化工原理设计稿

1、 目 录第一章 概述51.1 烟气整体情况及脱硫的目的51.1.1 烟气整体情况51.1.2 脱硫的目的51.1.3 设计方案的确定51.1.4 脱硫技术的选择71.1.5 氨法脱硫技术原理和工艺过程81.2 氨法脱硫技术解决的技术难点101.2.1 反应条件101.2.2 降低氨损101.2.3 亚铵氧化11第二章 设计说明书122.1 设计氨法脱硫操作系统方案简介122.2 脱硫塔概况122.2.1 脱硫塔基本结构122.2.2 流向选择132.2.3 吸收剂的选择132.2.4 氨法脱硫喷淋塔设计须知132.3 副产品后处理过程15第三章 塔结构的设计173.1塔体的设计173.2 塔的

2、设计计算173.2.1 喷淋塔吸收区内径计算173.2.1.1 物料衡算173.2.1.2 二氧化硫产生量173.2.1.3 脱硫量183.2.1.4 喷淋塔的硫平衡183.2.1.5 烟气流速183.2.1.6 喷淋塔的塔径的计算183.2.2 塔高计算203.2.2.1 喷淋塔吸收区的高度（h1）的确定203.2.2.2 喷淋塔浆液池高度设计（h2）计算233.2.2.3 喷淋塔除雾区（h3）计算243.2.2.4 喷淋塔烟气进出口高度设计（设高度为h4、h5）253.3 吸收塔壁厚的计算(包括计算壁厚和最小壁厚)253.3.1 吸收塔壁厚的计算253.3.2 吸收塔最小壁厚的计算273.

3、4 封头的设计273.5 液体进料管设计283.6 喷淋装置设计293.7 法兰的设计293.8 手孔、人孔的设计293.8.1 手孔的设计293.8.2 人孔的设计303.9 脱硫塔支座的设计303.10 气体进料管设计323.11 保温层的设计计算333.11.1 保温层的介绍333.11.2 保温层的选择333.12 操作平台和梯子的设计343.12.1 操作平台的设计343.12.2 梯子的设计35第四章 附加设备的设计计算374.1 烟囱设计计算374.1.1 烟囱高度的计算374.1.2 烟气释放热计算374.1.3 烟气抬升高度计算384.1.5 烟囱阻力计384.2 管道管径的

4、计算394.3 增压风机设计计算404.3.1 增压风机的简介404.3.2 增压风机选择的计算原则与条件404.3.3 增压风机的选择计算414.4 氧化风机的设计计算424.5 氨水输送泵的设计计算434.5.1 液氨用量434.5.2 配氨用水量434.5.3 输送泵的选型444.6 布袋除尘器的设计计算454.7 旋流器的选型454.8 离心机的选型464.9 抽出泵的选择474.10 阀门的选择484.10.1 输液管道阀门484.10.2 烟气管道阀门484.12 主要设备49第五章 成本结算与利润空间评估515.1 成本结算515.1.1 设备投入费用515.1.2.2 水费的计

5、算535.1.2.3 脱硫剂费用的计算535.1.2.4 人工费用535.1.2.5 税费535.1.3 设备检修及折旧费535.2 主要收益545.2.1 减轻大气污染545.2.2 副产物收入545.3 经济分析图55第六章 安全防护566.1 脱硫过程中氨泄漏的预防和应急措施566.2 避雷措施56第七章 副产品的处理587.1 生产硫酸铵的结晶原理587.2 硫酸铵颗粒小的危害587.3 副产物的市场分析58第八章 湿式氨法脱硫优点及应用608.1 氨法脱硫技术的比较608.2 氨吸收法脱硫的经济性分析608.3 氨法脱硫技术的应用效果618.4 氨法烟气脱硫技术在国内的可行性分析61

6、第九章 主要设计依据及规范639.1 环境保护标准639.2 设备标准639.3 税收标准639.4 平面区域布置63前言中国是一个以煤炭为主要能源的发展中国家,随着经济与社会的发展需求，工业迅猛发展，煤炭燃烧生成的SO2已成为主要大气污染物，环境污染问题变得日益严重，控制二氧化硫的排放刻不容缓。据权威部门统计：1995 年, 中国SO2年排放量 2 370万t, 大大超出了环境自净能力, 排放总量超过了美国和欧洲跃居世界首位，并连续多年二氧化硫的排放总量均位于世界第一。因此，控制二氧化硫的排放量，对于治理大气污染和保护生态环境有着十分重要的意义。据相关资料显示，含硫燃料燃烧所产生的烟气中的二

