烟气脱硫设计计算

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1、烟气脱硫设计计算1X 130循环流化床锅炉烟气脱硫方案主要参数：燃煤含S量1.5% 工况满负荷烟气量285000m3引风机量 1 台 ，压力满足系统需求要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺 (在方案中列出计算过程)出口 2含量2003第一章 方案选择1、氧化镁法脱硫法的原理锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段，冷却至适合的温度后进入吸收塔，往上与逆向流下的吸收浆液反应，氧化镁法脱硫法脱去烟气中的硫份。吸收塔顶部安装有除雾器，用以除去净烟气中携带的细小雾滴。净烟气 经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱。粉尘与脏东西附着在除雾器上，会导致除雾器堵 塞、系统压损增大，需由除雾器冲洗水泵提供工业水对除雾器进行喷雾

2、清洗。吸收过程吸收过程发生的主要反应如下：()2 + 2 f 3 + H2O3 + 2 + H2O f (3)2(3)2 + ()2 f 23 + 2H2O吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要为氧化、循环过程。氧化过程由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的3氧化成4。 这个阶段化学反应如下：3 + 1/2O2 f 4(3)2 + 1/2O2 f 4 + H23H23 + ()2 f 3 + 2H2O3 + 1/2O2 f 4循环过程是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。塔底吸收液由自动 喷注的 20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连

3、锁控制。当塔底浆液低于设定值时，氢氧 化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀，至达到 设定值时停止补充氢氧化镁浆液。20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生，或直接 使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易 于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底部产生沉淀。 镁法脱硫优点技术成熟氧化镁脱硫技术是一种成熟度仅次于钙法的脱硫工艺，氧化镁脱硫工艺在世界各地都有 非常多的应用业绩，其中在日本已经应用了100 多个项目，台湾的电站95%是用氧化镁法， 另外在美国、德国等地都已经应用，并且目前在我

4、国部分地区已经有了应用的业绩。原料来源充足在我国氧化镁的储量十分可观，目前已探明的氧化镁储藏量约为160 亿吨,占全世界的 80%左右。其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省，其中辽宁占总量的84.7%，其 次是山东莱州，占总量的 10%，其它主要是在河北邢台大河，四川干洛岩岱、汉源，甘肃 肃北、别盖等地。因此氧化镁完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去。脱硫效率咼在化学反应活性方面氧化镁要远远大于钙基脱硫剂，并且由于氧化镁的分子量较碳酸钙 和氧化钙都比较小。因此其它条件相同的情况下氧化镁的脱硫效率要高于钙法的脱硫效率。 一般情况下氧化镁的脱硫效率可达到 95-98%以上，而石灰石 /

5、石膏法的脱硫效率仅达到 90-95%左右。投资费用少由于氧化镁作为脱硫本身有其独特的优越性，因此在吸收塔的结构设计、循环浆液量的 大小、系统的整体规模、设备的功率都可以相应较小，这样一来，整个脱硫系统的投资费用 可以降低 20%以上。运行费用低决定脱硫系统运行费用的主要因素是脱硫剂的消耗费用和水电汽的消耗费用。氧化镁的 价格比氧化钙的价格高一些，但是脱除同样的2 氧化镁的用量是碳酸钙的40%；水电汽等 动力消耗方面，液气比是一个十分重要的因素，它直接关系到整个系统的脱硫效率以与系统 的运行费用。对石灰石石膏系统而言，液气比一般都在153以上，而氧化镁在7 3以下，这 样氧化镁法脱硫工艺就能节省

6、很大一部分费用。同时氧化镁法副产物的出售又能抵消很大一 部分费用。运行可靠镁法脱硫相对于钙法的最大优势是系统不会发生设备结垢堵塞问题，能保证整个脱硫系 统能够安全有效的运行，同时镁法值控制在6.0-6.5 之间，在这种条件下设备腐蚀问题也得 到了一定程度的解决。总的来说，镁法脱硫在实际工程中的安全性能拥有非常有力的保证。第二章 设计计算1、二氧化硫排放量的计算方法通知规定二氧化硫的排放量可以按实际监测或物料衡算法计算，由于火力发电厂烟 气监测装置的应用并没有普与，因此大多采用物料平衡方法进行计算：2 = 2 (12) (1)式中 2二氧化硫排放量，；B耗煤量,；F煤中硫转化成二氧化硫的转化率(

7、火力发电厂锅炉取0. 90；工业锅炉、炉 窑取 085；营业性炉灶取080）；S煤中的全硫份含量，；2脱硫效率，,若未采用脱硫装置，2=0o由此可见，此计算方法涉与燃煤的重量（B）、含硫量（S,全硫，下同）和锅炉的型式 （F,电站锅炉视为常数）与其脱硫效率（含湿式除尘器的脱硫率，2）等量值的计算。1锅炉的功率为0.7,1W为1焦耳/秒，一小时为3600秒，所以1 一小时能产生2520000000 焦耳能量，合600000大卡，1公斤动力煤约5000大卡，这样可以算出，1一小时需耗煤120， 再除以锅炉效率0.8,实际每小时耗煤150,这是锅炉满负荷时的耗煤量。（1T煤=10050m3 烟气）1

