干法脱硫交流

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1、脱硫工艺方案工艺流程描述：循环流化床干法脱硫工艺系统主要由生石灰消化输送系统、循环流化床吸收塔、喷水增湿系统、 返料系统、气力输送系统、灰库、脱硫除尘器以及仪表控制系统组成，如图1-1。图1-1 循环干法工艺流程示意图工艺简介：CFB烟气脱硫工艺是八十年代末德国鲁奇(Lurgi)公司开发的一种新的干法脱硫工艺，这种工艺以循 环流化床原理为基础，通过吸收剂的多次再循环，延长吸收剂与烟气的接触时间，大大提高了吸收剂的 利用率。它不但具有干法工艺的许多优点，如流程简单、占地少，投资小以及副产品可以综合利用等， 而且能在很低的钙硫比(Ca/S= 1.11.3)情况下达到湿法工艺的脱硫效率，即95%以上

2、。实践证明，CFB烟气脱硫工艺处理能力大，对负荷变动的适应能力很强，运行可靠，维护工作量少，且具有很高的脱硫 效率。我公司在自主知识产权干法脱硫技术的基础上，结合本公司在大型火电厂烟气脱硫工程实践中积累 的丰富经验，并消化吸收国外先进技术，开发的干法循环流化床脱硫工艺，具有较高的性价比。该工艺 系统由脱硫系统、除尘系统和输灰系统等组成。是目前国内干法类脱硫技术中处理能力大、脱硫综合效 益优越的一种脱硫工艺。HCL、HF、SO2、烟气经过预除尘后由反应塔下部经过整流后进入反应塔，与消石灰颗粒充分混合, S03和其他有害气体与消石灰反应，生成 CaCL2 2H2O、CaF2、CaSO3 4/2H2

3、O、CaSC4 2 H2O和CaC03。 反应产物由烟气从反应塔上部带出。 经后布袋除尘器收集。 分离出的固体绝大部分被送回流化床反应器， 以延长吸收剂的作用时间， 提高利用效率。 将水直接喷入反应器下部， 使反应温度尽可能接近露点温度， 以提高脱硫效率。该烟气脱硫工艺的吸收剂可以直接用生石灰干消化所得的氢氧化钙细粉，由于这种消石灰颗粒很 细，因此无须磨细，即节省了购买磨机等大型设备的投资费用，也减少了能源消耗，使运行费用大为降 低。脱硫副产品呈干粉状，其化学组成与喷雾干燥工艺的副产品相类似，主要有飞灰、CaCl2、 CaSO3、CaS04、CaF2以及未反应的吸收剂等组成，其处置方法与喷雾干

4、燥的副产品基本相同。工艺原理：循环干法工艺的原理是 Ca(0H)2粉末和烟气中的S02和几乎全部的SO3、HCl、HF等酸性气体，在 Ca(0H)2粒子的液相表面发生反应，反应如下：在循环干法工艺的循环流化床内， Ca(0H)2 粉末、烟气及喷入的水分，在流化状态下充分混合，并 通过Ca(0H)2粉末的多次再循环，使得床内参加反应的Ca(0H)2量远远大于新投加的Ca(0H)2量，即实际反应的吸收剂与酸性气体的摩尔比远远大于表观摩尔比，从而使 HCl、 HF 、 S02、 S03 等酸性气 体能被充分地吸收，实现高效脱硫。工艺流程描述：从锅炉的空气预热器出来的烟气温度约 150 C左右，直接从

5、底部进入吸收塔，烟气通过吸收塔底部 的文丘里管的加速，进入循环流化床体，物料在循环流化床里进行反应；含有大量粉尘的烟气进入袋除 尘器，经袋除尘器除尘净化的烟气通过脱硫除尘器后引风机从烟囱排放；采用消石灰作为吸收剂，外购 消石灰先存入消石灰储仓内，再经计量系统加入反应塔；而经袋除尘器捕集下来的固体颗粒，一部分循 环回吸收塔进一步参加反应，一部分经仓泵输送至灰库，工艺流程附图。进入吸收塔的烟气通过吸收塔底部的文丘里管的加速，进入循环流化床体，物料在循环流化床里， 气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，充分接触，在上升的过程中，不断形成聚团物向下 返回，而聚团物在激烈湍动中又不断解体重新被气

6、流提升，使得气固间的滑移速度高达单颗粒滑移速度 的数十倍。这样的循环流化床内气固两相流机制，极大地强化了气固间的传质与传热，为实现高脱硫率 提供了保证。在文丘里的出口扩管段设一套喷水装置，喷入雾化水以降低脱硫反应器内的烟温，使烟温降至高于 烟气露点20C左右，从而使得S02与Ca(0H)2的反应转化为可以瞬间完成的离子型反应。吸收剂、循环 脱硫灰在文丘里段以上的塔内进行第二步的充分反应，生成副产物CaS03 1/2H20,还与S03、HF和HCI 反应生成相应的副产物 CaSO4 4/2H20、CaF2、CaCl2 C a（OH）2 2 H2O 等。烟气在上升过程中，颗粒一部分随烟气被带出吸收

