩空气、事故浆液罐系统等）、电气控制系统等几部分组成。eq\o\ac(○,4)工艺流程锅炉/窑炉→除尘器→引风机→吸收塔→烟囱来自于锅炉或窑炉的烟气经过除尘后在引风机作用下进入吸收塔，吸收塔为逆流喷淋空塔结构，集吸收、氧化功能于一体，上部为吸收区，下部为氧化区，经过除尘后的烟气与吸收塔内的循环浆液逆向接触。系统一般装3-5台浆液循环泵，每台循环泵对应一层雾化喷淋层。当只有一台机组运行时或负荷较小时，可以停运1-2层喷淋层，此时系统仍保持较高的液气比，从而可达到所需的脱硫效果。吸收区上部装二级除雾器，除雾器出口烟气中的游离水份不超过75mg/Nm3。吸收SO2后的浆液进入循环氧化区，在循环氧化区中，亚硫酸钙被鼓入的空气氧化成石膏晶体。同时，由吸收剂制备系统向吸收氧化系统供给新鲜的石灰石浆液，用于补充被消耗掉的石灰石，使吸收浆液保持一定的pH值。反应生成物浆液达到一定密度时排至脱硫副产品系统，经过脱水形成石膏。eq\o\ac(○,5)工艺特点A脱硫效率高，可保证95%以上；B应用最为广泛、技术成熟、运行可靠性好；C对煤种变化、负荷变化的适应性强，适用于高硫煤；D脱硫剂资源丰富，价格便宜；E可起到进一步除尘的作用。eq\o\ac(○,6)应用领域燃煤发电锅炉、热电联产锅炉、集中供热锅炉、烧结机、球团窑炉、焦化炉、玻璃窑炉等烟气脱硫。该工艺应用最为广泛，技术成熟，对烟气负荷、煤种变化适应性好，脱硫效率高，对于高硫煤和环保排放要求严格的工况尤为适合，但系统相对复杂，投资费用较高，烟囱需要进行防腐处理。图3-2石灰石/石灰-石膏法烟气脱硫工艺流程（2）循环回流半干法脱硫工艺eq\o\ac(○,1)工作原理：它是以循环流化床技术原理为基础的一种先进的烟气半干法脱硫工艺。该工艺以干态消石灰粉Ca(OH)2作为吸收剂，并向烟气中喷入工艺雾化水，对烟气中的酸性物质增湿活化，通过干粉状吸收剂多次再循环，在吸收塔内与烟气污染物强烈接触发生化学反应，延长吸收剂与烟气的接触时间，以达到高效脱硫的目的。通过化学反应，可有效除去烟气中的SO2、SO3、HF与HCl，脱硫终产物是一种自由流动的干粉混合物，无二次污染，还可以进一步综合利用。eq\o\ac(○,2)反应过程A增湿活化SO2+H2O→H2SO3SO3+H2O→H2SO4B中和Ca（OH）2+H2SO3→CaSO3+2H2OCa（OH）2+2HF→CaF2+2H2OCa（OH）2+H2SO4→CaSO4+2H2OCa（OH）2+2HCl→CaCl2+2H2OC氧化CaSO3+1/2O2→CaSO4eq\o\ac(○,3)系统组成脱硫系统主要由烟气系统、吸收塔系统、吸收剂制备系统、除尘系统、返料、排料系统、公用系统（工艺水、压缩空气等）、电气控制系统等几部分组成。eq\o\ac(○,4)工艺流程锅炉/窑炉→静电除尘器→吸收塔→袋式除尘器→引风机→烟囱来自锅炉或窑炉的烟气经静电除尘器初步除尘后由吸收塔下部通过布风装置进入吸收塔。雾化水由吸收塔喉部的高压回流喷枪喷入吸收塔，以很高的传质速率在吸收塔中与烟气混合，烟气中小液滴与氢氧化钙颗粒以很高的传质速率与烟气中的SO2等酸性物质混合反应，生成CaSO4、CaSO3、CaF2、CaCl2等反应产物。锅炉烟气经过吸收塔脱硫后，进入袋式除尘器系统。为提高Ca2+的利用率及脱硫效率，本工艺设置了脱硫灰再循环系统，根据反应器进出口压差来调节循环倍率，循环灰来自袋式除尘器。袋式除尘器灰斗内的灰经船型灰斗底部的空气斜槽分两路，一路为大量的灰经返料阀回送至净化塔下部文丘里扩散段出口处，其余的灰经另一路经过中间仓再由仓泵输送入灰库外排。eq\o\ac(○,5)工艺特点无污水工艺低投资成本工艺对于老厂改造的最理想工艺高可用率安装时间短占地小维修成本低最终产品可出售或填埋eq\o\ac(○,6)应用领域燃煤发电锅炉、热电联产锅炉、集中供热锅炉、垃圾焚烧锅炉、烧结机、球团窑炉、焦化炉、玻璃窑炉等烟气脱硫。该工艺适合于煤中含硫量2%以下的工况，脱硫效率可达到90%以上，对于煤中含硫量高于2%的工况，需增设炉内脱硫系统。图3-3循环回流半干法脱硫工艺流程（3）氧化镁湿法脱硫工艺eq\o\ac(○,1)工作原理氧化镁湿法脱硫工艺（简称：镁法脱硫）与石灰-石膏法脱硫工艺类似，它是以氧化镁（MgO）为原料，经熟化生成氢氧化镁（Mg(OH)2）作为脱硫剂的一种先进、高效、经济的脱硫系统。在吸收塔内，吸收浆液与烟气接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的氢氧化镁进行化学反应从而被脱除，最终反应产物为亚硫酸镁和硫酸镁混合物。如采用强制氧化工艺，最终反应产物为硫酸镁溶液，经脱水干燥后形成硫酸镁晶体。