7、氧化硫是环境治理的重要对象。目前，国内烟气脱硫较多采用的是石灰石-石膏法。随着该工艺的大规模应用，其运行成本高、副产物脱硫石膏处置难度大、增加了二氧化碳排放量等问题日益突出，产生了较明显的环境及资源问题。针对以上情况，国家鼓励新脱硫技术的开发应用，特别支持资源回收型的绿色环保脱硫技术的推广应用。因此，其他烟气脱硫方法也逐渐被认识、被使用, 包括海水法、氨法、镁法、双碱法等，其中氨法烟气脱硫技术属国际先进的新型清洁技术，更是得到了大规模推广。氨法烟气脱硫技术具有脱硫效率高、无二次污染、可资源化回收二氧化硫能满足循环经济要求等明显优势。此外，氨法烟气脱硫原料来源于化肥，副产品仍是优质化肥，不仅不影

8、响总氮肥供给还增加了硫元素的供给，更适合中国农业大国的国情。我国拥有发展氨法烟气脱硫的优越条件，尤其是在氮肥行业适合发展湿法氨水烟气脱硫技术。一是国内市场合成氨供应充足，为氨法脱硫提供了强有力的原料保障；二是合成氨供应方便且有能利用生产过程中的废氨水，节省了投资运输操作费用；三是氨法脱硫产品是具有巨大市场空间的硫铵化肥，国内每年有100万吨的缺口。总之，在氨法脱硫的过程中，氨作为原料来自化肥工业，又以一种高效的载体回到化肥工业，不消耗任何额外的资源，也不产生任何生态污染。因此，近年来氨法烟气脱硫技术在中国得到飞速的发展。 当然，由于氨法起步晚、业绩少等，氨法脱硫技术还存在着气溶胶、氨损、副产品

9、稳定性的问题，这些都是制约氨法在烟囱脱硫上推广的因素。但是，氨法脱硫是在各种商业脱硫发中的新兴方法，是一种可实现循环经济的绿色脱硫工艺，更符合循环经济和节能要求，对缓解我国目前烟气脱硫行业的困扰具有重要意义。自从，1995年国家计委和科技部将氨法脱硫技术作为国家重点科技攻关项目并列入“十五”863项目。氨法脱硫技术受到各个行业脱硫技术研发的重视，我们更应该立足现状 ,学习世界先进国家的成功经验 ,结合国内的成功实例 ,探索出一条适合我国国情的脱硫之路。66课程设计任务书一、课程设计的题目：氨法脱硫工艺流程设计二、课程设计总说明：课程设计的目的和任务是让学生通过此次实践，能够综合应用学过的化工原

10、理工艺流程主要设备设计的基本知识和方法，进一步熟悉专业技术基础和主要专业课程，培养学生运用所学的化工原理领域的基础理论、基本技能和专业知识分析问题和解决工程设计问题的能力以及调查研究，查阅技术文献、资料、手册，进行工程设计计算、图纸绘制及编写技术文件等的基本能力。三、设计初始条件：烟气量：130万m3/h含硫量：1800 mg/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。四、课程设计要求：本课程设计的选题紧紧围绕脱硫工艺实施方案的主题。学生必须根据教学要求、设计工作量

11、以及实际条件，进行恰当选题。能按照设计任务书，顺利完成设计任务，培养运用本学科的基础理论和专业知识解决本专业实际问题的能力，提高设计计算、工程制图和使用资料的能力。五、设计内容与要求：1. 根据原始的烟气量、含硫量计算脱硫工艺所需要的氨水量。2 氨法脱硫喷淋塔设计方案的分析，包括喷淋塔的工作原理及特点；塔高、塔径的计算；塔内反应情况；除雾区、浆池区的计算；运行参数的选择与设计；材料的选择等。3 脱硫设备结构设计计算。4 烟囱设计计算。5 管道系统设计，阻力计算，风机和泵的选择。6. 设计任务完成后，学生要根据设计的全过程完成专业课程设计说明书，按照一定格式写出设计计算书。课程设计说明书主要内容

12、有：（1）设计题目；（2）设计的依据及规范、主要指标和要求；（3）脱硫技术的选择以及原理；（4）脱硫塔的设计；（5）装置的型号、价格及耗电量等；（6）设备选择依据和工艺流程介绍；（7）经济分析以及设计计算依据、计算结果；8 根据计算结果绘制设计图，系统图要标出设备、管件编号、并附明细表；除尘系统、脱硫设备平面、剖面布置图若干张，以解释清楚为宜，并包括系统流程图一张。此外，还要求文字应简明、通顺、内容正确完整，书写工整、装订成册。第一章 概述1.1 烟气整体情况及脱硫的目的1.1.1 烟气整体情况本设计处理的含硫气体是来源于电厂的锅炉烟气，由于电厂高负荷工作，所排出的烟气温度一般较高，平均达15

