环境工程大气课程设计

大型作业报告班 级:12级机械设计与制造（环保设备）姓 名： 学 号 完成时间:2013年12月30日 环境科学与工程学院TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"1概述 1\o"CurrentDocument"2燃煤锅炉排烟量、烟尘及二氧化硫浓度的计算 1\o"CurrentDocument"排烟量及浓度计算 1.实际需湿空气量 1.产生的烟气量 2.\o"CurrentDocument"3净化系统除尘方案的分析确定 3工艺比较 3旋风除尘器的工作原理、应用及特点 .4旋风除尘器简介 4\o"CurrentDocument"烟气氨法脱硫系统 5\o"CurrentDocument"硫钱工艺 7.\o"CurrentDocument"脱硫方法的选择 7.\o"CurrentDocument"4除尘装置及相关计算 8\o"CurrentDocument"各装置及管道布置的原则 8除尘器的选择 8\o"CurrentDocument"烟道管径的确定 9烟囱的设计 1.0烟囱高度的确定 10烟囱直径与抽力的计算 10系统阻力的计算 1.1\o"CurrentDocument"5风机及电动机的选搔 13主要参考书目 14结束语: 15\o"CurrentDocument"大型作业成绩评定表 161概述本设计的锅炉排烟温度为 160C；烟气密度为1.34kg/Nm3;空气过剩系数：a=1.35;烟气在锅炉出口前阻力：800Pa；当地大气压力：95.36kpa；冬季室外空气温度：-5C；空气含水按0.0129kg/Nm3;烟气其他性质按空气计算。煤的工业分析值：C=50.1%,H=2.07%,S=1.26%,0=4.77%,N=1.2%,W=6.77%,A=33.84%;净化系统布置场地为锅炉房北侧 50米以内。排放标准按《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271-2001）相应标注执行。2燃煤锅炉排烟量、烟尘及二氧化硫浓度的计算2.1排烟量及浓度计算以1000g煤的燃烧计算：（如表2.1所示）表2.1煤燃烧成分计算以1000g计%( )mol理论需氧数（mol）C501.0041.7541.75H20.7010.355.18S12.600.390.39O47.701.49-1.49N12.000.430H?O67.703.760灰分338.400总计45.832.1.1实际需湿空气量综上，理论需氧量为45.83mol/1000g煤。假定干空气中氮和氧的摩尔比（体积比）为3.78,则1000g煤完全燃烧所需要的理论干空气量为：45.83（3.781）219.1mol/（1000g煤）即：219.1常44.9m3/（1000g煤）空气过剩系数a=1.35,则实际需干空气量为：219.11.35295.8mol/1000g

即：4.91.356.6m3/1000g空气含水按0.0129kg/m3N=12.9g/m3N,即含H2O为0.717mol/m3N,16.053L/m3N,则H2O的体295.811.605%Q300.6积分数为295.811.605%Q300.6300.6mol/（1000g煤），即:2246.73m3/（1000g煤）10002.1.2产生的烟气量烟气各组分含量:CO2:41.751.35=56.36mol;SO2:0.391.35=0.527mol;N2:1.35（0.43+45.833.78）=234.45mol;H2O:10.35+3.76+0.7176.73=18.93mol;综上，总产生烟气量为 310.11mol/（1000g煤）,即:310.1122.41000310.1122.410006.95m3/（1000g煤）化为标准状态为:6.95组95^化为标准状态为:6.95组95^433101.3252.1.3标准状态下实际烟气量4.12m3/（1000g煤）。QsQ1.016（a1）Qa（m3/kg）标准状态下烟气流量Q应以m3/h计,因此，QQs设计耗煤量Qs4.121.016（1.35, 3Qs4.121.016（1.35, 31）4.95.86m/kg）QQs设计耗煤量=5.86X10X1000a..=58600(m/h)式中a 空气过量系数_ 一 3Qs—标准状态下理论烟气重,m/kgQa——标准状态下理论空气量，m3/kg

