煙氣脫硫設計計算

1、-煙氣脫硫設計計算1130t/h循環(huán)流化床鍋爐煙氣脫硫方案主要參數(shù)：燃煤含S量1.5% 工況滿負荷煙氣量 285000m3/h 引風機量 1臺 ，壓力滿足FGD系統(tǒng)需求要求：采用氧化鎂濕法脫硫工藝 在方案中列出計算過程 出口SO2含量200mg/Nm3第一章 方案選擇1、氧化鎂法脫硫法的原理鍋爐煙氣由引風機送入吸收塔預冷段，冷卻至適合的溫度后進入吸收塔，往上與逆向流下的吸收漿液反響， 氧化鎂法脫硫法脫去煙氣中的硫份。吸收塔頂部安裝有除霧器，用以除去凈煙氣中攜帶的細小霧滴。凈煙氣經(jīng)過除霧器降低煙氣中的水分后排入煙囪。粉塵與臟東西附著在除霧器上，會導致除霧器堵塞、系統(tǒng)壓損增大，需由除霧器沖洗水泵提

2、供工業(yè)水對除霧器進展噴霧清洗。 吸收過程吸收過程發(fā)生的主要反響如下： Mg(OH)2 + SO2 MgSO3 + H2O MgSO3 + SO2 + H2O Mg(HSO3)2 Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 2MgSO3 + 2H2O 吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要為氧化、循環(huán)過程。 氧化過程由曝氣鼓風機向塔底漿液強制提供大量壓縮空氣，使得造成化學需氧量的MgSO3氧化成MgSO4。這個階段化學反響如下： MgSO3 + 1/2O2 MgSO4 Mg(HSO3)2 + 1/2O2 MgSO4 + H2SO3 H2SO3 + Mg(OH)2 MgSO3 + 2H2O M

3、gSO3 + 1/2O2 MgSO4 循環(huán)過程是將落入塔底的吸收液經(jīng)漿液循環(huán)泵重新輸送至吸收塔上部吸收區(qū)。塔底吸收液pH由自動噴注的20 %氫氧化鎂漿液調(diào)整，而且與酸堿計連鎖控制。當塔底漿液pH低于設定值時，氫氧化鎂漿液通過輸送泵自動補充到吸收塔底，在塔底攪拌器的作用下使?jié){液混合均勻，至pH到達設定值時停頓補充氫氧化鎂漿液。20 %氫氧化鎂溶液由氧化鎂粉加熱水熟化產(chǎn)生，或直接使用氫氧化鎂，因為氧化鎂粉不純，而且氫氧化鎂溶解度很低，就使得熟化后的漿液非常易于沉積，因此攪拌機與氫氧化鎂溶液輸送泵必須連續(xù)運轉(zhuǎn)，防止管線與吸收塔底部產(chǎn)生沉淀。 鎂法脫硫優(yōu)點技術成熟氧化鎂脫硫技術是一種成熟度僅次于鈣法的

4、脫硫工藝，氧化鎂脫硫工藝在世界各地都有非常多的應用業(yè)績，其中在日本已經(jīng)應用了100多個工程，的電站95%是用氧化鎂法，另外在美國、德國等地都已經(jīng)應用，并且目前在我國局部地區(qū)已經(jīng)有了應用的業(yè)績。 原料來源充足在我國氧化鎂的儲量十分可觀，目前已探明的氧化鎂儲藏量約為160億噸,占全世界的80%左右。其資源主要分布在、等省，其中占總量的84.7%，其次是萊州，占總量的10%，其它主要是在大河，干洛巖岱、漢源，肅北、別蓋等地。因此氧化鎂完全能夠作為脫硫劑應用于電廠的脫硫系統(tǒng)中去。 脫硫效率高在化學反響活性方面氧化鎂要遠遠大于鈣基脫硫劑，并且由于氧化鎂的分子量較碳酸鈣和氧化鈣都比擬小。因此其它條件一樣的

5、情況下氧化鎂的脫硫效率要高于鈣法的脫硫效率。一般情況下氧化鎂的脫硫效率可到達95-98%以上，而石灰石/石膏法的脫硫效率僅到達90-95%左右。 投資費用少由于氧化鎂作為脫硫本身有其獨特的優(yōu)越性，因此在吸收塔的構造設計、循環(huán)漿液量的大小、系統(tǒng)的整體規(guī)模、設備的功率都可以相應較小，這樣一來，整個脫硫系統(tǒng)的投資費用可以降低20%以上。 運行費用低決定脫硫系統(tǒng)運行費用的主要因素是脫硫劑的消消耗用和水電汽的消消耗用。氧化鎂的價格比氧化鈣的價格高一些，但是脫除同樣的SO2氧化鎂的用量是碳酸鈣的40%；水電汽等動力消耗方面，液氣比是一個十分重要的因素，它直接關系到整個系統(tǒng)的脫硫效率以及系統(tǒng)的運行費用。對石

