毕业设计论文_石灰石脱硫 2

1、云南滇东 4600MW 新建工程烟气脱硫项目设计摘 要本设计针对云南滇东电厂所给出的烟气含量、石灰石成分和除尘脱硫要求，结合我国烟气除尘脱硫的技术现状而设计出的一套烟气除尘脱硫系统。本设计的主要内容为，对目前几种主要的除尘和烟气脱硫工艺做综述性介绍，然后通过比较各除尘方式以及各脱硫工艺的优缺点和使用情况，选择适合本设计工程概况的除尘方式和脱硫工艺。本设计选择电除尘和石灰石石膏湿法脱硫工艺。本设计主要是介绍该除尘脱硫系统中的各个子系统的工艺过程和设备布置，它们分别是除尘系统、烟气系统、吸收系统、吸收剂浆液制备系统、石膏脱水系统以及废水处理系统，并重点对电除尘器、吸收系统、吸收剂浆液制备系统和石膏

2、脱水系统中的主要设备进行计算设计选型。最后对所设计除尘脱硫系统做出总结性分析，并作简单的工程概算和技术经济分析。关键词：湿法石灰石石膏法, 电除尘器, 烟气脱硫，主体设备计算2600MW new construction design of Flue Gas Desulphurization projiect In Easten YunnanAbstractThis design according to the given power of Easten Yunnan manufactory flue gas content 、limestone composition and dust r

3、emoval and desulfurization requirements, combined with the flue gas desulfurization and dust removal technology situation of a set of flue gas desulfurization denitration system.The major work for this design：Introduces several flue gas desulfurization technologies, chooses proper FGD process for th

4、is project after comparing merits and drawbacks of several major dust removal and flue gas desulfurization technologies. Finally, we applied the wet limestone-gypsum flue gas desulfurization process.This design is to introduce the system of dust removal and desulfurization process of each subsystem

5、and equipment layout. As for the FGD system, mainly introduces the process and facility arrangement of subsystems in FGD system, and they are respectively the system of limestone slurry preparation, gypsum treatment system, adsorption system, system of flue gas and wastewater treatment system. At th

6、e end of this design, it makes some comprehensive analysis of the whole system designed , and makes some engineering budgetary as well as some simple economic and technical analysis.Keywords: wet limestone - gypsum and scr.some method, flue gas desulfurization and denitration main equipment目 录摘要 .IA

7、BSTRACTABSTRACT .II第 1 章 绪论 .VI1.1 烟气除尘脱硫的背景.VI1.2 烟气脱硫的目的及意义.VI1.3 课题研究的主要内容.VII第 2 章 工程概况 .VIII2.1 电厂概况.VIII2.2 烟气参数.VIII2.3 石灰石参数.VIII2.4 总体设计原则.IX第 3 章 烟气脱硫工艺的选择 .XI3.1 几种常见的脱硫工艺.XI3.1.1 石灰石-石膏湿法脱硫工艺 .XI3.1.2 旋转喷雾半干法烟气脱硫工艺（LSD 法） .XII3.1.3 炉内喷钙加尾部增湿活化工艺（LIFAC 法） .XII3.1.4 烟气循环流化床脱硫（CFB）工艺 .XIII3

8、.2 脱硫工艺比较.XIV3.3 脱硫工艺的确定.XIV3.4 本设计采用的脱硫系统.XV3.5 石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺系统.XV3.5.1 烟气系统 .XV3.5.2 SO2吸收系统 .XVI3.5.3 石灰石浆液制备系统 .XVI3.5.4 石膏脱水系统 .XVI3.5.5 供水和排放系统 .XVII第 4 章 物料平衡计算 .184.1 除尘、脱硫效率的计算.184.1.1 除尘效率的计算 .184.1.2 脱硫效率的计算 .184.2 吸收剂消耗量的计算.184.2.1 净烟气中 SO2浓度 .184.2.2 石灰石消耗量 .18第 5 章 主要设备尺寸、规格的计算 .205.1

9、 除尘器.205.1.1 除尘器类型的确定 .205.1.2 电除尘器的设计计算 .225.1.3 电除尘器总体尺寸的计算 .245.1.4 电除尘器零部件设计与计算 .265.2 烟气系统.275.2.1 旁路烟道 .275.2.2 FGD 入口烟道 .275.2.3 FGD 出口烟道 .275.2.4 烟气挡板门 .275.2.5 烟气换热器 .285.3 SO 吸收系统 .2825.3.1 吸收塔的选择 .285.3.2 吸收塔尺寸设计计算 .295.3.3 吸收塔附属设备的选型 .315.3.4 吸收塔高度的计算 .325.3.5 吸收塔附属部件设计 .335.4 浆液制备系统的设计计

10、算.335.4.1 浆液制备系统的选择 .335.4.2 主要设备的计算 .335.5 其他系统设备设计选择.355.5.1 增压风机 .355.5.2 搅拌器 .365.5.3 石膏处置系统 .375.5.4 废水排放系统和处理系统 .375.5.5 浆液排放与回收系统 .385.5.6 工艺水耗量的计算 .38第 6 章 烟囱的设计 .406.1 烟囱高度.406.2 烟囱直径.416.3 烟囱抽力.417.1 管径的确定.427.2 摩擦压力损失.427.3 局部阻力损失.437.3 设备阻力损失.447.4 系统总阻力损失.44第 8 章 引风机和电动机的选择 .458.1 标准状态下

