烟气脱硫工艺主要设备吸收塔设计和选型4.1 吸收塔的设计吸收塔是脱硫装置的核心，是利用石灰石和亚硫酸钙来脱去烟气中二氧化硫气体的主要设备，要保证较 高的脱硫效率，必须对吸收塔系统进行详细的计算，包括吸收塔的尺寸设计，塔内喷嘴的配置，吸收塔底 部搅拌装置的形式的选择、吸收塔材料的选择以及配套结构的选择(包括法兰、人孔等)4.1.1 吸收塔的直径和喷淋塔高度设计本脱硫工艺选用的吸收塔为喷淋塔，喷淋塔的尺寸设计包括喷淋塔的高度设计、喷淋塔的直径设计4.1.1.1 喷淋塔的高度设计 喷淋塔的高度由三大部分组成，即喷淋塔吸收区高度、喷淋塔浆液池高度 和喷淋塔除雾区高度但是吸收区高度是最主要的，计算过程也最复杂，次部分高度设计需将许多的影响 因素考虑在内而计算喷淋塔吸收区高度主要有两种方法：(1) 喷淋塔吸收区高度设计(一)达到一定的吸收目标需要一定的塔高通常烟气中的二氧化硫浓度比较低吸收区高度的理论计算式为h=HOXNTU (1)其中：H0为传质单元高度：H0=G /(ka) (k为污染物气相摩尔差推动力的总传质系数，a为塔内单位 0 m y a体积中有效的传质面积)NTU为传质单元数，近似数值为NTU=(yi-y2)/ ^ym，即气相总的浓度变化除于平均推动力厶丫皿二 (△yi-^y2)/ln(^yi/^y2)(NTU是表征吸收困难程度的量，NTU越大，则达到吸收目标所需要的塔高随之 增大。
根据(1)可知:G *h=HOXNTU=T^kayy - yAymG * 儿-yk a (y -y*)-(y -y*)y 11 2 2-ln(叮 y*)y - y *22k a = k a =9 81x10 -4 G 0.7 W 0.25 ⑷yY(2)k a 二 dW 0.82 ⑷L其中：y1?y2为脱硫塔内烟气进塔出塔气体中SO2组分的摩尔比，kmol(A)/kmol(B) y1*, y2* 为与喷淋塔进塔和出塔液体平衡的气相浓度， kmol(A)/kmol(B) k a为气相总体积吸收系数，kmol/(m3- h • kp ) yax2，X]为喷淋塔石灰石浆液进出塔时的SO2组分摩尔比，kmol(A)/kmol(B) G 气相空塔质量流速，kg/(m2 • h)W 液相空塔质量流速，kg/(m2 • h)y]X=mX], y2X=mx2 (m为相平衡常数，或称分配系数，无量纲)kya为气体膜体积吸收系数，kg/(m2 . h • kPa)kLa为液体膜体积吸收系数，kg/(m2 • h • kmol/m3) 式(2)中°为常数，其数值根据表2[4]表3温度与°值的关系温度/1015202530°0.00930.01020.01160.01280.0143( 3)喷淋塔吸收区高度的计算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，以匚表示。
首先给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除于吸收容积，得到单位时间单位体积内的二氧化硫吸收(3)其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度， kg/m3为给定的二氧化硫吸收率,％;本设计方案为 95％h 为吸收塔内吸收区高度， mKo为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度(°C);K0=3600uX273/(273+t)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[8]为：G(y’-y2 ) = k a XhX (4)其中：G 为载气流量(二1 2 y m氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流量)， kmol/( m2.s)Y1,y2 分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数(标准状态下的体积分数)ky 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， kg/(m3. s)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，Ayf (△y1-^y2)/ln(^yx/^y2)(5)所以 :=G(yi-y2)/h吸收效率:=1-y1/y2按照排放标准，要求脱硫效率至少95%二氧化硫质量浓度应该低于580mg/m3 (标状态）所以 yl耳三y「0.0203%(6)又因为 G=22.4X(273+t) /273=u(流速)将式子（5）匚的单位换算成kg/（m2.s），可以写成匚=3600X旦* 273 u * y 耳 / h22.4 273 +1 1(7)100 + 50 75 厂在喷淋塔操作温度 2 二75° C下、烟气流速为u=3.5m/s、脱硫效率耳=0.95前面已经求得原来烟气二氧化硫SO2质量浓度为a （mg/m3 ）且 a=1.18X 104 mg/m3而原来烟气的流量（145 ° C时）为20X104 （m3/h）换算成标准状态时（设为Va ）已经求得 V =1.31X105 m3/h=36.30 m3/sa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SO2=36.30X1.18X10mg/m3=42.83X104mg =428.3g428.3gV =—SO2 64g / mol0.15y1= 36.30X100% 二 0.41%X 22.4 L/mol =149.91L/s=0.14991 m 3 /s~0.15 m 3 /s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又 烟气流速 u=3.5m/s, y1=0.41%,^ = 0・95,t = 75° C总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/ （m3 • s）之间[7]，取匚=6 kg/ （m3 • s）代入（ 7）式可得6=( 3600X64 X22.4273273 + 75X3.5X0.041X0.95) /h故吸收区高度h=18.33~18.3m（4）喷淋塔除雾区高度（h3）设计（含除雾器的计算和选型） 吸收塔均应装备除雾器，在正常运行状态下除雾器出口烟气中的雾滴浓度应该不大于 75mg/m3 [9] 。
