【毕业论文】一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计.pdf

一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 摘 要 SO2和NOX污染是造成大气污染的主要原因 随着新的污染物排放标准的颁布 烟气脱硫脱硝技术面临着前所未有的压力和挑战 如何经济 有效地提高脱硫脱硝 效率 降低SO2和NOX的排放量 成为大气环境污染控制工作者研究的热点问题 本文针对各种同时脱硫脱硝技术进行了分析对比 通过对比各种不同工艺的优 缺点 最后确定采用 SCR 和 CuO 同时脱硫脱硝技术 根据设计参数 对 SCR 脱硝 反应器和脱硫反应器进行设计计算 又对氨储存罐 喷氨格栅等辅助设备进行了初 步的设计选型 最后绘制了 SCR 和 CuO 同时脱硫脱硝一体化技术的系统图 并进 行造价估算 基本达到了设计要求 关键词关键词 烟气 脱硫脱硝 一体化 Abstract I 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 SO2 and NOX pollution is the main reason for air pollution With the new emission standards promulgated flue gas desulphurization and denitrification facing unprecedented pressures and challenges How to cost effectively improve the efficiency of desulfurization and denitrification reducing SO2 and NOX emissions atmospheric pollution control workers become a hot research issue In this paper a variety of simultaneous desulfurization and denitrification were analyzed and compared by comparing the advantages and disadvantages of different techniques and finally determine the use of SCR CuO simultaneous desulfurization and denitrification technologies According to the design parameters of SCR denitrification and desulfurization reactor design and calculation and the ammonia storage tanks ammonia injection grid and other auxiliary equipment for the preliminary design and selection Finally draw the SCR CuO simultaneous desulfurization and denitrification systems diagram and conduct cost estimates Basically meet the design requirements Key word Flue gas desulfurization and denitrification the integration of 目 录 第一章第一章 前前 言言 1 II 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 1 1 选题背景 1 1 2 研究意义 1 1 3 脱硫脱硝概述 2 1 3 1 活性炭吸收脱硫脱硝工艺 2 1 3 2 CuO同时脱硫脱硝工艺 3 1 3 3 NOXSO同时脱硫脱硝工艺 4 1 3 4 SNRB技术工艺 4 1 3 5 WSA SNOX脱硫脱硝技术工艺 5 1 3 6 电子束法 6 1 3 7 流光放电等离子体同时脱硫脱硝 6 1 3 8 鲁奇公司CFB脱硫脱硝技术工艺 6 1 3 9 活性焦吸附法 BF 8 1 3 10 整体干式SO2 NOX排放控制工艺 9 1 4 脱硫脱硝工艺流程和系统选定 10 1 4 1 工艺流程选择 10 1 4 2 工艺介绍 10 1 5 本章小结 11 第二章第二章 脱硫脱硝系统设计计算脱硫脱硝系统设计计算 12 2 1 设计参数 12 2 2 CUO脱硫原理 12 2 3 CUO脱硫脱硝塔的设计计算 13 2 4 SCR脱硝系统的设计计算 18 2 4 1 基本设计参数 19 2 4 2 SCR反应器的设计计算 19 2 4 3 催化剂的选型 25 2 5 SCR塔的设计计算 26 2 6 氨区的设计 28 2 6 1 液氨的存储与供应系统 31 2 6 2 喷氨的方式 32 2 7 尿素脱硫系统设计 33 III 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 2 7 1 设计参数 33 2 7 2 脱硫塔的设计计算 33 2 8 本章小结 35 第三章第三章 管道的设计及压损计算管道的设计及压损计算 36 3 1 简易流程图 36 3 2 设计原理 36 3 3 管道设计及压损计算 37 3 4 本章小结 44 第四章第四章 