13、0，烟气排放量130万m3/h;含硫量为1800mg/m3。其中，烟气成分复杂，除含有硫化物以外，还含有大量的电尘、HCl、HF等其他杂质。1.1.2 脱硫的目的为了进一步响应国家“十二五规划”的政策，积极投身于致力于改变我国环境现状活动中，保证人类的身体健康，进一步提升我国环境的整体质量，尤其是空气质量，大幅度降低烟气中的有毒有害物质的含量，甚至除净烟气中的有毒有害物质，从而达到空气净化的目的。1.1.3 设计方案的确定确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理、生产可行的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考

14、虑如下几点：（1）方案的可行性 设计方案应充分考虑符合国情和因地制宜原则，流程布置和设备结构不应超出一般土建要求和机械加工能力。 满足工艺和操作的要求。即所设计出来的流程和设备，首先，必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施；其次，所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整（在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线），计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动；再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，

15、以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。（2）方案的经济性 应对市场情况作适当的综合分析，估计产品目前和将来的市场需求。 设计应符合能量充分有效合理利用和节能原则，符合经常生产费用和设备投资费用的综合核算最经济原则，符合有用物料高回收率、低损耗率原则，也即近代所提出的“优构低耗高效”原则。具体来说，就是设备费用与操作费用应尽量低。设备费用主要包括塔体、附属设备、管材费用与加工、基建费用等，也是初投资的一次性费用。操作费用主要为电能的消耗，以及各种物料、材料的消耗。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，每种设备型号的选定、零部件的设计，每一

16、个工艺参数的确定，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及钙硫比和其他操作参数是否选得合适等，都需要进行考虑。而对这两种费用的影响又往往是矛盾的，所以确定设计方案要全面考虑，力求总费用尽可能低一些。因此，在进行选择时要结合具体条件，选定最佳方案。（3）方案的先进性 应对目前工厂生产上和设备上存在的问题提出改进方案和改进措施，并尽可能采用国内外最新技术成果。 （4）方案的安全性 对易燃、易爆、有腐蚀的物料，在设计时应格外注意，都应采用相应的设备与操作参数以确保。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。（5）方案的可靠性和稳定性 现代化生产

17、应优先考虑运行的安全可靠和操作的稳定易控这一原则。不得采用缺乏可靠性的不成熟技术和设备，不得采用难以控制或难以保证安全生产的技术和设备。以上几项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对其他原则只要求作一般的考虑。1.1.4 脱硫技术的选择目前煤炭依然是工业和发电的主要燃料，SO2的排放和污染问题亟待解决。 控制SO2污染的烟气脱硫技术是目前世界上最大规模、运用于商业的、最有效的控制SO2污染的方法。烟气脱硫的方法又可分为湿法脱硫法、半干法和干法烟气脱硫，其中应用较广的方法又可分为钙法、镁法、钠法和氨法。现比较如下：从上表可

18、以看出，氨法因其来源丰富、副产物可作为高效农用化肥、去污染等优点备受青睐。其明显的特点是：无二次废渣、废水和废气污染，回收SO2, 生产硫铵, 实现SO2回收价值的最大化。因此，采用氨法脱硫技术为最佳选择。 1.1.5 氨法脱硫技术原理和工艺过程（一）技术原理：烟气脱硫是一个十分典型的化工过程, 它基于碱性脱硫剂与酸性SO2之间的化学反应。氨法烟气脱硫技术是以碱性脱硫剂氨（液氨、氨水等）作吸收剂，脱除烟气中的SO2并回收副产物硫酸铵的烟气脱硫工艺。湿式氨法是目前较成熟的、已工业化的脱硫方式，并且湿式氨法既脱硫又脱氮，其工艺过程一般分成3大步骤：脱硫吸收、中间产品处理、副产品制造。根据过程和副产

19、物的不同根据过程和副产物的不同，湿式氨法又可分为氨-硫铵肥法、氨-磷铵肥法、氨-酸法、氨-亚硫酸铵法等。具体过程如下：（1）吸收过程：脱硫吸收过程是氨法烟气脱硫技术的核心，它以水溶液中的SO2和NH3的反应为基础：SO2 H2O XNH3 = (NH4)xH2XSO3 （1）得到亚硫酸铵中间产品。其中，x=1.21.4。直接将亚铵制成产品即为亚硫酸铵法。（2）中间产品处理中间产品的处理主要分为两大类：直接氧化和酸解。a） 直接氧化氨-硫铵肥法在多功能脱硫塔中，鼓入空气将亚硫铵氧化成硫铵，其反应为： (NH4)xH2 - XSO3 + 1/2 O2 +(2-x)NH3 = (NH4)2SO4 (

