毕业设计说明书 × 某电厂石灰石石膏湿法脱硫系统设计


     XXXXX大学 本科毕业设计说明书 × 某电厂石灰石-石膏湿法脱硫系统设计 专 业 环境工程 班 级 环工 学 号 学生姓名 指导教师 完成日期 年 月 日 × 某电厂石灰石-石膏湿法脱硫系统设计 × 摘 要:据统计,我国目前约有30万台中小型燃煤工业锅炉,耗煤量占全国原煤产量的1/3。而这些锅炉中,部分没有安装脱硫设备,致使这些地区酸雨频频发生,严重危害了工农业生产和人体健康。因此,烟气脱硫是当前环境保护的一项重要工作。目前,世界上烟气脱硫工艺达数百种之多。脱硫装置的分类有许多种,按脱硫产物的价值可分为回收法和抛弃法,按吸收剂和脱硫产物的状态可分为湿法、半干法和干法。常见脱硫工艺有:氨法脱硫、石灰石-石膏法、炉内喷钙、旋转喷雾法、循环硫化床。在这些脱硫工艺中,有的技术较为成熟,已经达到工业应用的水平,有的尚处于试验研究阶段。在以上几种脱硫工艺中,以石灰石-石膏湿法脱硫工艺最为成熟、可靠,该技术目前在世界上也是应用最多的脱硫工艺。 本次设计主要设计的是一套除尘脱硫系统,该系统主要包括除尘系统、烟气系统、吸收系统、吸收剂浆液制备系统、石膏脱水系统以及废水处理系统,并重点对电除尘器、吸收系统、吸收剂浆液制备系统和石膏脱水系统中的主要设备进行计算设计选型。 关键词:湿法石灰石-石膏法;电除尘器;烟气脱硫;主体设备计算 Wet limestone gypsum flue gas desulphurization system design of the Power Plant Abstract: According to statistics, now china has about 300,000 medium and small coal fired industrial boiler, coal consumption accounts for the national coal production1/3.some of these boilers do not have to install desulphurization equipment resulting in these areas of acid rain happens again and again, serious harm to the industrial and agricultural production and human health. Therefore, flue gas desulphurization is the current environmental protection an important work. At present, the flue gas desulphurization process has many kinds. Desulphurization device classification has many kinds, according to the desulphurization products value can be divided into recycling method and abandonment method, according to the absorbent and desulphurization products of the state can be divided into wet and dry, semi-dry. Common desulphurization process is: ammonia desulphurization, limestone-gypsum, spraying calcium inside furnace, rotating spray method, circulating fluidized bed. In the above several desulphurization technologies, with wet limestone gypsum flue gas desulphurization technology the most mature, reliable, the technology currently in the world, but also the application of most of the desulphurization process. In the desulphurization process, the technology is more mature, have reached the level of industrial application, some are still at the stage of experimental study. The design of my design is a set of dust removal and desulphurization system, this system mainly includes the dust removal system, flue gas system, the absorption system, the absorbent slurry preparation system, gypsum dewatering system and waste water treatment system, and focus on electric precipitator, absorption system, absorbent slurry preparation system and the gypsum dewatering system of main equipment calculation of the design type selection. Key words: wet limestone-gypsum method; electric dust collector; flue gas desulphurization; main equipment calculation 目 录 第一章 文献综述 1 1.1 烟气除尘脱硫的背景 1 1.2 烟气脱硫的目的及意义 1 1.3 课题研究的主要内容 2 第二章 工程概况 3 2.1 设计原始材料 3 2.2 设计标准 3 2.3 设计主要内容 3 第三章 除尘选择 4 3.1 各除尘器的简述 4 3.1.1 离心式除尘器 4 3.1.2 洗涤式除尘器 4 3.1.3 袋式除尘器 5 3.1.4 电除尘器 5 3.1.5 旋风除尘器 6 3.2 主要除尘器的选用 7 3.2.1 除尘效率 7 3.2.2 系统变化对除尘器的影响 7 3.2.3 运行与管理 9 3.2.4 设备投资 9 3.2.5 运行维护费用 10 第四章 烟气脱硫工艺的选择 11 4.1 几种常见的脱硫工艺 11 4.1.1 石灰石-石膏湿法脱硫工艺 11 4.1.2 旋转喷雾半干法烟气脱硫工艺(LSD法) 11 4.1.3 炉内喷钙加尾部增湿活化工艺(LIFAC法) 12 4.1.4 烟气循环流化床脱硫(CFB)工艺 13 4.2 脱硫工艺比较 13 4.2.1 本设计采用的脱硫系统 14 4.3 石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺系统 15 4.3.1 烟气系统 15 4.3.2 吸收系统 15 4.3.3 石灰石浆液制备系统 15 4.3.4 石膏脱水系统 16 第五章 除尘脱硫系统物料平衡计算 17 5.1 除尘工艺设计计算 17 5.1.1 烟气量、烟尘和二氧化碳浓度的计算 17 5.1.2 除尘器的选择 19 5.1.3 系统管道管径的计算 20 5.1.4 系统阻力的计算 20 5.1.5 风机及电动机选择及计算 22 