其他设备设计计算及选型其他设备设计计算及选型 45 4 1 烟囱的设计 45 4 2 液氨储罐及供应系统 46 4 3 鼓风机 47 4 4 液氨泵 48 4 5 除尘器选型 49 4 6 设备表 50 4 7 本章小结 52 第五章第五章 经济分析与运行维护经济分析与运行维护 53 5 1 经济分析的意义 53 5 2 经济评价的原理 53 5 3 脱硝还原剂的经济分析 53 5 4 工程概算 55 5 4 1 编制依据 55 5 4 2 投资概算 55 5 4 3 运行成本计算 56 5 5 调试 运行及维护 57 5 5 1 氨区的安全规范 57 5 5 2 系统调试 58 5 5 3 系统维护 58 第六章第六章 结论与展望结论与展望 59 IV 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 6 1 结论 59 6 2 展望 59 参考文献参考文献 60 致致 谢谢 61 声明声明 62 V 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 第一章 前 言 1 1 选题背景 大气污染是二十一世纪人类社会生存和发展所面临的最严重的环境问题之一 其中燃煤烟气中二氧化硫和氮氧化物的污染控制是目前大气污染控制领域中最主 要的任务 我国是世界上最大的煤炭生产国和消费国 占世界煤产量的 25 而在很 长一段时间内 我国一次能源以煤炭为主的格局很难改变 因此燃煤是我国大气污染 的主要来源 我国煤炭产量的 80 多用于直接燃烧 产生大量的煤烟型大气污染 煤燃烧产生SO2 NOx HF CxHy等有害气体 造成的酸雨 温室效应和臭氧层破 坏等大气污染 严重影响了人类的生存环境 因此削减和控制燃煤产生的SO2和NOx 污染 是我国能源和环境保护部门面临的严峻挑战 车辆 船舶 飞机的尾气主要成分是氮氧化物 碳氧化物 碳氢化合物等多种 化学成分 近几年来 我国汽车产业迅速发展 社会保有量在 1400 万辆以上 汽 车主要集中在城市 成为城市的大气污染物的主要来源 一些城市地区出现的光化 学烟雾 重要原因就是汽车排放的碳氢化合物和氮氧化合物 通过阳光紫外线作用 形成有毒烟雾 其危害性不但大大影响了空气环境质量而且还刺激人体眼睛和上呼 吸道粘膜 引起发炎 严重的引起哮喘 头疼 肺气肿等疾病 治理大气污染 治 理汽车尾气也是重中之重 另外 居民的生活和取暖过程中对大气环境也造成了不 少危害 民用燃煤向大气环境中排放的主要是二氧化硫 而二氧化硫又是形成酸雨 的主要元凶之一 众所周知 我国是以燃煤为主的能源结构的国家 煤产量已据世界第一位 年 产量达到 12 亿吨以上 2000 年将达 15 亿吨 2010 年将达到 18 亿吨 煤炭占一次 能源消费总量的 75 燃煤造成的大气污染有粉尘 SO2 NOX和CO2等 随着煤 炭消费的不断增长 燃煤排放的二氧化硫也不断增加 连续多年超过 2000 万吨 已居世界首位 致使我国酸雨和二氧化硫污染日趋严重 1 2 研究意义 燃煤烟气中的SO2和NOX是大气污染物的主要来源 给生态环境带来严重危害 随着工业化的快速发展 烟气脱硫脱硝一体化技术逐渐被提上日程 引起各国学者 1 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 的广泛关注 目前世界上研究开发的脱硫脱硝技术大致可分为两类 一类是传统的 分步脱除 即将单独的脱硫和脱硝装置进行简单的串联 这种方式不仅系统庞杂 占地多 而且投资运行费用高 不便于大面积推广应用 另一类就是目前较为热门 的一体化技术 Integrated technology 该技术已逐步成为烟气净化应用的发展趋势 1 3 脱硫脱硝概述 脱硫技术研究始于 20 世纪初 至今已有 90 多年的历史 目前 世界各国开发 研制 使用的概括起来SO2控制技术已超过 200 种 概况起来 主要有燃烧前脱硫 燃烧中脱硫 燃烧后脱硫 烟气脱硫 和煤的转化利用技术 烟气脱硫 即燃烧后脱硫 烟气脱硫技术主要是利用吸收剂或吸附剂去除烟气中的SO2 并使其转化为稳定的 硫化物或硫 按其脱硫方式以及脱硫反应产物的形态可分为湿法 干法 半干法 3 大类 而烟气脱氮法主要有电子束法 吸附法 液体吸收法 微生物法 选择性非 催化法 SNCR 和选择性催化法 SCR 1 3 1 活性炭吸收脱硫脱硝工艺 活性炭吸收脱硫脱硝工艺是日本研究的一种干式固相吸收和再生工艺 该工艺 主要由吸附 解吸和硫回收三部分组成 活性炭法脱除机理为 烟气中的SO2在脱 硫塔中被活性炭吸附 并被催化氧化为吸附态硫酸 随脱硫塔中活性炭一起被送入 分离塔 脱去SO2的烟气将被送入第二级脱硝塔中 在活性炭的催化作用下NOX与 NH3在塔中反应生成N2 在分离塔中吸附了H2SO4的活性炭在 350 下热解可再生 该法反应温度为 100 200 SO2脱除率可达 90 NOx脱除率可 70 研究表明 活性炭对SO2的吸附主要是化学吸附 脱硫效率大于 96 活性炭对NOx的吸附则 包括物理吸附和化学吸附 脱硝效率大于 75 德国 美国最早于 20 世纪 50 年代 开始活性炭脱硫脱硝研究 日本自 20 世纪 70 年代后大力发展了相关工艺 1987 年 德国首先把活性炭同时脱硫脱硝的方法用于燃煤电厂 日本电力能源公司安装 了活性炭工艺 1995 年开始运行 其SO2的脱除率达到 90 以上 NOx脱除率达到 80 以上 活性炭法最大的缺点是炭的损耗 另外还存在吸附设备庞大的缺点 工程案例 广州贝龙环保热力设备股份有限公司成立于 1995 年 9 月 贝龙环保公 司专业从事烟气脱硫脱硝 特种垃圾处理等环保项目设计 2 