冶金行业SG型火电厂锅炉中硫烟煤烟气袋式除尘湿式氨法.docx
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冶金行业SG型火电厂锅炉中硫烟煤烟气袋式除尘湿式氨法
（冶金行业）SG型火电厂锅炉中硫烟煤烟气袋式除尘湿式氨法
1.方案论证1
1.1污染源情况1
1.2系统选择1
1.3系统的特点1
1.4工艺流程1
1.5SG—1000/160型火电厂锅炉中废气燃烧的相关计算2
1.5.1理论空气需要量2
1.5.3粉尘量的计算2
1.5.6含S浓度3
2．除尘设备说明与计算——袋式除尘器3
2.1袋式除尘器简述3
2.2袋式除尘器技术原理和工艺流程3
2.2.1袋式除尘技术原理3
2.2.2袋式除尘工艺流程5
2.3影响滤尘效率的主要因素6
2.3.1滤布及粉尘层的影响6
2.3.2滤布结构与性质的影响7
2.3.3过滤速度的影响7
2.4除尘设备设计说明书7
2.4.1设计袋式除尘器方案简介7
2.4.2袋式除尘器设计须知8
2.4.3脉冲袋式除尘器系统组成8
3．除尘设备的说明与计算——脉冲袋式除尘9
3.1除尘设备设计计算书9
3.1.1过滤面积A9
3.1.2滤袋直径和长度9
3.1.3滤袋数量n的确定9
4．脱硫设备的说明与计算——湿式氨法脱硫9
4.1氨法脱硫简述10
4.2氨法脱硫技术原理和工艺过程11
4.2.1氨法脱硫技术原理11
4.2.2氨法脱硫工艺过程11
4.3氨法脱硫技术特点12
4.3.1完全资源化--变废为宝、化害为利12
4.3.2脱硫副产物价值高12
4.3.3装置阻力小--方便锅炉系统配置，节省运行电耗13
4.3.4脱硫装置可靠--运行方便、高效、脱硫效率高13
4.3.5装置设备占地小--便于老锅炉改造13
4.3.6既脱硫又脱硝--适应环保更高要求14
4.3.7自主知识产权技术—符合国情、适合全面推广14
4.4．脱硫设备设计说明书14
4.4.1设计氨法脱硫操作系统方案简介14
4.4.2喷淋吸收塔主要工艺设计参数15
4.4.3喷淋塔的设计程序16
4.4.4副产品后处理过程16
4.5脱硫设备设计计算书17
4.5.1喷淋塔吸收区高度计算17
4.5.2烟气流速17
4.5.3喷淋塔吸收区的高度的确定18
4.5.4喷淋塔的塔径的计算18
4.5.5喷淋塔浆液池高度设计计算18
4.5.6喷淋塔除雾区设计18
4.5.7喷淋塔中浆液的喷嘴，喷管的设计及计算20
4.5.8喷淋塔人孔的设计23
5．烟囱设计计算23
5.1烟囱高度的计算23
5.2烟气释放热计算23
5.3烟气抬升高度计算24
5.4烟囱直径的计算24
5.5烟囱阻力计算24
6．管道管径的计算25
6.1管道计算25
7．配套设施设计计算26
7.1增压风机的选型计算26
7.2氧化风机的选型计算27
参考文献：
29
结束语30
1.方案论证
1.1污染源情况
火力发电厂主要利用煤作为动力燃料进行发电。
煤燃烧后产生的尾气主要含粉尘等，其具体组成情况如表1：
表1火电厂尾气具体组成情况（中硫烟煤）
大气污染源名称
尾气所含成分量（%）
61.5%
4%
3%
1%
1.5%
18%
11%
15%
排烟温度（℃）
160
飞灰率（％）
36
空气过剩系数
1.2
烟气在锅炉出口前阻力（Pa）
1220
1.2系统选择
本设计采用逆喷低压脉冲袋式除尘器作为除尘主体设备；同时本设计采用湿式氨法进行脱硫作为主体脱硫设备，经过该设计，尾气的排放达到大气污染物排放标准中2类区新建排污标准。
1.3系统的特点
袋式除尘器——投资费用低。
主体设备除尘效率高，且性能稳定可靠﹑操作简单﹑使用灵活。
湿式氨法脱硫——脱硫效率高，脱硫副产物硫酸铵可做农用肥，且氨来源稳定，副产物具有市场。
1.4工艺流程
针对火电厂煤燃烧尾气的具体成分，采用先脱硫后除尘的方法进行处理,具体流程如图1：
废气源
图1火电厂尾气处理工艺流程图
1.5SG—1000/160型火电厂锅炉中废气燃烧的相关计算
初始条件:
如表一数据
锅炉煤耗量:
100t/h.
