烟气脱硫设计计算

1、.烟气脱硫设计计算1 130t/h 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/h引风机量 1台 ，压力满足 FGD 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 SO2 含量200mg/Nm 3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

2、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：Mg(OH)2 + SO2 MgSO3 + H2OMgSO3 + SO2 + H2O Mg(HSO3)2Mg(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MgSO3 氧化成 MgSO4 。这个阶段化学反应如下：MgSO3 + 1/2O2 MgSO4Mg(HSO3)2 + 1/2O2 MgSO4 + H2SO3H2SO3 + Mg(OH)2 MgSO3 + 2

3、H2OMgSO3 + 1/2O2 MgSO4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pH 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pH 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 pH 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

4、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

5、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SO2 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

6、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15L/m3 以上，而氧化镁在7 L/m3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PH 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

7、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：GSO2 2BFS（ 1 NSO2）（ 1）式中 GSO2 二氧化硫排放量，kg；.B 耗煤量， kg；F 煤中硫转化成二氧化硫的转化率（火力发电厂锅炉取090；工业锅炉、炉窑取 0 85；营业性炉灶取080）；S 煤中的全硫份含量，；NSO2 脱硫效率，若未采用脱硫装置，NSO2 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，NSO2 ）等量值的计算。1t/h 锅炉的功率为0.7MW ，1W 为 1 焦耳 /

8、秒，一小时为3600 秒，所以 1t/h 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， 1t/h一小时需耗煤120kg，再除以锅炉效率0.8，实际每小时耗煤150kg ，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%130t/h 流化床锅炉燃煤量 1T/h 需要 150kg 煤GSO2 2BFS（ 1 NSO2）=2*150*130*0.9*1.5%=526.5 Kg/h工况下满负荷烟气量285000m3/h，设工况温度为130 则标况下烟气量为Q285000273Q=

9、193065Nm 3/h=53.7Nm 3/s273130脱硫塔进口二氧化硫的含量C1C1=526.53=2727mg/Nm1930652727 - 200需要的脱硫效率为：=100% =92.7%27272、 烟道的尺寸2、 1 主烟道尺寸工况下烟气流量为285000m3/h ；取烟气在烟道里的流速为15m/s，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=28500015.08m/s2.12.536002、 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

10、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15m/s，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/h ，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

11、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 V 2 (m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V 3 (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)计算该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：53.7(m3/s)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PVT 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。

12、（2） 蒸发水分流量 V2 (m3/s)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 V 2 (m3/s)为：.V 2=0.07× 53.7(m3/s)=3.76(m3/s)（标准状态下）（3） 氧化空气剩余氮气量V 3 (m3/s)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。

13、 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 V SO2=0.05 m3/s 质量流率 G SO2= 0.05 100064 g / s =0.14286kg/s 0.14kg/s22.4根据物料守蘅 ,总共需要的氧气质量流量GO2×=0.14 0.5kg/s=0.07Kg/s该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G空气 = GO2/0.23=0.31 Kg/s标准状态下的空气密度为 1.293kg/ m3 2故 V 空气 =0.31/1.293(m3/s)=0.24 (m3/s)V3 =(1-0.23) × V

14、 空气 =0.77× 0.24m3/s=0.19 m3/s综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量Vg=V a+V 2+V 3=53.7+3.76+0.19=57.83 (m3/s)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 V g，从而选取烟速 u，则塔径计算公式为：VgD i =2 ×u其中：V g 为实际运行状态下烟气体积流量，57.64 m3/su 为烟气速度， 3.5m/s （3-5m/s）Vg=2×57.83因此喷淋塔的内径为 D i = 2 ×=4.589m4.6mu

15、3.14 3.53、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（ L/G）、烟气速度 u（m/s）。本设计中的液气比L/G 是指吸收剂氢氧化镁液浆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，从而使得体积吸收系数增大， 可以降

16、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，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。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 7 L/m 3 之间，根据相关文献资料可知液气比选择5 L/m 3 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

17、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 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 3.5m/s。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 QC(3)VK 0 h其

18、中C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3为给定的二氧化硫吸收率9598 ;本设计方案为 95h 为吸收塔内吸收区高度，mK 0 为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度 () ;K 0=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8 为：G（y 1 -y 2 ）= k ya × 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)，kmol/( m 2.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）ky 单位体积内二氧化硫以气相摩尔

19、差为推动力的总传质系数，kg/(m 3s)a 为单位体积内的有效传质面积，m2/m3.ym 为平均推动力，即塔底推动力， ym=（ y1-y2）/ln( y1/y2)所以=G(y1-y2)/h(5)吸收效率=1-y 1 /y 2，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 200mg/m3（标状态）所以y 1 y 1 -0.0203%(6)又因为 G=22.4×（ 273+t） /273=u(流速 )将式子（ 5）的单位换算成 kg/( m 2 .s),可以写成=3600× 64 *273u * y1 / h(7)22.4273t在喷淋塔操作温度 130