6、灰石石膏系統(tǒng)而言，液氣比一般都在15L/m3以上，而氧化鎂在7 L/m3以下，這樣氧化鎂法脫硫工藝就能節(jié)省很大一局部費用。同時氧化鎂法副產(chǎn)物的出售又能抵消很大一局部費用。 運行可靠鎂法脫硫相對于鈣法的最大優(yōu)勢是系統(tǒng)不會發(fā)生設備結垢堵塞問題，能保證整個脫硫系統(tǒng)能夠平安有效的運行，同時鎂法PH值控制在6.0-6.5之間，在這種條件下設備腐蝕問題也得到了一定程度的解決?？偟膩碚f，鎂法脫硫在實際工程中的平安性能擁有非常有力的保證。第2章 設計計算1、二氧化硫排放量的計算方法?通知?規(guī)定二氧化硫的排放量可以按實際監(jiān)測或物料衡算法計算，由于火力發(fā)電廠煙氣監(jiān)測裝置的應用并沒有普及，因此大多采用物料平衡方法進

7、展計算： GSO22BFS1NSO21 式中 GSO2二氧化硫排放量，kg； B耗煤量，kg； F煤中硫轉(zhuǎn)化成二氧化硫的轉(zhuǎn)化率火力發(fā)電廠鍋爐取090；工業(yè)鍋爐、爐窯取085；營業(yè)性爐灶取080； S煤中的全硫份含量，； NSO2脫硫效率，假設未采用脫硫裝置，NSO20。 由此可見，此計算方法涉及燃煤的重量B、含硫量S，全硫，下同和鍋爐的型式F，電站鍋爐視為常數(shù)及其脫硫效率含濕式除塵器的脫硫率，NSO2等量值的計算。1t/h鍋爐的功率為0.7MW，1W為1焦耳/秒，一小時為3600秒，所以1t/h一小時能產(chǎn)生2520000000焦耳能量，合600000大卡，1公斤動力煤約5000大卡，這樣可以算

8、出，1t/h一小時需耗煤120kg，再除以鍋爐效率0.8，實際每小時耗煤150kg，這是鍋爐滿負荷時的耗煤量。 1T煤=10050m3 煙氣1、1 條件：燃煤含硫量1.5% 130t/h流化床鍋爐 燃煤量1T/h需要150kg煤GSO22BFS1NSO2 =2*150*130*0.9*1.5% =526.5 Kg/h 工況下滿負荷煙氣量285000m3/h，設工況溫度為130則標況下煙氣量為Q Q=193065Nm3/h=53.7Nm3/s 脫硫塔進口二氧化硫的含量C1C1=2727mg/Nm3 需要的脫硫效率為：=92.7%2、 煙道的尺寸 2、1 主煙道尺寸 工況下煙氣流量為285000m

9、3/h ；取煙氣在煙道里的流速為15m/s，設煙道高寬比為1:1.2；則煙道的尺寸為：高為2.1m，寬為2.5m；校核實際煙速為： 當多條煙道交匯一起時，所有煙道的高度都應一樣， v實=15.08m/s2、2 旁路煙道尺寸 旁路煙道主要用于脫硫塔在檢修或出現(xiàn)故障需要緊急停頓運行，防止對塔體及部設備造成損害而設立的煙氣旁路輸送煙道。煙氣的流速取15m/s，煙道與主煙道相連接，所以其高度應與已有煙道一樣，便于施工，取高為2.1m；煙氣量為全部工況下最大煙氣量，即285000m3/h ，則煙道的寬度為2.5m。3、脫硫塔的設計計算3、1 吸收塔的直徑和噴淋塔高度設計本脫硫工藝選用的吸收塔為噴淋塔，噴

