烟气脱硫设计计算.docx
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烟气脱硫设计计算
烟气脱硫设计计算
1130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清洗。
吸收过程
吸收过程发生的主要反应如下：
（）2+2→3+H2O
3+2+H2O
→（3）2
（3）2+（）2
→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
→4
（3）2+1/2O2
→4+H23
H23+（）2
→3+2H2O
3+1/2O2
→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。
脱硫效率高
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/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及系统
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73以下，这
样氧化镁法脱硫工艺就能节省很大一部分费用。
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及，因此大多采用物料平衡方法进行计算：
2＝2（1－2）
（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（火力发电厂锅炉取0．90；工业锅炉、炉
窑取0．85；营业性炉灶取0．80）；
S——煤中的全硫份含量，％；
2——脱硫效率，％，若未采用脱硫装置，
2＝0。
由此可见，此计算方法涉及燃煤的重量（B）、含硫量（S，全硫，下同）和锅炉的型式
（F，电站锅炉视为常数）及其脱硫效率（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、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（1－2）
=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Q
285000273
273130
193065353.73
脱硫塔进口二氧化硫的含量C1
C1
526.5
27273
193065
2727-200100%92.7%
需要的脱硫效率为：
η
2727
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2.1m，宽为2.5m；校核实际烟速为：
（当多条烟道交汇一起时，
所有烟道的高度都应相同，）
v实=
285000
15.08
2.12.53600
2、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，防止对塔体及内部设
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2.1m；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）和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V3（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%，则增加水分的体积流量V2（m3）为：
V2=0.07×53.7（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=0.05m3质量流率G2
0.051000
64g/s0.142860.14
22.4
根据物料守蘅,总共需要的氧气质量流量
2
=0.14×0.50.07
该质量流量的氧气总共需要的空气流量为
G空气=/0.23=0.31
2
标准状态下的空气密度为1.293m3[2]
故V空气=0.31/1.293（m3）=0.24（m3）
V3=（1-0.23）×V空气=0.77×0.24m30.19m3
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：
Vg
i
2×
u
其中：
为实际运行状态下烟气体积流量，
57.64m3
u为烟气速度，3.5（3-5）
因此喷淋塔的内径为
Vg
57.83
i2×
=2×
=4.589m≈4.6m
u
3.14
3.5
3、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、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＜73之间，根据相关文献资料可知液气比选择53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――平均容积吸收率，
以表示。
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
＝Q
K0
C
（3）
V
h
其中C为标准状态下进口烟气的质量浓度，3
为给定的二氧化硫吸收率95~98％;本设计方案为95％
h为吸收塔内吸收区高度，m
K0为常数，其数值取决于烟气流速u（）和操作温度（℃）;
K0=3600u×273/（273）
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（12）=kya×h×ym
（4）其
中:
G为载气流量（二氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流量），（m2）Y12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）
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，（m3﹒s）a为单位体积内的有效传质面积，m23.
ym为平均推动力，即塔底推动力，△（△y1-△y2）（△y1/△y2）
所以
（y12）
（5）
吸收效率=112，按照排放标准，要求脱硫效率至少93%。
二氧化硫质量浓度应
该低于2003（标状态）
所以
y1
≥10.0203%
（6）
又因为22.4×（273）/273（流速）
将式子（5）的单位换算成（
2
）,可以写成
=3600×64
*
273
u*y1
/h
（7）
22.4
273
t
在喷淋塔操作温度13055
92.5
C下、烟气流速为
3.5、脱硫效率
=0.95
2