锅炉型号选用FG-35/3.82M型，锅炉热效率为75%,烟尘的排放因子为30%,设排烟中飞灰占煤中不可燃成分的质量分数为12%,烟尘浓度为：338.40.1230.3g2960mg/m34.12m2.1.4标准状态下烟气中二氧化硫浓度的计算SO2的体积为：0.527丝40.012m3/kg;1000所以SO2得浓度为:设计耗煤量：I0t/hsc2 0012所以SO2得浓度为:设计耗煤量：I0t/h5.86台锅炉，则每台锅炉产生的总烟气为： Q05.8610im3/h；产生的总SO2为:Qi2.0485.86104g120kg/d；3净化系统除尘方案的分析确定工艺比较烟气的除尘设备一般选用重力沉降室、惯性除尘器、旋风除尘器、多管旋风除尘器和喷淋洗涤塔等。它们得性能及指标如下各表所示:表3.1除尘设备的基本性能除尘器名称阻力（Pa）除尘效率（％）初投资运行费用重力沉降室50~15040-60少少惯性除尘器100~50050-70少少旋风除尘器400~130070-92少中多管旋风除尘器800~150080-95中中喷淋洗涤塔100~30075-95中中表3.2各种除尘器设备费、耗钢量及能耗量指标除尘器名称体积[n3/(1000m3/h)]设备费比值耗钢量[kg/(m3/h)]能耗量(kj/m3)重力沉降室20~401惯性除尘器0.7~1.23.0~6.00.15~0.3旋风除尘器约1.751.0~4.00.05~0.10.8~1.6多管旋风除尘3.92.5~5.00.07~0.151.6~4.0通过比较，旋风除尘器管理、制作方便，体积小、价格便宜，因此，选用旋风除尘器作为二级除尘系统中的除尘。旋风除尘器的工作原理、应用及特点旋风除尘器简介旋风除尘器是利用旋转的含尘气体所产生的离心力，将粉尘从气流中分离出来的一种干式气-固分离装置。旋风除尘器是工业中应用比较广泛的除尘设备之一，多用作小型燃煤锅炉消烟除尘和多级除尘、预除尘的设备。其除尘原理与反转式惯性力除尘装置类似。但惯性除尘器的含尘气流只是受设备的形状或挡板的影响，简单地改变了流线的方向，只做半圈或一圈旋转；而旋风除尘器的气流旋转不止一圈，旋转流速也较大，因此，旋风气流中的粒子受到的离心力比重力大得多。对于小直径、高阻力的旋风除尘器，离心力比重力大几千倍；对于大直径、低阻力旋风除尘器，离心力比重力大 5倍以上。所以用离心除尘器从含尘气体中除去的粒子比用沉降室或惯性除尘器除去的粒子要小得多。离心除尘器的优点如下：(1)设备结构简单、造价低，对大于10dm的粉尘有较高的分离效率；没有传动机构及运动部件，维护、修理方便；(2)可用于高含尘烟气的净化，用一般碳钢制造的除尘器可工作在 350C,内壁衬以耐火材料的除尘器可工作在500C;可承受内、外压力；(3)可干法清灰，可用于回收有价值的粉尘；除尘器敷设耐磨、耐腐蚀内衬后，可用于净化含高腐蚀性粉尘的烟气。但旋风除尘器压力损失一般比重力沉降室和惯性除尘器高，如高效旋风除尘器的压力损失竟达1250~1500Pa。此外，这类除尘器不能捕集小于 5dm的含尘粒子。工作原理旋风除尘器由带锥形的外圆筒、进气管、排气管（内圆筒） 、圆锥筒和贮灰箱的排灰阀等组成。排气管插入外圆筒形成内圆筒，进气管与外圆相切，外圆筒下部是圆锥筒，圆锥筒下部是贮灰箱。当含尘气流以14~25m/s速度由进气管进入旋风除尘器时，气流将由直线运动变为圆周运动。由于受到外圆筒上盖及内圆筒壁的限流，迫使气流自上而下地旋转运动，通常把这种运动称为外旋气流。气流在旋转过程中产生较大的离心力，尘粒在离心力的作用下，逐渐被甩向外壁。接触到外壁的尘粒失去惯性而在重力的作用下沿外壁面下落，进入贮灰箱。