10、淋塔的尺寸設計包括噴淋塔的高度設計、噴淋塔的直徑設計3、1、1噴淋塔的直徑設計根據(jù)鍋爐排放的煙氣，計算運行工況下的塔煙氣體積流量，此時要考慮以下幾種引起煙氣體體積流量變化的情況：塔操作溫度低于進口煙氣溫度，煙氣容積變??；漿液在塔蒸發(fā)水分以及塔下部送入空氣的剩余氮氣使得煙氣體積流量增大。噴淋塔徑在煙氣流速和平均實際總煙氣量確定的情況下才能算出來，而以往的計算都只有考慮煙道氣進入脫硫塔的流量，為了更加準確，本方案將漿液蒸發(fā)水分V2 (m3/s)和氧化風機鼓入空氣氧化后剩余空氣流量V3 (m3/s) 均計算在，以上均表示換算成標準準狀態(tài)時候的流量。1 吸收塔進口煙氣量Va (m3/s)計算該數(shù)值已經(jīng)

11、由設計任務書中給出，煙氣進口量為：53.7(m3/s)然而，該計算數(shù)值實質(zhì)上僅僅指煙氣在噴淋塔進口處的體積流量，而在噴淋塔延期溫度會隨著停留時間的增大而降低，根據(jù)PVT氣體狀態(tài)方程，要算出瞬間數(shù)值是不可能的，因此只能算出在噴淋塔平均溫度下的煙氣平均體積流量。2 蒸發(fā)水分流量V2 (m3/s)的計算 煙氣在噴淋塔被漿液直接淋洗，溫度降低，吸收液蒸發(fā)，煙氣流速迅速到達飽和狀態(tài)，煙氣水分由6%增至13%，則增加水分的體積流量 V2 (m3/s)為：V2=0.07×53.7(m3/s)=3.76(m3/s)標準狀態(tài)下3 氧化空氣剩余氮氣量V3 (m3/s) 在噴淋塔部漿液池中鼓入空氣，使得亞

12、硫酸鎂氧化成硫酸鈣，這局部空氣對于噴淋塔氣體流速的影響是不能夠忽略的，因此應該將這局部空氣計算在。 假設空氣通過氧化風機進入噴淋塔后，當中的氧氣完全用于氧化亞硫酸鎂，即最終這局部空氣僅僅剩下氮氣、惰性氣體組分和水汽。理論上氧化1摩爾亞硫酸鈣需要0.5摩爾的氧氣。(假設空氣中每千克含有0.23千克的氧氣 )又VSO2=0.05 m3/s 質(zhì)量流率G SO2=0.14286kg/s0.14kg/s根據(jù)物料守蘅,總共需要的氧氣質(zhì)量流量GO2=0.14×0.5kg/s=0.07Kg/s 該質(zhì)量流量的氧氣總共需要的空氣流量為= GO2/0.23=0.31 Kg/s標準狀態(tài)下的空氣密度為1.29

13、3kg/ m3 2 故V空氣=0.31/1.293(m3/s)=0.24 (m3/s) V3=(1-0.23) ×V空氣=0.77×0.24m3/s=0.19 m3/s綜上所述，噴淋塔實際運行條件下塔氣體流量 Vg=Va+V2+V3=53.7+3.76+0.19=57.83 (m3/s) 標況4 噴淋塔直徑的計算假設噴淋塔截面為圓形，將上述的因素考慮進去以后，可以得到實際運行狀態(tài)下煙氣體積流量Vg，從而選取煙速u，則塔徑計算公式為： D= 2 × 其中： Vg為實際運行狀態(tài)下煙氣體積流量，57.64 m3/s u為煙氣速度，3.5m/s 3-5m/s 因此噴淋塔的

14、徑為 D= 2 ×=2×=4.589m4.6m3、1、2 噴淋塔的高度設計 噴淋塔的高度由三大局部組成，即噴淋塔吸收區(qū)高度、噴淋塔漿液池高度和噴淋塔除霧區(qū)高度。但是吸收區(qū)高度是最主要的，計算過程也最復雜，次局部高度設計需將許多的影響因素考慮在。3、1 、2、1噴淋塔 吸收區(qū) 高度設計 為了更加準確，減少計算的誤差，需要將實際的噴淋塔運行狀態(tài)下的煙氣流量考慮在。而這局部的計算需要用到液氣比L/G、煙氣速度um/s。本設計中的液氣比L/G是指吸收劑氫氧化鎂液漿循環(huán)量與煙氣流量之比值L/M3。如果增大液氣比L/G，則推動力增大，傳質(zhì)單元數(shù)減少，氣液傳質(zhì)面積就增大，從而使得體積吸收