20、2)b） 酸解氨酸法用硫酸、磷酸、硝酸等酸将脱硫产物亚硫铵酸解，生成相应的铵盐和气体二氧化硫。反应如下： (NH4)XH2 - XSO3 + x/2 H2SO4 = x/2(NH4)2SO4 + SO2 + H2O (3) (NH4)XH2 - XSO3 + xHNO3 = xNH4NO3 + SO2 + H2O (4) (NH4)XH2 - XSO3 + x/2H3PO4 = x/2(NH4)2HPO4 + SO2 + H2O (5)（3）副产品制造与利用中间产品经处理后形成了铵盐及气体二氧化硫。铵盐送制肥装置制成成品氮肥或复合肥；气体二氧化硫既可制造液体二氧化硫又可送硫酸制酸装置生产硫酸，

21、而生产所得的硫酸又可用于生产磷酸、磷肥等。 氧化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。（二）工艺过程 ：湿式氨法脱硫工艺系统一般由洗涤系统、烟气系统、氨贮存系统、硫酸铵生产系统（若非氨-硫铵法则是于其工艺相对应的副产物制造系统）等组成，其核心设备为脱硫洗涤塔（此设计中脱硫塔的设计按喷淋空塔进行设计）。（1）锅炉烟气锅炉烟气经除尘后由引风机提压输入浓缩系统, 烟气与二级循环液接触传 热传质,气温降低,烟气得到初步粗脱和洗涤；脱硫液吸收烟气的热量, 水分蒸发而浓缩,析出硫酸铵结晶,烟气温度降至45-55进入吸收段。（2) 浓缩系统烟气进入浓缩系统与二级循

22、环液喷淋接触,二级循环液pH值较低, 烟气中二氧化硫仅得到粗脱。主要功能是利用烟气带入的热量使循环液蒸发、浓缩和结晶, 其中含有浓度超过10%硫酸铵晶体的部分浆液送往硫酸铵回收系统。该系统利用烟气本身的热量蒸发浓缩,使硫酸铵结晶,体现了氨法脱硫工艺技术的节能优势。（3）吸收系统烟气由浓缩进入吸收系统, 与补入的氨水一级循环液于两段喷淋区或填料区气液逆流接触,进行吸收二氧化硫的反应。由于一级循环液主要是氨亚硫酸铵组分, pH 值高, 绝大多数二氧化硫被吸收, 烟气得到净化,脱硫率可达98.0% 以上。一级循环液经脱硫泵加压循环往复进行烟气的脱硫, 一级循环中一方面补充新鲜氨水, 另一方面将其中部

23、分溶液补入二级循环液中。吸收系统上端设氨洗涤及除雾装置: 氨洗涤是将补入的工艺水形成喷淋区, 以密集的新鲜水喷淋将烟气夹带的液滴和氨气溶解吸收,抑制气溶胶现象,大大降低烟气的逃逸氨。烟气排出前经除雾装置分离掉烟气夹带的液滴, 除雾装置同时设清洗喷嘴组,定期启动,防止除雾器结垢堵塞。（4）氧化系统一级循环液于吸收系统对烟气深度净化后,生成的大量亚硫酸铵溶液进入氧化系统。空气经空压机打入氧化段,空气由下而上均匀分散充斥于氧化段, 并布设数层孔板,强化亚硫酸铵的氧化,生成硫酸铵,脱硫溶液得到再生。氧化空气亦可采用煤气脱除硫化氢溶液自吸喷射再生的方法, 安装喷射器再生。（5） 硫酸铵回收系统来自浓缩系

24、统含有超过10%硫酸铵晶体的部分二级循环液, 经泵打入硫酸铵回收系统。晶体先经水力旋流器初步分离, 再经稠厚器、离心机分离得到含水量低于50%的硫酸铵产品。根据硫铵化肥质量标准要求,合格品水分10%,需设置干燥机,经干燥,硫铵成品水分一般能够达到0.5%以下。（6）DCS 控制及监测烟气脱硫设置 DCS 控制系统, 根据工艺流程的需要设工程师站兼操作站, 利于操作调节,易于控制工艺指标和烟气达标排放。同时，设置连续监测仪表, 净化烟气中二氧化硫的浓度及工艺温度、压力等参数于彩色屏中显示；其中, 排放烟气的二氧化硫浓度在线全日监测, 市环保监督机构可随时了解到烟气排放值。DCS 系统亦设置了必要