eq\o\ac(○,2)反应过程A熟化MgO+H2O→Mg(OH)2B吸收SO2+H2O→H2SO3SO3+H2O→H2SO4C中和Mg(OH)2+H2SO3→MgSO3+2H2OMg(OH)2+H2SO4→MgSO4+2H2OMg(OH)2+2HCl→MgCl2+2H2OMg(OH)2+2HF→MgF2+2H2OD氧化2MgSO3+O2→2MgSO4E结晶MgSO3+3H2O→MgSO3˙3H2OMgSO4+7H2O→MgSO4˙7H2Oeq\o\ac(○,3)系统组成脱硫系统主要由烟气系统、吸收塔系统、氢氧化镁浆液制备系统、浓缩塔系统、副产品处理系统、废水处理系统、公用系统（工艺水、压缩空气、事故浆液罐系统等）、电气控制系统等几部分组成。eq\o\ac(○,4)工艺流程锅炉/窑炉→除尘器→引风机→浓缩塔→吸收塔→烟囱来自于锅炉或窑炉的烟气经过除尘后在引风机作用下进入浓缩塔、吸收塔，吸收塔为逆流喷淋空塔结构，集吸收、氧化功能于一体，上部为吸收区，下部为氧化区，经过除尘后的烟气与吸收塔内的循环浆液逆向接触。系统一般装3-4台浆液循环泵，每台循环泵对应一层雾化喷淋层。当只有一台机组运行时或负荷较小时，可以停运1-2层喷淋层，此时系统仍保持较高的液气比，从而可达到所需的脱硫效果。吸收区上部装二级除雾器，除雾器出口烟气中的游离水份不超过75mg/Nm3。吸收SO2后的浆液进入循环氧化区，在循环氧化区中，亚硫酸镁被鼓入的空气氧化成硫酸镁晶体。同时，由吸收剂制备系统向吸收氧化系统供给新鲜的氢氧化镁浆液，用于补充被消耗掉的氢氧化镁，使吸收浆液保持一定的pH值。反应生成物浆液达到一定密度时先排至吸收塔前的浓缩塔，经浓缩后进入脱硫副产品系统，经过脱水形成硫酸镁晶体。eq\o\ac(○,5)工艺特点A反应性好，脱硫效率高湿法脱硫的反应强度取决于脱硫剂碱金属离子的溶解碱性。由于镁离子的溶解碱性比钙离子高数百倍，因而镁基脱硫剂具有比钙基脱硫剂高数十倍的脱硫反应能力。工业实践证明，镁基脱硫剂能比钙基脱硫剂更高的脱硫效率，可达99%以上，同时采用镁基脱硫所要求的喷淋水量仅相当于达到同样脱硫效率的钙基脱硫的1/3，耗电量也大为降低。B运行可靠性高由于镁基脱硫生成物的溶解度较高，其固体悬浮物为松散的结晶体，不易沉积，因此没有钙基湿法脱硫系统中存在的结垢、结块、堵塞等现象，运行可靠，维护更容易。C造价低由于反应强度高，镁基喷淋反应吸收塔的高度只有钙基脱硫的2/3左右，因此，镁基脱硫的主体设备的造价要明显低于钙基吸收塔。同时，由于氧化镁的分子量（40）是氧化钙（56）的73%，是碳酸钙（石灰石，分子量为100）的40%，因此，去除等量的二氧化硫所需的氧化镁要比钙基少得多，而且MgO又以粉状供货，脱硫剂供给系统也比钙基脱硫大大简化，降低了系统的造价。比较表明，氧化镁脱硫设备的造价一般可比石灰石/石膏法低10～15%左右。D运行费用低由于镁基工艺的耗电量比石灰石/石膏法低约一半，加上投资较低，虽然脱硫剂成本较高，但综合脱硫成本一般比石灰石/石膏法低10～15%左右。E副产品回收的经济效益高镁基工艺的直接副产物是亚硫酸镁,经氧化后形成硫酸镁。脱硫工艺实际产出的是含少量硫酸镁的亚硫酸镁副产物。只有经强制氧化产生主要成分为硫酸镁的副产物。两种脱硫副产物都具有市场利用价值,其处理和利用形式应该“因地制宜”,取决于技术经济的比较和在特定项目中的可行性。F应用领域燃煤发电锅炉、热电联产锅炉、集中供热锅炉、烧结机、球团窑炉、焦化炉、玻璃窑炉等烟气脱硫。氧化镁在我国储量丰富，主要集中在辽宁、山东等地，采用该工艺时应考虑脱硫剂的运输成本，对于产地周围和沿海地区的脱硫项目，该脱硫工艺较其它脱硫工艺具有很大的优势。图3-4氧化镁湿法脱硫工艺流程图（4）氨水洗涤法脱硫工艺eq\o\ac(○,1)工作原理氨水洗涤法脱硫工艺（简称：氨法脱硫）与石灰-石膏法脱硫工艺类似，它是以液氨或氨水作为脱硫剂的一种先进、高效、经济的脱硫系统。在吸收塔内，吸收溶液与烟气接触混合，烟气中的二氧化硫与溶液中的(NH4)2SO3和NH4HSO3进行化学反应从而被脱除，最终反应产物为硫酸氨晶体。eq\o\ac(○,2)反应过程A吸收SO2+(NH4)2SO3+H2O→2NH4HSO3B中和NH3+NH4HSO3→(NH4)2SO3C氧化2(NH4)SO3+O2→2(NH4)2SO4eq\o\ac(○,3)系统组成脱硫系统主要由烟气系统、吸收塔系统、吸收剂制备系统、浓缩塔系统、副产品处理系统、废水处理系统、公用系统（工艺水、压缩空气、事故浆液罐系统等）、电气控制系统等几部分组成。eq\o\ac(○,4)工艺流程锅炉/窑炉→除尘器→引风机→浓缩塔→吸收塔→烟囱来自于锅炉或窑炉的烟气经过除尘后在引风机作用下进入浓缩塔、吸收塔，吸收塔为逆流喷淋空塔结构，集吸收、氧化功能于一体，上部为吸收区，下部为氧化区，经过除尘后的烟气与吸收塔内的循环浆液逆向接触。