15、系數(shù)增大，可以降低塔高。在一定的吸收高度液氣比L/G增大，則脫硫效率增大。但是，液氣比L/G增大，氫氧化鎂漿液停留時間減少，而且循環(huán)泵液循環(huán)量增大，塔的氣體流動阻力增大使得風機的功率增大，運行本錢增大。在實際的設計中應該盡量使液氣比L/G減少到適宜的數(shù)值同時有保證了脫硫效率滿足運行工況的要求。氧化鎂濕法脫硫工藝的液氣比的選擇是關鍵的因素，對于噴淋塔，液氣比圍7 L/m之間，根據(jù)相關文獻資料可知液氣比選擇5 L/m是最正確的數(shù)值。煙氣速度是另外一個因素，煙氣速度增大，氣體液體兩相截面湍流加強，氣體膜厚度減少，傳質(zhì)速率系數(shù)增大，煙氣速度增大回減緩液滴下降的速度，使得體積有效傳質(zhì)面積增大，從而降低塔

16、高。但是，煙氣速度增大，煙氣停留時間縮短，要求增大塔高，使得其對塔高的降低作用削弱。因而選擇適宜的煙氣速度是很重要的，典型的FGD脫硫裝置的液氣比在脫硫率固定的前提下，逆流式吸收塔的煙氣速度一般在2.5-5m/s圍，本設計方案選擇煙氣速度為3.5m/s。3、1、2、2噴淋塔吸收區(qū)高度的計算 含有二氧化硫的煙氣通過噴淋塔將此過程中塔總的二氧化硫吸收量平均到吸收區(qū)高度的塔容積中,即為吸收塔的平均容積負荷平均容積吸收率，以表示。首先給出定義，噴淋塔總的二氧化硫吸收量除于吸收容積，得到單位時間單位體積的二氧化硫吸收量 (3)其中 C為標準狀態(tài)下進口煙氣的質(zhì)量濃度，kg/m3為給定的二氧化硫吸收率959

17、8;本設計方案為95 h為吸收塔吸收區(qū)高度，mK0為常數(shù)，其數(shù)值取決于煙氣流速u(m/s)和操作溫度() ; K0=3600u×273/(273+t)由于傳質(zhì)方程可得噴淋塔單位橫截面面積上吸收二氧化硫的量為： Gy-y=×h× (4)其中: G為載氣流量(二氧化硫濃度比擬低，可以近似看作煙氣流量)，kmol/( m2.s)Y1,y2 分別為、進塔出塔氣體中二氧化硫的摩爾分數(shù)標準狀態(tài)下的體積分數(shù)ky 單位體積二氧化硫以氣相摩爾差為推動力的總傳質(zhì)系數(shù)，kg/(m3s)a 為單位體積的有效傳質(zhì)面積，m2/m3. 為平均推動力，即塔底推動力，ym=y1-y2/ln(y1/

18、y2)所以 =G(y1-y2)/h (5)吸收效率=1-y/y，按照排放標準，要求脫硫效率至少93%。二氧化硫質(zhì)量濃度應該低于200mg/m3標狀態(tài)所以 yy-0.0203% (6) 又因為G=22.4×273+t/273=u(流速) 將式子5的單位換算成kg/( m.s),可以寫成=3600× (7)在噴淋塔操作溫度下、煙氣流速為 u=3.5m/s、脫硫效率=0.95前面已經(jīng)求得原來煙氣二氧化硫SO質(zhì)量濃度為a (mg/)且 a=2727mg/m而原來煙氣的流量130時為285000(m/h)換算成標準狀態(tài)時(設為V)已經(jīng)求得 V=193065 m/h=53.7 m/s故

19、在標準狀態(tài)下、單位時間每立方米煙氣中含有二氧化硫質(zhì)量為=53.7×2727mg/m=146440=146.5g V=51.28L/s=0.05128 m/s0.05 m/s則根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程，在標準狀況下，體積分數(shù)和摩爾分數(shù)比值相等 故 y= 又 煙氣流速u=3.5m/s, y=0.10%,總結已經(jīng)有的經(jīng)歷，容積吸收率圍在5.5-6.5 Kg/m3s之間，取=6 kg/m3s代入7式可得 根據(jù)平均容積吸收率公式求的 6=/h 故吸收區(qū)高度h=4.25 4.5 m3、1、2、3噴淋塔除霧區(qū)高度h3設計含除霧器的計算和選型吸收塔均應裝備除霧器，在正常運行狀態(tài)下除霧器出口煙氣中的霧滴濃