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 图 1 1 活性炭脱硫脱硝处理厂 1 3 2 CuO 同时脱硫脱硝工艺 CuO同时脱硫脱硝技术将CuO作为活性组分 而其中主要以CuO AI2O3和 CuO SiO2为主 CuO含量通常占 4 6 在 300 450 的温度范围内与烟气中的SO2发 生反应形成的CuSO4 同时CuO对SCR法还原NOX有很高的催化活性 吸收饱和的 CuSO4被送去再生 再生过程一般用CH4气体对CuSO4进行还原 释放的SO2可制酸 还原得到的金属铜或Cu2S再用烟气或空气氧化 生成的CuO又重新用于吸收还原过 程 采用此工艺一般能达到 90 的SO2脱出率和 75 80 的NOX脱除率 在美国伊 利诺伊燃煤电厂 70MW机组进行了应用 取得了预期的效果 具体工艺如图 2 2 所 示 3 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 图 1 2 CuO 同时脱硫脱硝工艺 1 3 3 NOXSO同时脱硫脱硝工艺 该法系统中 烟气通过一个置于除尘器下游的流化床 在流化床内SO2和NOX为 吸附剂所吸收 吸附剂是用碳酸钠泡制过的具有大表面积的球形粒状氧化铝 净化 过的烟气再排入烟囱 1991 年 美国能源部匹兹堡能源中心 PETS 利用NOXSO法 在 60kW发电机组烟气净化装置上进行了中试试验 研究了工艺参数对SO2及NOx 脱除率的影响 吸收剂性能随使用时间的变化 再生气体种类对再生效果的影响等 结果表明 反应温度在 130 时 SO2和NOx的脱除率分别达到 90 和 70 NOXSO同时脱硫脱硝工艺的优点 NOXSO同时脱硫脱硝系统工艺的锅炉适应 性好 脱硫脱硝的效率高 运行维护费用低 系统可靠性高 不产生二次污染 它 的不足 NOXSO同时脱硫脱硝系统工艺投资费用高 能耗大 耗电占电厂发电量 的 4 左右 工艺流程较复杂 工艺系统占地面积大 1 3 4 SNRB 技术工艺 SNRB工艺是把所有的SO2 NOX和颗粒的处理都集中在一个设备内 即一个高 温的集尘室中 其原理是在省煤器后喷入钙基吸收剂脱除SO2 在气体进布袋除尘 器前喷入NH3在布袋除尘器的滤袋中悬浮选择性催化还原催化剂以去除NOX 4 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 该工艺由于将三种污染物的清除集中在一个设备里 从而减少了占地面积 并 且在脱氮之前已除去SO2和颗粒物 因而减少了催化剂层的堵塞 磨损和中毒 其 缺点是需要采用特制的耐高温陶瓷纤维编织的过滤袋 因而增加了成本 距离大规 模工业应用还有一定的差距 目前 该工艺应用还不多 1 3 5 WSA SNOX脱硫脱硝技术工艺 WSA SNOX技术采用两种催化剂 原理是烟气先经过SCR反应器 在催化剂 作用下NOX被氨气还原成N2 随后烟气进入改质器 SO2催化氧化为SO3 在降膜 冷凝中凝结水合为硫酸 进一步浓缩为可销售的浓硫酸 该工艺是丹麦Halder TopsoeA S研究开发的 并于 1991 年首次应用在丹麦的NEFO ELSAM 300MW 的燃煤电厂 在该技术工艺中可以从SO2转换 SO3水解 H2SO4冷凝 脱除NOX的 反应中回收热能 在 300MW的电厂其能耗仅为发电量的 0 2 煤中含硫量为 1 6 时 丹麦NEFO电厂的WSA SNOX工艺的工艺如图 1 3 所示 图 1 3 丹麦NEFO电厂的WSA SNOX工艺流程图 5 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 1 3 6 电子束法 电子束法 EBA 是一种物理与化学原理相结合的脱硫脱硝技术 它是利用电子 加速器产生强氧化性的自由基等活性物质 把烟气中的SO2和NO氧化为SO3和NO2 这些高价的硫氧化物和氮氧化物与水蒸气反应生成雾状的硫酸和硝酸 并与加入的 NH3反应生成硫铵和硝铵 脱硫 脱硝同时完成 达到净化烟气的目的 早在 1970 年 日本首先开始电子束脱硫技术的研究 并于 1977 年建成第一个工 业示范基地 随后美国和德国也相继开展这方面的研究工作 20 世纪 80 年代末期 日本茬原公司 Ebara 和原子能研究所 JAERI 将该技术应用到烟气同时脱硫脱硝的 研究中 目前 日本高崎的日本原子能研究所 JAER 日本藤泽的茬原公司 波兰 华沙的核化学与技术研究所和德国卡尔斯鲁厄的 KFK 实验中心在该技术方面研究 最为成熟 而且现在均在进行改革工艺和降低能耗方面的完善工作 在我国 成都热电厂于 1997 年引进该技术 实际运行脱硫率 86 8 脱硝效率 17 6 中国工程物理研究院环保工程研究中心自主开发的电子束氨法脱硫脱硝技 术 目前已经完成了中试 并在中国和波兰都有工业装置的示范运行 1 3 7 流光放电等离子体同时脱硫脱硝 流光放电等离子体是一种新型的高频高压交直流叠加流光放电等离子体脱硫脱 硝一体化技术 该法利用正极性发电 在相似的电极结构和电压水平条件下 利用流 光头表面产生的高能电子 可以打开化学健 激发产生 OH O 等氧化性极强的自 由基 继而实现脱硫脱硝 氧化亚硫酸盐等目的 该法由于采用电力电子半导体高 频开关器件及高频开关电源技术 克服了原有电子束和脉冲电晕方法的电源无法工 业化应用的弊端 具有良好应用前景 目前在荷兰 日本 韩国和中国都进行着 10 100 kW 工业性示范研究 然而要实现该技术的产业化 需要解决的 2 个核心技术 问题是大容量的等离子体系统和优化的等离子体处理工艺 1 3 8 鲁奇公司 CFB 脱硫脱硝技术工艺 鲁奇公司CFB脱硫脱硝将消石灰用作脱硫的吸收剂脱除二氧化硫 