20、5592.5 C 下、烟气流速为 u=3.5m/s、脱硫效率=0.952.前面已经求得原来烟气二氧化硫SO 2 质量浓度为 a (mg/ m3 )且 a=2727mg/m3而原来烟气的流量（ 130 C 时）为 285000(m3 /h)换算成标准状态时 (设为 V a )已经求得V a =193065 m3 /h=53.7 m 3 /s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 =53.7×2727mg/m3 =146440mg =146.5gV SO= 146.5g22.4 L/mol =51.28L/s=0.05128 m3 /s0.05 m3 /s26

21、4g / 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y1= 0.05100%0.10%53.7又烟气流速 u=3.5m/s, y1 =0.10%,0.95, t 92.5 C总结已经有的经验， 容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/（ m3s）之间，取=6 kg/（m3 s）代入（ 7）式可得（根据平均容积吸收率公式求的）64273）/h6=（ 36002733.5 0.0010 0.9522.492.5故吸收区高度 h=4.25 4.5m3、 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

22、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× 1units=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（ PP）；冲洗管道： FRP；冲洗喷嘴： PP。表 4除雾器进出口烟气条件基于锅炉

23、100%BMCR 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 mmAq113(1.11kPaG)93(0.91kPaG)雾滴含量 mg/m3N(D)- 755)雾滴去除率： 99.75%为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于75mg/Nm3（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： 6.9m/s3、1、2、4 喷淋塔浆液池高度设计（设高度为h2）浆液池容量 V 1 按照液气比 L/G 和浆液停留时间来确定，计算式子如下：V1LVN t1G其中L/G 为 液气比， 5L/m 3VN为烟气标准状态湿态容积，Ng3V=V =53.7m /s11=4min

24、=140s(4分钟或 6 分钟)T =2-6 min,取 t由上式可得喷淋塔浆液池体积V =(L/G) ×VN×t5×53.7× 240=64.5m（4 分钟64.5m3)!=3选取浆液池内径等于吸收区内径，内径D2= Di=4.6m而 V 1=0.25×3.14×D2×D2×h2=0.25×3.14×4.6×4.6× h2所以h2=4.9m （ 4.9m）.3、1、2、5 喷淋塔烟气进口高度设计 （设高度为 h4）(一般没有变径流速 15m/s高 2.1m宽 2.5m)直径

25、 60%=2.76根据工艺要求，进出口流速（一般为 12m/s-30m/s）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20m/s，而烟气流量为53.7 m3/s，可得h42m220m / s53.7 m3 / s所以h4=1.64m2× 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

26、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H= h+h2+h3+ 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） 23m3、1、3 液体循环量液气比 5L/m3，烟气量为 193065Nm 3/h,工况下 285000m 3/h,工况下 :液体循环量Q=285000*5=1425m 3/h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=11.8

27、m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/h.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

28、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 =× Do2 /d2 2其中 -200 或 220 ( 覆盖率；多取 220 )Do- 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，A0H 2 tg 2/ 2式中，为喷雾角。 A0为单个喷嘴的覆盖面积，2m。喷嘴覆盖高度 ,m。(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

29、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nA0A100%2式中 为覆盖率， %； n为单层喷嘴个数； A0为单个喷嘴的覆盖面积，m；2A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°A0122(90/2)2=3.14tg3.14m4.62n =300%16个22则每层的喷头数

30、为： 16个，总共为 48个3每层需要的浆液流量为：500m/h, 则每个喷嘴的流量为Q1=500 4810.5 m3/h=2.92L/s工艺流程：.氧化镁熟化氧化镁浆液脱硫塔氧化池池池渣浆泵事故浆液池过滤装置4 氧化镁粉仓SO2 流量 526.5kg/h，一天需要去除的SO2 量为 12636kg,Mg(OH)2 + SO2MgSO3 + H2O.5864X12636MgSO3 + SO2 + H2O Mg(HSO3)2Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 2MgSO3 + 2H2O每天需要 Mg(OH)2的量 X= 58 12636=11452kg64每天需要氧化镁的量m= 11452

31、407898kg58氧化镁的密度为轻质0.150.3kg/L ，重质 0.6kg/L 以上取 0.5kg/L （根据需要质量和堆积密度求体积 ）每天需要氧化镁的体积为：V= 789815.8m3500每天耗量较小， 设粉仓的容量可以用 3（通常为 3 天）天，则粉仓的体积为15.8347.4m3设粉仓直径为 4m,下料倾角为 60°，则粉仓的高度为3.513.14447.44h3h=3.5 + 2.6=6.1m 其中锥形高度为3.5 米。（下料倾角锥形有一最适合的角度取 60°）5 氧化镁熟化池的尺寸浓度为 1525%(每小时需要的新浆液量的5 倍)熟化池的体积与脱硫塔每小