第六章 脱硫工艺设计计算 24 6.1 吸收塔的选择 24 6.2 吸收塔尺寸设计计算 25 6.2.1 吸收塔塔径 25 6.2.2 吸收浆液量 25 6.2.3 喷淋层 25 6.2.4 氧化系统 26 6.3 吸收塔附属设备的选型 26 6.3.1 除雾器 26 6.3.2 除雾器冲洗系统 27 6.3.3 循环浆液泵 27 6.3.4 吸收塔排浆泵 27 6.4 吸收塔高度的计算 27 6.4.1 烟气进口底部至浆液面的距离h2 28 6.4.2 烟气进出口高度h3 28 6.4.3 最上层喷浆管与第一段除雾器的高度差h4 28 6.4.4 烟气出口距除雾器距除雾器最上端冲洗水管距离 28 6.4.5 吸收塔附属部件设计 28 6.5 浆液制备系统的设计计算 29 6.5.1 浆液制备系统的选择 29 6.5.2 主要设备的计算 29 6.6 其他系统设备设计选择 29 6.6.1 增压风机 31 6.6.2 搅拌器 31 6.6.3 石膏处置系统 31 6.6.4 废水排放系统和处理系统 32 6.6.5 浆液排放和回收系统 32 6.6.6 工艺水耗量的计算 32 第七章 烟囱的设计计算 35 7.1 烟囱高度的确定 35 7.1.1 烟囱直径的确定 35 7.1.2 烟囱的抽力计算 36 7.2 辅助设备设计计算 36 7.2.1 烟气换热器的设计计算 36 7.3 供剂管管径计算 38 7.3.1脱硫塔供液管管径计算 39 第八章 设备布置和预算 39 8.1 总体布置 39 8.2 工程概算 40 8.2.1 除尘部分工程概算 40 8.2.2 脱硫部分工程概算 40 第九章 结论 41 参考文献 42 致谢……………………………………………………………………………...44 第一章 文献综述 1.1 烟气除尘脱硫的背景 当今世界上电力产量的60%是利用煤炭资源生产的,我国是世界上少数几个以煤炭为主要能源的国家之一[1]。其中SO2是形成酸雨的主要成分,酸雨不仅严重腐蚀建筑物,而且毁坏大面积的森林和农作物[2],对生态环境产生严重的影响,同时煤炭燃烧会产生粉尘会对人体造成危害[3]。《国家环境保护十一五规划》纲要中明确提出:十一五期间二氧化硫排放量减少10%的削减目标[4]。这一重要约束性指标提出后,2006年火电厂二氧化硫排放总量不但没有减少,反而由2005年的1300万吨增长到1350万吨,增长了3.8%。2007年经过采取节能减排措施,每年二氧化硫排放总量有所减少,但是要完成十一五规定的减排任务仍十分艰巨。近期氮氧化物的减排任务也开始提上日程[5]。这将是推动我国火电厂脱硫脱硝行业快速发展的动力和要求。 1.2 烟气脱硫的目的及意义 锅炉燃料中的硫在燃烧过程中与O2反应生成氧化物(主要是SO2和SO3),脱硫工艺所要脱除的就是锅炉尾气中的有害气体SO2和SO3。 据联合国环境规划署1988年公布的统计资料显示,SO2已成为世界第一大污染物[6],人类每年向大气排放的SO2达1.8亿吨。据统计,1995年全国二氧化硫排放量2370万吨,占世界首位[7]。电力工业的火力发电厂的排放量为830万吨,约占35%。到2000年,随火电装机容量的增长,如果再不采取有力的控制措施,燃煤电厂排放的二氧化硫将达到全国总排放量(预计2730万吨)的50%。预计在2010年燃煤电厂排放的二氧化硫将增加到占全国总排放量的65%。很显然,要达到国务院提出的要求在2010年将二氧化硫排放量控制在2000年的水平,电力工业将成为消减二氧化硫排放量的重点工业[8]。 因此本课题主要研究目的为根据设计所给参数对某电厂烟气脱硫除尘系统进行系统的设计,使该电厂排放烟气中的SO2及烟尘达到国家排放标准,有效地控制当地空气污染物,改善空气质量,提高居民生活质量,该课题是具有实际意义和具有一定必要性的。 1.3 课题研究的主要内容 课题研究主要内容包括:根据设计任务进行资料收集和调研;脱硫工艺的选择(石灰石浆液制备方式的选择、GGH设置的选择、增压风机的选择、石膏浆液储运方式的选择);净化系统工艺设计计算(包括脱硫除尘系统、吸收剂制备系统、脱硫系统);主要烟气净化装置选择和工艺设计(除尘器、管道和泵、风机等);脱硫系统的设计优化(石膏处理系统、废水排放系统、工艺水系统);总工艺流程的设计;脱硫设施总平面布置的合理性;工程概算、技术经济分析。 第二章 工程概况 2.1 设计原始材料 某燃煤采暖锅炉,吸收塔前烟气量(标态、湿态)300,000Nm3/h;烟气最高温度160℃;烟气含尘量2340mg/m3;烟气中二氧化硫含量1950mg/m3;脱硫塔出口烟温60℃;标准状态下烟气密度1.34kg/m3。 2.2 设计标准 《锅炉大气污染物排放标准》 GB13271-2001 《袋式除尘器技术要求》 GB/T6719-2009 《袋式除尘器性能测试方法》 GB12138-89 《袋式除尘器安装技术要求与验收规范》 JB/T8471-1996 《环境空气质量标准》 GB3095-1996 锅炉大气污染物排放标准(GB13271-2001)二类标准: 标准状态下烟尘浓度排放标准:200mg/m3 标准状态下二氧化硫排放标准:900mg/m3 2.3 设计主要内容 本设计主要是介绍该除尘脱硫系统中的各个子系统的工艺过程和设备布置,它们分别是除尘系统、烟气系统、吸收系统、吸收剂浆液制备系统、石膏脱水系统以及废水处理系统,并对电除尘器、吸收系统、吸收剂浆液制备系统和石膏脱水系统中的主要设备进行计算设计选型。最后对所设计除尘脱硫系统做出总结性分析,并作简单的工程概算和技术经济分析。 第三章 除尘选择 3.1 各除尘器的简述 3.1.1 离心式除尘器 离心式除尘器[1]工作原理为:含尘气体从除尘器的下部进入,并经叶片导流器产生向三移动的旋流。与此同时,向上运动的含尘气体的旋流还受到切向布置下斜喷嘴喷出的二次空气旋流的作用。由于二次空气的旋流方向与含尘气流的旋流方向相同,因此,二次空气旋流不仅增大含尘气流的旋流速度,增强对尘粒的分离能力,而且还起到对分离出的尘粒向下裹携作用,从而使尘粒能迅速地经尘垃导流板进入贮灰器中。裹携尘粒后的二次空气流,在除尘器的下部反转向上,混入净化后的含尘气中,并从除尘善顶部排出。 图3-1 离心式除尘器简图 3.1.2 洗涤式除尘器 洗涤式除尘器[1]是用液滴、液膜、气泡等洗涤含尘气体,使含烟气相互凝集,从而使尘粒得到分离的装置。其中应用最多的是文丘里洗涤除尘器,它的主要部件是文丘里管。文丘里洗涤器的除尘效率一般在95%以上,它随液滴直径、喉管气速的增加而增加。当液滴直径比尘粒大50倍时,其除尘效率最高。这种除尘器结构简单,除尘效率高,水滴还能吸收烟气中的二氧化硫的三氧化硫。其缺点是阻力大,需要有污水处理装置。 图3-2 洗涤式除尘器简图 3.1.3 袋式除尘器 袋式除尘器[1]是使含尘气体通过过滤材料将粉尘分离捕集的装置,采用玻璃纤维作滤料的空气过滤器,主要可用于通风及空气调节的气体净化。袋式除尘器的除尘机理如下:含尘气体进入滤袋,在通过滤料的孔隙时,粉尘被捕集于滤料上,透过滤料的清洁气体从排出口排出,沉积在滤料上的粉尘可在机械振动的作用下从滤料表面脱落,落入灰斗中,逐渐在滤袋表面形成粉尘初层,它成为主要过滤层,提高了除尘效率,滤布起形成粉尘初层和支撑它的骨架作用,袋除尘器的阻力一般为1000-2000Pa。 图3-3 袋式除尘器简图 3.1.4 电除尘器 电除尘器[4]是利用静电力实现尘粒与烟气流分离的一种除尘装置。电除尘器是在放电极与平板状集尘极之间加以较高的直流电压,使电晕极发生电晕放电。当含尘烟气低速流过放电极与集尘极之间时,首先烟气中的气体分子发生电离,由于含尘烟气中大部分气体(氮气、氢气、二氧化碳)与电无亲和力,故会带负电荷成为负离子,它在向正极移动中遇到随烟气流动的大部分粉尘会使粉尘取得负电荷而转向阳极板上,使粉尘所带的电荷得到中和。集尘板上粉尘到一定厚度时,可用机械振打的方法使之落入灰斗。 