系统一般装2-3台浆液循环泵，每台循环泵对应一层雾化喷淋层。当只有一台机组运行时或负荷较小时，可以停运1层喷淋层，此时系统仍保持较高的液气比，从而可达到所需的脱硫效果。吸收区上部装二级除雾器，除雾器出口烟气中的游离水份不超过75mg/Nm3。吸收SO2后的浆液进入循环氧化区，在循环氧化区中，亚硫酸氨被鼓入的空气氧化成硫酸氨晶体。同时，由吸收剂制备系统向吸收氧化系统供给新鲜的氨水或液氨（利用液氨蒸发通过氧化风管进入吸收塔），用于补充被消耗掉的氨水，使吸收溶液保持一定的pH值。反应生成物溶液达到一定密度时先排至吸收塔前的浓缩塔，经浓缩后进入脱硫副产品系统，经过脱水形成硫酸氨晶体，进一步干燥、包装成袋后商业化利用。eq\o\ac(○,5)工艺特点A脱硫效率高，可保证98%以上；B系统能耗低；C对煤种变化、负荷变化的适应性强，适用于高硫煤；D副产品回收的经济效益高；E具有一定的脱硝功能。eq\o\ac(○,6)应用领域燃煤发电锅炉、热电联产锅炉、集中供热锅炉、烧结机、球团窑炉、焦化炉、玻璃窑炉等烟气脱硫。选取该工艺应充分考虑氨水或液氨的来源，不宜长距离运输，最好厂区附近有废氨水，同时副产品能够就近利用。由于氨水输送时密封要求高，且需防止脱硫过程中逃逸，系统较为复杂，因而脱硫系统投资较高。图3-5氨水吸收法工艺流程图（5）湿法氧化脱硫工艺湿法氧化脱硫工艺是一系列脱硫工艺的总称，其特征是采用碱性溶液与气体中的酸性硫化物反应，生成不易气化的硫化物，再将产品进行回收利用。该工艺根据活性物质及碱液的不同主要分为11中类型：eq\o\ac(○,1)改良ADA法图3-6改良ADA法工艺流程图ADA法又称为蒽醌二磺酸钠法，在英国，法国，加拿大等国家应用较多，也是我国采用的较多脱硫工艺之一。母液由蒽醌二磺酸钠和纯碱水溶液构成的一元催化体系称为ADA法；母液由蒽醌二磺酸钠，五氧化二矾和酒石酸钾构成二元催化体系成为改良ADA法。该方法最大的缺点是对设备腐蚀严重，能耗高。在国内正逐渐被其他方法取代。eq\o\ac(○,2)TH法图3-7TH法工艺流程图TH法称为塔卡哈克斯法，是日本新日铁公司的技术。该工艺以煤气中的氨及氨水蒸馏出的氨为碱液，1,4-萘醌-2-磺酸钠为催化剂脱氰，之后脱硫。优点是不需要外加碱源，而且操作简单，占地面积小。但它运行成本高，脱硫效果低，催化剂需要进口，因此国内很少使用该工艺。宝钢曾采用该工艺进行脱硫脱氰。eq\o\ac(○,3)FRC法图3-8FRC法工艺流程FRC法称为苦味酸法，是由日本大阪煤气公司开发的工艺。该工艺以煤气中的氨为碱源，苦味酸为催化剂。该工艺的优点是脱硫效率高，成本小，能避免二次污染。缺点是工艺流程长，占地多，适合大工程使用。宝钢焦化三期工程使用的是该工艺。eq\o\ac(○,4)PDS法PDS法是东北师范大学开发的一种脱硫工艺，于1994年应用于上海浦东煤气厂。PDS为双核酞菁钴磺酸钠催化剂，反应过程中同时加入助催化剂和碱性物质。采用改良ADA法的脱硫装置只需增加一些PDS溶液滴加设备，既可改为PDS法。该工艺的主要优点是对无机硫脱硫效率高，产品容易分离，但脱硫效果不稳定，脱除有机硫效率低。唐钢炼焦制气厂采用PDS脱硫系统去除废气中的硫。昆明焦化制气厂于2004年用PDS发代替ADA法脱硫。eq\o\ac(○,5)HPF法图3-9HPF法工艺流程图HPF法是鞍山焦化耐火材料设计研究院和无锡焦化厂联合开发的高效脱硫工艺。HPF法是PDS法的改进工艺，HPF是对苯二酚，PDS催化剂及硫酸亚铁组成的复合催化剂。该工艺的优点是催化剂活性高，操作简单，装置少，但得到的硫磺质量低，废液对周围环境危害大。山西美锦集团等企业均使用HPF法。eq\o\ac(○,6)888法图3-10888法工艺流程图888脱硫催化剂是长春东狮公司研究开发的无毒高效，属一元催化法脱硫催化剂产品。由于其特殊的化学结构，而具有极强的吸氧载氧能力，催化活性强。888脱硫催化剂的主要成分是酞菁钴磺酸铵金属有机化合物，碱源是碳酸钠。该工艺催化活性好，消耗低，脱硫效率稳定，适合多种类型的气体液体脱硫，现已走向国际市场。山东民生煤化有限公司，河北迁安化肥股份有限公司等企业均采用888法脱硫。山西海资焦化有限公司于2009年用888法代替ADA法脱硫。eq\o\ac(○,7)MSQ法图3-11MSQ法工艺流程图MSQ法由郑州大学开发，以碳酸钠（或氨水）为碱性吸收介质，对苯二酚，水杨酸和硫酸锰复配组成复合催化剂。该方法操作弹性大，运行成本低，塔阻力小，但其脱硫效率较低。SMQ型脱硫催化剂在山东，江苏等省市均有应用。eq\o\ac(○,8)OPT法图3-12OPT法工艺流程图OPT法由鞍山热能研究院与苏钢焦化分厂研究而成的。该工艺以氨为碱源，以OP型复合催化剂为脱硫催化剂以及脱硫废液提供硫氰化铵等产品的一种煤气脱硫方法。