32、时消耗的量有关，体积设为满足脱硫塔6 小时消耗的量，脱硫塔每小时需要消耗的氧化镁的量为330Kg，而所需浆液的质量浓度为 20%（大了 ，取 12%）；则浆液所需水的体积为 330 80% 2200Kg，即为 2.2m312%水； 5 小时 所消 耗水 的体 积为11 m3 ，取11m3 ； 消耗 镁的 体积 为：330 5 0.5 =3.3m3，总体积为 13.3m3 ，取 14m3，设化浆池的外形为方形，长为3m，宽为 2 米；则池子的高度为h 1=14=2.4m326 氧化镁浆液池尺寸（ 6 小时浆液消耗量 ）脱硫塔每小时需要消耗的氧化镁的量为330Kg ，而所需浆液的质量浓度为.12%

33、；则浆液所需水的体积为 33080%水 ；6 小时所消2200Kg，即为 2.2m312%耗水的体积为 13.2 m3，6 小时所消耗氧化镁的体积为： 330 60.5 3.96m3 ，则池子的总体积17.5m3 ，为设直径为 2 米，则高度 h17.54=5.6mh =223.14(1) 送浆泵泵的选型：泵由熟化池把浆液输送到浆液池泵的扬程应大于 6m泵的流量不小于熟化池 2 小时产生新浆液的量（ 2.2+0.6) 2=5.6m3/h(2) 浆液泵的选型计算：泵由浆液池把浆液输送到脱硫塔中，泵的扬程不小于 5.2m，泵的流量每小时塔脱硫消耗量的2 倍， 5.6m3/h。7 事故浆液池的尺寸事

34、故浆液池主要用于处理脱硫塔检修等处理， 主要用于存放塔内浆液， 体积定为 1 倍的 V1 ，体积为 V4=64.5m3，设池子为方形，取长为 6m，宽为 4m,则池子的高度为 h 2= 64.5 =2.7m64(3) 事故浆液泵的选型与计算：事故浆液泵主要用于 6 小时内将脱硫塔内浆液排空。 泵的扬程为： 3m 泵的流量为： 11m3/h8 氧化池尺寸设氧化池尺寸为塔浆液池的1/3，即为 2.724.62=20 m33设氧化池的直径为 2m，则池子的高度为 h3=204=4.1m3.142.529 工艺水箱（ 化浆水、冲洗水、除雾器用水、烟气带走的水、冷却水等）水箱的容积按不小于锅炉脱硫装置正

35、常运行1( 2 小时 ) 小时的最大工艺水耗量设计。脱硫一小时需要氧化镁的量为478kg，取浆液的浓度12%，则耗水量为2790kg（ 2.79m3）；泵的冷却水，脱硫塔的冲洗水，设备冲洗水及其他用水等，3:h5=2844m核算后取水箱的 28m。圆形水箱设直径为 3m,则水箱的高度为3.1432冲洗水泵的冲洗水泵的设计与选型：.工艺流程设计1 工艺说明1、1 脱硫系统描述系统组成氧化镁湿法的整个脱硫系统主要由脱硫剂制备系统、脱硫循环系统、副产物处理系统、自动控制系统四大部分组成。脱硫剂制备系统氧化镁由厂方购买直接运到脱硫场地，存放入氧化镁粉仓中。制浆方式为： 料库中的氧化镁通过输料螺旋浆加入

36、到氧化镁熟化池，氧化镁熟化池采用地下钢混结构，池壁设有筛网，以防大颗粒杂质由送浆泵进入塔体。氧化镁熟化池后设置氧化镁浆液箱，其作用是使浆液进一步溶解均匀并降低C1-含量，氧化镁熟化池与氧化镁浆液箱都设有搅拌器，两者之间浆液输送采用氧化镁浆液泵。氧化镁浆液箱中浆液通过送浆泵打入脱硫塔中，正常运行。 根据脱硫塔循环浆液PH 值的变化，判断是否加入新浆液。脱硫系统所需的氧化镁浆液量根据锅炉负荷、烟气的SO2 浓度来联合控制。脱硫剂制备系统的水源来自系统设置的工艺水箱。脱硫循环系统烟气由进口烟道进入吸收塔的吸收区， 在上升的过程中与氧化镁浆液逆流接触， 浆液中含有的 Mg(OH)2 与烟气中所含有的污