电除尘器的除尘效率与电场强度、集尘板面积、烟气流量、粉尘趋进速度,尤其是粉尘的导电性有关,电除尘器具有很高的除尘效率(可达99.99%),可捕集到0.1μm以上的尘粒。它阻力小,运行费用低,处理烟气量的能力大,运行操作方便,可完全实现自动化。缺点是设备庞大,投资费用高。 图3-4 静电除尘器简图 3.1.5 旋风除尘器 旋风除尘器[5]是使含尘气流作高速旋转运动,借助离心力的作用将颗粒物从气流中分离并收集下来的除尘装置。进入旋风除尘器的含尘气流沿简体内壁边旋转边下降,同时有少量气体沿径向运动到中心区域中,当旋转气流的大部分到达锥体底部附近时,则开始转为向上运动,中心区域边旋转边上升,最后由出口管排出,同时也存在着离心的径向运动。通常将旋转向下的外圈气流称为外旋涡,而把锥体底部的区域称为回流区或者混流区。旋风除尘器烟气中所含颗粒物在旋转运动过程中,在离心力的作用下逐步沉降茁涂尘器的内壁上,并在外旋涡的推动和重力作用下,大部分颗粒物逐渐沿锥体内壁降落到灰斗中。旋风除尘器结构简单,除尘器本身无运动部件,不需特殊的附件设备,占地面积小,制造、安装投资较少。操作、维护简单,压力损失中等,动力消耗不大,运转、维护费用较低。操作弹性较大,性能稳定,不受含尘气体的浓度、温度限制。对于粉尘的物理性质无特殊要求,同时可根据化工生产的不同要求,选用不同材料制成,或内衬各种不同的耐磨、耐热材料,以提高使用寿命。 图3-5 旋风除尘器简图 3.2 主要除尘器的选用 在选择除尘技术时,应充分考虑经济性、可靠性、适用性和社会性等方面的影响。除尘技术的确定受到当地条件、现场条件、燃烧煤种特性、排放标准和需要达到的除尘效率等多种因素的影响。 针对目前环保要求、污染物排放费用的征收情况以及静电除尘器[6]和布袋除尘器[6]在性能上的差异和在各行各业应用的实际情况,对两种除尘器在实际应用中的基本性能做一个简单客观的对比。 3.2.1 除尘效率 电除尘器[7]:吸尘效率高,电除尘器装置可通过加长电场长度达到99%以上的除尘效率,可处理大容量烟气,目前单台电除尘器处理气量已达2,000,000m3/h,这样的气量用袋式除尘器或用旋风除尘室极不经济的。 布袋除尘器[7]:对人体有严重影响的重金属粒子及亚微米级尘粒的捕集更为有效。通常除尘效率可达99.99%以上,排放烟尘浓度能稳定低于50mg/Nm3,甚至可达10mg/Nm3以下,几乎实现零排放。袋式除尘器运行性能稳定可靠,无污泥处理和腐蚀等问题,操作维护简单。 针对本设计处理烟气量较大的原因,电除尘器所带来的经济效益是显而易见的。 3.2.2 系统变化对除尘器的影响 锅炉系统是一个经常变动和调节的系统,因此从锅炉中出来的烟气物化性能、烟尘浓度、温度等参数也不能保证不发生变化。这一系列的变化,针对不同的除尘器会引起明显不同的变化。下面从主要的几个方面进行对比: 3.2.2.1 送、引风机风量不变,锅炉出口烟尘浓度变化 对静电除尘器,烟尘浓度的变化直接影响粉尘的荷电量,因此也直接影响了静电除尘器的除尘效率,最终反映在排放浓度的变化上。通常烟尘浓度增加除尘效率提高,排放浓度会相应增加;烟尘浓度减小除尘效率降低,排放浓度会相应降低。对布袋式除尘器,烟尘浓度的变化只引起布袋除尘器滤袋负荷[8]的变化,从而导致清灰频率改变(自动调节)。烟尘浓度高滤袋上的积灰速度快,相应的清灰频率高,反之清灰频率低,而对排放浓度不会引起变化。 3.2.2.2 锅炉烟尘量不变,送、引风机风量变化 对静电除尘器,风量的变化对设备没有什么太大影响,但是静电除尘器的除尘效率随风量的变化非常明显。若风量增大,静电除尘器电场风速提高,粉尘在电场中的停留时间缩短,虽然电场中风扰动增强了荷电粉尘的有效驱进速度,但是这不足以抵偿高风速引起的粉尘在电场中驻留时间缩短和二次扬尘加剧所带来的负面影响,因此除尘效率降低非常明显;反之,除尘效率有所增加,但增加幅度不大。对布袋除尘器,由于风量的变化直接引起过滤风速的变化,从而引起设备阻力的变化,而对除尘效率基本没有影响。风量加大设备阻力加大,引风机出力增加;反之引风机出力减小。 3.2.2.3 烟气温度的变化 对静电除尘器,烟气温度太低,结露就会引起壳体腐蚀或高压爬电,但是对除尘效率是有好处的;烟气温度升高,粉尘比电阻[12]升高不利于除尘。因此烟气温度直接影响除尘效率,且影响较为明显。对布袋除尘器,烟气温度太低,结露可能会引起“糊袋”[10]和壳体腐蚀,烟气温度太高超过滤料允许温度易“烧袋”而损坏滤袋。但是如果温度的变化是在滤料的承受温度范围内,就不会影响除尘效率。引起不良后果的温度是在极端温度[11](事故/不正常状态)下,因此对于布袋除尘器就必须设有对极限温度控制的有效保护措施。 3.2.2.4 气流分布 对静电除尘器,静电除尘器非常敏感电场中的气流分布,气流分布的好坏直接影响除尘效率的高低。在静电除尘器性能评价中,气流分布的均方根指数[17]通常是评价一台静电除尘器的好坏的重要指标之一。对布袋除尘器,除尘效率与气流分布没有直接关系,即气流分布不影响除尘效率。但除尘器内部局部气流分布应尽量均匀,不能偏差太大,否则会由于局部负荷不均或射流磨损造成局部破袋,影响除尘器滤袋[13]的正常使用寿命。 3.2.3 运行与管理 3.2.3.1 运行与管理 对静电除尘器,运行中对除尘效率的干扰因素多,排放不稳定;控制相对较为复杂,高压设备安全防护要求高。由于静电除尘器均为钢结构,不易损坏,相对于布袋除尘器,设备管理要求不很严格。对布袋除尘器,运行稳定,控制简单,没有高电压设备,安全性好,对除尘效率的干扰因素少,排放稳定。由于滤袋是布袋除尘器的核心部件,是布袋除尘器的心脏,且相对比较脆弱、易损,因此设备管理要求严格。 3.2.3.2 停机和启动 对静电除尘器,方便,可随时停机。对布袋除尘器,方便,但长期停运时需要做好滤袋的保护工作。 3.2.3.3 检修与维护 对静电除尘器,检修时一定要停机对布袋除尘器,可实现不停机检修,即在线维修。 3.2.4 设备投资 (1) 对于常规的烟气条件和粉尘(主要是指比较适合静电除尘器的烟气),两种除尘器排放浓度要达到目前较低的环保要求(如150mg/m3)[19]初期投资布袋除尘器比静电除尘器约高20-35%左右。 (2) 对于低硫高比电阻粉尘、高SiO2、Al2O3类不适合静电除尘器捕集的粉尘,两种除尘器要达到目前较低的环保要求(如150mg/m3)[19]初期投资静电除尘器和布袋除尘器相当或静电除尘器投资高些。 (3) 通常条件下达到相同的除尘效率或者说达到相同的排放浓度,静电除尘器的投资通常要比布袋除尘器的投资高。 3.2.5 运行维护费用 3.2.5.1 运行能耗 对静电除尘器:风机能耗小,电场能耗大。 对布袋除尘器:风机能耗大,清灰能耗小。 但是,总体来讲两种除尘器的电耗相当。对于静电除尘器难以捕集的粉尘,或者说当静电除尘器的电场数量超过4电场时,静电除尘器的能耗比布袋除尘器的要高,也就是说此时的静电除尘器运行费用要比布袋除尘器高。如果按照即将出台的新环保标准,静电除尘器要是做到达标话,必定是采用 4电场以上的静电除尘器,其电耗也就一定比布袋除尘器高。 3.2.5.2 维护费用 静电除尘器的维护维修费用主要是对阳极板[12]、阴极线[12]和振打锤等的更换等。此项费用较高,但年限比较长,约6年左右。布袋除尘器的维护检修费用主要是滤袋更换费,从目前实际运行情况来看,一次滤袋的更换费用只需要1.5-2年排污费比静电除尘器的少缴部分就可以抵偿。 3.2.5.3 经济效益分析 首先从除尘器的进口粉尘浓度来看,除尘器浓度较高,且必须达到最低97.5%的净化效率,燃煤电站中,燃煤费用占整个发电成本的60%到70%之间。所以,尽管含尘量大的煤对锅炉对流受热面有磨损,但为了降低成本,煤粉炉不得不用含灰量大的价格便宜的煤。导致锅炉出口粉尘浓度较高,不适合用袋式除尘器。若用袋式除尘器,高浓度的粉尘会导致除尘器的清灰频率增加,布袋磨损加剧,加快更换布袋的时间,寿命变得更短; 其次,从两种投资和运行费用来看,尽管电除尘器的一次投资费用较大,但袋除尘器的阻力较大,布袋更换导致其运行费用大,总的费用来看电除尘器的设备费加上20年左右的运行费用比大多数袋除尘器费用低; 再次,使用年限来看;袋除尘器的使用寿命为1到5年,而电除尘器的使用寿命为5到10年甚至为20年,刚好为一般小型电厂锅炉的使用年限。 