产物主要是 CaSO4和 10 的NH3SO4 脱硝反应使用氨作为还原剂进行选择催化还原反应 催 化剂是具有活性的细粉末化合物FeSO4 7H2O 不需要支撑载体 运行温度在 385 C 目前此技术已经进行了中试 中试建在Dettingen的RWE的一个电厂 烟气中二 氧化硫浓度为 450 630 10 6mg m3 氮氧化物浓度为 170 320 10 6mg m3 6 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 在Ca S摩尔比为 1 2 1 5 时 能达到 97 的脱硫率 在NH3 NOX比为 0 7 1 0 时 脱硝率达 88 该法脱硫脱硝属于燃烧中处理 脱硫采用循环流化床 脱硝采用低 氮燃烧方式 2001 年我国在四川白马电厂 300MW机组建示范工程 但白马电厂仅 用于脱硫 而未尝试同时脱硫脱硝 图 1 4 四川白马电厂 近年来 CFB 在国内的电厂已经达到一定的规模 如果结合新建电厂预留未来 脱硝装置空间 未来在原有 CFB 脱硫的基础上加装同时脱硝装置 其前景非常地 好 循环流化床的优点 投资费用较低 脱硫装置不需要太大空间 固硫剂产物以 固态排放 循环流化床的不足 燃烧采用低氮烧燃 脱硝效果不能保证 由于锅炉 内喷射CaO吸收剂进行脱硫 产生CaCO3和煤灰一起排出 易造成二次污染 控制排 烟温度 70 需要有排烟加热装置 鲁奇CFB脱硫脱硝工艺脱硫脱硝的效果较好 每千瓦的单位投资为 185 美元左右 运行成本为 10 20mill kwh 工艺耗电一般总 发电量的 0 4 但其占地面积较大 并且脱硫脱硝的副产物暂时还不能进行综合 利用 耗水较多 7 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 图 1 5 鲁奇 CFB 工艺流程图 1 3 9 活性焦吸附法 BF BF法是一种利用活性焦进行烟气同时脱硫 脱硝的技术 通过活性焦的微孔 吸附作用 将SO2存于活性焦的微孔内 再通过热再生 产生高浓度的SO2气体 经过转 化装置形成高纯硫磺 浓硫酸等副产品 NOX则在加氨的条件下经活性焦的催化作 用生成水和氮气 排入大气 BF法不仅能够实现脱硫 脱硝一体化 而且还能脱除烟气中粉尘 SO3 湿法难 以除去 卤素化合物 有害重金属和有毒气体 如二恶英等 另外 该法还具有占 地面积小 运行费用低 节水效果明显 无污染以及遇碱或盐类时催化剂不致老化 等优点 应指出的是 BF法必须将活性炭改性为活性焦 普通活性炭的综合强度 耐 压 耐磨 耐冲击 低 表面积大 若使用移动床 因吸附 再生损耗大 存在经济问题 另外 为解决该法存在的反应速度缓慢等缺点 近年来一些研究者提出利用微波诱导 活性炭吸附 从而利用催化还原来脱硫 脱硝 该技术用活性炭作为氮氧化物载体 在向活性炭床施加微波能的条件下 使SO2还原为单质硫 NOX还原为氮气 脱硫 脱 8 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 硝效率均达 96 以上 工程案例 国电南京自动化有限公司与中国煤炭科学研究院联合开发 具有自 主知识产权 该装置采用以煤为原料生产的活性焦为脱硫剂 整个工艺分为吸附 再生 副产品合成 最终产品为浓硫酸 液体二氧化硫或结晶元素硫等 整个过程 中不产生水和二次污染 图 1 6 国电南京公司研发处理厂 1 3 10 整体干式SO2 NOX排放控制工艺 整体干式SO2 NOX工艺是在缺氧环境下向燃烧器内喷入部分煤和部分燃烧空 气来抑制NOX生成 其余的燃料和空气在第二级送入 以完成燃烧 干式吸收剂则 注入烟道中脱除二氧化硫 此技术在美国的Colorado Arapahoe电站 100MW机组得 以应用 达到 70 左右的氮氧化物的脱除率和 55 75 的二氧化硫的脱除率 在 工艺流程中燃烧器通过在缺氧的环境下喷入部分煤和部分燃烧空气来抑制NOX的 生成 其余的燃料和空气在第二级送入 以完成整个燃烧的过程 过剩的空气的引 入是为了完成燃烧的过程 以及进一步去除NOX 低NOX燃烧器预计可减少 50 的 NOX的排放 而且在通入过剩空气后可达 70 以上 此外 两种干式吸附剂被喷入 9 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 锅炉烟道中以减少SO2的排放 钙被喷入空气预热器上游 或者把钠和钙喷入空气 预热器的下游中 顺流加湿的干式吸附剂有助于提高SO2的捕获率 降低烟气温度 和流量 以减少纤维袋式除尘器上的压降 无论整体干式SO2 NOX工艺 还是单个 技术都可以应用于电厂或工业锅炉上 它仅需要适当的设备投资和停机时间即可 且所需空间较少 它们可应用于各种容量的机组 但主要适用于较老的中小机组 整体干式SO2 NOX排放控制工艺的优点 对机组容量的适应性好 占地空间少 适合老机组的改造 整体干式SO2 NOX排放控制工艺的不足 耗水量大 生成的石膏应用有限 脱 硫脱硝率不高 烟气进入烟囱时需要加热 1 4 脱硫脱硝工艺流程和系统选定 1 4 1 工艺流程选择 本设计采用 CuO 和 SCR 和尿素结合的方法的同时脱硫脱硝技术 此工艺具有 SCR 脱硝和尿素脱硫的特点 又兼备了 CuO 脱硫脱硝的优点 1 4 2 工艺介绍 CuO Al2O3联合脱硫脱硝工艺利用负载于多孔载体Al2O3上的CuO与烟气中 的SO2和O2反应生成CuSO4以达到脱硫的目的 在NH3和O2存在的条件下 CuO和 CuSO4又可作为催化剂将NOX还原为N2 当吸附剂吸收SO2达到饱和时 可利用CH4 H2等气体将其还原再生 得到较高浓度的SO2和单质的Cu