7、塔，一部分因自重重新回流到循环流化床内，进 一步增加了流化床的床层颗粒浓度和延长吸收剂的反应时间，从而有效地保证了脱硫效率。喷入用于降低烟气温度的水，通过以激烈湍动的、拥有巨大表面积的颗粒作为载体，在塔内得到充 分蒸发，保证了进入后续除尘器中的灰具有良好的流动性能。由于S03几乎全部得以去除，加上排烟温度始终控制在高于露点温度 20C,因此烟气不需要再加热， 同时整个系统也无须任何防腐处理。净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排出， 然后转向进入脱硫后除尘器， 再通过锅炉风机排入烟囱。 经除尘器捕集下来的固体颗粒，通过除尘器下的再循环系统，返回吸收塔继续参加反应，如此循环，多 余的少量脱硫灰渣经仓

8、泵输送至灰库再通过罐车外运。我公司循环干法烟气脱硫技术的工艺、结构特点如下：1）设备使用寿命长、维护量小。塔内完全没有任何运动部件和支撑杆件，烟气流速合理，塔内磨损小，没有堆积死角，设备使用寿 命长、检修方便。2）烟气、物料、水在剧烈的掺混升降运动中接触时间长、接触充分，脱硫效率高。由于设计选择 最佳的烟气流速，使得气固两相流在吸收塔内的滑移速度最大，脱硫反应区床层密度高，颗粒在吸收塔 内单程的平均停留时间长， 烟气在塔内的气固接触时间高达 6 秒以上，使得脱硫塔内的气固混合、 传质、 传热更加充分，优化了脱硫反应效果，从而保证了达到较高的脱硫效率。3）控制简单。工艺控制过程主要通过三个回路实

9、现（如下图 1-2），这三个回路相互独立，互不影响。脱硫剂给料量控制根据脱硫反应塔入口和出口烟气中 S02浓度控制消石灰粉的给料量，以确保烟囱排烟中S02的排放 值达到标准。循环灰量控制干法吸收塔内的固 /气比（固体颗粒浓度）是保证其良好运行的重要参数。沿床高度的固/气比可以通过沿床高度底部和顶部的压差 P来表示。固/气比越大，表示固体颗粒浓度越大，因而床的压力损失 越大。根据沿床高度底部和顶部的压差 AP来控制反应器进口的回灰量，将 AP控制在一定范围内，从而 保证床内必需的固/气比，使反应器始终处于良好的运行工况。AP的最大值由锅炉引风机所能克服的最大阻力和电除尘器的除尘效率所决定。脱硫烟

10、温控制根据反应塔顶部处的烟气温度直接控制反应器底部的喷水量。以确保反应器内的温度处于最佳反应 温度范围内。喷水量的调节方法一般采用回水调节阀，通过调节回流水压来调节喷水量。雾化喷嘴喷嘴型式可根据具体情况选单相喷嘴和两相流两种型式。ESP究压机图1-2循环干法工艺控制回路图4）单塔处理能力大，已有大型化的应用业绩。通过采用一个塔内配置多个文丘里管的结构，单塔理论上最高可处理2.5 106Nm3/h的烟气。同类型 配置单个文丘里单塔流化床系统已在山西XX电厂（200MW燃煤机组）上得到成功运行。为克服单个大文丘里喷嘴的缺点，以便适于处理大烟气量，在该工艺中采用一种入口为多个文丘里 喷嘴的吸收塔，其

11、优点：一是减少单个喷嘴的高度和自由射流区的长高，由于在自由射流区内颗粒物的 含量较低，减少其长度，可增大有效反应空间；使烟气与固体颗粒物的混合得到加强。5）采用计算机直接模拟底部进气结构，保证了脱硫塔入口气流分布均匀。为了适应处理大烟气量，必须采用一塔多个文丘里喷嘴结构的吸收塔，还必须使进入塔内的烟气流场分布较为均匀，否则因各个喷嘴流速差异较大，可能导致固体颗粒物从某个喷嘴向下滑落。为了解决布气不均匀造成塔内形成不均匀的固体颗粒分布的问题，我们采用了直接数值模拟的蒙特 卡洛方法（DSMC）对脱硫塔内的气固两相流动进行直接模拟。通过计算机全尺寸直接模拟，来确定脱 硫塔底部进气结构，从而保证了脱硫

12、塔入口气流分布均匀。6）无须防腐。S03,烟气温吸收塔内具有优良的传质传热条件，使塔内的水分迅速蒸发，并且可脱除几乎全部的 度高于露点20C以上，可确保吸收塔及其下游设备不会产生腐蚀7）良好的入口烟气二氧化硫浓度变化适应性。当煤的含硫量或要求的脱硫效率发生变化时，无需增加任何工艺设备，仅需调节脱硫剂的耗量便可 以满足更高的脱硫率的要求。其它在燃用煤种符合设计和校核煤种的要求下，脱硫布袋除尘器出口烟温70C，脱硫效率90%工况下，脱硫剂、工艺水、电耗量、物耗总价格不超过我方保证值。脱硫除尘装置系统总阻力（脱硫塔入口到引风机入口）不超过我方保证值。系统总阻力w 3200Pa。 脱硫装置本体漏风率应至少达到w 2%布袋除尘器本体漏风率应至少达到w 2%总漏风率w 4% 钙硫比为 1.3 。脱硫剂消耗量约为 1.27t/h 。烟尘排放指标烟尘排放浓度保证值w 50mg/Nnl脱硫装置可用率脱硫装置可用率保证值95%气力除灰系统综合出力气力除灰系统在锅炉BMC工况下能够长期连续稳定运行，系统综合出力满足业主方需要。