因此,电除尘器必将成为工业粉尘控制的首选设备。 通过比较,本设计选用电除尘器。 第四章 烟气脱硫工艺的选择 在选择脱硫工艺时,湿法烟气脱硫(FGD)[20]系统的最重要的参数是工艺所能达到的脱硫效率。由于烟气脱硫系统的投资和今后的运行、维护费用较高,因此如何因地制宜地选择相适应的脱硫工艺,以降低投资和运行费用是一件非常重要的决策工作。 4.1 几种常见的脱硫工艺 4.1.1 石灰石-石膏湿法脱硫工艺 石灰石—石膏湿法脱硫是目前世界上技术最为成熟、应用最多的脱硫工艺。该工艺适用于任何含硫量的煤种的烟气脱硫,脱硫效率可达到95%以上,应用的单机容量已达1000MW。该工艺主要是采用廉价易得的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制成吸收浆液。当采用石灰作为吸收剂时,石灰粉经消化处理后加水搅拌制成吸收浆液。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被吸收脱除,最终产物为石膏。脱硫后的烟气依次经过除雾器除去雾滴,加热器加热升温后,由增压风机经烟囱排放,脱硫渣石膏可以综合利用。 石灰石(石灰)/石膏湿法脱硫主要特点如下: (1) 脱硫效率高。湿法脱硫工艺脱硫效率在95%以上,脱硫后的烟气二氧化硫大部分被去除,缺烟气含尘量也大大降低。 (2) 技术较成熟,运行可靠性较高。石灰石—石膏湿法脱硫工艺的发展历史较长,运行经验较多,不会因脱硫设备而影响锅炉运行,其运行率在95%以上。 (3) 对煤种不会的适应性强。无论是含硫量大于3%的高硫煤,还是低于0.5%的低硫煤,该工艺都适应。 (4) 湿法脱硫装置效率高,系统具有对未来更严环保烟气的适应性。 (5) 吸湿剂价廉易得,脱硫副产品便于综合利用。 4.1.2 旋转喷雾半干法烟气脱硫工艺(LSD法) 旋转喷雾半干法烟气脱硫工艺[14] [15] [20]是一种在国外有较多应用的烟气脱硫工艺,这种工艺相对于传统的石灰石 —石膏法来说,具有设备简单、投资较低、占地面积小等特点、但脱硫率相对较低。针对我国国情而言则具有一定的推广价值。旋转喷雾烟气脱硫是利用喷雾干燥的原理,将吸收剂浆液以雾状形式喷入吸收塔内,发生化学反应过程中,又不断吸收烟气中的热量使雾料中水份蒸发干燥,最后完成脱硫后的废渣以干态灰渣形式排出。 旋转喷雾法烟气脱硫工艺具有如下特点: (1) 投资费用较低; (2) 设备简单、维护量小; (3) 占地面积较少; (4) 能耗低、水耗低,运行费用主要是购置生石灰的费用; (5) 适应性广,技术日趋成熟。 4.1.3 炉内喷钙加尾部增湿活化工艺(LIFAC法) 炉内喷钙加尾部增湿活化器脱硫工艺[14][15][20]是在炉内喷钙脱硫工艺的基础上在锅炉尾部增设了增湿段,以提高脱硫效率。该工艺多以石灰石粉为吸收剂,石灰石粉由气力喷入炉膛850–1150℃温度区,石灰石受热分解为氧化钙和二氧化碳,氧化钙与烟气中的二氧化硫反应生成亚硫酸钙。由于反应在气固两相之间进行,受到传质过程的影响,反应速度较慢,吸收剂利用率较低。在尾部增湿活化反应器内,增湿水以雾状喷入,与未反应的氧化钙接触生成氢氧化钙进而与烟气中的二氧化硫反应。当钙硫比控制在2.5及以上时,系统脱硫率可达到65-80%。由于增湿水的加入烟气温度下降,一般控制出口烟气温度高于露点温度10℃-15℃,增湿水由于吸收烟气热量而被迅速蒸发,未反应的吸收剂、反应产物呈干燥态随烟气排出,被除尘器收集下来。 该法的主要特点: (1) 工艺简单灵活,投资少,占地面积小,能耗低; (2) 吸收剂一般为石灰石,利用率较低,约2.5%; (3) 脱硫效率中等,一般为(75~85)%; (4) 耗水量小,无污水排放,在燃煤含硫量不高的中小容量机组中应用优势突出; (5) 对锅炉和烟气处理系统略有影响; (6) 副产品为CaSO3和CaSO4,对粉煤灰利用有影响。 4.1.4 烟气循环流化床脱硫(CFB)工艺 循环流化床锅炉脱硫[14][15][20]是一种炉内燃烧脱硫工艺,以石灰石为脱硫吸收剂,燃煤和石灰石自锅炉燃烧室下部送入,一次风从布风板下部送入,二次风从燃烧室中部送入。 锅炉排出的未经脱硫的烟气从底部进入吸收塔,烟气经吸收塔底文丘里结构加速后与加入的消石灰、循环灰及水发生反应,除去烟气中的SO2等气体。烟气中夹带的吸收剂和脱硫灰,在通过吸收塔下部的文丘里管时,受到气流的加速而悬浮起来,形成激烈的湍动状态,使颗粒与烟气之间具有很大的相对滑落速度,颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新,从而极大地强化了气固间的传热、传质。同时为了达到最佳的反应温度,通过向吸收塔内喷水,使烟气温度冷却到露点温度以上20℃左右。 携带大量吸收剂和反应产物的烟气从吸收塔顶部侧向下行进入脱硫除尘器,进行气固分离,经气固分离后的烟气含尘量不超过50mg/Nm3。为了降低吸收剂的耗量,大部分收集到的细灰及反应混合物返回吸收塔进一步反应,只有一小部分被认为不再具有吸收能力的较粗颗粒被作为脱硫副产物排到电厂脱硫灰库。最后经除尘器净化后的烟气经引风机排入烟囱。 烟气循环流化床脱硫工艺主要特点如下: (1) 综合造价低; (2) 维护工作量和费用低; (3) 电耗低。烟气循环流化床脱硫工艺的电耗占发电量的0.5%-0.7%; (4) 水耗量低; (5) 不需要考虑防腐; (6) 工艺简单可靠,不受燃煤含硫量限制; (7) 对锅炉负荷适应力强,通过调节吸收剂加入量、水量、吸收塔压降,能快速相应锅炉负荷的变化情况。 4.2 脱硫工艺比较 表4-1 脱硫工艺比较 特性 炉内喷钙 喷雾干燥 LIFAC CFB SO2脱除率(%) 35~50% 85~90% 75~85% 90%以上 使用的吸收剂 石灰、石灰石 石灰 石灰石粉 石灰/石灰石 脱硫副产品的处置与利用 灰场堆放、土地回埋 灰场堆放、土地回埋 灰场堆放、土地回埋 灰场堆放、土地回埋 对电厂现有设备的影响 由于灰量增加,除尘器效率应提高,对烟气压降影响最小 烟道中可能有积灰,烟气压降增加 烟气性质变化对除尘器有影响,烟道中可能有灰, 烟气压降增加 烟气性质变化对除尘器有影响,烟道中可能有积灰,锅炉水冷壁空预器积灰增加。 对电厂的发电机组和设备运行的影响 锅炉水冷壁管有结焦的可能,空预器堵塞,粉尘排放增加,电耗增加很少,无废水排放,飞灰综合利用困难 电耗有中等程度增加,耗水量有中等程度增加,脱硫灰综合利用待开发 电耗有中等程度增加,耗水量有中等程度增加,脱硫灰综合利用待开发 电耗有中等程度增加,耗水量有中等程度增加,脱硫灰综合利用待开发 运行经验 已有商业化运行,供应厂商不多 已有成熟的商业运行经验,有几个供应商可供货 已投入商业化运行,仅有一家供应商供货 已投入商业化运行,有几个供应商供货 费用 约为机组投资3%,运行费用高 约占机组总投资8% 约占机组总投资5% 约占机组总投资6% 综上所述,石灰石—石膏湿法烟气脱硫在该自备电厂新建脱硫项目中体现了较为明显的优势,比其他脱硫工艺更加适合该电厂的具体情况。因此,该方案采用石灰石—石膏湿法烟气脱硫工艺。 4.2.1 本设计采用的脱硫系统 脱硫系统工艺采用石灰石/石膏湿法脱硫工艺,系统主要由:烟气系统、吸收氧化系统、浆液制备系统、石膏脱水系统、排放系统等组成。其基本工艺流程为:锅炉烟气通过GGH[27]烟气换热器降温、增压风机后进入吸收塔。在吸收塔内烟气向上流动且被向下流动的循环浆液以逆流方式洗涤。循环浆液则通过喷浆层内设置的喷嘴喷射到吸收塔中,以便脱除SO2、HCl和HF,与此同时在强制氧化工艺[22]的处理下反应的副产物被导入的空气氧化为石膏(CaSO4·2H2O),并通过石膏浆液泵排出,进入石膏脱水系统。浆液池底部进行搅拌,防止浆液中的固体成分沉积结垢。