前面已经求得原来烟气二氧化硫2质量浓度为a（m3）且27273
而原来烟气的流量（130C时）为285000（3）换算成标准状态时（设为Va）
已经求得a193065353.73
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
mSO2=53.7×27273146440mg=146.5g
SO
146.5g
22.4L/mol51.280.051283≈0.053
2
64g/mol
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
故
1
0.05
100%
0.10%
53.7
又
烟气流速3.5,
10.10%,
0.95,t
92.5C
总结已经有的经验，容积吸收率范围在
5.5-6.5（m3﹒s）之间，取=6（m3﹒s）
代入（7）式可得（根据平均容积吸收率公式求的
）
64
273
3.5
0.0010
0.95）
6=（3600
273
92.5
22.4
故吸收区高度4.25≈4.5
m
3、1、2、3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753。
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。
本设计中设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。
距离最上层冲洗喷嘴3.5m。
1）数量：
1套×1套
2）类型：
V型级数：
2级
3）作用：
除去吸收塔出口烟气中的水滴，以便减少烟囱出烟口灰尘量。
4）选材：
外壳：
碳钢内衬玻璃鳞片；除雾元件：
阻燃聚丙烯材料（）；冲洗管
道：
；冲洗喷嘴：
。
表4除雾器进出口烟气条件基于锅炉100工况进行设计
除雾器进口除雾器出口
烟气量
温度℃
50
烟气压力
113（1.11）
93（0.91）
雾滴含量3N（D）
≤75
5）雾滴去除率：
99.75%
为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于
753（干态），除
雾器的雾滴去除率需要达到
99.75%以上。
6）除雾器内烟气流速：
6.9
3、1、2、4喷淋塔浆液池高度设计（设高度为h2）
浆液池容量V1按照液气比和浆液停留时间来确定，计算式子如下：
V1
L
t1
VN
G
其中
为液气比，53
为烟气标准状态湿态容积，53.7m3
T1=2-6,取t1=4140s（4分钟或6分钟）
由上式可得喷淋塔浆液池体积
（）××5×53.7×240=64.5m3（4分钟64.5m3）
选取浆液池内径等于吸收区内径，内径D2=4.6m
而10.25×3.14×D2×D2×h2=0.25×3.14×4.6×4.6×h2
所以
h=4.9m（4.9m）
2
3、1、2、5喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为h）（一般没有变径
流速15
高
4
2.1m宽2.5m）
直径602.76
根据工艺要求，进出口流速（一般为1230）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20，而烟气流量为53.7m3，
可得h42m220m/s53.7m3/s
所以h4=1.64m
2×1.64=3.28m（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
23+h4=4.5+4.9+3.50+4.2=17.1m（外加烟道进口到下边浆液池取0.8m，烟道进口到第一层吸收区下端距离为2m,烟道出口到除雾器最上层距离1m,喷淋层吸收区设3层，每层有效高度为2m，喷淋层最顶端到除雾区最低端距离为1m，则实际塔高为）23m
3、1、3液体循环量
液气比53，烟气量为1930653,工况下285000m3,
工况下:
液体循环量285000*5=1425m3
循环泵的选型：
第一层喷淋层的高度为：
h1=4.9+0.8+2.1+2+2=11.8m
第二层喷淋层的高度为：
h2=11.8+2=13.8m
第三层喷淋层的高度为：
h3=13.8+2=15.8m
每层的流量均分，取500m3
3、1、4喷嘴在塔内布置设计
喷嘴在塔内布置是非常重要的，只有进行合理、优化的喷嘴布置设计，才能
达到系统设计要求，使脱硫系统达到高脱硫率。
其中喷嘴在塔内布置的方法有两
种：
一种是同心圆布置，另一种是矩阵式布置。
进行喷嘴在塔内布置设计中应该注意以下问题：
（1）选择合理的喷嘴覆盖高度，通常根据喷嘴特性及两层喷淋之间距离来确定。
（2）选择合理的单层喷嘴个数。
一般来说，喷嘴个数根据工艺计算来确定。
通常
每层布置一个喷淋管网，每层应装有足够多的喷嘴，尽量减少连接喷嘴的管道长度。
喷嘴数量选择按如下公式计算：
n＊=ψ×222
其中ψ200％或220％（覆盖率；多取220％）
吸收塔喷淋区直径（米）
d2喷嘴在喷射距离l米处的喷射直径（米）
（3）当喷嘴覆盖高度确定以后，则就可以计算单个喷嘴的覆盖面积，
A0H2tg2
/2
式中，
为喷雾角。
A0为单个喷嘴的覆盖面积，
2
m。
喷嘴覆盖高度。
（4）当在脱硫塔内布置喷嘴时，选择合适的喷嘴之间的距离。
通常根据喷嘴个数和脱硫塔直径来选择喷嘴间距，并要与连接喷嘴的喷管布置方案整体考虑。
（5）选择合理的经济流速，并根据喷管产品的标准来确定石灰石浆液母管和支管直径。
（6）当检验喷淋层在脱硫塔覆盖率时，不仅要考虑喷嘴液流与母管、支管和支撑
的碰撞对覆盖率的影响，还要考虑所有喷嘴在脱硫塔内覆盖均匀度。
喷淋层在脱硫塔内覆盖率为
nA0
A
100%
2
式中а为覆盖率，%；n为单层喷嘴个数；A0为单个喷嘴的覆盖面积，m；
2
A为吸收塔的截面积，m。
工程设计时通常要求塔内喷淋覆盖率为200％～300％，且覆盖比较均匀。
进
行喷淋层间距选择时还必须要考虑喷嘴液流与母管、支管和支撑的碰撞对覆盖率
的影响。
（1）喷嘴的数量
单个喷嘴的覆盖面积：
喷雾角取90°
A
0
12
tg
2
（90/2）
2
=3.14
3.14m
n=300%
4.6
2
16个
22
则每层的喷头数为：
16个，总共为48个
3
每层需要的浆液流量为：
500m,则每个喷嘴的流量为
Q1=5004810.5m32.92
工艺流程：
.
氧化镁熟化
氧化镁浆液
脱硫塔
氧化池
池
池
事故浆液池
渣浆泵
过滤装置
4氧化镁粉仓
2流量526.5，一天需要去除的2量为12636,
（）2+2→3+H2O
5864
X12636
3+2+H2O→（3）2
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