25、的液位、流量和 pH 值自控调节装置。1.2 氨法脱硫技术解决的技术难点 1.2.1 反应条件 氨回收法脱硫反应是典型的气-液两相过程，SO2吸收是受气膜传质控制的，所以该反应须保证SO2在脱硫溶液中有较高的溶解度和相对高的气速。SO2溶解度随pH值降低、温度的升高而下降，故正常要求吸收液pH值控制在4.0-8.0，反应温度控制在60-70左右。而反应段的气速一般控制在4m/s以上。这样的控制条件才能保证脱硫效率高于98%。 1.2.2 降低氨损 氨回收法脱硫技术因脱硫剂为价格较高的氨，其装置的经济性必须建立在氨回收的基础上，氨损问题曾经是困扰氨法脱硫技术发展的重要因素。氨回收法脱硫技术从降低

26、氨损的根源上进行了改进，严格控制反应温度在60-70左右和吸收液的成份，消除了氨雾形成的条件，经济地解决了氨损难题。运行中净化后的烟气中氨含量在10mg/Nm³以下，折氨损小于0.19%。 1.2.3 亚铵氧化 脱硫的中间产品亚铵盐的氧化也是关系氨法脱硫装置运行经济性的关键，以往有加压氧化、催化氧化等方法，皆需另建一套氧化装置，使整个系统的运行费用难以下降。氨回收法脱硫技术利用多功能塔，巧妙地作了工艺调整，在塔内布置了充分利用烟气进行氧化的自然氧化部分和辅助以空气进行强制氧化部分，使出塔的氧化率达99%。 第二章 设计说明书2.1 设计氨法脱硫操作系统方案简介除尘后的锅炉烟气由增压风

27、机经挡板风门调节后进入脱硫塔,经过降温段温度降至100, 再进入吸收段, 吸收SO2后进入除水段, 离开脱硫塔,尾气温度4850。净化尾气再进入烟气加热器,被锅炉氨气加热后,温度升高到 7080, 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SO2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O2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

28、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。2.2 脱硫塔概况2.2.1 脱硫塔基本结构脱硫塔尺寸根据烟气量确定为确保烟气在脱硫塔内最佳停留时间，计算脱硫塔直径及高度分别为8.86m和29m。塔顶需设吊车、人孔，方便检修。脱硫塔设计有一个进风通道，烟气从顶部烟气分配器进入；在顶部烟气分配器的中下部布置有脱硫塔核心部件：旋转喷雾器。旋转喷雾器通过立式电机的传动带动雾化轮顺时针方向旋转，在旋转过程中，通过分布在雾化轮一周的喷嘴喷出石灰浆液。气体

29、下降的同时与液体作连续的逆流接触，气体中二氧化硫不断的被吸收，同时雾滴的水分被蒸发，变成干燥的脱硫产物输送至除尘器。喷淋塔为圆柱体、不锈钢结构，外设保温层和防冻层。2.2.2 流向选择逆流运行有利于烟气与吸收液充分接触，但阻力损失比顺流式大，而逆流可增大了烟气与雾化液滴的接触时间，可提高效率，减小成本。为使过程具有最大的接触时间，吸收操作采用逆流吸收。另一方面使烟气逆时针方向进人脱硫塔，与通过雾化器以顺时针方向进人脱硫塔的浆液雾滴形成逆向运动，进一步保证雾滴与烟气气充分均匀接触反应。2.2.3 吸收剂的选择吸收操作是气液两相之间的接触传质过程，吸收操作的成功与否在很大程度上决定于吸收剂的性质，

30、特别是吸收剂与气体混合物之间的相平衡关系。本课程设计设备选用液氨作为吸收剂，易于获取，价格低廉，而且吸收效果较好。为了提高脱硫吸收剂的利用率，一般将浆液进行循环利用。2.2.4 氨法脱硫喷淋塔设计须知（1）喷淋塔在设计过程中参照的技术规范如下：1）HJ462-2009 工业锅炉及窑炉湿法烟气脱硫工程技术规范2）JB/T1620-1993 锅炉钢结构制造技术条件3）JB/T1621-1993 工业锅炉烟箱烟囱制造技术条件4）GB50273-1998 工业锅炉安装工程施工及验收规范5）GB13271-2001 锅炉大气污染物排放标准6）GB3095-1996 环境空气质量标准7）GB3096-19

31、93 城市区域环境噪声标准8）GB/T5117-1995 碳钢焊条9）GB50041-2008 锅炉房设计规范10）DB65/2154-2004 燃煤锅炉大气污染物排放标准（2）喷淋吸收塔主要工艺设计参数（脱硫吸收塔系统组成）:1）塔体2）浆液池3）除雾区4）浆液喷管，喷嘴.5）吸收塔浆液循环泵6）氧化风机7）氨水输送泵8）烟筒（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）控制方案所有的测点和操作纳入电厂的 DCS控制系统，再就地建一个仪表间,放置二氧化硫分析仪和远程 I/