OPT法减轻了气体对设备的腐蚀，降低能耗，能充分利用煤气中的氨，节省资本，而且工艺流程短，脱硫效果好，操作弹性大。eq\o\ac(○,9)DDS法图3-13DDS法工艺流程图DDS法是由北京大学魏雄辉博士发明的专利技术，其创造性的将生物技术与湿法脱硫技术相结合，解决了“络合铁法”脱硫溶液中络合铁易降解且消耗高的问题。“铁—碱溶液催化法气体脱碳脱硫脱氰技术的简称”，这是一种新型的脱硫技术。DDS溶液由DDS催化剂（附带有好氧菌），DDS催化剂辅料，B型DDS催化剂辅料，活性碳酸亚铁，碳酸钠（或碳酸钾）和水组成。该工艺具有脱硫效率高，能耗低，综合效益高等优点。DDS脱硫技术以其独特的技术特点和突出的脱硫能力正逐渐被广大企业所认可，并呈现出良好的市场前景。山东省垦利县化肥厂于2000年改用DDS脱硫技术，鲁西化工集团东阿化肥厂，江苏灵谷化工股份有限公司，阳煤平原化工有限公司，福建顺昌富宝实业有限公司等企业均采用DDS脱硫工艺。eq\o\ac(○,10)TV法图3-14TV法工艺流程图TV法称为栲胶法，栲胶是由许多结构相似的酚类衍生物组成的复杂混合物，主要含有丹宁及水不溶物等。栲胶分子式为C14H10O9，是两个没食子酸缩合的产物。丹宁分子中含有的羟基对于金属离子有一定的络合作用，在脱硫过程中又是催化剂又是络合剂，可以有效的防止系统中钒的流失。该工艺的缺点是管道容易淤积硫，栲胶需要预处理等缺点。山西金象煤化工有限公司，湖南湘氮实业有限公司等采用烤胶法脱硫工艺。eq\o\ac(○,11)AS法图3-15AS法工艺流程图AS法脱硫脱氰工艺是20世纪80年代由德国引进的先进脱硫技术。被我国各大焦化厂普遍采用。推动了我国煤气脱硫技术的进步。AS法容易出现的问题是换热器容易堵塞，氨水系统易腐蚀等缺点。现今，应用最多的AS法与烤胶法，克劳斯装置等技术的组合应用。首钢，石家庄焦化集团等采用AS脱硫工艺。（6）醇胺法图3-16醇胺法脱硫工艺流程醇胺法包括一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)、二甘醇胺(DGA)、二异丙醇胺(DIPA)、甲基二乙醇胺(MDEA)法等。醇胺法是常用的天然气脱硫方法，在脱硫的同时，也可根据需要脱除部分CO2。醇胺法在山东，四川等工厂有广泛的应用。2007年，永坪炼油厂改用醇胺法脱硫，脱硫效果及产品质量均得到提高。（7）热碱钾法图3-17热碱钾法工艺流程1热碱钾法采用的是较高浓度的碳酸钾水溶液做吸收剂，可以直接吸收煤气中的硫化氢和氰化氢。该方法吸收酸气速率慢，效率低，已逐渐被催化热钾碱法取代。催化热钾碱法就是在碳酸钾溶液里加入一定量的催化剂，加快反应速率。图3-18热碱钾法工艺流程2真空碳酸钾法是利用碳酸钾溶液直接吸收酸性气体，脱硫装置在粗苯回收后面，位于焦炉煤气工艺流程末端。该工艺开始是由德国引进而来的，使用该方法脱硫脱氰后的酸性气体，既可以采用克劳斯法生产元素硫，也可以使用接触法生产硫酸。之后，中野焦耐公司在吸收国内外真空碳酸钾先进技术及生产实践的基础上，与高等院校合作开发了具有自主产权的新工艺，已在宝钢股份化工公司梅山分公司，陕西焦化，邯郸新区焦化厂等工厂得到应用。该工艺脱硫脱氰效率高，反应速率快。3.3.2烟气脱硫方案的选择表3-4脱硫方案比选脱硫工艺湿法半干法干法石灰石/石膏湿法钠法双碱法氧化镁氨法海水法喷雾干燥法炉内喷钙循环流化床等离子体脱硫效率﹪90~9890~9890~9890~9890~9870~9070~8560~7560~90≧90吸收剂CaCO3NaOHNaCO3NaOHMg(OH)2CaOMgONH3海水CaOCaOCaONH3可靠性高高高高一般高一般一般高高结垢易结垢不结垢不结垢不结垢不结垢不结垢易结垢易结垢易结垢不结垢堵塞堵塞不堵塞不堵塞不堵塞不堵塞不堵塞堵塞堵塞堵塞不堵塞占地面积大小中小大中中中中中运行费用高很高一般低高低一般一般一般一般投资大小较小小大较小较小小小大我国由于地域辽阔，各地经济条件，燃煤煤质、脱硫剂来源、环保要求等不尽相同，结合相关材料，该锅炉脱硫技术的选用应考虑以下主要原则：（1）技术成熟、运行可靠，至少在国外已有商业化先例，并有较多的应用业绩。（2）脱硫后烟气中的SO2达到关中地区重点行业大气污染物排放限值。（3）脱硫设施的投资和运行费用适中，脱硫剂供应有保障，占地面积小，脱硫产物可回收利用或卫生处理处置。综合以上的分析和要求，以及从表3-3中看出，石灰-石膏法效率高，可靠性好。所以此次设计选用石灰－石膏法作为该锅炉的脱硫工艺。