11、风机风量的计算.458.2 风机风压的计算.458.3 电动机功率的计算.46第 9 章 工艺布置 .479.1 脱硫装置的平面布置.479.2 浆液管道布置要求.479.3 设备一览表.48第 10 章 经济分析 .49结论 .50谢辞 .51参考文献 .52第 1 章 绪 论1.1 烟气除尘脱硫的背景当今世界上电力产量的 60%是利用煤炭资源生产的，我国是世界上少数几个以煤炭为主要能源的国家之一。其中 SO2 是形成酸雨的主要成分，酸雨不仅严重腐蚀建筑物，而且毁坏大面积的森林和农作物，对生态环境产生严重的影响1。国家环境保护“十一五”规划纲要中明确提出：“十一五”期间二氧化硫排放量减少 1

12、0%的削减目标。这一重要约束性指标提出后，2006 年火电厂二氧化硫排放总量不但没有减少，反而由 2005 年的 1300 万吨增长到 1350 万吨，增长了 3.8%。2007 年经过采取节能减排措施，每年二氧化硫排放总量有所减少，但是要完成“十一五”规定的减排任务仍十分艰巨。近期氮氧化物的减排任务也开始提上日程。这将是推动我国火电厂脱硫脱硝行业快速发展的动力和要求2。1.2 烟气脱硫的目的及意义锅炉燃料中的硫在燃烧过程中与 O2反应生成氧化物（主要是 SO2和 SO3），脱硫工艺所要脱除的就是锅炉尾气中的有害气体 SO2和 SO3。据联合国环境规划署 1988 年公布的统计资料显示，SO2

13、已成为世界第一大污染物,人类每年向大气排放的 SO2达 1.8 亿吨3。据统计，1995 年全国二氧化硫排放量 2370万吨，占世界首位。电力工业的火力发电厂的排放量为 830 万吨，约占 35%。到 2000年，随火电装机容量的增长，如果再不采取有力的控制措施，燃煤电厂排放的二氧化硫将达到全国总排放量（预计 2730 万吨）的 50%。预计在 2010 年燃煤电厂排放的二氧化硫将增加到占全国总排放量的 65%。很显然，要达到国务院提出的要求在 2010 年将二氧化硫排放量控制在 2000 年的水平，电力工业将成为消减二氧化硫排放量的重点工业4。因此本课题主要研究目的为根据设计所给参数对云南滇

14、东电厂 4x600MW 烟气脱硫除尘系统进行系统的设计，使该电厂排放烟气中的 SO2及烟尘达到国家排放标准，有效地控制当地空气污染物，改善空气质量，提高居民生活质量，该课题是具有实际意义和具有一定必要性的。1.3 课题研究的主要内容 1.根据设计任务进行资料收集和调研。 2.脱硫工艺的选择(石灰石粉制备方式的选择、GGH 设置的选择、增压风机设置的选择、石膏储运方式的选择)。 3.净化系统工艺设计计算（包括脱硫除尘系统、吸收剂制备系统、脱硫系统及副产品系统）。 4.主要烟气净化装置选择和工艺设计（除尘器、气固输送管道和泵、风机等）。 5.脱硫系统的设计优化(石膏处理系统、废水排放系统、工艺水系

15、统、压缩空气系统)。 6.考虑管道腐蚀堵塞问题，并提出合理的解决办法。 7.脱硫设施总平面布置的合理性。 8.工程概算、技术经济分析。第 2 章 工程概况2.1 电厂概况云南滇东发电厂位于云南省东部，处在滇东高原向黔西高原过渡地带，地理坐标为东经 102 42 105 50 ，北纬 24 19 27 03 。曲靖市域东与贵州六盘水市、黔西南州和广西百色地区毗邻，南与云南文山、红河州接壤，西与昆明交界，北靠云南昭通地区和贵州毕节地区。滇东电厂一期工程规模为 4600MW 燃煤机组新建工程。FGD 装置与主体工程同时设计、同时建设、同时投运。脱硫烟气经过除尘器除尘。脱硫装置布置在烟囱后。2.2 烟

16、气参数表 2-1 锅炉出口烟气参数烟气成分体积流量NM /H3体积百分比%.wet体积百分比%.dry H O(g)2 116,6405.4 - N (g)2 1,636,862 75.780680.1064 O (g)2 132,8406.15006.5011 CO(g)2271,512 12.570013.2875 SO (g)2 1,7970.08320.0879 SO (g)3 660.00310.0033 NOx(g) 1630.0080.0080 HCl(g) 630.00310.0031 HF(g) 550.00270.0027 DUST(S) 1 TOTAL2,160,0001

17、001002.3 石灰石参数 表 2-2 石灰石分析资料（齐备材）项目单位数据烧失量wt41.16H O2wt0.3CaOwt51.98MgOwt2.96SiO2wt0.54Fe32Owt0.12Al32Owt0.54SiO2wt1.23其他微量元素wt1.71粒径mm202.4 总体设计原则 1.脱硫装置的设计要保证能快速启停(旁路挡板有快速开启功能)。 2.FGD 装置性能：能适应锅炉最低稳燃负荷（40%BMCR）工况和 100%BMCR 工况之间的任何负荷。FGD 装置在没有大量的和非常规的操作或准备的情况下，能通过冷或热起动程序投入运行；在锅炉运行时，FGD 装置和所有辅助设备能投入运

18、行而对锅炉负荷和锅炉运行方式不产生任何干扰。FGD 装置能够在烟气排放浓度为最小值和最大值之间任何点运行，并确保排放指标不大于保证值。 3.最低停运温度不低于 170。 4.整套 FGD 系统及其装置的设置能够满足整个系统在各种工况下自动运行的要求，FGD 装置及其辅助设备的启动、正常运行监控和事故处理应在 FGD 电子设备间实现完全自动化。 5.在电源故障时，所有可能造成不可挽回损失的设备，应同由业主提供的保安电源连接。 6.在装置停运期间，各个需要冲洗和排水的设备和系统能实现自动冲洗和排水。在短期停运或事故中断期间，主要设备和系统的排水和冲洗应能通过 FGD_DCS 的远方操作实现。 7.