经过净化处理的烟气流经吸收塔顶部的两级除雾器除雾,在此处将清洁烟气中所携带的浆液雾滴去除。最后,洁净的烟气通过烟道进入烟囱排向大气。 主要化学反应式: CaO+ H2O→Ca(OH)2 (4-1) SO2 +H2O→H2SO3→2H++SO3-2 (4-2) Ca(OH)2+H2SO3→CaSO3↓+2H2O (4-3) CaSO3+1/2O2→CaSO4 (4-4) 4.3 石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺系统 4.3.1 烟气系统 锅炉出来的烟气经过电气除尘器除尘后,依次经过引风机和增压风机增压后进入烟气换热器(GGH)的冷却侧降温,然后进入吸收塔系统除去SO2,再经过烟气换热器(GGH)的加热侧升温后,通过烟囱排入大气。 烟道设有旁路系统。进出口挡板门为双挡板型式,在脱硫系统运行时打开。旁路挡板门也为双挡板型式,在吸收塔系统运行时关闭。当吸收塔系统停运、事故或维修时,入口挡板和出口挡板关闭,旁路挡板全开,烟气通过旁路烟道经烟囱排放。 4.3.2 吸收系统 烟气由进气口进入吸收塔的吸收区,在上升过程中与石灰石浆液逆流接触,烟气中所含的污染气体绝大部分因此被清洗入浆液,与浆液中的悬浮石灰石微粒发生化学反应而被脱除,处理后的净烟气经过除雾器除去水滴后进入烟道。 吸收塔内烟气上升流速为2.5~5m/s并配有喷淋层,每组喷淋层由带连接支管的母管制浆液分布管道和喷嘴组成。喷淋组件及喷嘴的布置设计成均匀覆盖吸收塔上流区的横截面。喷淋系统采用单元制设计,每个喷淋层配一台与之相连接的吸收塔浆液循环泵[23]。 每台吸收塔配多台浆液循环泵[23]。运行的浆液循环泵数量根据锅炉负荷的变化和对吸收浆液流量的要求来确定。 吸收塔排放泵连续地把吸收浆液从吸收塔送到石膏脱水系统[26]。通过排浆控制阀控制排出浆液流量,维持循环浆液浓度在大约8-25wt%。 脱硫后的烟气通过除雾器来减少携带的水滴,除雾器出口的水滴携带量不大于75mg/Nm3。两级除雾器采用传统的顶置式布置在吸收塔顶部或塔外部,除雾器由聚丙烯材料制作,型式为折流板型,两级除雾器均用工艺水冲洗。冲洗过程通过程序控制自动完成。 4.3.3 石灰石浆液制备系统 浆液制备通常分湿磨制浆[27]与干粉制浆[27]两种方式。不同的制浆方式所对应的设备也各不相同。至少包括以下主要设备:磨机(湿磨时用)、粉仓(干粉制浆时用)、浆液箱、搅拌器、浆液输送泵。 每个系统设置一个石灰石浆液箱,每塔设置2台石灰石浆液供浆泵。吸收塔配有一条石灰石浆液输送管,石灰石浆液通过管道输送到吸收塔。每条输送管上分支出一条再循环管回到石灰石浆液箱,以防止浆液在管道内沉淀。 4.3.4 石膏脱水系统 石膏脱水系统包括水力旋流器和真空皮带脱水机等关键设备。 石膏旋流站底流浆液由真空皮带脱水机脱水到含90%固形物和10%水分,脱水石膏经冲洗降低其中的Cl-浓度。滤液进入滤液水回收箱。脱水后的石膏经由石膏输送皮带送入石膏库房堆放,后由螺旋卸料装置卸至汽车运输。 第五章 除尘脱硫系统物料平衡计算 5.1 除尘工艺设计计算 设计主要工艺流程:从锅炉来的高温烟气首先经过静电除尘器除尘之后被增压风机增压导入GGH烟气换热器,出GGH后经烟道进入喷淋吸收塔,高温烟气在吸收塔中会与冷水和石灰粉的混合物即吸收浆液充分接触反应,烟气自下而上而吸收浆液自上而下反复充分接触处理完后达到排放标准的冷烟气自上部烟道排出进入GGH,在GGH中从吸收塔来的达标冷烟气会与从锅炉来的高温烟气进行热传递,最终处理完后的烟气会以高温进入烟囱同时能够以一个较快的速率从烟囱排出。 5.1.1 烟气量、烟尘和二氧化碳浓度的计算 5.1.1.1 标准状态下理论空气量 (5-1) 式中C,H,S,O——分别为煤各元素所含的质量分数。 代入C=68%,H=4%,S=1%,O=5%,则 (m3/kg) (5-2) 5.1.1.2 标准状态下理论烟气量 (m3/kg) (5-3) 式中Qa'——标准状态下理论空气量,(m3/kg); W——煤中水分所占质量分数,%; N——N元素在所占质量分数,%; 代入Qa'=6.97(m3/kg),W=6%,N=1%, 得QS'=7.42(m3/kg) 5.1.1.3 标准状态下实际烟气量 (5-4) 式中α——空气过剩系数,取1.4 注意:标准状态下烟气流量Q以m3/h计,因此Q=QS×设计耗煤量 代入QS=7.42(m3/kg),Qa=6.97 (m3/kg), 得=(m3/kg) (5-5) ——标准状态下实际烟气量 5.1.1.4 标准状态下烟气含尘浓度 (5-6) 式中——排烟中飞灰占不可燃成分的质量分数; ——煤中不可燃成分的含量; ——标准状态下实际烟气量,。 代入=,=,=, 得 5.1.1.5 标准状态下烟气中二氧化硫浓度的计算 (5-7) 式中——煤中可燃硫的质量分数 代入S=1%,=, 得 脱硫塔应达到的脱硫效率 (5-8) 式中——标准状态下烟气二氧化硫浓度,; ——标准状态下锅炉二氧化硫排放标准中规定值,。 代入,,得 5.1.2 除尘器的选择 5.1.2.1 除尘器应达到的除尘效率 (5-9) 式中C——标准状态下烟气含尘浓度,; ——标准状态下锅炉烟尘排放标准中规定值,。 代入,,得 5.1.2.2 除尘器的选择 工作状况下烟气流量: (5-10) (5-11) 式中Q——标准状态下实际烟气量, ——工作状况下烟气温度,K ——标准状况下温度,273K 总的烟气流速: (5-12) 采用HHD-125/3/1型静电除尘器, 表5-1 HHD-125/3/1型静电除尘器性能参数 型号规格 过滤面积m2 含尘浓度g/m3 过滤风速m/min 过滤风量m3/h 压力损失/Pa 效率% 外型尺寸长×宽×高(mm) 重量(Kg) HHD-125/3/1 65 <100 2-4 315000- 450000 1157-2197 99.5 5690×3678×4667 5400 5.1.3 系统管道管径的计算 5.1.3.1 管径的确定 单个锅炉的流量: (5-13) 式中——工况下管内烟气流量,; (5-14) ——烟气流速,取=10m/s(锅炉烟尘=10~15m/s) 圆整并选取烟道 由公式可计算出实际烟气流速: (5-15) 圆整,取,内径: , (5-16) 5.1.4 系统阻力的计算 5.1.4.1 摩擦压力损失 对于圆管 (5-17) 式中L——圆管长度,m; d——管道直径,m; ——烟气密度,; ——管中气流平均速率,; ——摩擦阻力系数,是气体雷诺数Re和管道相对粗糙度K/d的函数。可以查手册得到(实际中对技术管道值可取0.02,对砖砌或混凝土管道可取0.04),这里采用钢板制圆形通风管,取0.02。 (5-18) 式中——标准状态下烟气密度,; ——标准状态下大气压力,Pa; ——标准状态下烟气温度,K; 则工况下烟气密度: (5-19) 对于Φ1000圆管:v10.4m/s,D1000mm,L3.5m, (5-20) 5.1.4.2 局部压力损失 (5-21) 式中——异型管件的局部阻力系数,可在有关手册中查到,或通过实验获得; ——与相对应的段米娜平均气流速率,m/s; ——烟气密度,; (5-22) 四通管: (5-23) 系统总阻力(其中锅炉出口前阻力800Pa,除尘器阻力1400Pa) (5-24) 5.1.5 风机及电动机选择及计算 增压风机布置在气—气换热器(GGH)的上游、运行在干工况下。其型式为动叶可调轴流式,带液压动叶可调控制器。增压风机包括电机、控制油系统、润滑油系统和密封空气系统。可变的叶片间距控制流量及压力。 增压风机烟气流量(取10%裕量) 增压风机出口压力为1.0~3.0kpa 增压风机入口压力为-0.4kpa 脱硫岛各段烟气阻力见表5-3: 表5-3 脱硫岛各段阻力 序号 名称 单位 压力损失 1 风机前烟道阻力 Pa 217 2 风机入口烟气挡板阻力 Pa 30 3 风机后烟道阻力 Pa 353 4 烟气流经吸收塔阻力 Pa 815 5 烟气流经除雾器阻力 Pa 185 6 净烟气烟道阻力 Pa 479 7 净烟气烟道挡板阻力 Pa 30 8 旁路挡板阻力 Pa 30 9 总阻力 Pa 2137 增压风机压力P=2137×(1+20%)=2567Pa 式中20%为压力富裕量。 