32、O站，通过一根网络线与原 DCS控制系统相联，在控制室操作,达到设备增加人员不增加的目的,同时节约了大量的电缆。（5）自动控制的要点和难点自动调节工分为三部分。第一部分是自动调配一定浓度的氨水。浓度太高会使反应不完全，并造成氨水浪费,不经济；相反，浓度过低,达不到要求的脱硫效率。综合选择后氨水浓度一般选20 %30 %左右，第一部分是通过调节自来水与浓氨水的流量得到要求的浓的氨水度。第二部分为供氨泵出口压力的自动调节。供氨泵的扬程为150 m( 1. 5 MPa) ,而实际出口压力到1.2MPa就能满足喷头雾化要求 ,压力太大喷头雾化效果反而不好，采用变频器调节供氨泵的转速实现出口压力的控制。

33、第三部分为脱硫塔出口二氧化硫含量自动调节。由于脱硫塔取样点到二氧化硫分析仪有四、五十米 ,这使测量信号有很大滞后。最初采用单 PID调节,调试过程中发现阀门经常上下震荡 ,脱硫塔出口含量也波动较大。后在原来 PID的基础上加上模糊控制,用模糊控制实现快速跟踪调节, PID调节实现无差调节。（6）系统调试情况通过系统调试可知 ,脱硫效率取决于氨水的流量、度和雾化效果。经三个月的运行数据分析 ,脱硫效率在98 %以上 ,每个月运行成本 (含电量、废氨)约 10万元。硫酸铵卖到化肥厂收入 7万多元 ,环保排放收费 2. 5万元 ,基本上保持收支平衡。（7）对原系统的影响加增脱硫塔后 ,脱硫进出口烟气

34、差压为400 Pa ,引风机电流比原来增大 1 2A。喷氨水时 ,烟气温度从130下降到120,引风机电流基本不变。从以上数据看出不会因烟气结露而造成烟囱腐蚀2.3 副产品后处理过程脱硫塔内亚硫酸铵吸收SO2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SO2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

35、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，SO2被脱硫液吸收，并发生如下总反应： SO2+ 2 NH3 + H

36、2O = （NH4）2SO3 ； SO2 + （NH4）2SO3 + H2O = 2 NH4HSO3 ； NH3 + NH4HSO3 = NH4HSO3 亚硫酸铵被鼓入的氧化空气氧化成硫酸铵： 2 NH4HSO3 + O2 = 2 （NH4）2SO4第三章 塔结构的设计3.1塔体的设计吸收塔上部设计为圆筒形，下部为60°椎体，圆筒的上部设有烟气分配器，其中心安装雾化器。在此过程中，吸收剂不需要喷到塔的最大半径范围与烟气接触。主要缘由如下：一是不喷到最大半径范围亦可以达到很好的脱硫效率，因为在浆液喷出过程中已发生了气液、气固的充分接触反应；二是喷到塔的最大半径范围，容易造成浆液在塔壁的

37、桔结。吸收塔材料的选择因为脱硫塔承受压力不大，而且304不锈钢材综合力学性能、焊接性能以及低温韧性、冷冲压以及切削性能比较好，低温冲击韧性也比较优越，价格低廉，应用比较广泛。由于钢管内径会因不同厚度规格而变化故取外径为筒体的公称直径，本塔的公称直径为Do=8.86m。壁厚设计依据外压或轴向受压圆筒和管子几何参数计算图（适用于任何材料）壁厚=20mm。3.2 塔的设计计算3.2.1 喷淋塔吸收区内径计算3.2.1.1 物料衡算根据已知条件，通入的烟气量：G=130万m3/h，含硫量1800mg/ m3 ,则可计算出烟气中所含硫量为1300000×1800=2.34×109 m

38、g/h=2340kg/h。二氧化硫量为4.68×109 mg/h=4680 kg/h。 3.2.1.2 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3.744×107kg。3.2.1.3 脱硫量按平均脱硫效率98%计，则湿法脱硫年脱除量为3.669×107kg。3.2.1.4 喷淋塔的硫平衡喷淋塔的硫平衡见表3.1。表3.1喷淋塔的硫平衡进出烟气带入的硫量2340kg/h净烟气带出的SO293.6kg/h脱硫效率98%氨水吸收的SO24586.4kg/h进脱硫塔总的SO24680kg/h出脱硫塔的 （NH4）2SO38312.85kg/h3.2.1.