19、对于容易损耗、磨损或出现故障并因此影响装置运行性能的所有设备设计成易于更换、检修和维护。 8.在设备的冲洗和清扫过程中产生的废水应收集在 FGD 岛的排水坑内，然后送至吸收塔系统中重复利用。 9.FGD 装置可用率不小于 99%。 10.FGD 装置服务寿命为 30 年。第 3 章 烟气脱硫工艺的选择在选择脱硫工艺时，FGD 系统的最重要的参数是工艺所能达到的脱硫效率。由于烟气脱硫系统的投资和今后的运行、维护费用较高，因此如何因地制宜地选择相适应的脱硫工艺，以降低投资和运行费用是一件非常重要的决策工作。3.1 几种常见的脱硫工艺3.1.1 石灰石-石膏湿法脱硫工艺石灰石石膏湿法烟气脱硫工艺6是

20、当今世界各国应用最多和最成熟的湿法工艺, 该工艺主要是采用廉价易得的石灰石或石灰作为脱硫吸收剂, 石灰石经破碎磨细成粉状与水混合搅拌制成吸收浆液。当采用石灰作为吸收剂时, 石灰粉经消化处理后加水搅拌制成吸收浆液。在吸收塔内, 吸收浆液与烟气接触混合, 烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及鼓入的氧化空气进行化学反应被吸收脱除, 最终产物为石膏。脱硫后的烟气依次经过除雾器除去雾滴, 加热器加热升温后, 由增压风机经烟囱排放, 脱硫渣石膏可以综合利用。 石灰石（石灰）/石膏湿法脱硫主要特点如下：（1） 脱硫效率高；（2） 引进早，技术成熟，可靠性高；（3） 对煤种变化的适应性强；（4） 系统复杂，占

21、地面积较大，一次性建设投资相对较大；（5） 吸收剂资源丰富，价格便宜；(6) 脱硫副产物便于综合利用；(7) 后期处理复杂，二次污染严重；(8) 脱硫系统无法快速响应锅炉负荷的变化运行；(9) 粉尘排放浓度较难满足要求；(10) 整个系统物料处于浆状，制浆、喷淋系统易结垢、堵塞，工艺复杂，系统管理、维护费用较高。3.1.2 旋转喷雾半干法烟气脱硫工艺（LSD 法）旋转喷雾半干法烟气脱硫工艺7是一种在国外有较多应用的烟气脱硫工艺，特别在欧州应用多,原西德截止 1990 年有 2480MW 容量的燃煤 机组采用喷雾干燥法烟气脱硫装置。这种工艺相对于传统的石灰石一石膏法来说,具有设备简单、投资较低、

22、占地而积小等特点、但脱硫率相对较低。针对我国国情而言则具有一定的推广价值 。目前在山东黄岛电厂进行的中日合作项目高硫煤烟气脱硫试验工程采用的就是这种旋转喷雾烟气脱硫工艺。旋转喷雾烟气脱硫是利用喷雾干燥的原理，将吸收剂浆液以雾状形式喷入吸收塔内，发生化学反应过程中，又不断吸收烟气中的热量使雾料中水份蒸发干燥，最后完成脱硫后的废渣以干态灰渣形式排出。旋转喷雾法烟气脱硫工艺具有如下特点:（1）投资费用较低；（2）设备简单、维护量小；（3）占地面积较少；（4）能耗低、水耗低, 运行费用主要是购置生石灰的费用；（5）脱硫效率不高，多在 7090%之间；（6）适应性广，技术日趋成熟。3.1.3 炉内喷钙加

23、尾部增湿活化工艺（LIFAC 法）炉内喷钙加尾部增湿活化器脱硫工艺7是在炉内喷钙脱硫工艺的基础上在锅炉尾部增设了增湿段，以提高脱硫效率。该工艺多以石灰石粉为吸收剂，石灰石粉由气力喷入炉膛 8501150温度区，石灰石受热分解为氧化钙和二氧化碳，氧化钙与烟气中的二氧化硫反应生成亚硫酸钙。由于反应在气固两相之间进行，受到传质过程的影响，反应速度较慢，吸收剂利用率较低。在尾部增湿活化反应器内，增湿水以雾状喷入，与未反应的氧化钙接触生成氢氧化钙进而与烟气中的二氧化硫反应。当钙硫比控制在 2.5及以上时，系统脱硫率可达到 65-80%。由于增湿水的加入烟气温度下降，一般控制出口烟气温度高于露点温度 10

24、-15，增湿水由于吸收烟气热量而被迅速蒸发，未反应的吸收剂、反应产物呈干燥态随烟气排出，被除尘器收集下来。该法的主要特点：(1)工艺简单灵活，投资少，占地面积小，能耗低；(2)吸收剂一般为石灰石，利用率较低，约 2.5%；(3)脱硫效率中等，一般为(7585)%；(4)耗水量小，无污水排放，在燃煤含硫量不高的中小容量机组中应用优势突出；(5)对锅炉和烟气处理系统略有影响；(6)副产品为 CaSO3和 CaSO4，对粉煤灰利用有影响。3.1.4 烟气循环流化床脱硫（CFB）工艺循环流化床锅炉脱硫是一种炉内燃烧脱硫工艺，以石灰石为脱硫吸收剂，燃煤6和石灰石自锅炉燃烧室下部送入，一次风从布风板下部送

25、入，二次风从燃烧室中部送入。锅炉排出的未经脱硫的烟气从底部进入吸收塔，烟气经吸收塔底文丘里结构加速后与加入的消石灰、循环灰及水发生反应，除去烟气中的 SO2等气体。烟气中夹带的吸收剂和脱硫灰，在通过吸收塔下部的文丘里管时，受到气流的加速而悬浮起来，形成激烈的湍动状态，使颗粒与烟气之间具有很大的相对滑落速度，颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新，从而极大地强化了气固间的传热、传质。同时为了达到最佳的反应温度，通过向吸收塔内喷水，使烟气温度冷却到露点温度以上 20左右。携带大量吸收剂和反应产物的烟气从吸收塔顶部侧向下行进入脱硫除尘器，进行气固分离，经气固分离后的烟气含尘量不超过 50mg/Nm3。为了降