20、度應該不大于75mg/m3 。除霧器一般設置在吸收塔頂部低流速煙氣垂直布置或出口煙道高流速煙氣水平布置),通常為二級除霧器。除霧器設置沖洗水，間歇沖洗沖洗除霧器。濕法煙氣脫硫采用的主要是折流板除霧器，其次是旋流板除霧器。本設計中設定最下層沖洗噴嘴距最上層噴淋層3m。距離最上層沖洗噴嘴3.5m。1)數(shù)量：1套× 1units=套2)類型：V型 級數(shù)：2級3)作用：除去吸收塔出口煙氣中的水滴，以便減少煙囪出煙口灰塵量。4)選材：外殼：碳鋼襯玻璃鱗片；除霧元件：阻燃聚丙烯材料PP；沖洗管道：FRP；沖洗噴嘴：PP。表4 除霧器進出口煙氣條件基于鍋爐100%BMCR工況進展設計除霧器進口除霧

21、器出口煙氣量-溫度50-煙氣壓力mmAq113(1.11kPaG)93(0.91kPaG)霧滴含量mg/m3N(D)-755)霧滴去除率：99.75% 為到達除霧器出口煙氣霧滴含量小于75mg/Nm3干態(tài)，除霧器的霧滴去除率需要到達99.75% 以上。6)除霧器煙氣流速：6.9m/s3、1、2、4 噴淋塔漿液池高度設計設高度為h2漿液池容量V1按照液氣比L/G和漿液停留時間來確定，計算式子如下： 其中 L/G為 液氣比，5L/m3 VN為煙氣標準狀態(tài)濕態(tài)容積，VN=Vg=53.7m3/sT1=2-6 min,取t1=4min=140s(4分鐘或6分鐘)由上式可得噴淋塔漿液池體積V!=(L/G)

22、 ×VN×t!=5×53.7×240=64.5m3 4分鐘 64.5m3)選取漿液池徑等于吸收區(qū)徑，徑D2= Di=4.6m 而V=0.25×3.14×D2×D2×h2=0.25×3.14×4.6×4.6×h2 所以 h2=4.9m 4.9m3、1、2、5噴淋塔煙氣進口高度設計設高度為h4(一般沒有變徑 流速15m/s高2.1m 寬2.5m) 直徑60%=2.76根據(jù)工藝要求，進出口流速一般為12m/s-30m/s確定進出口面積，一般希望進氣在塔能夠分布均勻，且煙道呈正方形，

23、故高度尺寸取得較小，但寬度不宜過大，否則影響穩(wěn)定性.因此取進口煙氣流速為20m/s，而煙氣流量為53.7 m3/s，可得 所以 h4=1.64m 2×1.64=3.28m(包括進口煙氣和凈化煙氣進出口煙道高度)綜上所述，噴淋塔的總高設為H,單位m等于噴淋塔的漿液池高度h2 (單位m)、噴淋塔吸收區(qū)高度h (單位m)和噴淋塔的除霧區(qū)高度h3單位m相加起來的數(shù)值。此外，還要將噴淋塔煙氣進口高度h4單位m計算在因此噴淋塔最終的高度為 H= h+h2+h3+ h4=4.5+4.9+3.50+4.2=17.1 m外加煙道進口 到下邊漿液池取0.8m， 煙道進口到第一層吸收區(qū)下端距離為2m, 煙

24、道出口到除霧器最上層距離1m,噴淋層吸收區(qū)設3層 ，每層有效高度為2m，噴淋層最頂端到除霧區(qū)最低端距離為 1m，則實際塔高為 23m3、1、3液體循環(huán)量液氣比5L/m3，煙氣量為193065Nm3/h,工況下285000m3/h,工況下: 液體循環(huán)量 Q=285000*5=1425m3/h循環(huán)泵的選型：第一層噴淋層的高度為：h1=4.9+0.8+2.1+2+2=11.8m 第二層噴淋層的高度為：h2=11.8+2=13.8m 第三層噴淋層的高度為：h3=13.8+2=15.8m每層的流量均分，取500m3/h 3、1、4 噴嘴在塔布置設計噴嘴在塔布置是非常重要的，只有進展合理、優(yōu)化的噴嘴布置設