4除尘单元工艺设计4.1除尘系统的组成除尘系统由集气吸尘罩、进气管道、除尘器、排灰装置、风机、电机、消声器和排气烟囱等组成。它是利用风机产生的动力，将含尘气体从尘缘经抽风管道进入除尘设备内净化，净化后的气体经排气烟囱排出，回收的粉尘由排灰装置排出。由于此次设计烟气从锅炉出来，直接经过进气管道进入除尘器，所以不设置集气吸尘罩。4.2除尘器的选型设计经过第四节的方案比选，此次设计选择袋式除尘器。但是袋式除尘器的种类很多，因此，其选型计算显得特别重要，选型不当，如设备过大，会造成不必要的经济损失；设备选小会影响生产，难于满足环保要求。一般来说，应通过计算过滤气速、过滤面积、滤料及设备阻力，再选择设备类别型号。4.2.1处理气体量的计算前面已经算过，此次设计处理气体量为：176997m3/h。4.2.2过滤风速的选取过滤风速的大小，取决于含尘气体的性状、织物的类别以及粉尘的性质，一般按除尘器样本推荐的数据及使用者的实践经验选取。多数反吹袋式除尘器的过滤风速在0.6～1.3m/s之间，脉冲袋式除尘器的过滤风速在1.2～2m/s左右，玻璃纤维袋式除尘器的过滤风速约为0.5～0.8m/s。下表所列为可选取参考的过滤风速。表4-1袋式除尘器的过滤风速单位：m/min粉尘种类清灰方式自行脱落或手动振动机械振动反吹风脉冲喷吹炭黑、氧化硅铝、锌的升华物以及其他在气体中由于冷凝和化学反应形成的气溶胶、活性炭、由水泥窑排出的水泥0.25～0.40.3～0.50.33～0.00.8～1.2铁及铁合金的升华物、铸造尘、氧化铝、水泥、由水泥窑排出的水泥、石灰、塑料、铁的氧化物、焦粉、煤粉0.28～0.150.4～0.650.45～1.01.0～2.0滑石粉、煤、喷砂清理尘、飞灰、炭黑、高领土、石灰石、矿尘、铝土矿、水泥（来自冷却器）0.30～0.500.50～1.00.6～1.21.5～3.0此次设计选用脉冲式袋式除尘器，因此过滤风速取1.1m/min。4.2.3过滤面积的确定根据通过除尘器的总气量和选定的过滤速度，计算其过滤面积为： S=Q60ϑ=4.2.4除尘器的选型根据此次设计处理的气体量、过滤风速、过滤面积以及除尘效率99.3%（第三节已计算），选择LCM-2800离线脉冲袋式除尘器。此类除尘器是一种处理风量大、清灰效果好、除尘效率高、运行可靠、维护方便、占地面积小的大型除尘设备。（1）构造特点eq\o\ac(○,1)除尘器主要由箱体、灰斗、进风均流管、出口风管、支架、滤袋及喷吹装置、卸灰装置等组成。它采用薄板型提升阀实现离线三状态，清灰技术先进、工作可靠、eq\o\ac(○,2)设计合理的进风均流管和灰斗导流技术解决了一般袋式除尘器常产生的各分室气流不均匀的现象。eq\o\ac(○,3)滤袋上端采用弹簧胀圈型式，密封好，维修更换布袋笼准长度为6m，还可根据需要增加1～2m。eq\o\ac(○,4)电磁脉冲阀易损件膜片的使用寿命大于100万次。除尘器控制可采用先进的程控器，具有差压、定时、手动3种控制方式，对除尘器离线阀、脉冲阀卸灰阀等实现全面系统控制。（2）性能参数含尘气体从除尘器的进风均流管进入各分室灰斗并在灰斗导流装置的导流下，大颗粒的粉尘被分离直接落入灰斗，而较细粉尘吸附在滤袋的外表面上，干净气体透过滤袋进入上箱体，并经各离线阀和排风管排入大气。随着过滤的进行，滤袋上的粉尘越积越多，当设备阻力达到限定的阻力值时，由清灰控制装置按差压设定值或清灰时间设定值自动关闭一室离线阀后，按设定程序打开电控脉冲阀、进行停风喷吹，使滤袋内压力骤增，将滤袋上的粉尘抖落至灰斗中，由排灰机构排出。（3）外形尺寸表4-2双排布置除尘器外形尺寸代号外形尺寸进风口尺寸出风口尺寸H1H2nLAA1A2n1aBB1B2mbm1尺寸/mm78507250682802250210020401775265025002400209576此次设计中除尘器的滤料选用迷特聚酯针刺毡，这种滤料克服了普通聚酯针刺毡使用温度长时间超过130℃出现的收缩现象而开发出的工作温度在150℃-170℃的新型滤料。4.3输排灰系统的设计除尘器收集的粉尘，需要从除尘器排出并输送到适当的地点加以储存、回收、利用。因此，输排灰系统是除尘工程设计的一个环节，是大、中型除尘系统不可缺少的组成部分。输排灰系统包括排灰装置、输灰装置、储运装置等。4.3.1输排灰装置工作原理和分类（1）输排灰装置工作原理图4-1输排灰系统工作原理图如上图所示，输灰系统由卸灰阀、螺旋输送机、斗式提升机、储灰罐、汽车等组成。除尘器各灰斗的粉尘首先分别经过卸灰阀排到螺旋输送机上，并把灰卸到斗式提升机下部，粉尘经提升到一定高度后卸至储灰罐；储灰仓的粉尘积满（约4/5灰罐高度）后定时由吸尘车拉走，无吸尘车时，可由储灰罐直接把粉尘经卸灰阀卸到拉尘车上运走，为了避免粉尘飞扬可用加湿机把粉尘喷水后再卸到拉尘汽车上。（2）输排灰装置分类和主要性能eq\o\ac(○,1)输排灰装置分类按输送装置的动力，分为机械输送装置和气力输送装置。