26、低吸收剂的耗量，大部分收集到的细灰及反应混合物返回吸收塔进一步反应，只有一小部分被认为不再具有吸收能力的较粗颗粒被作为脱硫副产物排到电厂脱硫灰库。最后经除尘器净化后的烟气经引风机排入烟囱。烟气循环流化床脱硫工艺主要特点如下：（1）综合造价低；（2）维护工作量和费用低；（3）电耗低。烟气循环流化床脱硫工艺的电耗占发电量的 0.5%-0.7%；（4）水耗量低；（5）不需要考虑防腐；（6）工艺简单可靠，不受燃煤含硫量限制；（7）对锅炉负荷适应力强，通过调节吸收剂加入量、水量、吸收塔压降，能快速相应锅炉负荷的变化情况6。3.2 脱硫工艺比较表 3-1 脱硫工艺比较特性炉内喷钙喷雾干燥LIFACCFBS

27、O2脱除率（%）3550%8590%7585%90%以上使用的吸收剂石灰、石灰石石灰石灰石粉石灰/石灰石脱硫副产品的处置与利用灰场堆放、土地回埋灰场堆放、土地回埋灰场堆放、土地回埋灰场堆放、土地回埋对电厂现有设备的影响由于灰量增加，除尘器效率应提高，对烟气压降影响最小烟道中可能有积灰，烟气压降增加烟气性质变化对除尘器有影响，烟道中可能有灰， 烟气压降增加烟气性质变化对除尘器有影响，烟道中可能有积灰，锅炉水冷壁空预器积灰增加。对电厂的发电机组和设备运行的影响锅炉水冷壁管有结焦的可能，空预器堵塞，粉尘排放增加，电耗增加很少，无废水排放，飞灰综合利用困难电耗有中等程度增加，耗水量有中等程度增加，脱硫

28、灰综合利用待开发电耗有中等程度增加，耗水量有中等程度增加，脱硫灰综合利用待开发电耗有中等程度增加，耗水量有中等程度增加，脱硫灰综合利用待开发运行经验已有商业化运行，供应厂商不多已有成熟的商业运行经验，有几个供应商可供货已投入商业化运行，仅有一家供应商供货已投入商业化运行，有几个供应商供货费用约为机组投资3%，运行费用高约占机组总投资8%约占机组总投资5%约占机组总投资6%3.3 脱硫工艺的确定根据以上的分析，并结合云南滇东电厂的实际情况，该电厂机组容量较大（4600MW） ，并是新建工程项目，对烟气除尘和脱硫要求较高，均要求达到 95%以上。炉内喷钙适用于 300MW 以上的电厂，故不适用于云

29、南滇东电厂；喷雾干燥法脱硫工艺脱硫效率较低，系统机械传动部件较多，而故障率较高，占地面积大，且到目前为止尚无用于 600MW 机组脱硫的先例，也不适用于云南滇东电厂；而湿式石灰石石膏法脱硫技术具有工艺最为成熟、运行可靠性最高、吸收剂资源广泛、成本低廉、反应速度快、设备简单、脱硫效率高、钙利用率高、其废渣可抛弃也可作为石膏回收、对高硫煤脱硫率可达 90%以上、对低硫煤脱硫率可达 95%以上、适用煤种及机组范围广运行稳定、适合水源较充足地区及大型燃煤电站安装使用等优点，该工艺最大的优势在于国产化水平高，这对降低工程成本和运行费用非常的重要，而且已经在600MW 机组得到商业运行。当燃煤含硫量大于

30、1，钙硫比等于 1 时，脱硫率可达98以上，排烟温度在 55左右，经过 GGH 加热后，能够满足本工程的要求。综上所述，石灰石-石膏湿法烟气脱硫在该自备电厂新建脱硫项目中体现了较为明显的优势，比其他脱硫工艺更加适合该电厂的具体情况。因此，该方案采用石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺进行该电厂 4600MW 工程的新建脱硫装置。3.4 本设计采用的脱硫系统脱硫系统工艺采用石灰石/石膏湿法脱硫工艺，系统主要由:烟气系统、吸收氧化系统、浆液制备系统、石膏脱水系统、排放系统等组成。其基本工艺流程为:锅炉烟气经电除尘器除尘后，通过增压风机、GGH 降温后进入吸收塔。在吸收塔内烟气向上流动且被向下流动的循环浆液

31、以逆流方式洗涤。循环浆液则通过喷浆层内设置的喷嘴喷射到吸收塔中，以便脱除 S02、HCl 和 HF，与此同时在“强制氧化工艺”的处理下反应的副产物被导入的空气氧化为石膏(CaSO42H2O)，并通过石膏浆液泵排出，进入石膏脱水系统。浆液池底部进行搅拌，防止浆液中的固体成分沉积结垢。经过净化处理的烟气流经吸收塔顶部的两级除雾器除雾，在此处将清洁烟气中所携带的浆液雾滴去除。最后，洁净的烟气通过烟道进入烟囱排向大气。3.5 石灰石-石膏湿法烟气脱硫工艺系统3.5.1 烟气系统锅炉出来的烟气经过电气除尘器除尘后，依次经过引风机和增压风机增压后进入气气换热器（GGH）的冷却侧降温，然后进入吸收塔系统除去