37、染气体即 SO2接触反应，绝大部分 SO2被吸收溶解入浆液，生成亚硫酸镁和亚硫酸氢镁，达到去除烟气中SO2的目的。钢制烟道，电动风门、膨胀节等组成了烟气子系统。2 工艺设施设备设计及设备选型2、 1 主要设施设计2、 1、 1 吸收塔本期 FGD 系统的吸收塔采用立式喷淋塔，内有搅拌器、氧化空气分布系统、喷淋层、除雾器等。设计寿命15 年以上。其有关技术参数如下：吸收塔直径：4.6m吸收塔循环的直径：4.6m循环槽高度：2.72m.吸收塔的高度：14m吸收塔材料：碳钢，12-18mm塔内防腐形式/厚度：玻璃鳞片防腐，2-3mm；吸收塔数量：1 座。吸收塔内所有部件能承受最大入口气流及最高进口烟

38、气温度夫人冲击，高温烟气不对任何系统和设备造成损害。吸收塔选用的材料适合工艺过程的特性，并且能够承受烟气飞灰和脱硫工艺固体悬浮物的磨损。所有部件包括塔体和内部结构设计考虑腐蚀余度。脱硫塔设计成气密性结构，防止液体泄漏。 为保证壳体结构的完整性，尽可能使用焊接连接， 法兰和螺栓连接仅在必要时使用。塔体上的人孔、 通道、连接管道等需要在壳体穿孔的地方进行密封，防止泄露。吸收塔壳体设计要承受压力荷载、管道力和力矩、 风载和地震载荷，以及承受所有其他加在吸收塔上的载荷。吸收塔的支撑和加强件要能充分防止塔体倾斜和晃动。塔体的设计尽可能避免形成死角，同时采用搅拌措施来避免浆池中浆液沉淀。吸收塔底面设计能完

39、全排空浆液。吸收塔内配有足够的喷嘴。塔的整体设计方便塔内部件的检修和维护，吸收塔内部的导流板、喷淋系统和支撑等尽可能不堆积污物和结垢，并且设有通道以便于清洁。氧化区域合理设计，氧化空气喷嘴和分配管布置合理。吸收塔搅拌系统确保在任何时候都不会造成塔内石膏浆液的沉淀、结垢或堵塞。吸收塔烟道入口段防止烟气倒流和固体物堆积。吸收塔配备有足够数量和大小适合的人孔门和观察孔，入空门和观察孔不能有泄漏，而且在附近设置走道或平台。在除雾器区域必须装设观察孔。人孔门的尺寸至少为DN600 ，易于开关，在人孔门上装有手柄，如果必要，设置爬梯。吸收塔系统还包括所有必需的就地和远方测量装置，至少提供吸收塔液位、PH

40、值、温度、压力、 除雾器压差等测点。以及电石渣浆液和石膏浆液的流量测量装置（仪表考虑冗余配置）。吸收塔进行合理的保温设计。2、 1、2氧化镁熟化池.材料：钢混有效容积： 82.5m3其他：设视孔、检修孔及盖板，并配带减速搅拌器等。2、 1、3 氧化镁浆液池材料：钢混有效容积：40 m3其他：设视孔、检修孔及盖板，并配带减速搅拌器等。2、 1、4 事故浆液池材料：钢混有效容积：68 m 3其他：设视孔、检修孔及盖板，并配带减速搅拌器等。2、 1、5 氧化池材料：钢混有效容积：20 m3其他：设视孔、检修孔及盖板，并配带减速搅拌器等。2、 1、6氧化镁粉仓材料：钢材有效容积：79 m3其他：设有振

41、动器、螺旋输送机等。2、 1、7工艺水箱材料：碳钢有效容积：10m32、 1、8喷淋层吸收塔内部浆液喷淋系统由喷淋管和喷嘴及必要的组件组成，喷淋系统的设计合理分布要求的喷淋量，使烟气流向均匀，并确保白泥浆液与烟气充分接触和反应。所有喷嘴能避免快速磨损、结垢和堵塞，喷嘴材料采用碳化硅或相当的材料制作。喷嘴与管道设计便于检修，冲洗和更换。材料： FRP， 3 层位置：位于吸收塔中部。2、 1、9除雾器.除雾器可安装在吸收塔上部或是脱硫塔出口的烟道上，用以分离烟气夹带的雾滴。除雾器出口烟气液滴含量不大于75mg/Nm 3(干基 )。除雾器的设计保证其具有较高的可利用性和良好的去除液滴效果。除雾器系统的设计特别要注意FGD 装置入口的飞灰浓度的影响。该系统还包括去除除雾器沉积物的冲洗和排水系统， 运行时根据给定或可变化的程序，