除雾器一般设置在吸收塔顶部（低流速烟气垂直布置）或出口烟道（高流速烟气水平布置）,通常为二级除雾器除雾器设置冲洗水，间歇冲洗冲洗除雾器湿法烟气脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋 流板除雾器折流板除雾器 折流板除雾器是利用液滴与某种固体表面相撞击而将液滴凝聚并捕集的，气体通过曲折 的挡板，流线多次偏转，液滴则由于惯性而撞击在挡板被捕集下来通常，折流板除雾器中两板之间的距 离为20-30mm,对于垂直安置，气体平均流速为2 —3m/s；对于水平放置，气体流速一般为6 —10m/s气 体流速过高会引起二次夹带e.烟气流速通过除雾器断面的烟气流速过高或过低都不利于除雾器的正常运行，烟气流速过高易造成 烟气二次带水,从而降低除雾效率,同时流速高系统阻力大,能耗高通过除雾器断面的流速过低,不利于气液 分离，同样不利于提高除雾效率设计烟气流速应接近于临界流速根据不同除雾器叶片结构及布置形式 ， 设计流速一般选定在3.5〜5.5m/ s之间本方案的烟气设计流速为6.9m/sh.除雾器冲洗水量选择除雾器冲水量除了需满足除雾器自身的要求外，还需考虑系统水平衡的要求， 有些条件下需采用大水量短时间冲洗，有时则采用小水量长时间冲洗，具体冲水量需由工况条件确定，一般情 况下除雾器断面上瞬时冲洗耗水量约为 1-4m3/m2.hb.通过除雾器的烟气流速为了使除雾器的雾滴去除率达到 99.75% 以上，根据吸收塔出口端（即除雾器入口端）雾滴颗粒直径的 实际分布状况，直径大于17Mm的雾滴颗粒必须100%完全去除。
综上所述，除雾区的最终高度确定为3.5m，即h3=3.5m（5） 喷淋塔浆液池高度设计（设高度为 h2）浆液池容量V]按照液气比L/G和浆液停留时间来确定，计算式子如下：V 二—X V X t1 G N 1其中 L/G为液气比,12.2L/m3VN为烟气标准状态湿态容积，VN=V =39.40m3/s NNg片=2-6 min[8]，取 t1=2.8min=168s由上式可得喷淋塔浆液池体积V!=（L/G） XVNXt!=12.20X39.40X 168=80.02 m3选取浆液池内径等于吸收区内径，内径D2= D=3.8m2i而 V]=0.25 X3.14XD2XD2Xh2=0.25 X 3.14X3.8 X3.8Xh2所以 h2=7.06m（6） 喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为 h4）根据工艺要求，进出口流速（一般为12m/s-30m/s）确定进出口面积，一般希望进气在塔内能够分布均匀， 且烟道呈正方形，故高度尺寸取得较小，但宽度不宜过大，否则影响稳定性.因此取进口烟气流速为20m/s，而烟气流量为36.30 m3/s，所以可得 h2m2 x 25m/ s 二 36.30m3 / sh4=1.20m2X 1.20=2.40m(包括进口烟气和净化烟气进出口烟道高度)综上所述，喷淋塔的总高(设为H,单位m)等于喷淋塔的浆液池高度h2 (单位m)、喷淋塔吸收区高度h (单 位m)和喷淋塔的除雾区高度h3 (单位m)相加起来的数值。
此外，还要将喷淋塔烟气进口高度h4 (单位m) 计算在内因此喷淋塔最终的高度为H= h+h2+h3+ h4=18.47+7.06+3.50+2.40=31.43m 取圆整值 32m4.1.1.2 喷淋塔的直径设计根据锅炉排放的烟气，计算运行工况下的塔内烟气体积流量，此时要考虑以下几种引起烟气体体积流量 变化的情况：塔内操作温度低于进口烟气温度，烟气容积变小；浆液在塔内蒸发水分以及塔下部送入空气 的剩余氮气使得烟气体积流量增大喷淋塔内径在烟气流速和平均实际总烟气量确定的情况下才能算出来， 而以往的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量，为了更加准确，本方案将浆液蒸发水分V2 (m3/s)和氧 化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量 V3 (m3/s) 均计算在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量1) 吸收塔进口烟气量V (m3/s)计算a该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：36.30(m3/s)然而，该计算数值实质上仅仅指烟气在喷淋塔进口处的体积流量，而在喷淋塔内延期温度会随着停留时 间的增大而降低，根据PVT气体状态方程，要算出瞬间数值是不可能的，因此只能算出在喷淋塔内平均温 度下的烟气平均体积流量。
2) 蒸发水分流量V2 (m3/s)的计算 烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗，温度降低，吸收液蒸发，烟气流速迅速达到饱和状态，烟气水分由6%增至13%，则增加水分的体积流量V2 (m3/s)为：V2=0.07 X 36.30(m3/s)=2.541(m3/s)(标准状态下)( 3) 氧化空气剩余氮气量 V3 (m3/s)(4) 喷淋塔直径的计算假设喷淋塔截面为圆形，将上述的因素考虑进去以后，可以得到实际运行状态下烟气体积流量V，从g而选取烟速u,则塔径计算公式为：D = 2 X gi 兀u其中： V为实际运行状态下烟气体积流量，39.40 m3/sgu 为烟气速度， 3.5m/s丁 : 39.40因此喷淋塔的内径为 D = 2 X g =2X =3.786m~3.8mi V Ku \ 3.14 X 。