SO2经回收可进一步加 工成硫酸 硫磺和液体的SO2 Cu能被烟气中的O2快速氧化生成可供重新使用的 CuO 氧化铜吸附脱除SO2过程可分为 3 个步骤 吸附过程包括 322 2 1 SOOSO 1 1 42 CuSOCuOSO 1 2 342323 3SOAlOALSO 1 3 再生过程包括 OHSOCuHCuSO 2224 22 1 4 10 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 SHCuSHCuSO 224 44 1 5 SHCuHCuS 22 1 6 OHSAlHSOAl 2322342 1212 1 7 氧化过程包括 CuOOCu 2 2 1 1 8 氧化铜催化还原脱除 NOX的过程 OHNONHNO 2223 6444 1 9 OHNONHNO 2223 6342 1 10 OHNNHNO 223 6546 1 11 OHNNHNO 223 12786 1 12 OHNNONHNO 2223 322 1 13 OHNONH 2223 6234 1 14 CuO Al2O3催化 吸附剂可以同时脱除电站锅炉烟气中的SO2和NOX 其在 400 附近有较高的脱硫脱硝效率和优良的可再生性能 1 5 本章小结 本章介绍了本毕业设计的选题背景以及研究意义 并罗列了各种常见的同时脱 硫脱硝一体化系统类型 简单叙述了他们的优点与缺点 最终选定了自己的设计系 统 即 SCR 加 CuO 加尿素法同时脱硫脱硝一体化系统 11 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 第二章 脱硫脱硝系统设计计算 2 1 设计参数 二氧化硫浓度 3 2 1000mmgSO 二氧化硫摩尔质量 molgSO 64 2 氮氧化物浓度 3 1250mmgNOX 烟气量Q 156000Nm3 h 2 2 CuO 脱硫原理 氧化铜不仅作为SO2的催化氧化剂 同时也作为SO3的吸附剂 在氧化铝载体没 有完全被氧化铜覆盖时发生反应 反应过程一直进行到氧化铜余量很小或SO2的出 口浓度达到最大限定值时 吸附剂就应该进行再生 吸附过程的速率受温度和已吸 附的SO2量的影响 研究表明 反应速率和硫容都随着温度升高而增大 随着反应 的进行 反应速率会逐渐降低 因为能够吸附SO2的活性位在逐步减少 422 2 1 CuSOOSOCuO 原理公式 吸附过程包括 322 2 1 SOOSO 2 1 42 CuSOCuOSO 2 2 342323 3SOAlOALSO 2 3 再生过程包括 OHSOCuHCuSO 2224 22 2 4 SHCuSHCuSO 224 44 2 5 SHCuHCuS 22 2 6 OHSAlHSOAl 2322342 1212 2 7 氧化过程包括 12 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 CuOOCu 2 2 1 2 8 2 3 CuO 脱硫脱硝塔的设计计算 每秒SO2消耗摩尔量 3600 1 Q M c n 2 9 式中 n 每秒SO2消耗摩尔量 mol s c SO2的浓度 mg m3 M SO2的摩尔质量 g mol Q 烟气量 m3 h 得 smol hm molg mmg Q M c n 68 0 3600 15600010 64 1000 3600 33 3 1 同时脱硫脱硝反应的特点 在于反应过程催化剂的活性组分发生变化 脱硫反 应使催化剂中的CuO不断的变为CuSO4 从而使脱硝反应中由CuO起主要催化作用 逐步转为CuO和CuSO4同时起催化作用 从下列的实验数据可看出活性组分的变化 对脱硫脱硝反应的影响 表 2 1 反应时间对脱除率的影响 反应时间 min 30 60 90 120 150 180 脱除率 83 4 85 6 87 7 89 8 92 0 93 2 脱硫率 98 7 97 6 96 4 95 3 93 5 88 5 13 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 实验数据表明 CuSO4比CuO具有更好的脱硝催化作用 随着CuSO4对CuO摩 尔比的上升 脱硝率也不断地上升 在实验操作条件下 当其摩尔比超过1 46时 脱硝率可升至90 以上 反应时间对脱硫率的影响是很明显的 随着CuO被消耗脱 硫率是逐渐下降的 根据实验数据计算 当lm3体积催化剂中的有效铜 CuO 摩尔数 与每小时通过该催化剂的气体所带入的SO2摩尔数之比 即Cu S比 小于0 83时 难 于保证脱硫率在90 以上 而且下降比较快 这可以设想固定床有一个一定高度的 脱硫主要反应区 此主要反应区随着脱硫反应的进行逐步地向反应器出口处移动 当反应区的前端超过出口时 具有有效铜的固定床高度开始满足不了主要反应区所 需的高度 而且随着反应的继续进行越来越满足不了 以致脱硫率加快下降 取反应时间为30min 此时脱硫效率为98 7 SO2消耗的量为 tnn 12 2 10 式中 n2 反应时间内消耗SO2的摩尔量 mol t 反应时间 s 得 mol ssmol 1224 6030 68 0 12 tnn 反应过程中催化剂的主要活性组分不断地由CuO转变为CuSO4 当Cu S比小于 0 83时 脱硫率不能维持在90 以上 应用流化床代替固定床 则可由控制再生催 化剂的流率来保证催化剂床中的Cu S比 取Cu S 0 9 14 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 则CuO消耗的摩尔量为 23 9 0nn 2 11 式中 n3 反应时间内消耗CuO的摩尔量 