25、計，才能到達系統(tǒng)設計要求，使脫硫系統(tǒng)到達高脫硫率。其中噴嘴在塔布置的方法有兩種：一種是同心圓布置，另一種是矩陣式布置。進展噴嘴在塔布置設計中應該注意以下問題：(1)選擇合理的噴嘴覆蓋高度，通常根據(jù)噴嘴特性及兩層噴淋之間距離來確定。(2)選擇合理的單層噴嘴個數(shù)。一般來說，噴嘴個數(shù)根據(jù)工藝計算來確定。通常每層布置一個噴淋管網(wǎng)，每層應裝有足夠多的噴嘴，盡量減少連接噴嘴的管道長度。噴嘴數(shù)量選擇按如下公式計算：n=×Do/d2其中 -200或220(覆蓋率；多取220) Do-吸收塔噴淋區(qū)直徑(米)d2-噴嘴在噴射距離l米處的噴射直徑(米)(3)當噴嘴覆蓋高度確定以后，則就可以計算單個噴嘴的覆

26、蓋面積，式中，為噴霧角。A0為單個噴嘴的覆蓋面積，m2。噴嘴覆蓋高度,m。(4)當在脫硫塔布置噴嘴時，選擇適宜的噴嘴之間的距離。通常根據(jù)噴嘴個數(shù)和脫硫塔直徑來選擇噴嘴間距，并要與連接噴嘴的噴管布置方案整體考慮。(5)選擇合理的經(jīng)濟流速，并根據(jù)噴管產(chǎn)品的標準來確定石灰石漿液母管和支管直徑。(6)當檢驗噴淋層在脫硫塔覆蓋率時，不僅要考慮噴嘴液流與母管、支管和支撐的碰撞對覆蓋率的影響，還要考慮所有噴嘴在脫硫塔覆蓋均勻度。噴淋層在脫硫塔覆蓋率為式中 為覆蓋率，%；n為單層噴嘴個數(shù)；A0為單個噴嘴的覆蓋面積，m2；A為吸收塔的截面積，m2。工程設計時通常要求塔噴淋覆蓋率為200300，且覆蓋比擬均勻。進

27、展噴淋層間距選擇時還必須要考慮噴嘴液流與母管、支管和支撐的碰撞對覆蓋率的影響。（1） 噴嘴的數(shù)量 單個噴嘴的覆蓋面積：噴霧角取90° A0=3.143.14m2 n =300%16個則每層的噴頭數(shù)為 ：16個，總共為48個每層需要的漿液流量為 ：500m3/h,則每個噴嘴的流量為Q1=50010.5m3/h=2.92L/s工藝流程：事故漿液池氧化池脫硫塔氧化鎂漿液池氧化鎂熟化池.渣漿泵過濾裝置4 氧化鎂粉倉SO2流量 526.5kg/h，一天需要去除的SO2量為12636kg,Mg(OH)2 + SO2 MgSO3 + H2O 58 64 * 12636MgSO3 + SO2 + H

28、2O Mg(HSO3)2 Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 2MgSO3 + 2H2O 每天需要Mg(OH)2的量*=11452kg每天需要氧化鎂的量 m=7898kg氧化鎂的密度為輕質(zhì)0.150.3kg/L，重質(zhì)0.6kg/L以上 取0.5kg/L根據(jù)需要質(zhì)量和堆積密度求體積每天需要氧化鎂的體積為：V=15.8m3每天耗量較小，設粉倉的容量可以用3通常為3天天，則粉倉的體積為 15.847.4m3設粉倉直徑為4m,下料傾角為60°，則粉倉的高度為h=3.5 + 2.6=6.1m 其中錐形高度為3.5米。下料傾角錐形有一最適合的角度 取60°5 氧化鎂熟化池的尺寸 濃

29、度為1525%(每小時需要的新漿液量的5倍)熟化池的體積與脫硫塔每小時消耗的量有關，體積設為滿足脫硫塔6小時消耗的量，脫硫塔每小時需要消耗的氧化鎂的量為330Kg，而所需漿液的質(zhì)量濃度為20%大了 ，取12%；則漿液所需水的體積為3302200Kg，即為2.2m3 水 ；5小時所消耗水的體積為11 m3，取11m3；消耗鎂的體積為：=3.3m3，總體積為13.3m3 ，取14m3，設化漿池的外形為方形，長為3m，寬為2米；則池子的高度為h 1=2.4m6氧化鎂漿液池尺寸6小時漿液消耗量脫硫塔每小時需要消耗的氧化鎂的量為330Kg，而所需漿液的質(zhì)量濃度為12%；則漿液所需水的體積為3302200