按输灰装置的性能分为：A向下输送，如卸灰装置；B水平输送，如刮板输送机、皮带输送机、螺旋输送机；C向上输送，如斗式提升机；按输送是否用水，分为干式输送装置和湿式输送装置。此次设计选择机械输送装置，水平输送及干式输送装置。eq\o\ac(○,2)输排灰装置的性能输排灰装置选用的原则主要是考虑除尘器的规模大小。依照除尘器的需要确定输排灰装置；其次是应注意避免粉尘在输送过程的飞扬；第三是输送装置简单，便于维护管理，故障少，作业率高。各种输灰装置的性能见表4-3表4-3各种输灰装置性能表序号设备名称气力输送胶带输送机螺旋输送机埋刮板输送机斗式提升机车辆1积存灰无无有有有无2布置自由直线、曲线直线直线、曲线直线自由3维修量较大较小较大大大较小4输送量约100约300约10约50约100约105输送距离/m10-2501000205020不限6输送高度/m5010210307粉尘最大粒度/mm30不限<10<10<308粉尘流动性不限不限不适用砂状尘不适用流动性尘不限不限9粉尘吸水性不适用吸水性强的不限不适用含水量大的不限不限不限通过比较，此次设计输灰装置主要选择螺旋输送机、斗式提升机和吸尘车。4.3.2粉尘的机械输送粉尘的机械输送装置包括卸灰阀、螺旋输送机、斗式提升机和拉尘用罐式汽车，下来主要介绍此次设计中选用的机械输灰装置。（1）排尘装置的选用原则eq\o\ac(○,1)除尘器的排灰装置应能顺利地排出粉尘，并保持较好的气密性，以免漏风导致净化效率的降低；eq\o\ac(○,2)选择排灰装置时需了解排出粉尘的状态（干粉状或泥浆状）、排灰制度（间歇或连续）、粉尘性质、排尘量和除尘器排尘口处的压力状况等。eq\o\ac(○,3)排灰装置的上方需有一定高度的灰柱，以形成灰封，保证除尘器排尘口处的气密性。灰封高度可按下式计算：H式中：H―灰柱高度，mm∆P―R―粉尘的堆积密度，g/cmeq\o\ac(○,4)排灰装置的排尘量应小于运输设备的能力。当采用搅拌或混合设备加湿除尘器排出的干粉尘时，要选用能均匀定量给料的卸尘装置，如回转卸灰阀、螺旋卸灰阀等。eq\o\ac(○,5)靠杠杆原理工作的卸灰装置，如闪动卸灰阀、翻板卸灰阀等应垂直安装，并注意调节。（2）卸灰阀卸灰阀有圆锥式卸灰阀、舌板式卸尘、螺旋卸尘阀、星形卸灰阀、双翻板卸尘阀、双层卸灰阀及湿式排浆阀等，由于星形卸灰阀体积小，质量轻、能力大、维修操作方便等特点，所以此次设计采用星形卸灰阀。根据除尘器插板阀法兰尺寸，安装在除尘器插板阀下方的星形卸灰阀选用YJD-B10（12个）；根据储灰仓插板阀法兰的尺寸，安装在储灰仓插板阀下方的星形卸灰阀选用YJD-6（一个）。其外形见图4-2，外形尺寸见表4-4。图4-2YJD-B系列星形卸灰阀此次设计中选用的星形卸灰阀的尺寸为：表4-4YJD-B系列星形卸灰阀尺寸单位：mm型号ABCEFMH孔直径YJD-B6∅300260∅200约5504301503008-∅11YJD-B10∅360320∅260约6204901803608-∅17（3）螺旋输送机eq\o\ac(○,1)选用注意事项A螺旋输送机适用于水平或倾斜度小于20°情况下输送粉状或粒状物料，不适用于输送温度高、粘性或腐蚀性强的物料，也不适合输送砂状物料，如氧化铝料等；B输送物料的温度应小于200℃，环境温度为-20～50℃；C螺旋输送机长度由3m起，中间段为每隔0.5～5m为一级，直到50m。但为可靠起见，螺旋输送机长度不宜超过20m。D设计时应将驱动装置及出料口装在头节（有止推轴承）处，使螺旋轴处于受拉状态较为有利；E螺旋输送机输送物料量通常小于10m³/h。eq\o\ac(○,2)螺旋输送机计算此次设计中螺旋输送机由两个螺旋输送机和一个集合螺旋输送机组成，在下文中分别称为Ⅰ号螺旋输送机（直接安装于除尘器下面的输送机）和Ⅱ号输送机（集中输送机）。下面分别计算两类输送机的各种参数值。Ⅰ类输送机A理论灰量设计粉尘的排放浓度为20mg/m3（标），换算成工况（温度为150℃）下的浓度为12.9mg/m3；理论B螺旋直径输送的物料无强烈粘性时，螺旋直径可按下式计算：D式中：D―螺旋直径，mK―物料综合特性的经验系数，取0.11Q―输送量，t/hΨ―物料的充填系数，0.25ρ―物料的堆积密度，1.2t/m3C―螺旋输送机倾斜安装时输送量的校正系数,1则将数据带入上式，即得：D=0.104m圆整为0.15mC螺旋输送机转速为防止物料受切向力过大而被抛起影响物料的输送，选用螺旋输送机时，应控制螺旋轴的极 限转速。极限转速可按下式计算：n式中：n―螺旋输送机转速，r/minA―物料综合特性系数将数据带入上式：得