1.5.1理论空气需要量
得；
1.5.2燃烧生成的烟气总体积为
已知燃煤不需要雾化蒸汽，所以
得
1.5.3粉尘量的计算
因为燃烧炉为沸腾炉，所以取20%.
除尘效率设为97%
得
1.5.4烟气总量计算，其中B=100t/h
得；
1.5.5的计算
得；
1.5.6含S浓度
2．除尘设备说明与计算——袋式除尘器
2.1袋式除尘器简述
袋式除尘器是利用多孔纤维材料制成的滤袋（简称布袋）将含尘气流中的粉尘捕集下来的一种高效除尘装置。
由于其具有除尘效率高，尤其对微米级粉尘颗粒具有较高的捕集效率，且不受粉尘比电阻的影响；运行稳定，对气体流量及含尘浓度适应性强；处理流量大，性能可靠等优点，因此广泛适用于工业含尘废气净化工程。
但目前存在的主要问题是：
普通滤料不耐高温，若采用特殊滤料，则成本过高；另外不适宜净化黏性及吸湿性强的气体，否则气体温度低于露点温度时，会产生糊袋现象，使除尘器不能正常工作。
2.2袋式除尘器技术原理和工艺流程
2.2.1袋式除尘技术原理
含尘气体由灰斗部进气口进入过滤室，较粗颗粒直接落入灰斗或灰仓，含尘气体经过滤袋过滤，粉尘阻留于袋表面。
净气经袋口到净气室，由风机排入大气。
当滤袋表面的粉尘不断增加，导致设备阻力上升到设定值时，时间继电器输出信号，控制信开始工作，逐个开启脉冲阀，使压缩空气通过喷口对滤袋进行吹气清灰，在反向气流的作用下，附于袋表面（或过滤层内）的粉尘迅速脱离滤袋落入灰斗，粉尘由放灰阀排出。
全部滤袋喷吹清灰结束后，除尘器恢复正常工作。
图2滤布的滤尘过程
由于滤布除尘效率高，所以被使用的最为广泛。
惯性碰撞、拦截、扩散、重力和静电作用等粉尘粒子的沉降机理是分析过滤式除尘器滤尘机理的理论基础。
根据不同粒径的粉尘在流体中运动的不同力学特性，过滤除尘机理涉及以下几方面。
（1）筛滤作用。
过滤器的滤料网眼一般为5~50μm，粉尘粒径大于网眼直径或粉尘沉积在滤料间的尘粒间空隙时，粉尘即被阻留。
对于新织物滤料，由于纤维间的空隙远大于粉尘粒径，所以筛滤作用很小，但当滤料表面沉积大量粉尘形成粉尘层后，筛滤作用显著增强。
（2）惯性碰撞作用。
一般粒径较大的粉尘主要依靠惯性碰撞作用捕集。
当含尘气流接近滤料的纤维时，气流将绕过纤维，其中较大的粒子（大于1μm）由于惯性作用，偏离气流流线，继续沿着原来的运动方向前进，撞击到纤维上而被捕集，所有处于粉尘轨迹临界线内的大尘粒均可到达纤维表面而被捕集。
这种惯性碰撞作用，随着粉尘粒径及气流流速的增大而增强。
因此，提高通过滤料的气流流速，可提高惯性碰撞作用。
图3几种集中除尘机制示意
（3）拦截作用。
当含尘气流接近滤料纤维时，较细尘粒随气流一起绕流,若尘粒半径大于尘粒中心到纤维边缘的距离时，尘粒即因与纤维接触而被拦截。
（4）扩散作用。