39、5 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34.5m/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4.0m/s。3.2.1.6 喷淋塔的塔径的计算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

40、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；氨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，本方案将氨液蒸发水分V2 (m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V3 (m3/s) 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Va (m3/s)计算根据标准状况下理想气体状态方程PV=nRT,将操作条件下的处理量换算成标准状况的处理量：代入数据得： （假设在平均温度T=150时，喷淋塔的烟气平

41、均体积流量）烟气进口量为：233.1 (m³/s)（2） 蒸发水分流量V2 (m³/s)的计算烟气在喷淋塔内被氨液直接淋洗，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/s)为：V2=0.07×233.1 (m3/s)=16.317(m³/s)（标准状态下）（3） 氧化空气剩余氮气量V3 (m³/s)在喷淋塔内部氨液池中鼓入空气，使得亚硫酸钙氧化成硫酸钙，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

42、全用于氧化亚硫酸氨或亚硫酸氢氨，即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化一摩尔亚硫酸氨或亚硫酸氢氨需要0.5摩尔的氧气。(假设空气中每千克含有0.23千克的氧气 )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：=233.1×1800mg/m=419580mg=419.6gV=146.86L/s=0.147 m/s又VSO2=0.147m/s，则质量流率G SO2=0.147×1000/22.4×64=0.42 kg/s根据物料守衡,总共需要的氧气质量流量GO2=0.42×0.5kg/s=0.21Kg/s该质量流量的氧气总共

43、需要的空气流量为G空气= GO2/0.23=0.913 Kg/s标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3 故 V空气=0.913 /1.293(m3/s)=0.706 (m3/s)V3=(1-0.23) ×V空气=0.77×0.706m3/s=0.544 m3/s综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量Vg=Va+V2+V3=233.1+13.174+0.544 (m3/s)=246.818(m3/s)（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Vg，从而选取烟速u，则塔径计算公式为：其中： Vg为实际运行

44、状态下烟气体积流量，247.957 m3/s； u为烟气速度，4.0m/s因此喷淋塔的内径为： 取整到8.9m。3.2.2 塔高计算3.2.2.1 喷淋塔吸收区的高度（h1）的确定喷淋塔的高度由三大部分组成，即喷淋塔吸收区高度、喷淋塔氨液池高度和喷淋塔除雾区高度，吸收区高度是最主要的。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（L/G）、烟气速度u（m/s）和氨硫摩尔比(NH3/S)的值。 本设计中的液气比L/G是指吸收剂氨液循环量与烟气流量之比值（L/M3）。如果增大液气比L/G，则推动力增大，传质单元数减少，气液传质面积就增大

45、，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L/G增大，则脱硫效率增大。但是，液气比L/G增大，氨液停留时间减少，而且循环泵氨液循环量增大，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L/G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。湿法脱硫工艺的液气比的选择是关键的因素，对于喷淋塔，液气比范围在8L/m-25 L/m之间，根据相关文献资料可知液气比选择12.2 L/m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

46、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亦是很重要的，典型的FGD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2.5-5m/s范围内，本设计方案选择烟气速度为4.0m/s。 湿法脱硫反应是在气体、液体、固体三相中进行的，反应条件比较理想，在脱硫效率为98 %以上时，氨硫比(NH3/S)一般略微大于2，最佳状态为2.2-2.5，而比较理想的氨硫比(NH3/S)为2.3-2.6.，因此本设计方案选择的氨硫比(NH3/S)为2.5。喷淋塔吸收区计算过程如下： 含有二氧化硫的烟气通过喷

47、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 (1)其中 C为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3；H为吸收塔内吸收区高度，m；为给定的二氧化硫吸收率,;本设计方案为98；K0为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度()：K0=3600u×273/(273+t)。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为： G（y-y）=×H× (2)其中 G为载气流量(二氧化硫浓度比较

48、低，可以近似看作烟气流量)kmol/( m2.s)；Y1,y2 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）；K 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kg/(m3s)；a 为单位体积内的有效传质面积，m2/m3。 为平均推动力，即塔底推动力ym=（y1-y2）/ln(y1/y2)所以 =G(y1-y2)/ h1 (3)吸收效率 =1- y/ y，按照排放标准，要求脱硫效率至少98%。二氧化硫质量浓度应该低于mg/m3（标状态）=G(y1-y2)/H =G*y1 * / h1 (4)又因 G=3600× 将式子（4）的单位换算成kg/( m.s),可以

49、写成=3600× (5)在喷淋塔操作温度下，烟气流速为 u=4.0m/s、脱硫效率=0.98。前面已经求得原来烟气二氧化硫SO质量浓度为a (mg/)且 a=1800mg/m，而原来烟气的流量（150时）为130×10(m/h)换算成标准状态时(设为V)， 代入数据得： 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： =233.1×1800mg/m=419580mg=419.6g V=146.86L/s=0.147 m/s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 y=又 烟气流速u=4.0m/s, y=0.063%,总结已经