n=142r/min按上式求得的螺旋转速应小于从表4-5中选择的标准转速表4-5GX型输送机螺旋轴转速系列单位：r/min20303545607590120120190则将转速圆整为75r/min。D螺旋输送机的轴功率螺旋轴上的所需的功率可按下式决定：P式中：P0―轴功率，KWk―功率备用系数，可取1.2-1.4，此次取1.3ω0―L―螺旋输送机水平投影长度，取12mH―螺旋输送机垂直投影高度，0m《除尘工程设计手册》张殿印，王纯主编，P254-259《环境工程专业毕业设计指南》柴晓丽，冯沧，党小庆编，P190-191表4-6物料阻力系数ω0物料特性物料名称举例无磨琢性（干的）煤粉1.2无磨琢性（湿的）石英粉1.5半磨琢性块煤2.5磨琢性砂、水泥、焦炭3.2强烈磨琢性炉灰、石灰、砂矿4.0则将数据代入上式得：

P=0.103KWE螺旋输送机驱动装置的额定功率螺旋机驱动装置的额定功率按下式确定：P式中：P―驱动装置额定功率，KWη―驱动装置总功率，与减速机直连时η=0.94将数据代入上式，得：

P=0.110KWⅡ类输送机（集合输送机）A理论灰量如前面计算，理论灰量为526.30kg/h，此次输灰量按两个除尘器总产生的量进行计算。B螺旋直径输送的物料无强烈粘性时，螺旋直径可按下式计算：D=K×式中：D―螺旋直径，mK―物料综合特性的经验系数，取0.11Q―输送量，t/hΨ―物料的充填系数，0.25ρ―物料的堆积密度，1.2t/m3C―螺旋输送机倾斜安装时输送量的校正系数,1则将数据带入上式，即得：D=0.11×=0.182m圆整为0.2mC螺旋输送机转速n=式中：n―螺旋输送机转速，r/minA―物料综合特性系数将数据带入上式：得

n==122r/min将转速圆整为75r/min。D螺旋输送机的轴功率螺旋轴上的所需的功率可按下式决定：P式中：P0―轴功率，KWk―功率备用系数，可取1.2-1.4，此次取1.3ω0L―螺旋输送机水平投影长度，取14mH―螺旋输送机垂直投影高度，0m则将数据代入上式得：

P=0.23KWE螺旋输送机驱动装置的额定功率螺旋机驱动装置的额定功率按下式确定：P=式中：P―驱动装置额定功率，KWη―驱动装置总功率，与减速机直连时η=0.94将数据代入上式，得：

P==0.25KWeq\o\ac(○,3)螺旋输送机的选型此次设计根据前面计算：表4-7螺旋机的型号及其他参数类别螺旋直径mm水平输送长度螺旋轴转速（r/min）螺距mm驱动装置型号电动机型号减速器型号Ⅰ类螺旋输送机∅1501275120Y2125型Y型（转速1500r/min,极数4）JZQ型（装配方式右-1Z，左-2Z）Ⅱ类螺旋输送机14外形图如下：图4-3GX型螺旋输送机外形图此次设计中，螺旋输送机是根据输灰量进行选择的，所选的螺旋输送机（分）满足三个灰斗同时排灰，螺旋输送机（合）满足两个除尘器的排灰，也就是说，十二个灰斗的灰同时输送也可以满足，因此此次设计输灰方式为连续输灰。（4）斗式提升机eq\o\ac(○,1)斗式提升机类型可按运送货物的方面分为直立式和倾斜式，一般采用直立式提升机。斗式提升机的型式分为D型、HL型、PL型，其主要特点、用途及型号见表根据上表，此次设计选用D型。为了适应被输送物料的不同掏取与投出特性，料斗分为深圆底形与浅圆斗形，输送干燥、松散、易于投出的物料，宜用深圆底形料斗，此次设计可采用深圆斗形料斗。eq\o\ac(○,2)斗式提升机的计算A料斗的选择由式i式中：G―斗式提升机能力,7.46t/hI0―料斗容积，LA―相邻两料斗距离，0.3mV―料斗的提升速度，1m/sρ―物料堆积密度，t/m3Ψ―填充系数，0.8，按下表取值《除尘工程设计手册》张殿印，王纯主编，P279-283表4-8填充系数Ψ值物料名称填充系数Ψ物料名称填充系数Ψ粉末状物料0.75-0.95块度在50-100mm的中块物料0.5-0.7块度在20mm以下的粒状物料0.7-0.9块度在100mm的大块物料0.4-0.6块度在20-50mm的小块物料0.6-0.8潮湿的粉末和粒状的物料0.6-0.7经过计算i=0.228l/m采用q制法，取i0/a=2.16l/m，则料斗容积I0为0.648L，此时斗式提升机的提升能力为7.46t/h。B功率计算斗式提升机所需要的驱动功率决定于料斗运动时所克服的一系列阻力，其中包括提升物料的阻力、运行部分的阻力、料斗挖料时所产生的阻力（此项阻力较为复杂，只能通过实验确定）。斗式提升机驱动轴上所需的原动机功率P0（未考虑驱动机构效率）可近似地按下式计算：

P式中：G斗式提升机提升能力，t/hH―提升高度，mqo―牵引构件和料斗的每米长度质量，kg/m，q0=K2Qv―牵引构件的运动速度，m/sK1、K3―系数，按下表4-9取值K2―各种不同形式提升机的阻力系数表4-9K1、K2、K3取值生产能力Q/t·h-1提升机形式带式单链式双链式料斗形式深斗和浅斗二角斗深斗和浅斗三角斗深斗和浅斗三角斗系数K2<100.61.110-01.225-500.450.600.60.831.050-1000.400.550.50.300.81.10>1000350.500.60.90系数K12.52.001.25系数K31.6001.30.80将数据代入上式，则可得