对于小于1μm的尘粒，特别是小于0.2μm的亚微米粒子，在气体分子的撞击下脱离流线，象气体分子一样作布朗运动，如果在运动过程中和纤维接触，即可从气流中分离出来。
这种作用即称为扩散作用，它随流速的降低、纤维和粉尘直径的减小而增强。
（5）静电作用。
许多纤维编织的滤料，当气流经过时，由于摩擦会产生静电现象，同时粉尘在输送过程中也会由于摩擦和其它原因而带电，这样会在滤料和尘粒之间形成一个电位差,当粉尘随着气流趋向滤料时,由于库仑力作用促使粉尘和滤料纤维碰撞并增强滤料对粉尘的吸附力而被捕集,提高捕集效率。
（6）重力沉降作用。
当缓慢运动的含尘气流进入除尘器后，粒径和密度大的尘粒，可能因重力作用而自然沉降下来。
过滤式除尘器的滤尘过程比较复杂，一般来讲，粉尘粒子在捕集体上的沉降，是多种沉降机理联合作用的结果。
而且，随着滤料的空隙、气流流速、粉尘粒径以及其它原因的变化，各种机理对不同滤料的过滤性能的影响也不同。
2.2.2袋式除尘工艺流程
铸造废气→间接空气和水冷却→袋式除尘器→废气达标排放。
图4除尘器工艺流程
2.3影响滤尘效率的主要因素
2.3.1滤布及粉尘层的影响
（1）．积尘厚度的影响：
对于效率而言，积尘后>正常工作>振打后>清洁滤料
（2）．清洁滤料的影响
（3）．粒径大小：
=0.3μm的粒子效率较低。
因为恰是惯性与拦截捕集作用的下限，扩散的上限。
图5瞬时捕集效率的实测例
图6滤布在不同积尘状态下的除尘效率
2.3.2滤布结构与性质的影响
滤布结构与性质不同，效率也不同。
绒布的效率大于素布的效率；长绒的大于短绒的。
2.3.3过滤速度的影响
A——滤布总面积，
Q——处理气量，比负荷：
受到：
（1）.滤尘机理的影响,较大粒子,要求大的,此时效率高,2m/min为宜。
小于1μm的粒子，减小过滤速度，则效率增大。
（2）．清灰方式
（3）．含灰浓度等
2.4除尘设备设计说明书
2.4.1设计袋式除尘器方案简介
袋式除尘器设计选型通常依据处理风量来确定设备规格，结合入口粉尘浓度并按照设备阻力要求选择过滤风速，结合烟气温度、湿度、气体组分、粉尘特性、排放要求来确定滤袋材质及表面处理方式，并根据入口粉尘浓度、粉尘颗粒度来确定除尘器的结构型式，包括除尘器进风方式、烟气流场分布和清灰方式。
过滤风速也称气布比，通常在入口粉尘浓度小于50条件下，适合的过滤风速选择在0.9-1.0m/min，在入口粉尘浓度在50-100条件下，适合的过滤风速选择在0.85-0.9m/min。
选择好过滤风速后，即可结合处理烟气量确定过滤面积。
按此进行设计选型，设备运行阻力可以控制在1200Pa以下。
火电厂锅炉烟气进入到除尘器入口温度通常在120-160℃之间，也有少量运行温度小于110℃或大于170℃，尽管很多高温滤料单纯从滤料耐温角度而言是可以选择的，但由于烟气中存在、、、等物质，这些物质对某些滤料在高温条件是有化学损伤作用的，因而滤料选择要结合温度、烟气组分和性价比综合考虑。