32、 SO2，再经过气气换热器（GGH）的加热侧升温后，通过烟囱排入大气8。烟道设有旁路系统。进出口挡板门为双挡板型式，在脱硫系统运行时打开。旁路挡板门也为双挡板型式，在吸收塔系统运行时关闭。当吸收塔系统停运、事故或维修时，入口挡板和出口挡板关闭，旁路挡板全开，烟气通过旁路烟道经烟囱排放。3.5.2 SO2吸收系统烟气由进气口进入吸收塔的吸收区，在上升过程中与石灰石浆液逆流接触，烟气中所含的污染气体绝大部分因此被清洗入浆液，与浆液中的悬浮石灰石微粒发生化学反应而被脱除，处理后的净烟气经过除雾器除去水滴后进入烟道。吸收塔内烟气上升流速为 2.55m/s 并配有喷淋层，每组喷淋层由带连接支管的母管制浆

33、液分布管道和喷嘴组成。喷淋组件及喷嘴的布置设计成均匀覆盖吸收塔上流区的横截面。喷淋系统采用单元制设计，每个喷淋层配一台与之相连接的吸收塔浆液循环泵23。 每台吸收塔配多台浆液循环泵。运行的浆液循环泵数量根据锅炉负荷的变化和对吸收浆液流量的要求来确定。吸收塔排放泵连续地把吸收浆液从吸收塔送到石膏脱水系统。通过排浆控制阀控制排出浆液流量，维持循环浆液浓度在大约 825wt。脱硫后的烟气通过除雾器来减少携带的水滴，除雾器出口的水滴携带量不大于75mg/Nm3。两级除雾器采用传统的顶置式布置在吸收塔顶部或塔外部，除雾器由聚丙烯材料制作，型式为折流板型，两级除雾器均用工艺水冲洗。冲洗过程通过程序控制自动

34、完成。3.5.3 石灰石浆液制备系统浆液制备通常分湿磨制浆与干粉制浆两种方式。不同的制浆方式所对应的设备也各不相同。至少包括以下主要设备：磨机（湿磨时用） 、粉仓（干粉制浆时用） 、浆液箱、搅拌器、浆液输送泵。每个系统设置一个石灰石浆液箱，每塔设置 2 台石灰石浆液供浆泵。吸收塔配有一条石灰石浆液输送管，石灰石浆液通过管道输送到吸收塔。每条输送管上分支出一条再循环管回到石灰石浆液箱，以防止浆液在管道内沉淀。3.5.4 石膏脱水系统石膏脱水系统包括水力旋流器和真空皮带脱水机等关键设备。石膏旋流站底流浆液由真空皮带脱水机脱水到含 90固形物和 10水分，脱水石膏经冲洗降低其中的 Cl浓度。滤液进入

35、滤液水回收箱。脱水后的石膏经由石膏输送皮带送入石膏库房堆放，后由螺旋卸料装置卸至汽车运输。3.5.5 供水和排放系统 1.供水系统从电厂供水系统引接至脱硫岛的水源，提供脱硫岛工业和工艺水的需要。工业水主要用户为：除雾器冲洗水及真空泵密封水。冷却水冷却设备后排至吸收塔排水坑回收利用。工艺水主要用户为： 石灰石浆液制备用水； 烟气换热器的冲洗水； 所有浆液输送设备、输送管路、贮存箱的冲洗水。 2.排放系统FGD 岛内设置一个公用的事故浆液箱，事故浆液箱的容量应该满足单个吸收塔检修排空时和其他浆液排空的要求，并作为吸收塔重新启动时的石膏晶种。 吸收塔浆池检修需要排空时，吸收塔的石膏浆液输送至事故浆液

36、箱最终可作为下次 FGD 启动时的晶种。事故浆液箱设浆液返回泵（将浆液送回吸收塔）1 台。FGD 装置的浆液管道和浆液泵等，在停运时需要进行冲洗，其冲洗水就近收集在各个区域设置的集水坑内，然后用泵送至事故浆液箱或吸收塔浆池。第 4 章 物料平衡计算4.1 除尘、脱硫效率的计算4.1.1 除尘效率的计算根据 2003 年火电厂大气污染物排放标准 ，粉尘含量50mg/Nm3。则：除尘效率=（1-=99.16%100)1 (0CC%100)2100504.1.2 脱硫效率的计算根据 2003 年火电厂大气污染物排放标准 ，SO含量400mg/Nm 。则：23烟气中 SO 的浓度：23333336/2

37、377/1064/104 .22/1017972mmgmolmgmolmmmCSO烟气脱硫效率：=83.2%10022SOSoCCC%100237740023774.2 吸收剂消耗量的计算4.2.1 净烟气中 SO2浓度 在设计煤种情况下，烟气流量为 2160000Nm3/h，烟气中 SO2含量为 2377mg/Nm3，按脱硫效率达 95%的脱硫效率。净烟气中 so2含量Cj=Cy(1-)=2377（195%）=1188.5mg/Nm3式中：Cj净烟气中 SO2含量；Cy原烟气中 SO2含量；4.2.2 石灰石消耗量 632cos10ercentCaCOatsotPMRnM式中：吸收剂碳酸钙的

38、耗量，t/h；tMcos 需要脱除的 SO2摩尔数，mol；2son 钙硫比，一般为 1.021.05；atR 碳酸钙分子量，g/mol；3CaCOM 石灰石纯度。ercentP该电厂脱硫系统所需的吸收剂是采用当地生产的石灰石粉，纯度为 92%，其中 nso2= 22sonomalssoCVM式中：吸收塔入口 SO2的浓度，mg/Nm3；2soC 设计煤种情况下吸收塔入口干标烟气量，Nm3/h；nomalV 脱硫效率s SO2分子量，g/mol。2soM则：NSO2= 2377204336095%6410=3794.58 mol/h22SOsSOMVC6理论上 1 摩尔的石灰石与 1 摩尔的二