30、Kg，即為2.2m3 水 ；6小時所消耗水的體積為13.2 m3，6小時所消耗氧化鎂的體積為：3.96m3 ，則池子的總體積17.5m3 ，為設直徑為2米，則高度hh =5.6m(1) 送漿泵泵的選型：泵由熟化池把漿液輸送到漿液池 泵的揚程應大于6m 泵的流量不小于熟化池2小時產(chǎn)生新漿液的量 2.2+0.6)2=5.6m3/h(2) 漿液泵的選型計算：泵由漿液池把漿液輸送到脫硫塔中，泵的揚程不小于5.2m，泵的流量每小時塔脫硫消耗量的2倍，5.6m3/h。7 事故漿液池的尺寸事故漿液池主要用于處理脫硫塔檢修等處理，主要用于存放塔漿液，體積定為1倍的V1，體積為V4=64.5m3，設池子為方形，

31、取長為6m，寬為4m,則池子的高度為 h 2=2.7m(3) 事故漿液泵的選型與計算：事故漿液泵主要用于6小時將脫硫塔漿液排空。 泵的揚程為：3m 泵的流量為：11m3/h 8 氧化池尺寸設氧化池尺寸為塔漿液池的1/3，即為2.72=20 m3設氧化池的直徑為2m，則池子的高度為h3=4.1m9 工藝水箱化漿水、沖洗水、除霧器用水、煙氣帶走的水、冷卻水等水箱的容積按不小于鍋爐脫硫裝置正常運行1(2小時)小時的最大工藝水耗量設計。脫硫一小時需要氧化鎂的量為478kg，取漿液的濃度12%，則耗水量為2790kg2.79m3；泵的冷卻水，脫硫塔的沖洗水，設備沖洗水及其他用水等，核算后取水箱的28m3

32、。圓形水箱設直徑為3m,則水箱的高度為:h5=4m沖洗水泵的沖洗水泵的設計與選型：工藝流程設計1 工藝說明1、1脫硫系統(tǒng)描述系統(tǒng)組成 氧化鎂濕法的整個脫硫系統(tǒng)主要由脫硫劑制備系統(tǒng)、脫硫循環(huán)系統(tǒng)、副產(chǎn)物處理系統(tǒng)、自動控制系統(tǒng)四大局部組成。脫硫劑制備系統(tǒng)氧化鎂由廠方購置直接運到脫硫場地，存放入氧化鎂粉倉中。制漿方式為：料庫中的氧化鎂通過輸料螺旋漿參加到氧化鎂熟化池，氧化鎂熟化池采用地下鋼混構造，池壁設有篩網(wǎng)，以防大顆粒雜質(zhì)由送漿泵進入塔體。氧化鎂熟化池后設置氧化鎂漿液箱，其作用是使?jié){液進一步溶解均勻并降低C1-含量，氧化鎂熟化池與氧化鎂漿液箱都設有攪拌器，兩者之間漿液輸送采用氧化鎂漿液泵。氧化鎂漿

33、液箱中漿液通過送漿泵打入脫硫塔中，正常運行。根據(jù)脫硫塔循環(huán)漿液PH值的變化，判斷是否參加新漿液。脫硫系統(tǒng)所需的氧化鎂漿液量根據(jù)鍋爐負荷、煙氣的SO2濃度來聯(lián)合控制。脫硫劑制備系統(tǒng)的水源來自系統(tǒng)設置的工藝水箱。脫硫循環(huán)系統(tǒng)煙氣由進口煙道進入吸收塔的吸收區(qū)，在上升的過程中與氧化鎂漿液逆流接觸，漿液中含有的Mg(OH)2與煙氣中所含有的污染氣體即SO2接觸反響，絕大局部SO2被吸收溶解入漿液，生成亞硫酸鎂和亞硫酸氫鎂，到達去除煙氣中SO2的目的。鋼制煙道，電動風門、膨脹節(jié)等組成了煙氣子系統(tǒng)。2工藝設施設備設計及設備選型2、1主要設施設計2、1、1 吸收塔 本期FGD系統(tǒng)的吸收塔采用立式噴淋塔，有攪拌