增压风机选择[19]: 型号:ASN—3000/2000动叶可调轴流风机 流量:850000m3/h 负荷范围:25%—1.0% 效率:87.42% 布置方式:垂直进风,水平出风 压力:2700 Pa 转速:990r/min 第六章 脱硫工艺设计计算 6.1 吸收塔的选择 吸收塔[28]是烟气湿法脱硫装置的核心设备,SO的吸收与脱硫产物—亚硫酸钙的氧化均是在吸收塔内完成的。根据气液接触形式的不同,吸收塔类型分为喷淋塔、填料塔、鼓泡塔、液柱吸收塔、液幕塔、文丘里塔、孔板塔等多种形式。常用的四种类型塔的技术特性对比如表6-1所示: 表6-1 四种常见类型脱硫塔的技术特性比较 项 目 喷淋塔 填料塔 鼓泡塔 液柱塔 结构 原理 塔内设多层喷嘴,浆液经喷嘴雾化后向下喷淋,SO2吸收区为空塔段,浆液以弥散的雾状通过吸收区与逆流的烟气传 以球状高分子材料或格栅为填料,浆液自上而流,在填料表面形成液膜,烟气与液膜发生传质 将烟气垂直鼓入浆液内,烟气以沸腾状从浆液中鼓泡向上逸出,气泡在逸出过程中与浆液传质 塔内下部喷嘴以液柱形式向上喷浆液,至最点,以水幕形式下落,浆在上下过程中与上行烟传质 脱硫率 >95% >95% 90%左右 >95% 优 缺 点 液气比最小,液气接触面大,塔内结构简单,系统压力损失小,但喷嘴易堵塞 磨损,对脱硫剂粒径要求高 易结垢,堵塞,系统阻力较大,对石灰石粒径和烟气含尘量要求高 不需浆液循环泵,喷嘴,气液接触面大,不受烟气含尘量影响,但系统阻力大,装置体积相对大 喷嘴孔径较大,不易堵塞,对脱硫剂粒径及烟气含尘量要求低,工作稳定 综上所述,喷淋塔结构简单、操作与维护方便、脱硫效率高且在工程的应用比较成熟,已成为湿法脱硫工艺的主流塔型。在设计中所选吸收塔类型为逆流喷淋空塔。 逆流喷淋塔设计流速一般为2.5~5m/s,取3m/s[21]。 6.2 吸收塔尺寸设计计算 6.2.1 吸收塔塔径 吸收塔截面积A==28m3 (6-1) 吸收塔塔径D==6m,取6m (6-2) 6.2.2 吸收浆液量 工程设计中吸收区的高度一般是指烟气进口水平中心线到喷淋层中心线的距离,该高度按照烟速和停留时间确定。原烟气与吸收液中吸收塔内反应时间2~5s,取3s,吸收区高度为: h=t=33=9m (6-3) 液气比与脱硫效率有关,一般在8~25L/m3,取20L/m3,所需的吸收浆液量为: V=300000×20=6000000L/h=6000m3/h (6-4) 6.2.3 喷淋层 设计中喷嘴选择螺旋喷嘴,喷嘴流量一般为30~80m/h,设计每个喷嘴流量为54 m3/h,则所需喷嘴个数为:n=43200/54=800个。 本设计采用螺旋喷嘴[28],各层喷嘴之间上下空间上错开布置。根据喷嘴的设置要保证浆液的重叠覆盖率至少达到170%~250%,即喷嘴顶端下0.9米处的锥形喷雾覆盖面积乘以每层的喷嘴数应能覆盖170%~250%的吸收塔截面积。根据所选的喷头数量,在塔内均匀布置,用喷洒角90°的喷头,层间高差为1.7米时,其喷洒覆盖率按直径为1.8米布满塔的圆面积。 喷淋塔一般选用2~6个喷淋层,每平方米安装0.7~1个喷嘴,设计每平方米一个,每层需安装个数为300个,则吸收塔内喷淋层数为: n1=800/300=2.66层,圆整后取3层。 喷淋层的层间距一般为为0.8~2米,本设计中喷淋层的层间高差根据国外离心式喷雾喷头经验,按 1.5米设计。则喷淋层高度为h=3×1.5=4.5m。 6.2.4 氧化系统 根据经验,当烟气中含氧量为6%以上时(本设计的含氧量为5.93%,与6%极为接近),在吸收塔喷淋区域的氧化率为50~60%,本设计取50%。采用枪式氧化分布技术,在浆液池中氧化空气利用率为25%~30%,因此,浆液池中需要的理论氧气量为(喷淋区氧化率取50%,浆液池中空气利用率取30%):根据化学反应方程,氧化1摩尔二氧化硫需用0.5摩尔氧气。 氧化空气量的计算[29]: (6-5) 式中—进入FGD系统入口的SO2含量(干标),mg/Nm3; Q—进入吸收塔入口的烟气量,Nm3/h; —脱硫效率,%; —氧气的密度,1.429Kg/m3。 可知,吸收1KgSO2并生成石膏,理论需氧量为0.25Kg,则实际需要理论空气量为: (6-6) 而实际氧化空气的利用率为25%~30%,实际所需的氧化空气量为: (6-7) 6.3 吸收塔附属设备的选型 6.3.1 除雾器 除雾器[28]是以重力作用和惯性作用为工作原理。脱硫除雾器的结构中设有弯曲的烟气通道,当烟气以一定的速度通过弯曲通道部分时,烟气会被迫快速、连续的改变自己的运行方向,烟气中的雾滴会在惯性和离心力的作用下,被甩到脱硫除雾器的叶片上。脱硫除雾器叶片上的雾滴聚集量随着烟气的通过不断增加,最后雾滴汇集成雾滴流,在重力的作用下向下运动,下落到浆液池内,而气体则顺着通道运动出脱硫除雾器,这样就完成了雾滴和气体的分离。 本设计中,吸收塔设两级除雾器,第一级除雾器接触的烟气含液体量较多,板片上有较多的浆液要冲除,因此第一级板距稍宽些30~75mm。第二级除雾器为了尽可能多地去除雾滴,提高除雾效率,板距通常较窄20~30mm。两级除雾器间距为1.5m,第一级除雾器与吸收塔最上层喷淋母管间的距离为2m,第二级除雾器背面至吸收塔或烟道截面开始变窄处距离为1m。 6.3.2 除雾器冲洗系统 除雾器冲洗系统的作用是定期冲洗掉除雾器板片上捕集的浆体、固体沉积物,保持板片清洁、湿润,防止叶片结构和堵塞流道。除雾器冲洗系统主要由冲洗喷嘴、冲洗泵、管路、阀门、压力仪表及电气控制部分组成。其作用是定期冲洗由除雾器叶片捕集的液滴、粉尘,保持叶片表面清洁(有些情况下起保持叶片表面的潮湿的作用),防止叶片结垢和堵塞,维持系统正常运行。第一级除雾器设计上下两层冲洗水,第二级除雾器只设迎风面冲洗水。第一级迎风面的冲洗水流量应为1.0L/s·m2,第一级背面和第二级迎风面的冲洗水流量应为0.34L/s·m2。 6.3.3 循环浆液泵 循环浆液泵[29]将吸收塔反应罐内的石灰石浆液送至喷嘴,每台循环浆液泵对应一层喷淋层,则1座吸收塔供需3台泵(2用1备)。 循环浆液泵选择离心泵,卧式,泵的壳体采用球墨铸铁+橡胶内衬,叶轮用防腐耐磨材料制成。按浆液中氯离子含量4g/L进行选材。吸收塔循环浆液量43200m3/h,每台循环浆液泵流量为V=43200/2=21600m3/h。 型号:FWPF800-933离心泵 流量:25653m3/h 扬程:31.5m 数量:3台(2运1备) 输送介质:30%浓度石灰石浆液 6.3.4 吸收塔排浆泵 石膏浆液排出泵为离心泵,泵的壳体采用球墨铸铁+橡胶内衬,叶轮用防腐耐磨材料制成。每台吸收塔设2台石膏浆液泵(1运1备)。 吸收塔排出石膏浆液量为: W=172×300000×2377×96%/(64×20%)=9.14t/h (6-8) 浆液密度为1120Kg/m3,吸收塔石膏浆液流量为V==59.1m3/h 吸收塔排出泵型号:Y2255-4离心泵 流量:315m3/h 功率:37KW 转速:1480r/min 扬程:23m 6.4 吸收塔高度的计算 6.4.1 烟气进口底部至浆液面的距离h2 考虑浆液鼓入氧化空气和搅拌时液位有所波动;入口烟气温度较高,浆液温度较低可对进口管底部有些降温影响;加之,该区间需接进料管;一般将这个高度定位800~1200mm。本设计选定这个高度为h2=1200mm。 6.4.2 烟气进出口高度h3 烟气一般水平进入吸收塔,水平引出,而且横截面积随容量增大。另外吸收区路程短使得吸收区烟气速度分布难以均匀。为使烟气均匀通过,采用以下几个措施:①采用较大的烟气进出口宽高比,进口宽度占到塔径的80%以上;②进口向下倾斜6℃~10℃。 