39、氧化硫反应，但因石灰石块中含有一定的杂质，经过化验石灰石成分之后，可确定钙硫比一般在 1.021.05 之间，本次设计选用优化值 1.03，则：=4.89t/h6cos10%9210003. 158.3794tM石灰石粉设计耗量连续运行 37 天，按 5 天计，则石灰石粉贮量应为4.892451=586.8t V=586.8103/2.6110-3=225m3第 5 章 主要设备尺寸、规格的计算5.1 除尘器5.1.1 除尘器类型的确定 1.1. 各种除尘器的比较各种除尘器的比较 表 5-1 各种除尘器性能的比较14除尘器的名称除尘效率阻力 费用文丘里除尘器 90%-98%4000-10000

40、Pa少电除尘器90%-99.9%50-130Pa大袋式除尘器95%-99%1000-1500Pa中 从选择除尘器的原则来看，首先是除尘效率和出口浓度，应当排除离心式除尘器和洗涤式除尘器，因为他们的除尘效率极低，一般为 80%到 95%。根据之前的计算表明，达不到设计要求。能满足要求的只有文丘里除尘器、袋式除尘器、电除尘器。其次从粉尘的特性以及烟气的条件来看，燃煤电站锅炉燃煤粉尘的黏性和亲水性都不适合用湿式除尘器来处理，并且湿式除尘器结构复杂，投资较大。故只有电除尘器和袋式除尘器满足设计要求。 2. 袋式除尘器的特点 (1)袋式除尘器的优点：袋式除尘器对净化含微米或亚微米数量级的粉尘粒子的气体净

41、化效率较高，一般可达 99%以上；袋式除尘器可以捕集多种干扰粉尘，特别是高比电阻粉尘；含尘气体浓度在相当大的范围内变化时对袋式除尘器效率和阻力影响不大；袋式除尘器可设计制造出适应不同气量的含尘气体的要求；袋式除尘器可以做成小型的，安装在散尘设备附近，占地面积小；袋式除尘器运行性能稳定可靠，无污泥处理和腐蚀等问题，操作维护简单。 (2)袋式除尘器的缺点：袋式除尘器的应用主要是受滤料的耐温和耐腐蚀等性能影响； 不适合含粘结和吸湿性强的很尘气体； 据初步统计，用袋式除尘器净化大于 17000含尘量的投资费用要比电hm /3除尘器高，而小于 17000，则袋式除尘器比较省。hm /33. 电除尘器的特

42、点(1)电除尘器的优点吸尘效率高，电除尘器装置可通过加长电场长度达到 99%以上的除尘效率；吸尘效率稳定，电除尘器能长期保持高效的除尘效率；烟气阻力小，总能耗低； 适用范围大；可处理大容量烟气，目前单台电除尘器处理气量已达 2000000，这样hm /3的气量用袋式除尘器或用旋风除尘室极不经济的；捕集到的粉尘干燥，无二次污染，维护保养简单。（2）电除尘器的缺点：一次投资大，电除尘器和其他除尘器相比，结构极为复杂，耗用钢材量较大，每个电场需配备一套高压供电装置及控制设备，因此价格大；对粉尘的比电阻有严格的要求，烟气中粉尘的比电阻对电除尘器的运行有较大的影响。3. 除尘器选择结论 从以上的优缺点比

43、较分析可知：本课题设计用电除尘器。首先从除尘器的进口粉尘浓度来看，除尘器浓度较高，且必须达到最低 97.5%的净化效率，燃煤电站中，燃煤费用占整个发电成本的 60%到 70%之间。所以。尽管含尘量大的煤对锅炉对流受热面有磨损，但为了降低成本，煤粉炉不得不用含灰量大的价格便宜的煤。导致锅炉出口粉尘浓度较高，不适合用袋式除尘器。若用袋式除尘器，高浓度的粉尘会导致除尘器的清灰频率增加，布袋磨损加剧，加快更换布袋的时间，寿命变得更短；其次，从两种投资和运行费用来看，尽管电除尘器的一次投资费用较大，但袋除尘器的阻力较大，布袋更换导致其运行费用大，总的费用来看电除尘器的设备费加上20 年左右的运行费用比大

44、多数袋除尘器费用低；再次，使用年限来看。袋除尘器的使用寿命为 1 到 5 年，而电除尘器的使用寿命为 5 到 10 年甚至为 20 年，刚好为一般小型电厂锅炉的使用年限。从上述几点可以看出，燃煤电站比较适合用电除尘器来处理烟尘，虽然电除尘器也有缺点，不过随着科学技术的进步，可以逐渐克服。5.1.2 电除尘器的设计计算本设计选用单区电除尘器，即粒子的捕集和荷电在同一个区域中进行的，集尘极和放电极也在同一个区域。单区除尘器按结构和类型可分为立式和卧式电除尘器。立式电除尘器一般用于含尘量较小，除尘效率不高的场合；卧式电除尘器内的气流是沿水平方向流动，它的优点是按照不同的要求可以任意的增加电场的长度和

45、电场个数，能分段供电，适合于负压操作，引风机的使用寿命长。本次设计烟气量大，除尘效率高，电场多，因此采用卧式电除尘器。综上所述，本次设计采用卧式，板式，无辅助电极的电除尘器。电除尘器台数的确定：4 台锅炉个采用 1 台电除尘器，共 4 台。静电除尘器电场风速一般在 0.71.4m/s，本设计取 1m/s。 驱进速度一般在 0.040.2m/s，本设计取 0.15m/s。 集尘极间距设计为405mm，电晕线间距400mm。(1)集尘极板总面积 =26247.78m2(1)QLnAWe360015. 0%)991 (3077802.2- Ln式中：We 驱进速度，m/s； Q 设计工况下烟气量，/