34、器、氧化空氣分布系統(tǒng)、噴淋層、除霧器等。設計壽命15年以上。其有關技術參數(shù)如下： 吸收塔直徑： 4.6m 吸收塔循環(huán)的直徑： 4.6m 循環(huán)槽高度： 2.72m 吸收塔的高度： 14m 吸收塔材料： 碳鋼， 12-18mm 塔防腐形式/厚度： 玻璃鱗片防腐，2-3mm； 吸收塔數(shù)量： 1座。 吸收塔所有部件能承受最大入口氣流及最高進口煙氣溫度夫人沖擊，高溫煙氣不對任何系統(tǒng)和設備造成損害。 吸收塔選用的材料適合工藝過程的特性，并且能夠承受煙氣飛灰和脫硫工藝固體懸浮物的磨損。所有部件包括塔體和部構造設計考慮腐蝕余度。脫硫塔設計成氣密性構造，防止液體泄漏。為保證殼體構造的完整性，盡可能使用焊接連接，

35、法蘭和螺栓連接僅在必要時使用。塔體上的人孔、通道、連接收道等需要在殼體穿孔的地方進展密封，防止泄露。吸收塔殼體設計要承受壓力荷載、管道力和力矩、風載和地震載荷，以及承受所有其他加在吸收塔上的載荷。吸收塔的支撐和加強件要能充分防止塔體傾斜和晃動。塔體的設計盡可能防止形成死角，同時采用攪拌措施來防止?jié){池中漿液沉淀。吸收塔底面設計能完全排空漿液。吸收塔配有足夠的噴嘴。塔的整體設計方便塔部件的檢修和維護，吸收塔部的導流板、噴淋系統(tǒng)和支撐等盡可能不堆積污物和結垢，并且設有通道以便于清潔。氧化區(qū)域合理設計，氧化空氣噴嘴和分配管布置合理。吸收塔攪拌系統(tǒng)確保在任何時候都不會造成塔石膏漿液的沉淀、結垢或堵塞。吸

36、收塔煙道入口段防止煙氣倒流和固體物堆積。吸收塔配備有足夠數(shù)量和大小適合的人孔門和觀察孔，入空門和觀察孔不能有泄漏，而且在附近設置走道或平臺。在除霧器區(qū)域必須裝設觀察孔。人孔門的尺寸至少為DN600，易于開關，在人孔門上裝有手柄，如果必要，設置爬梯。吸收塔系統(tǒng)還包括所有必需的就地和遠方測量裝置，至少提供吸收塔液位、PH值、溫度、壓力、除霧器壓差等測點。以及電石渣漿液和石膏漿液的流量測量裝置儀表考慮冗余配置。吸收塔進展合理的保溫設計。2、1、2 氧化鎂熟化池 材料：鋼混有效容積：82.5m3其他：設視孔、檢修孔及蓋板，并配帶減速攪拌器等。2、1、3 氧化鎂漿液池 材料： 鋼混 有效容積： 40 m

37、3 其他：設視孔、檢修孔及蓋板，并配帶減速攪拌器等。2、1、4 事故漿液池 材料： 鋼混 有效容積： 68 m3 其他：設視孔、檢修孔及蓋板，并配帶減速攪拌器等。2、1、5 氧化池 材料： 鋼混 有效容積： 20 m3 其他：設視孔、檢修孔及蓋板，并配帶減速攪拌器等。2、1、6 氧化鎂粉倉 材料： 鋼材 有效容積： 79 m3 其他：設有振動器、螺旋輸送機等。2、1、7 工藝水箱 材料： 碳鋼 有效容積： 10m32、1、8 噴淋層吸收塔部漿液噴淋系統(tǒng)由噴淋管和噴嘴及必要的組件組成，噴淋系統(tǒng)的設計合理分布要求的噴淋量，使煙氣流向均勻，并確保白泥漿液與煙氣充分接觸和反響。所有噴嘴能防止快速磨損、結垢和堵塞，噴嘴材料采用碳化硅或相當?shù)牟牧现谱?。噴嘴與管道設計便于檢修，沖洗和更換。材料：FRP，3層位置：位于吸收塔中部。2、1、9 除霧器除霧器可安裝在吸收塔上部或是脫硫塔出口的煙道上，用以別離煙氣夾帶的霧滴。除霧器出口煙氣液滴含量不大于75mg/Nm3(干基)。除霧器的設計保證其具有較高的可利用性和良好的去除液滴效果。除霧器系統(tǒng)的設計特別要注意FGD裝置入口的飛灰濃度的影響。該系統(tǒng)還包括去除除霧器沉積物的沖洗和排水系統(tǒng)，運行時根據(jù)給定或可變化的程序，既可以進展自動沖洗，也可進展人工沖洗。除霧器材料采用帶加強