mol 0 9 铜硫比 得 mol mol 6 1101 12249 0 23 nn9 0 CuO消耗的质量为 Mnm 3 2 12 式中 m CuO 消耗的质量 m M CuO 的摩尔质量分数 g mol 得 nMm g molgmolm 88128 806 1101 CuO含量的大小将直接影响脱硫效果 如果活性组分在载体上沉积成一个单分 子层 则每克载体的附载量W可用下式估计 15 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 1 42 3 3 13 21 4 33 1 23 2 10 10358 6 4579 5 6 023 10 0 631 SM W N g 2 13 式中 活性组分密度 kg L M 活性组分摩尔质量 g S 载体比表面积 m2 g N Avogadro常数6 023 1023 催化剂的量为 W m 催化剂 m 2 14 式中 m CuO 消耗的质量 m W 每克载体的附载量 g 得 88128 0 631 139664 m W g 催化剂 m 催化剂的体积为 催化剂 催化剂 V m 2 15 16 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 式中 m催化剂 消耗催化剂的质量 g 催化剂 0 9g cm 3 得 3 16 90 139664 mV 催化剂 催化剂 m 取底面积A 2m2 长L 5m 宽B 3m 则高h 8m 塔高的计算 2 hhH 脱硫塔 2 16 式中 H 脱硫塔全高 m h脱硫塔 主反应器高 m h2 底座高 m 得 m hhH 10 28 2 脱硫塔 经过指导老师审阅 此处设计计算有一个矛盾问题 即由于烟气量较大 停留 时间较长 若用烟气量和流速以及停留时间3个参数计算 此塔的体积将非常大 不符合实际情况 为解决这个问题 提出两种方案 方案一是一种探索性想法 即 在吸收塔的前面加装一个增压风机 将气体压缩 这样可将吸收塔的体积减小 方 案二是大量减少停留时间 这样也可减小吸收塔的体积 但因停留时间的减少 脱 硫效率也大幅度较少 因此随后要再加装一个尿素脱硫系统 本设计将采用方案二 根据空间速度 1 4h 102 空 V 催化剂的体积为 17 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 3 14 3 8 7 102 m156000 m h h V Q V 空 催 2 17 取停留时间 t 3s 塔内流速 v 4m s 则脱硫效率为 10 脱硝效率为 60 CuO 吸收塔底面积为 2 3 8 10 3600 4 156000 m sm hm v Q A 2 18 则圆整取底面直径d 4m 反算底面积A 12 56m 2 CuO 吸收塔的高为 m14 m2s3m s4 底座 hvtH 2 19 2 4 SCR 脱硝系统的设计计算 本标准内容引用了下列文件中的条款 凡是不注日期的引用文件 其有效版本适 用于本标准 GB 13223 火电厂大气污染物排放标准 DL 5032 火力发电厂总图运输设计规程 HJ T 75 固定污染源烟气排放连续监测技术规范 HJ T 76 固定污染源烟气排放连续监测系统技术要求及检测方法 GB 50160 石油化工企业设计防火规范 GB 50222 建筑内部装修设计防火规范 GB 50229 火力发电厂与变电所设计防火规范 GBJ 16 建筑设计防火规范 GBJ 87 工业企业噪声控制设计规范 18 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 HG T 20649 化工企业总图运输设计规定 SH 3007 石油化工储运系统罐区设计规范 2 4 1 基本设计参数 75t h一台 功率 B B MW 14MW 反应器烟道入口处烟气量Q 156000Nm3 h 反应器烟道入口处NOX浓度 NOXin 500mg Nm 反应器烟道出口处NOX浓度 NOXout 100mg Nm 反应摩尔比常数 ASR 0 803 下面针对一台75t h锅炉进行计算 2 4 2 SCR反应器的设计计算 锅炉输入的热量的计算 NPHRBQ MWB 2 20 式中 燃烧产生的热量 MMBtu hr B Q NPHR 换算因子 通常取9 5MMBtu MWhr 得 hrMMBtu NPHRBQ MWB 133 5 914 系统功率系数的计算 fuel fuel plant mmax actualm CF 2 21 式中 机组功率系数 plant CF fuel actualm 实际耗煤量 t h fuel mmax 最大耗煤量 t h 得 19 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 97 0 5 385 0 376 max fuel fuel plant m actualm CF days t CF SCR SCR 365 2 22 式中 电厂调整因子 SCR CF SCR t 全工况下 机组开动小时数 h 得 986 0 365 days t CF SCR SCR 得 95 0 986 097 0 SCRplant CFCFCF 2 23 X NO去除效率计算得 80 100 500 100500 100 Xin XoutXin NOX NO NONO 2 24 烟气流动速率计算 SCR Bquel fluegas 700460 460 nF TQq q 2 25 式中 烟气流动速率 ft min 1 ft fluegas q 3 0 028m3 20 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 