根据工艺要求的进出口气流速度(一般为12m/s~18m/s)而定进出口面积[22] [23]。 本设计选取进出口流速18m/s[22] [23],则烟气进出口截面积=,圆整后取5m2。 进出口宽度设计为塔径的80%,则进出口宽度=0.8×6m=4.8m 则进出口高度h3=5/4.8m=1.17m,圆整取进出口高度为1.2m 6.4.3 最上层喷浆管与第一段除雾器的高度差h4 根据喷浆后雾滴大小及烟气上升流速考虑,这个高度值一般为3m~3.5m,本设计选取h4=3.5m。 6.4.4 烟气出口距除雾器距除雾器最上端冲洗水管距离 取h5=0.5m[25]。 则计算该吸收塔总的高度=h1+h2+h3+h4+h5+h6=12.1m,圆整取13m。 6.4.5 吸收塔附属部件设计 (1) 浆段和除雾器段的塔体相当部位安装直径为φ1000mm的安装孔; (2) 塔顶设置一快式排气孔,直径为φ500mm,以便于停车检修时迅速排出塔顶不聚集的烟气以保证检修人员的安全; (3) 塔体上部设置一800mm×1000mm的清扫门。 6.5 浆液制备系统的设计计算 6.5.1 浆液制备系统的选择 石灰石浆液制备系统的作用是:配制吸收剂浆液、储存石灰石粉、向吸收塔供给吸收剂浆液,保证吸收浆液的pH值。 石灰石浆液制备系统有湿式制浆系统和干式制浆系统。本设计选用湿式制浆系统,湿式制浆系统结构简单,占地面积小,设备发生故障的可能性大为降低。湿式制浆比干式制浆运行费用要低10%~15%,而且湿式制浆对石灰石粉和粒径的调节更方便。 6.5.2 主要设备的计算 本设计采用公用一套石灰石制浆系统的方案。 采用直接购买石灰石进行配制。石灰石由卡车直接卸入卸料斗,由振动给料机送入石灰石仓内,石灰石仓的容积应满足两台炉6天运转的石灰石消耗量的储存。 根据物料横算可知,每台吸收塔系统消耗的石灰石量为4.89/h,则两台吸收塔系统的石灰石消耗量为9.78t/h。 6.5.2.1 石灰石仓的体积 设计该石灰石储存仓可储存6天的石灰石消耗量,则石灰石块仓的体积:(查得石灰石的堆积密度为2700kg/m)[26] [27] V仓= (6-9) 6.5.2.2 石灰石仓的尺寸确定 设计石灰石块仓上部圆柱体直径为φ8m,则上部圆柱体的截面积为S= 则上部圆柱体的高度H=,圆整后取上部圆柱体的高度为11。 粉仓顶部设有库顶布袋除尘器,块仓的下部为两圆锥体,两圆锥体的直径分别为 φ4,锥角设为60°,高度为3,石灰石粉仓采用钢筋混凝土混合结构,下部椎体采用16Mn钢板制作。 6.5.2.3 石灰石浆液储存罐 每套系统设置1座石灰石浆液箱,共2座。设计使浆液储存罐可存储工况条件下10小时浆液用量,则浆液池的体积=。设计浆液储存罐内直径为φ6m,通过计算浆液池高度=265÷π×4÷36=9.37m。圆整,并使浆液罐上部留有0.5米余量,最终取浆液罐高为10米。每座石灰石浆液箱设有一台搅拌机,防止浆液沉淀。 6.5.2.4 石灰石湿式球磨机的设计计算与选型 根据《石灰石-石膏法烟气脱硫工程设计规范》,当两台机组共用一套吸收剂制备系统时,每套系统宜设置两台石灰石湿式球磨机及石灰石浆液旋流器,且单台设备出力按设计工况下的石灰石消耗量的75%选择。 (1) 本设计所使用的石灰石浆液含固量为30%,查得含固量为30%的石灰石浆液密度为1230kg/m3。由上可知,湿式球磨机每小时处理的石灰石重量为设计工况下石灰石消耗量的75%,石灰石量=4.89t/h×2×75%=7.4t/h。 (2) 根据石灰石的设计资料,计算石灰石中含水率: W=100%-(93.66%+2.48%+0.85%+0.84%+1.12%)=1.1% (3) 干燥物料的重量=1.23t×30%=0.369t。 水分重量:G(总水)=1.23t×(1-30%)=0.861t,已计算得石灰石本身含水率为1.1%, 则形成1立方米浆液所需要的石灰石重量: G(石灰石)=G(物干)/(1-1.1%)=0.369t/98.9%=0.3731t。 则形成1立方米泥浆需加工艺水量: G(水)=G(水总)-G(物水)=0.861t-0.3731t×1.1%=0.857t。 则料水装填比=G(物)/G(水)=0.3731/0.857=1/3.14。即每1吨石灰石制备成浆液要消耗工艺水3.14吨,然后形成密度为1230kg/m3、含固量为30%的石灰石浆液。 (4) 根据湿式球磨机每小时处理的石灰石量为7.4t, 则泥浆总质量:=,即所需要球磨机的生产能力为24.67t/h。 选择型号为MSGT-3268的湿式球磨机,其基本参数如下所示: 筒体直径 3600mm; 通体长度 7500mm; 同体有效容积 6880m3; 主电动机功率 ≤100KW; 生产能力 27t/h。 6.5.2.5 石灰石浆液旋流器的设计选型 (1) 由球磨机的选型可知,该浆液旋流器要处理的浆液量为24.67t/h,转换为体积流量,Q浆液=24.67×1000/1230(m3/h)=20.06(m3/h)。 (2) 含固量为30%的浆液,其石灰石粒径一般应至少达到90%通过325目的筛子,平均粒径为10微米至20微米。 由上面的参数选择型号为FX-180的水力旋流器。其处理能力为20至30m3/h。 6.6 其他系统设备设计选择 6.6.1 增压风机 增压风机布置在气—气换热器(GGH)的上游、运行在干工况下。其型式为动叶可调轴流式,带液压动叶可调控制器。增压风机包括电机、控制油系统、润滑油系统和密封空气系统。可变的叶片间距控制流量及压力。详见4.1.5。 6.6.2 搅拌器 搅拌器是用来搅拌浆液防止沉淀,吸收塔搅拌器还有将氧化空气破碎成气沫与浆液充分混合的作用,使氧化过程进行的更快、更充分。搅拌器采用侧进式,分上下两层,上层使浆液中固体物质与氧化空气接触,加强浆液氧化反应(亚硫酸根氧化率可达99.8%),下层使浆液中的固体物质保持在悬浮状态,避免沉淀。 转轮:三叶,通过销钉和螺母安装在轴的末端,采用双层浇铸材料制成,轮转速为190-280r/min。 变速箱:变换搅拌器的转速,使搅拌液面变化最小速度大于40m/min。 6.6.3 石膏处置系统 石膏处理系统由石膏浆液排出泵、石膏旋流器、带搅拌器的石膏旋流器溢流箱、石膏旋流器溢流箱排出泵、真空皮带脱水机系统、带搅拌器的滤液箱及滤液泵、废水旋流器、石膏脱水区排水坑等组成。 从反应罐送至一级脱水设备的浆液固含量大约是15wt%~35wt%,设计为15wt%。而真空皮带过滤机生产的石膏饼含水量大约是10%~12%,设计为10%。 吸收塔排出石膏浆液量: W1= M(石膏晶体)×qs×n(SO2) ×/64×10-6÷Ss (6-10) =172g/mol×2340mg/m3×300000m3/h×96%/(20%×64)=9.14t/h 脱水石膏产量: W2=M×qs×/64×Sg =172×2340×300000×96%/(99%×64)=2.1t/h (6-11) 滤液水量=9.14—2.1=7.04t/h 式中qs——干标烟气量,Nm3/h; Ss——浆液固含量,%; Sg——石膏饼固含量,%。 石膏脱水系统设置两级脱水,一级水力旋流器,二级真空皮带压缩机。 设计石膏在储仓中停留时间为5天,石膏密度为2.61g/cm3,则储仓体积应为: V=×5×24×1=96.55m3,取V=100m3 设计储仓高h1=4m,则:A1=V/h1=100/4=25m2,设计为矩形储仓。则: 储仓尺寸为:长×宽×高=5m×5m×7m。 6.6.4 废水排放系统和处理系统 两套脱硫装置设置一套废水排放和处理系统。根据脱硫工艺的要求,脱硫系统需要排放一定量的废水以维持吸收塔浆液适当的氯离子浓度。石膏浆液旋流器的溢流液送至废水水箱,经旋流器浓缩废水,废水旋流器的底流液返回吸收塔,含有2.1%固体颗粒的溢流液经废水输送泵处理达标后排放。 6.6.5 浆液排放和回收系统 两套脱硫装置公用一套浆液排放与回收系统。吸收塔浆池需要排空进行检时,塔内浆液通过排浆泵排入事故浆液池。事故浆液池最小体积应能容下浆液池中所含浆液量。 