46、h。3m(2)实际需集尘极面积 考虑到处理烟气量、温度、压力、供电系统可靠性等因素的影响，参照实际情况，取储备系数 k=1.52.0，则所需集尘极面积：A=（1.52.0）26247.78=39371.6752495.56m2取实际集尘总面积 40000m2(3)比表面积的确定 m3/hm278400002 .3077802AQf(4)除尘效率验算 %999.991-11 . 078eefw(5)电场断面积 2m855360012 .3077802QAc(6)极板高度 h=mAc2028552(7)电场断面宽度 mhAcB4320855(8)气流通道数 个10640543BBn(9)集尘极排数

47、 集尘极排数=气流通道数+1=107 排(10)集尘极长度 L=m，圆整后取 L=10m，即集尘极长度为35. 920) 1107(240000) 1(2hnA10000mm(11)电场设计设计 4 个电场，实际安装集尘极个数为 4集尘极排数=4107=428 个，安装后集尘极总面积：A=nLH= 10710204=85600 m2(12)停留时间 ssmmvL10/110(13) 工作电流：取单个电流常数为 i=0.005A/m ，则：2I=Ai=400000.005=200A(14)电除尘器阴极线的个数电晕线间距 400mm，采取 3mm 的圆形线，1 个通道的电晕线个数 N=10/0.4

48、=25则总电晕电线个数 N=100=2500 根。每个电场电晕线的有效长度：L=1010620/0.24=26500m每个电场长度：L=40000/245320=5000mm(15)电极的选择阳极系统：阳极板的作用是捕集荷电粉尘，通过振打机构冲击振打，使阳极发生冲击或抖动，将阳极表面附着的粉尘成片状或团状剥落到灰斗中，达到除尘的目的。板式阳极板形式有鱼鳞形、波纹形、棒帷形、Z 形、C 形等。C 形板从其断面形状组成来看，基本上由两部分组成，中间是凹凸条槽较小，平直部分较大，两边做成弯钩形，通常称为防风沟。防风沟能防止气流直接吹到极板表面，这样可减少粉尘的二次扬尘，提高除尘效率。这种板面电性能好

49、，有足够的刚度，板面的振打加速度分布较均匀，粉尘的二次扬尘少。材料一般采用 1.21.5mm 的普通碳素钢卷板，质量较轻，耗钢量少。目前，国内静电除尘器制造厂在设计生产中采用这种断面形式的最多，尤其在大型静电除尘器中，几乎都采用这种 C 形极板。所以本次设计中，静电除尘器阳极板采用 C 形板14。阳极板振打装置选用电磁锤振打，因为这种方式工艺成熟，运行可靠，且此种振打装置布置在除尘器外侧，不知空间与电场隔离，故可以在静电除尘器运行期间进行必要的维修。阴极系统：阴极线的形式有管形芒刺线、星形线、锯齿线、鱼骨针刺线、螺旋线、角钢芒刺线等。本设计采用圆形线。5.1.3 电除尘器总体尺寸的计算1. 宽

50、度方向上的尺寸（1）内壁宽 由公式:22sZB式中： 电除尘器的内壁宽，mm；B 最外层的一排极板中心线与内壁间的距离，mm。 取=50mm Z电场通道数 则：B=250+240050=20100mm（2）柱间距 由公式： eBLK12 式中： 电除尘器宽度方向上的柱间距，mm；KL 收尘器壳体钢板的厚度，mm；12 柱的宽度，mm。e依据经验取=5mm，=300mm，则：Lk =20100+25+300=20410mm1e2. 长度方向上的尺寸（1）电除尘器长度 由公式： nlCnnLLLeeH) 1(2221 式中： 电除尘器长度，mm；HL 电晕极吊杆至进气箱大端面的距离，mm；1eL

51、集尘极一侧距电晕极吊杆的距离，mm；2eL 两电极框架间吊杆间距，mm。C依据经验取=500mm, =470mm，=4001eL2eLC 则：=2500+24470+(4-1)400+45000=25960mmHL（2）长度方向上柱间距 将收尘极板安装在顶梁底面，每电场的荷重由两根梁和柱承担，立柱设成等距。 由公式： 222CllLed 式中： 长度方向上柱间距，mm。dL 则： Ld=5000+2470+400/2=6140mm3. 高度方向上的尺寸（1）从收尘器顶梁底面到阳极板上端的距离 由公式： 3211hhhhH 式中： 从收尘器顶梁底面到阳极板上端的距离，mm；1h 除尘器下端至撞击

52、杆的中心距离，mm；2h 撞击杆中心至灰斗上端的距离，mm。3h依据经验取=200mm，=40mm, =200mm，则：1h2h3h mm2044020040200200001H（2）灰斗上端到支柱基础面的距离依据电除尘器的大小，可取8000mm2H5.1.4 电除尘器零部件设计与计算1.1. 进气箱进气箱 采用水平引入式进气箱，取 V=8m/s，则进气箱进气口的面积为：F =Q/3600V=2160000/36008=750 考虑到进气口尽可能与电场断面相似，可取：F=8.39.1 进气箱长度:L=（0.550.56）（a -a ）+25012式中：a ，a F 与 F处最大边长；120KF

53、 进气箱大端的面积。K则，L=0.55（20440-350-600-9100）+250=5965mm进气中心高度（从进气中心道侧部底梁下端面）H 为:H=(L-100)50 +600+850+0.59100=13000mmo2.出气箱出气箱最小端面积为：F =91008300mm02出气箱长度为：L =0.8L=0.85965=4772mmw出气箱大端高度：h =0.8 a 0.2 a +170=17.5m5123.灰斗 采用锥形灰斗，沿气流方向设 4 个，垂直于气流方向也设 4 个，灰斗下口取300mm300mm，斗壁斜度最小 60 ，则灰斗高度为：oH=1.732（L/4-B）/2=1.7