quel q 燃料体积流量 据资料褐煤的值为547ft min MMBtu hr T 入口处烟气温度 1 9 5 32 SCR n 反应器预设个数 得 hm nF TQq q 126000 2 700460 720460 133547 700460 460 3 SCR Bquel fluegas 反应器数量计算 fluegas SCR q Q n 2 26 式中 反应器个数 SCR n 得 124 1 126000 000156 fluegas SCR q Q n 考虑到未来处理能力的需求可能增大 最终不确定采用两台并联SCR反应器的 系统布置方式是合适的 则根据设计的数值 SCR反应器的设计流量应为 q 6115608 2 3057804Nm3 h 1799755 ft3 min 理论氨逃逸率计算 得 21 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 003 0 8 0803 0 8 0 ASRslip 2 27 理论催化剂体积计算 SCR adj adjXadjadjadjBcatalyst 81 2 n T SNOslipQVol 2 28 式中 理论催化剂体积 ft catalyst Vol adj 调整效率 得 133 1 8 0058 1 2869 0 058 1 2869 0 adj 2 29 adj slip 调整氨逃逸率 得 28 1 003 00567 0 2835 1 0567 0 2835 1 slip adj slip 2 30 Xadj NO 调整NOX浓度 得 08 1 71 03208 0 1524 0 3208 0 1524 0 XinXadj NONO 2 31 adj S 调整硫含量 mg Nm S 烟气中硫含量 mg Nm 得 9759 0 27 00455 0 9636 0 0455 0 9636 0 S adj S 2 32 22 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 adj T 调整温度 得 068 1 2 72074 2 7203937 0 16 15 25 1074 2 03937 0 16 15 adj TTT 2 33 得 adj catalystBadjadjXadjadj SCR 3 2 81 1 068 2 81 133 1 133 1 28 1 08 0 9759 1 17 3 T VolQslipNOS n m 2 34 理论催化剂断面面积计算 得 2 7 17 6016 74005 6016 catalyst m q A 2 35 反应器断面面积计算 得 2 25 8 17 715 1 15 1 catalystSCR m AA 2 36 设反应器长 ml3 则 w 反应器宽 得 23 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 m l A w 75 2 3 25 8 SCR 2 37 催化剂层数计算 得 54 2 17 7305 01 3 2 17 catalystlayer catalyst layer Ah Vol n 2 38 圆整为 3 层 单层催化剂高度计算 得 m An Vol h 1 1 305 0 17 73 2 17 305 0 catalystlayer catalyst layer 2 39 反应器催化剂总层数计算 emptylayertotal nnn 2 40 式中 催化剂总层数 total n empty n 预留催化剂层数 取 1 得 4 13 emptylayertotal nnn 24 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 反应器总高计算 得 m ChCnh 4 12 2 1 15 1 4 2layer1totalSCR 2 41 2 4 3 催化剂的选型 本工程催化剂层反应温度为367 8 因此选用在该温度下活性较高的V2O5作 为活性组分 载体则采用脱硝活性高且比表面积大的TiO2 现有催化剂生产厂家如下 1 美国Cormetech 为美国Corning和日本三菱合资企业 主要生产蜂窝式 催化剂 2 德国Argillon 由西门子化身而来 世界上唯一一个同时生产蜂窝式和板 式催化剂的厂家 3 德国巴斯夫 主要生产蜂窝式催化剂 4 丹麦托普索 主要生产波纹板式催化剂 5 日本BHK 隶属日立造船 生产板式催化剂 6 中国东方锅炉厂 生产板式催化剂 经考证各厂商产品的性价比 以及本工程生产设计的特点 最终选用国产板式 催化剂 目前大量购买 单价在3 5 4万 立米左右 该催化剂单模块尺寸为0 5m 0 275m 1 1m 如图2 1所示 考虑到本工程SCR装 置无旁路系统 因此催化剂选型应以安全可靠为前提 并充分考虑锅炉运行可能出 现的各种情况 保障不出现因催化剂运行故障而引起锅炉停炉的情况 同时 为了 便于催化剂的更新更换 催化剂层采用由单一模块组成的大模块设计 如图2 2所 示 具体大模块加装按设计要求而定 25 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 图 2 1 用于小型设备的单一模块 图 2 2 单一模块组成的大模块 2 5 SCR 塔的设计计算 塔内装有四层塔盘 选用63a工字钢 参数见表2 2 搭架构成 用于安装催 化剂 塔体每层塔盘安有一层钢筋操作平台 共4层 平台宽1m 包角180 材料C45 密度7 85 103mg Nm3 表 2 2 工字钢每米重量表 尺寸 mm 型号 h