烟气湿度是影响烟气露点温度的重要因素之一，也会影响到粉尘的黏度，从而影响到除尘器的过滤和清灰性能。
锅炉爆管导致大量水汽进入除尘器进而产生糊袋现象，就是烟气湿度急剧升高原因所致。
有些燃料如褐煤、煤泥含水率高达30%，烟气湿度对应要达到12-15%，比常规的烟气湿度5-8%要高出一倍以上，势必使粉尘的黏性加大，此时滤料的表面处理就至关重要，除常规的烧毛、热定型外，还需进行PTFE乳液浸渍处理，目的就是提高滤料表面的易清灰性能。
同时，高的烟气湿度在温度较高的条件下，对P84、NOMEX等滤料具有一定的水解损伤作用。
烟气组分中的对滤料具有较强的氧化作用，、、、又对滤料具有较强的酸腐蚀作用，燃煤中的这些对滤料容易造成化学损伤的物质不可避免的存在，因而在滤料材质选择方面就需要考虑这些因素，而且这些物质在烟气中所占的比例和烟气运行温度一同影响着滤料材质的选择。
图7脉冲袋式除尘器工艺流程
2.4.2袋式除尘器设计须知
（1）袋式除尘器主要工艺设计参数
过滤速度
过滤面积
滤袋规格
2.4.3脉冲袋式除尘器系统组成
风机
净化设备
抽风罩
风管
其他附件
3．除尘设备的说明与计算——脉冲袋式除尘
3.1除尘设备设计计算书
3.1.1过滤面积A
因为烟气总量为
所以Q取
得A=14000；
3.1.2滤袋直径和长度
根据经验值D常常在150mm~300mm
故取250mm
得L取值为5m；
3.1.3滤袋数量n的确定
故脉冲袋式除尘器可设置20台除尘机构，3600个滤袋，225个袋室（设备见附图）。
4．脱硫设备的说明与计算——湿式氨法脱硫
设计初始条件
烟气量：
83万m3/h
含硫量：
3700mg/m3
脱硫效率：
98%
要求采用的脱硫工艺方法：
湿式氨法脱硫工艺
塔体钢板材料要求：
温度范围为—30摄氏度到40摄氏度，做好保温防冻工作，达到抗震8级以上，符合要求即可。
4.1氨法脱硫简述
湿式氨法脱硫工艺，简称氨法。
该法主要是脱除气体中的气体。
适用于锅炉烟气、焦炉气、炼钢炉气等气体的脱硫。
一、工艺特点氨法脱硫工艺有多种，我公司在氨法脱硫技术方面成绩卓越，有多套烟气脱硫装置投入运行或正在建设中，并拥有多项专利技术，其中最突出的有：
单塔四段三双烟气氨法脱硫工艺---双氧化、双回路、双除雾、氨法无填料喷淋脱硫工艺装置。
双塔四段三回路氨法脱硫工艺----此法是双塔互补，一塔高温预洗、气体净化、蒸发浓缩饱和；二塔氨水与反应生成亚硫酸铵、氧化生成硫酸铵。
（1）双级吸收、亚硫酸铵双级氧化，采用先进的脱硫塔内件技术，使吸收充分，转化率达99%以上。
（2）采用双除雾装置，既防止了氨逃逸问题。
并合理控制温度和气体流速，防止烟囱带水问题。
氨耗低、水消耗，产品硫酸铵达标。
（3）采用独特的喷雾喷嘴装置，采用先进的内件装置，达到系统热量平衡和气液充分传质传热，系统阻力小于800Pa.