8、、 1 条件：燃煤含硫量1.5% 130流化床锅炉 燃煤量1需要150煤2 = 2 (12)=2*150*130*0.9*1.5% =526.5工况下满负荷烟气量285000m3,设工况温度为130则标况下烟气量为Q285000 x 273193 065353.73273 +130脱硫塔进口二氧化硫的含量C1526.5C127273193065需要的脱硫效率为：n刃；00 X100% 92.7%厶/厶/2、烟道的尺寸2、 1主烟道尺寸工况下烟气流量为285000m3；取烟气在烟道里的流速为15,设烟道高宽比为1:1.2； 则烟道的尺寸为：高为2.1 m,宽为2.5m；校核实际烟速为：（当多条烟

9、道交汇一起时,所有烟道的高度都应相同,)285000v 实=22 5 3600 =15.082 1x 2 5x 36002、 2 旁路烟道尺寸旁路烟道主要用于脱硫塔在检修或出现故障需要紧急停止运行，防止对塔体与内部设 备造成损害而设立的烟气旁路输送烟道。烟气的流速取 15，烟道与主烟道相连接，所以其 高度应与已有烟道相同，便于施工，取高为2.1 m；烟气量为全部工况下最大烟气量，即 285000m3 ，则烟道的宽度为 2.5m。3、脱硫塔的设计计算3、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3、1、1 喷淋塔的直径

10、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与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)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V (m3)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(m3)计算该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：53.7(m3)然而，该计算数值实质

11、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)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%，贝吐曾加水分的体积流量V2 (m3)为： V2=0.07 X 53.7(m3)=3.76(m3)(标准状态下)(3) 氧化空气剩余氮气量 V3 (m3)在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气，使得亚硫酸镁氧化成硫酸钙，这部分空气对 于喷淋塔内气体流速的影响是不能够忽略的，因此应

12、该将这部分空气计算在内。假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中的氧气完全用于氧化亚硫酸镁，即 最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化 1 摩尔亚硫酸 钙需要0.5 摩尔的氧气。(假设空气中每千克含有 0.23 千克的氧气 )又 2=0.05 m3 质量流率 G 2 0.05 % 10 % 4g / s 0.14286 0.1423222.4根据物料守蘅，总共需要的氧气质量流量2=0.14X0.50.07该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G、 =2/0.23=0.31空气 2标准状态下的空气密度为1.293 m3 2故 V =0.31/1.293(m3)=0.24 (m3)

13、空气V3=(1-0.23) XV=0.77X0.24m30.19 m33空气综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量23=53.7+3.76+0.19=57.83 (m3) 标况(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，从而选取烟速u则塔径计算公式为：丁2 X i兀u其中： 为实际运行状态下烟气体积流量， 57.64 m3u为烟气速度，3.5 (3-5)因此喷淋塔的内径为2 X=2X 5783 =4.589m4.6miY 兀 u3.14 x 3.53、1、2 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、

14、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。3、1 、2、1 喷淋塔 吸收区 高度设计为了更加准确，减少计算的误差，需要将实际的喷淋塔运行状态下的烟气流 量考虑在内。而这部分的计算需要用到液气比（）、烟气速度 u（）。本设计中的液气比是指吸收剂氢氧化镁液浆循环量与烟气流量之比值（3）。 如果增大液气比，则推动力增大，传质单元数减少，气液传质面积就增大，从而 使得体积吸收系数增大，可以降低塔高。在一定的吸收高度内液气比增大，则脱 硫效率增大。但是，液气比增大，氢氧化镁浆液停留时间减少，而且循环泵液循 环量增大，塔内

15、的气体流动阻力增大使得风机的功率增大，运行成本增大。在实 际的设计中应该尽量使液气比减少到合适的数值同时有保证了脱硫效率满足运 行工况的要求。氧化镁湿法脱硫工艺的液气比的选择是关键的因素，对于喷淋塔，液气比范围V7 3之间，根据相关文献资料可知液气比选择5 3是最佳的数值。烟气速度是另外一个因素，烟气速度增大，气体液体两相截面湍流加强，气 体膜厚度减少，传质速率系数增大，烟气速度增大回减缓液滴下降的速度，使得 体积有效传质面积增大，从而降低塔高。但是，烟气速度增大，烟气停留时间缩 短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。因而选择合适的烟气速度是很重要的，典型的脱硫装置的液气比在脱硫率固 定的前提下，逆流式吸收塔的烟气速度一般在 2.5-5范围内，本设计方案选择烟 气速度为 3.5。3、1、2、2 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量其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，3“为