6.6.6 工艺水耗量的计算 脱硫除尘岛[31]的工艺水包括两部分,即石灰石浆液制备用水和吸收塔烟气冷却水。 6.6.6.1 石灰石将夜用水量 根据物料平衡式可知,石灰石浆液用水量为产生石膏量的2倍。 (6-12) 则: 6.6.6.2 吸收塔烟气冷却水 吸收塔烟气冷却水是将烟气的温度降低到反应温度一般为脱硫后烟气露点以上20~30℃,通常为75℃。 根据热平衡可以得到: (6-13) 式中 —吸收塔冷却水量,; —烟气的放热量,; — 水的单位重量吸收热,。 可以简化计算: (6-14) 式中:—烟气量,Nm3/h; —烟气比热,烟气比热与烟气温度有关系,但简化计算中可取烟气比热为0.3kal/(Nm3℃); —分别表示吸收塔入口和出口烟气温度,℃。 (6-15) 式中:—水的温升热,为0.1kal/(kg℃); —水的蒸发热,为540kcal/kg; —水加入温度,℃; —水反应后温度,℃。 则:kcal/h 因此,吸收塔冷却水量为: t/h 由公式: (6-16) 则用水总量: =12.3+72.6=84.9t/h (6-17) 水的密度为1000kg/m,则流量为V=M/1000=84900/1000=84.9m 设计2座工艺水箱,工艺水箱的容积为:150m 尺寸为:长×宽×高=5m×5m×6m 第七章 烟囱的设计计算 7.1 烟囱高度的确定 按锅炉的燃煤量查表来确定烟囱高度。根据每小时燃煤量1.8t/h查下表,取烟囱最低允许高度为H=25m。 表7-1 锅炉烟囱高度表 锅炉总额定出力(t/h) <1 1~2 2~6 6~10 10~20 20~35 烟囱最低高度(m) 20 25 30 35 40 45 7.1.1 烟囱直径的确定 烟囱出口内径 (7-1) 式中Q——通过烟囱的总烟气量,m3/h; v——烟气流速,采用自然通风,全负荷运行,v取7m/s。 表7-2 烟囱出口烟气流速 通风方式 运 行 情 况 全负荷时 最小负荷 机械通风 10~20m/s 4~5m/s 自然通风 6~8m/s 2.5~3m/s (7-2) 取圆整为d=1.20m 烟囱底部直径: (7-3) 式中1——烟囱出口直径,m; H——烟囱高度,m; i——烟囱锥度,取i=0.02。 1=5m 7.1.2 烟囱的抽力计算 (7-4) 式中——烟囱的抽力,KPa; H——烟囱高度,m; ——外界空气最低温度,,取5; ——烟囱内烟气平均温度,; B——当地大气压,。 (7-5) 7.2 辅助设备设计计算 7.2.1 烟气换热器的设计计算 烟气换热器(GGH),是烟气脱硫系统中的主要装置之一。它的作用是利用原烟气将脱硫后的净烟气进行加热,使排烟温度达到露点之上,减轻对净烟道和烟囱的腐蚀,提高污染物的扩散度;同时降低进入吸收塔的烟气温度,降低塔内对防腐的工艺技术要求。烟气换热器有回转式、管式换热器两种。 热管换热器属于热流体与冷流体互不接触的表面式换热器。热管换热器显著的特点是:结构简单,换热效率高,在传递相同热量的条件下,热管换热器的金属耗量少于其他类型的换热器。换热流体通过换热器时的压力损失比其他换热器小,因而动力消耗也小。由于冷、热流体是通过热管换热器不同部位换热的,而热管元件相互又是独立的,因此即使有某根热管失效、穿孔也不会对冷、热流体间的隔离与换热有多少影响。此外,热管换热器可以方便地调整冷热侧换热面积比,从而可有效地避免腐蚀性气体的露点腐蚀。热管换热器的这些特点正越来越受到人们的重视,其用途亦日趋广泛。 7.2.1.1 烟气出口温度计算 (7-6) 式中——未处理烟气入口温度,℃; ——未处理烟气出口温度,℃; σ——换热器保温系数,σ=0.9; ——洁净烟气进口温度,℃; ——洁净烟气出口温度,℃; ,,,——洁净烟气和未处理烟气在进出口温度下的比热值。 则烟气在换热器出口温度: ℃ 7.2.1.2 对数平均温差 设,,则 (7-7) 对数平均温差: ℃ (7-8) 7.2.1.3 换热器参数计算 (7-9) 式中Q——空气获得的热量,kJ/h; ——空气的流量,m3/h; (kJ/h) 总传热面积管子外壁面积: (7-10) 式中F——总传热面积管子外壁面积,m2; K——传热系数;kJ/m2·h·℃,K取76.62 kJ/m2·h·℃; Q——空气获得的热量,kJ/h。 (m2) 管子总长: (7-11) 式中d1——钢管外径,取50mm; (m) 单根管长L(L=1.5m),则管子总根数: (7-12) 式中——管子总根数; L——单根管长。 (根) (7-13) 图7-1 GGH烟气进出口示意图 7.3 供剂管管径计算 7.3.1 脱硫塔供液管管径计算 (7-14) 式中D——管子内径,mm; L——液体用量,L/h; V——管内液体流速,取1.5m/s。 (7-15) 圆整取外径D=100mm,则管内径d=100-2×2=96mm。 则管内水流速度: (7-16) 第八章 设备布置和预算 8.1 总体布置 根据锅炉运行情况和锅炉房现场的实际情况确定各装置的位置。一旦确定了各装置的位置,管道的布置也就基本可以确定了。对各装置及管道的布置应力求简单,紧凑,管路短,占地面积小,并使安装、操作和维修方便。 8.2 工程概算 概算按照<全国统一安装工程预算定额>与目前市场价格调研来计算。 8.2.1 除尘部分工程概算 单台HHD-125/3/1型静电除尘器设备价格由以下几个部分组成。 (1) 机械部分。包括1台螺旋卸灰阀,插板阀。共计8.00万元; (2) 电气部分。包括10个电磁脉冲阀[17],6个提升阀,1台空压机,1套PLC控制系统,照明及现场操作箱。共计45.00万元; (3) 除尘器本体部分及滤料部分。包括60个滤袋(Φ120mm×200mm)。共计42.00万元; (5) 总的投资费用。单台HHD-125/3/1型电除尘器设备价格为40.00万元。施工安装费35.00万元; 本次设计的项目投资共计170.00万元。 8.2.2 脱硫部分工程概算 (1) 设备费。一台喷淋脱硫塔240.00万元,吸收剂制备系统70.00万元,测量与控制系统45.00万元; (2) 附属设备。一台氧化风机与一台电动机共计56.00万元,水泵35.00万元; (3) 设备安装。管道加工与安装,包括管道材料、阀门等,共计120.00万元,设备安装按设备费的30%计,为36.00万元; (4) 土建费。设备操作间30.00万元,操作平台25.00万元; (5) 其他费用。运输费用按设备费的4%计,设计费用按设备费的3%计,不可测费用按设备费的 8%计。共140.00万元; 本次设计的项目投资共计762.00万元。 综上本次设计的项目总投资共计932.00万元。 第九章 结论 本次设计我主要设计的是一套除尘脱硫系统。其中包括了除尘系统、吸收系统、吸收剂浆液制备系统、石膏脱水系统,并对电除尘器、吸收系统、吸收剂浆液制备系统和石膏脱水系统中的主要设备进行计算设计选型。 本次设计工艺先进结构合理,主要采用的是石灰石—石膏法湿法脱硫技术,石灰石石膏湿法脱硫技术是面前应用的最普遍的烟气脱硫方法。使用该方法脱硫能有效地降低系统的运行成本,达到预期的处理目标,并且该法已得到了广泛的实践认证安全可行。运用石灰石石膏法脱硫其投资较少占地面积少运行费用低非常适合我国的国情并且其除尘脱硫效率高系统运行可靠性较好完全达到了我国环保要求在技术上是完全可靠的,运用该技术将有效控制锅炉烟气对环境空气质量的影响。 在这个设计过程中,经过方案制定后,总结出一套理想的工艺流程。在设计计算主要构筑物的尺寸之后,我们进行了平面布置,将工艺设备合理的摆放,进而又进行了高程计算,得到所有构筑物之间的位置关系。在这些工艺设计的基础上,用AutoCAD将图绘制出来,这样就得到了一个完整的工艺设计,进而成为施工的依据。 参考文献 [1] 郝吉明, 马广大. 大气污染控制工程(第二版)[M]. 高等教育出版社, 2002. 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