（4）系统设冲洗水、旁滤器和合理的管路设计，防堵塞。
（5）和强企联合，采用先进的防腐和防冲刷材料。
4.2氨法脱硫技术原理和工艺过程
4.2.1氨法脱硫技术原理
氨法烟气脱硫技术是以氨（液氨、氨水等）作吸收剂，脱除烟气中的
并回收副产物硫酸铵的烟气脱硫工艺。
反应原理分以下两步1进行：
（1）以水溶液中的
和
的反应为基础的吸收过程：
利用氨将废气中的SO2脱除，得到亚硫酸氢铵中间产品。
（2）采用空气对亚硫酸氢铵直接潜质氧化：
此过程是将吸收反应的中间产物——不稳定的亚硫酸氢铵氧化成稳定的硫酸铵，即农用的硫铵化肥
4.2.2氨法脱硫工艺过程
锅炉引风机（或脱硫增压风机）来的烟气，经换热降温至100℃左右进入脱硫塔用氨化液循环吸收生产亚硫酸铵；脱硫后的烟气经除雾净化入再热器（可用蒸汽加热器或气气换热器）加热至70℃左右后进入烟囱排放。
脱硫塔为喷淋吸收塔是专利设备，主要引用在湿式石灰石/石膏脱硫中常用的结构，在反应段、除雾段增加了相应的构件增大反应接触时间。
吸收剂氨水（或液氨）与吸收液混合进入吸收塔。
吸收形成的亚硫酸铵在吸收塔底部氧化成硫酸铵溶液，再将硫酸铵溶液泵入过滤器，除去溶液中的烟尘送入蒸发结晶器。
硫酸铵溶液在蒸发结晶器中蒸发结晶，生成的结晶浆液流入过滤离心机分离得到固体硫酸铵（含水量2～3%），再进入干燥器，干燥后的成品入料仓进行包装，即可得到商品硫酸铵化肥。
氨法烟气脱硫技术适用于氨来源可靠的地区，可以广泛应用于火电厂锅炉烟气脱硫、钢铁行业烧结机烟气脱硫、化肥企业及其它工业窑炉烟气脱硫。
该技术适用于燃用高中低含硫量煤种的各种炉型，目前在我国已取得应用的装置中，燃煤的含硫量为0.4%～8%。
图8氨法脱硫工艺流程图
4.3氨法脱硫技术特点
4.3.1完全资源化--变废为宝、化害为利
氨回收法脱硫技术将回收的二氧化硫、氨全部转化为硫酸铵化肥（也可根据电站当地的条件副产其它产品），不产生任何废水、废液和废渣二次污染，是一项真正意义上的将污染物全部资源化并且符合循环经济要求的技术。
4.3.2脱硫副产物价值高
因为氨法脱硫是回收法，副产高附加值的产品，可使氨增值，所以氨法脱硫的运行费用小，煤中含硫量愈高，运行费用愈低。
故电厂可利用价格低廉的高硫煤，既大幅度降低发电成本，又降低了脱硫费用，一举两得。
原料来自于化肥产品又回到化肥，既不影响化肥的总量供应又改善了国内化肥品种的结构。
依托我国庞大的化肥工业、化害为利，同时促进了我国煤炭、电力和化肥工业的长期发展。
氨回收法脱硫装置的运行过程即是硫酸铵的生产过程，每吸收1吨二氧化硫需消耗0.5吨氨并可生产2吨硫酸铵，按照常规价格液氨2000元/吨、硫酸铵700元/吨，则烟气中的二氧化硫体现了约400元/吨的价值。
4.3.3装置阻力小--方便锅炉系统配置，节省运行电耗
利用氨法脱硫的高活性，液气比较常规湿法脱硫技术降低，脱硫塔的阻力仅为850Pa左右，无加热装置时包括烟道等阻力脱硫岛总阻力在1000Pa左右；配蒸汽加热器时脱硫岛的总设计阻力也仅在1250Pa左右。
因此，氨法脱硫装置可以利用原锅炉引风机的潜力，大多无需新配增压风机；即便原风机无潜力，也可适当进行风机改造或增加小压头的风机即可。
系统阻力较常规脱硫技术节电50%以上。
另，循环泵的功耗降低了近70%。
4.3.4脱硫装置可靠--运行方便、高效、脱硫效率高