b d t r1 截面面积 m 2 理论重量 kg m 63a 630176 13 227 5154 9 121 6 塔体表面附有100mm保温层 保温材料密度为300kg Nm3 塔体采用不锈钢材 料附加量为3mm 163MPa 按GB150 JB4710 化工机械制图 下 t 塔体设计压力 P 0 837MPa 负压 壳体焊缝系数 0 85 26 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 塔高的计算 1 hhH SCR 2 42 式中 H SCR 反应塔全高 m hSCR 主反应器高 m h1 底座高 m 得 m hhH SCR 4 14 24 12 1 其中 底座高参照 化工设备设计全书塔设备设计 塔长的计算 为方便安装和调试在反应器两个方向共留 1 5m 5 1 lL 2 43 式中 L 塔体长度 m 得 m5 4 5 13 5 1 lL 塔宽的计算 5 1 wW 2 44 式中 W 塔体宽度 m 得 27 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 m wW 25 4 5 175 2 5 1 塔体厚度计算 P PW t 2 2 45 式中 塔体厚度 m P 塔体设计压力 MPa L 塔体宽度 m 壳体焊缝系数 得 0 047m 837 085 01632 5 15837 0 2 P PW t 经厚度附加量并圆整 名义厚度为 50mm 本设计系统中还包括液氨的存储装置 以及泵与鼓风机等相关辅助设备 其他 章节将对这些装置设备作简单设计及选型 根据计算所得压损和流量分别选用引风 机 2 6 氨区的设计 液氨的用量计算 反应物的流量计算 28 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 X NO reagentBXin reagent M ASRMQNO m 2 46 式中 反应物消耗速率 kg hr reagent m reagent M 反应物的分子量 取17 03g mol X NO M NO2的分子量 取46 01g mol 得 X XinBreagent reagent NO NOQ ASRM m M 500 0 001 156000 0 803 17 03 46 01 23 1 hrkg 液氨的流量计算 sol reagent sol C m m 2 47 式中 液氨的流量 lb hr 1lb 0 454kg sol m sol C 液氨的质量分数 得 reagent sol sol m m C 23 1 0 996 23 2kg hr 液氨的体积流量计算 sol sol sol sol m q 2 48 29 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 式中 液氨的体积流量 sol q sol 液氨的密度 20 时为0 610258kg L sol 液氨的体积系数 1 13 得 sol solsol sol 3 m q 23 2 1 13 0 001 0 610258 0 043Nm hr 容器体积计算 tqVolumeTank sol 2 49 式中 容器体积 NmVolumeTank 3 t SCR系统运行天数 通常按14天的储量计算 得 3 448 14 2414043 0 Nm tqTankVolume sol 液氨储罐直径的计算 H Tank4 D 2 50 式中 D 液氨储罐直径 m H 液氨储罐高 取H 5m 得 30 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 4 Tank D H 4 7 224 3 14 5 1 356m 圆整为 D 1 36m 2 6 1 液氨的存储与供应系统 本脱硝系统使用的液氨氨含量 99 6 残留物含量 0 4 重量法 液氨储 存和供应系统包括液氨卸料压缩机 液氨储槽 液氨蒸发槽 氨气缓冲槽及氨气稀 释槽 废水泵 废水池等 液氨的供应由液氨槽车运送 利用液氨卸料压缩机将液 氨由槽车输入液氨储槽内 储槽输出的液氨于液氨蒸发槽内蒸发为氨气 经氨气缓 冲槽送达脱硝系统 氨气系统紧急排放的氨气则排放氨气稀释槽中 经水的吸收排 入废水池 再经由废水泵送至废水处理厂处理 1 卸料压缩机 卸料压缩机为往复式压缩机 压缩机抽取液氨储槽中的氨气 经压缩后将槽车 的液氨推挤入液氨槽车中 2 液氨储槽 共设计一个储罐 一个液氨槽可供应一套SCR 机组脱硝反应所需氨气两周 储 槽上安装有超流阀 逆止阀 紧急关断阀和安全阀做为储槽液氨泄漏保护所用 储 槽四周安装有工业水喷淋管线及喷嘴 当储槽槽体温度过高时自动淋水装置启动 对槽体自动喷淋减温 3 液氨蒸发槽 选用一个液氨蒸发槽 液氨蒸发槽为螺旋管式 管内为液氨管外为温水浴 以 蒸气直接喷入水中加热至40 再以温水将液氨汽化 并加热至常温 蒸气流量受 蒸发槽本身水浴温度控制调节 在氨气出口管线上装有温度检测器 当温度低于10 时切断液氨进料 使氨气至缓冲槽维持适当温度及压力 蒸发槽也装有安全阀 可防止设备压力异常过高 31 一种烟气脱硫脱硝一体化系统设计 5 氨气缓冲槽 选用一个氨气缓冲槽 从蒸发槽蒸发的氨气流进入氨气缓冲槽 通过调压阀减 压 再通过氨气输送管线送到锅炉侧的脱硝系统 6 氨气稀释槽 选用一个氨气稀释槽 氨气稀释槽为立式水槽 液氨系统各排放处所排出的氨 气由管线汇集后从稀释槽低部进入 通过分散管将氨气分散入稀释槽水中 利用大 量水来吸收安全阀排放的氨气 7 氨气泄漏检测器 选用一个氨气泄漏检测器 液氨储存及供应系统周边设有六只氨气检测器 以 检测氨气的泄漏