50、有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/（m3s）之间，取 =6 kg/（m3s），代入（5）式可得6=（）/ h1得 h1 = 3.32m故吸收区高度高度为3.32m 。3.2.2.2 喷淋塔浆液池高度设计（h2）计算氨液池容量V1按照液气比L/G和氨液停留时间来确定，计算式子如下：V1 = VN *L/G* t1其中 L/G为 液气比,12.2L/m3； VN为烟气标准状态湿态容积，VN=Vg=246.818m3/s； T1=2-6 min,取t1=3.0min=180s由上式可得喷淋塔氨液池体积V!=(L/G) ×VN×t!=12.20×246.81

51、8×180=542.01 m3选取氨液池内径等于吸收区内径，内径 D2 = Di = 8.86m而 V=0.25×3.14×D2×D2×h2=0.25×3.14×8.86×8.86×h2 得 h2 = 8.80m所以 喷淋塔浆液池高度为8.80m。 3.2.2.3 喷淋塔除雾区（h3）计算 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75mg/m3 。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

52、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。本设计选择折流板除雾器，其计算高度主要根据雾滴重散布速度以及除雾器的烟气流速来确定，具体方法如下（除雾器内烟气流速：4.0m/s）a. 重散布速度大直径的雾滴颗粒可以通过除雾器元件惯性作用产生颗粒间碰撞从而去除雾滴（平均颗粒直径大小为100200m）。因此，烟气流速越高，雾滴去除率越高；相反，被去除的雾滴会重新散布，而降低雾滴去除效率。这就是雾滴重散布速度的概念。b通过除雾器的烟气流速为了使除雾器的雾滴去除率达到99.75% 以上，根据吸收塔出口端（即除雾器入口端）雾滴颗粒直径的实际分布状况，直径大于17m的雾滴颗粒要100

53、完全去除。 综上所述，除雾区的最终高度确定为3.5m，即h3=3.5m3.2.2.4 喷淋塔烟气进出口高度设计（设高度为h4、h5）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。取入口宽度与直径之比0.6，出口宽度与直径之比取0.7，塔径为8.86m，则入口宽度：L入 = 8.86×0.6=5.32m；出口宽度：L出 = 8.86×0.7=6.20m。在典型设计工况下，其温度由150经增压风机升压后进入烟气换热器（GGH），冷却了的原烟气降至100左右,本设计中取吸收塔入口烟气温度为100，取吸收塔出口烟气温度为50，则

54、此条件下入口的烟气（湿）流量为： L入 = 233.1×373.15/273.15=318.5m3/s。 L出 = 248.18×323.15/273.15=294.4m3/s。进出口烟气流速一般为20-25m/s，本设计均取20m/s，已知入口烟气流量为318.5m3/s，出口烟气流量为294.4m3/s。由V=u×h×L，得入口高度：h入=318.5/ (20×5.32)=2.99m；出口高度：h出=294.4/ (120×6.20)=2.37m。根据经验值除雾层到喷淋层高度为h6=2m，喷淋层高度为h7=1.5×1.5

55、 = 2.25m因此喷淋塔最终的高度为：H = h1+ h2+ h3+ h4+ h5+ h6+ h7=3.32+8.80+3.50+2.99+2.37+2+4.5+1=28.48m，取整到29m塔体表面积：S=××H = ×8.9×29=810.8 取整到8503.3 吸收塔壁厚的计算(包括计算壁厚和最小壁厚)3.3.1 吸收塔壁厚的计算由于操作压力不大，假设计算壁厚小于16毫米，据资料显示304不锈钢板在操作温度下的许用应力为=170Mpa。对于浆液池部分由于浆液会对塔壁产生压力，因此计算时还要这部分压力考虑在内，同时假设塔内的计算压力取0.152 MPa（2个标准大气压）。PC=0.152+（为浆液密度970kg/m3，g=9.81m/s2,h浆液池高度8.80m）所以PC=0.152+=0.152+970×9.81×8.80=0.236×10Pa=0.236Mpa吸收塔（喷淋塔）的计算壁厚公式为:S= (mm)其中： Pc 计算压力，对于浆液池以上部分取二倍大气压，0.202 Mpa；PC=0.236Mpa； Di 圆筒或者球壳内径,为8860mm； 焊接接头系数，取=1；C 壁厚附加量,取C=1.00mm；C1 钢板厚度负偏差,mm ；C2 腐蚀裕量,mm 。 对于喷淋塔顶部以下浆液池以上的部分（简称上