氨法为气液两相反应，反应物活性强，具有较大的化学反应速率，脱硫剂及脱硫产物皆为易溶性的物质，装置内脱硫液皆为澄清的溶液无积垢无磨损。
所以，氨法更容易实现PLC、DCS等自动控制，操作控制简单易行；脱硫效率可稳定在90%以上（有特别要求时可稳定在95%以上）。
其次，氨法采用了先进的重防腐技术，并选用可靠的材料和设备，使装置可靠性高达98.5%，日常维护量少，且节约维修费用。
4.3.5装置设备占地小--便于老锅炉改造
氨法脱硫装置无需原料预处理工序，脱硫副产物的生产过程相对也较简单，装置总配置的设备在30台套左右；且处理量较少（每吸收1吨二氧化硫产生2吨的硫酸铵），设备选型无需太大。
脱硫部分的设备占地与锅炉的规模相关，75t/h-1000t/h的锅炉占地在150
-500
左右；脱硫液处理即硫铵工序占地与锅炉的含硫量有关，但相关系数不大，整个硫铵工序正常占地在500
内。
与钙法脱硫技术比较，占地节省50%以上。
4.3.6既脱硫又脱硝--适应环保更高要求
氨法脱硫的吸收剂为氨，氨对
同样有吸收作用。
另外脱硫过程中形成的亚硫铵对
还具有还原作用，所以氨法脱硫的同时也可实现脱硝的目的，减轻温室效应。
钙法每处理1吨二氧化硫要排放0．7吨二氧化碳，碱厂环保实测数据氮氧化物去除率为22.3%。
4.3.7自主知识产权技术—符合国情、适合全面推广
氨回收法烟囱脱硫技术是拥有我国自主知识产权的脱硫技术，因此投资更少、从长远角度更有利于在我国长期和全面推广。
目前在我国脱硫领域普遍使用的钙法基本上都是从国外引进，不但要支付较高的先期技术转让费和项目实施时的技术使用费，而且目前常常是多家国内脱硫公司引进同一种技术，这种状态严重影响我国可持续发展战略的顺利实施。
在2004年底国家环保局、国家发改委和中国环保产业协会共同主办的第三届全国脱硫工程技术研讨会上把“缺乏拥有自主知识产权的烟囱脱硫工艺技术和设备制造技术”列为脱硫行业发展中存在的首要问题。
4.4．脱硫设备设计说明书
4.4.1设计氨法脱硫操作系统方案简介
除尘后的锅炉烟气由锅炉引风机或增压风机经挡板风门调节后进入脱硫塔,经过降温段温度降至120℃,再进入吸收段,吸收
后进入除水段,离开脱硫塔,尾气温度48℃～50℃。
净化尾气再进入烟气加热器,被硫铵蒸发器来的二次蒸汽加热后,温度升高到70℃～80℃,进入烟囱排放。
吸收液从脱硫塔底部经吸收液循环泵送至吸收段,新补充的脱硫原料氨水由氨水槽经计量泵送至脱硫塔的吸收段。
吸收液流经吸收段与烟气接触,并吸收
生成亚硫酸铵,再进入脱硫塔的下部氧化池,与由氧化风机吸入的空气混合,空气中的
将吸收液中的亚硫酸铵氧化为硫酸铵。
由氧化池上部溢流出来的硫酸铵溶液进入循环罐,再经过循环泵进入吸收段。
硫酸铵溶液质量分数10%左右时溢流到过滤缓冲罐,由过滤进料泵将含尘的硫酸铵溶液送至过滤器。
硫酸铵溶液经过蒸加热器和蒸发结晶器后,再经离心机得到含水量小于3%的晶体硫酸铵。
将其直接送入振动干燥机,得到含水量低于1%的硫铵化肥,送成品料仓,包装外售。
蒸发器采用低压蒸汽作为热源,常压蒸发,结晶器中的温度约109℃。
见图：
图9湿式氨法烟气脱硫工艺流程
4.4.2喷淋吸收塔主要工艺设计参数
脱硫吸收塔系统组成:
塔体
浆液池
除雾区
浆液喷管，喷嘴.