P=0.25KW电动机所需功率（P）按下式计算：P式中:η―传动装置总效率，且满足η=η1·η2=0.94×0.95=0.9，其中η1为LQ型减速器的传动效率，η1=0.94，η2―三角皮带的传动效率，η2=0.95K'―功率储备系数，当H<10m时，K'=1.45；10m<H<20m时，K'=1.25；H>20m时，K'将数据代入上式，可得P=0.40KWeq\o\ac(○,3)斗式提升机的选型表4-10斗式提升机输送性能表提升机型号D160D250D350D450S制法Q制法S制法Q制法S制法Q制法S制法Q制法输送量/(m3/h)11.8422569.548料斗容量/L1.10.67.014.515斗距/mm300400500640没米长度料斗及胶带质量/(kg/m)4.723.810.29.413.912.121.3输送胶带宽度/(mm)200300400500层数4545外胶层厚度/(mm)1.5·1.31.3/1.5料斗运行速度/(m/s)1.01.25传动滚筒转数(r/min)47.537.5根据上述计算，以及上表，选择D型（D160-Q制法）斗式提升机（5）储灰仓储灰仓（贮灰罐）是除尘输灰系统中贮存粉尘的必备装置由设备本体及辅助设备组成。设备本体包括灰斗、筒体、框架、梯子平台、气固分离装置、防棚灰装置、料位计等；辅助设备包括插板阀、卸灰阀、粉尘吸引装置、加湿机和运尘车等。eq\o\ac(○,1)设计储灰仓的要点如下：A储灰仓的贮灰量按24～48h粉尘量来算，或按运尘车1～2次运输尘量确定；B储灰仓一般设计成圆筒形，其高度大致与直径相等，对松散性状粉尘，灰仓可高些，对密度大、粘度大、颗粒微细的粉尘灰仓可矮些；C储灰仓的灰斗夹角视粉尘安息角而定；灰斗夹角一般应比粉尘安息角小2°～5°；D运尘车用真空吸尘车时储灰仓下部应配置XY15J型吸引装置，运尘车用罐式卡车时储灰仓下部应配置3GY型粉尘无尘卸灰时，以避免粉尘飞扬污染环境，用卸灰阀直接往运尘车卸灰时在卸灰阀四周应设吸尘罩；E测量储灰仓量多少的料位计应装两个（1个高料位计和一个低料位计），料位计种类有电容式、阻旋式、振棒式等；F防棚灰装置有空气炮和振打电机两种，对黏而细的粉尘以选空气炮为宜；G气固分离装置可采用简易手动袋式除尘器，过滤面积10m2左右，如果没有气固分离装置，必须在上部安装排气管道，并接入除尘管道中。eq\o\ac(○,2)储灰仓的计算此次设计贮灰量按运尘车2次运输灰量确定（后面叙述所选运尘车），运尘车装载容积为4.5m3，则储灰仓的贮灰量为9m3。为使储灰仓贮存有空余，不完全贮满，则储灰仓的容积应大于所计算的贮灰量，此次设计取15m3。由前面叙述已知，储灰仓一般设计成圆筒形，其高度大致与直径相等，且对松散性状粉尘，灰仓可高些，所以在此次设计中，设储灰仓高为4.69m，直径为2.8m，其灰斗夹角设为60°，灰斗高度为2.25m。计算如下：H==2.25m所以储灰仓的总高度为4.69m。（6）粉料装卸罐式汽车气动粉料装卸罐式汽车主要用于粉尘运输，它能自动迅速的完成装卸任务，以减轻繁重的体力劳动，特别是可防止卸灰时的二次污染。此次设计中选择WHZ5090GSN型罐式汽车，其技术性能见下表：表4-11WHZ5090GSN型罐式汽车型号WHZ5090GSN(WH·QD5C底盘型号EQ140J长度/mm整车全长6830质量参数/kg最大载装质量4500总宽2430空载（包括油、水备胎、工具）整车装备质量1630高（空载）2580前轴轴载2100罐体装载容积/m34.5后桥轴载2550总长3950满载最大总质量9310最大直径1450前轴轴载2390轴距前轴至后桥3950后桥轴载6950轮距前轴后轴18101800性能参数最高车速(km/h)85最大爬坡度/%≥28最小转弯直径/m＜28行驶角/(°)接近角离去角3823每百公里油耗/L28卸料性能输送水平距离/m5输送垂直距离/m15最小离地间隙265平均卸料速度/(t/min)＞0.1进料口物料通过直径中心距尾端距离Φ43C2200外形如下图：图6-4WHZ5090GSN型罐式汽车WHZ5090GSN型罐式汽车利用压缩空气进行装卸粉尘，汽车可采用外接气源，亦可按要求配备空气压缩机。空压机技术性能如下：空压机，WB-4.8/2；型式：往复摆杆式空气压缩机；额定转速：1200r/min；排量：4.8m3/min；工作压力：196kPa（2kg/cm3）。4.3.3输排灰系统的各装置的距地面高度确定此次设