54、32(25960/4-200)/2=5447mmH灰斗采用钢结构。为了保持灰斗的倾角大于灰斗的安息角，每个电场有 4 个灰斗，总共 16 个，并在灰斗内有 3 道隔板，用来防止气流短路和二次飞扬的产生。5.2 烟气系统脱硫工程每台炉分别设置 1 套独立的烟气系统，当 FGD 装置运行时，烟道旁路挡板门关闭，脱硫烟气从锅炉引风机出口汇集烟道引接，经增压风机升压后再进入吸收塔，洗涤脱硫后的烟气经除雾器出去雾滴，通过烟囱排入大气。当 FGD 装置停运时，旁路挡板门打开，FGD 装置进出口挡板门关闭，烟气从旁路烟道进入烟囱直接排入大气。旁路烟道具有快速开启的功能，全关到全开的开启时间将小于或等于 15

55、s。5.2.1 旁路烟道烟道设计按火力发电厂烟风煤粉管道设计技术规程DL/T5121-2000 进行烟道的强度和稳定性计算，在 BMCR 工况下，烟道内任意位置的烟气流速不大于 15m/s。旁路烟道烟气流速设计取 15m/s，烟气量为 2160000m3/h，则烟道的横截面积为 A=2160000/(360015)=40m2 ，烟道截面设计成长方形，长宽为 10m8m。5.2.2 FGD 入口烟道FGD 入口烟道截面积 A=2160000/(153600)=40m2 ，烟道截面设计成矩形。长宽=10m8m。5.2.3 FGD 出口烟道FGD 出口烟道截面积 A=2160000/(153600)

56、=40m2，烟道截面设计成矩形。长宽=10m8m。5.2.4 烟气挡板门烟气挡板门包括 FGD 入口挡板门、FGD 出口挡板门、旁路挡板门，规格型号见表5-2：表 5-2 挡板门规格型号表名 称数 量型号尺寸FGD 入口挡板门4 台型号：电动双百叶窗密封挡板尺寸：80005000外壳材质：Q235-AFGD 出口挡板门4 台型号：电动双百叶窗密封挡板尺寸：80005000外壳材质：Q235-A+316L 内衬旁路挡板门4 台型号：电动单板门（带密封）尺寸：80005500外壳材质：Q235-A+316L 内衬5.2.5 烟气换热器烟气换热器的作用主要是降低吸收塔入口烟温，提高排烟温度，以利于烟

57、气抬升和污染物的输送扩散。每台机组配置一套回转式气气换热器（GGH）。在 MCR 工况下，GGH 能够将净烟气加热至 80以上进入烟囱排房，而不需要补充其他热源。在 MCR 工况下，GGH 最大泄露量少于 1%烟气量。为了清洁和保证 GGH 的烟气压降满足要求，系统配备了压缩空气吹扫系统。GGH 的在线冲洗水泵在 GGH 压降高于正常值投运，GGH 的离线冲洗水泵在 FGD 定期检修时投运。5.3 SO 吸收系统2吸收系统的主要设备有吸收塔、浆液循环泵、氧化风机、石膏排出泵、除雾器等。5.3.1 吸收塔的选择吸收塔是烟气湿法脱硫装置的核心设备，SO 的吸收与脱硫产物亚硫酸钙的氧2化均是在吸收塔

58、内完成的。根据气液接触形式的不同，吸收塔类型分为喷淋塔、填料塔、鼓泡塔、液柱吸收塔、液幕塔、文丘里塔、孔板塔等多种形式。常用的四种类型塔的技术特性对比如表 5-3 所示： 表 5-3 四种常见类型脱硫塔的技术特性比较项 目喷淋塔 填料塔鼓泡塔液柱塔塔内设多层喷嘴，浆以球状高分子材料将烟气垂直鼓入浆塔内下部喷嘴以液柱形结构与原理液经喷嘴雾化后向下喷淋，SO2 吸收区为空塔段，浆液以弥散的雾状通过吸收区与逆流的烟气传或格栅为填料，浆液自上而流，在填料表面形成液膜，烟气与液膜发生传质液内，烟气以沸腾状从浆液中鼓泡向上逸出，气泡在逸出过程中与浆液传质式向上喷浆液，至最点，以水幕形式下落，浆在上下过程中

59、与上行烟传质脱硫率95%95%90%左右95%优缺点液气比最小，液气接触面大，塔内结构简单，系统压力损失小，但喷嘴易堵塞磨损，对脱硫剂粒径要求高易结垢，堵塞，系统阻力较大，对石灰石粒径和烟气含尘量要求高不需浆液循环泵，喷嘴，气液接触面大，不受烟气含尘量影响，但系统阻力大，装置体积相对大喷嘴孔径较大，不易堵塞，对脱硫剂粒径及烟气含尘量要求低，工作稳定综上所述，喷淋塔结构简单、操作与维护方便、脱硫效率高且在工程的应用比较成熟，已成为湿法脱硫工艺的主流塔型。在设计中所选吸收塔类型为逆流喷淋空塔。逆流喷淋塔设计流速一般为 2.55m/s，取 3m/s。5.3.2 吸收塔尺寸设计计算1.1. 吸收塔塔径

60、吸收塔塔径吸收塔截面积 A=200m3Q360032160000吸收塔塔径: D=15.9m,取 16mA414. 320042. 吸收浆液量工程设计中吸收区的高度一般是指烟气进口水平中心线到喷淋层中心线的距离，该高度按照烟速和停留时间确定。原烟气与吸收液中吸收塔内反应时间 25s，取 5s，吸收区高度为：h=t=3 5=15m液气比与脱硫效率有关，一般在 825 L/m3,取 20L/m3，所需的吸收浆液量为：V=216000020=43200000L/h=43200m3/h3. 氧化槽吸收液在氧化槽内停留时间一般为 47min,取 4min,则氧化槽容积为：V=432004/60=2880