吸收塔浆液循环泵
氧化风机
7.氨水输送泵
8.烟筒
4.4.3喷淋塔的设计程序
设计计算喷淋塔的整体塔高、塔径；具体塔高分为吸收区高度、浆池高度、除雾区高度；满足抗震要求、保温防冻防裂要求的塔壁厚度以及所选择的材料。
4.4.4副产品后处理过程
脱硫塔内亚硫酸铵吸收
生成的亚硫酸氢铵与先前喷入的富裕氨水在脱硫塔底部浆液池进行中和反应生成亚硫酸铵，依次循环反复，完成对烟气中
的净化吸收，至此脱硫过程完成，净化后的烟气经塔顶两层高效除雾器除去其中的雾滴后，经塔顶挡液环（避免烟气将塔壁上的水膜带出塔体，以防进入烟囱，腐蚀烟囱）排入大气中。
塔内生成的亚硫酸铵溶液与氧化风机通入的氧化空气进行氧化反应，亚硫酸铵全部被氧化成硫酸铵，氧化后的硫酸铵溶液通过抽出泵流出浆液池，经母液泵打入脱硫提浓塔内提浓段的雾化喷淋层，经雾化后在塔内提浓段与高温烟气进行热交换，溶液中的水份汽化后被烟气带走，浓缩后过饱和的硫酸铵溶液，通过浆液泵送入到结晶罐内实现固液分离，塔内提浓段上部设一层除雾层,避免硫酸铵溶液液滴被烟气带入塔体脱硫段,含有结晶体的超饱和溶液通过进一步实现液固分离（选出的晶体含水分＜3%），经脱水后的晶体由干燥机进一步干燥（干燥后的产硫酸铵含水分＜0.2%）,成品硫酸铵由自动包装机包装入库；结晶罐和分离出的母液溢流到母液罐内，依次反复循环，完成硫酸铵产品的回收。
烟气与脱硫液接触、洗涤过程中，
被脱硫液吸收，并发生如下总反应：
亚硫酸铵被鼓入的氧化空气氧化成硫酸铵：
4.5脱硫设备设计计算书
4.5.1喷淋塔吸收区高度计算
（1）物料衡算
根据已知条件，通入的烟气量：
G=83万
，含硫量3700
则可计算出烟气中所含硫量为830000×3700=3.071×
mg/h=3071kg/h。
二氧化硫量为2400kg/h。
（2）二氧化硫产生量
按年8000工作小时计，二氧化硫的年产生量为1.92×
kg。
（3）脱硫量
按平均脱硫效率98%计，则湿法脱硫年脱除量为1.8816×
kg。
（4）喷淋塔的硫平衡
喷淋塔的硫平衡见表2。
表2喷淋塔的硫平衡
进
出
烟气带入的硫量
3071kg/h
净烟气带出的SO2
48kg/h
脱硫效率
98%
氨水吸收的SO2
2396kg/h
进脱硫塔总的SO2
2400kg/h
出脱硫塔的（NH4）2SO3
441.73kg/h
4.5.2烟气流速
在保证除雾器对烟气中所携带水滴的去除效率及吸收系统压降允许的条件下，适当提高烟气流速，可加剧烟气和浆液液滴之间的湍流强度，从而增加两者之间的接触面积。
同时，较高的烟气流速还可持托下落的液滴，延长其在吸收区的停留时间，从而提高脱硫效率。
另外，较高的烟气流速还可适当减少吸收塔和塔内件的几何尺寸，提高吸收塔的性价比。
在吸收塔中，烟气流常为3～4.5m/s。
许多工程实践表明，3.5m/s≤烟气流速（110%过负荷）≤4.2m/s是性价比较高的流速区域。
综合考量，本设计烟气流速取3.5m/s。
4.5.3喷淋塔吸收区的高度的确定
湿式吸收塔或吸收塔系统设计成三层喷淋喷淋塔，喷淋塔的主要特点是氨水通过循环泵的作用从上向下喷射。
将塔体与滤浆
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