旋转下降的外旋气流在到达锥体时，因受到圆锥形收缩的影响而向除尘器中心汇集。根据“旋转矩”不变原理，其切向速度不断提高。气流下降到一定速度时，开始返回上升，形成一股自下而上的旋转运动，即内旋气流。内旋气流不含大颗粒粉尘，所以比较干净，经排气管（内筒）向大气排出。XLP型旋风除尘器是根据双旋涡气流原理设计的除尘器。其旁路设置的原则与 B型旋风除尘器的旁路基本相同。含尘气体由进气口切向进入，气流在获得旋转运动的同时，上下分开形成双漩涡式运动，形成上下两个粉尘环。粉尘在双涡旋分界处产生强烈的分离作用，较粗的粉尘颗粒随下涡旋气流分离至外壁，其中部分粉尘由旁路分离室中部进口引出，余下的粉尘由下向气流带入灰斗，上涡旋气流对密度小、颗粒细的粉尘有聚集作用。对20以下粉尘的除尘效率能达到80%—90%。这部分较细的粉尘颗粒由上涡旋气流带向上部，在顶盖下形成强烈旋转的上粉尘环，并与上涡旋气流一起进入旁路分离室上部出口，经回风口引入锥体内与内部气流汇合，净化后的气体由排气管排除，粉尘进入灰斗。烟气脱硫系统该系统在国内、外脱硫工艺中的钙法技术比较成熟，脱硫产物为石膏。但钙法技术一次性投资较大，工艺复杂，维护量大，运行成本高，而且我国是天然石膏产量大国，脱硫产物石膏没有市场，只能抛弃，导致大量土地被占用。这些缺陷使得该技术前景不容乐观。研究、开发适合我国国情，既能满足环保要求又为企业乐于接受的先进脱硫技术是脱硫界努力的方向。氨法脱硫技术近年来倍受大家的关注。其工艺简单，前期投资少，日常维护量少，脱硫产物可作为化肥，其运行费用可通过副产物的销售大幅度降低。因此，该项目选择了氨-硫俊法处理电厂锅炉烟气脱硫。烟气氨法脱硫系统氨法是一种常用的烟气净化技术。自20世纪60年代开始应用。氨法脱硫技术具有反应速度快、脱硫效率高、脱硫后的产物易于处理等优点，同时由于它比传统的湿法脱硫技术容易操作、可靠性高和运行费用低而得到广泛应用， 氨-硫俊法烟气脱硫装置主要工段由脱硫工段和硫钱工段两部分组成。烟气脱硫工艺从锅炉出来的原烟气，经电除尘器净化后，由脱硫塔底部进入。同时在脱硫塔顶部将氨水溶液喷入塔内与烟气中的SO2在脱硫塔中发生化学反应，从而脱除掉 SO2。烟气脱硫工艺流程见附图1氨作为一种良好的碱性吸收剂，可吸收烟气中的 SO2且效率较高。从锅炉出来的原烟气，经电除尘器净化后，由脱硫塔底部进入。同时在脱硫塔顶部将氨水溶液喷入塔内与烟气中的二氧化硫在脱硫塔中发生化学反应，脱除掉 SO2同时生成亚硫酸俊，并与空气进行氧化反应，生成硫酸钱溶液，经中间槽、过滤器、硫钱槽、加热器、蒸发结晶器、离心机脱水、干燥器即制得化学肥料硫酸俊，从而完成脱硫过程。净化后的烟气经脱硫塔的顶部出口由烟囱排入大气。相关化学反应：TOC\o"1-5"\h\zSO2+H2—H2SO3 ①H2SO3+(NH4)2SO4-NH4HSO4+NH4HSO3 ②H2SO3+(NH4)2SO4-2NH4HSO3 ③在反应①中，烟气中的SO2溶于水中，生成亚硫酸。在反应②和③中，亚硫酸与该溶液中溶解的硫酸俊/亚硫酸俊反应。喷射到反应池底部的氨水，按如下方式中和酸性物：H2SO3+NH3-NH4HSO3 ④NH4HSO3+2NH3-(NH4)2SO3 ⑤NH4HSO4+NH3-(NH4)2SO4 ⑥在一定温度的水溶?^中，亚硫酸俊(NH4)2SO3与水中溶解的NO2反应生成(NH4)2SO4(硫酸俊)与N2,建立如下平衡：2(NH4)2SO3+NO2-2(NH4)2SO4+1/2N2喷射到脱硫塔底部的氧化空气，会按照如下方式将亚硫酸盐氧化为硫酸盐：(NH4)2SO3+1/2O2一(NH4)2SO4硫酸钱溶液饱和后，使硫酸俊从溶液中以结晶形态沉淀出来。由 180C、0.3M〜0.4MPa蒸汽提供热量。(NH4)2SO4(液态)+热量一(NH4)2SO4(固体) 对于氨法脱硫工艺，二氧化硫与硫酸俊的产出比约为1：2,即每脱除1吨二氧化硫，就产生2吨硫酸俊。在吸收塔里的硫酸钱不是以离子形式存在于溶液里，就是以固体结晶的形式存在于浆液里。系统里的主要成分亚硫酸钱已完全被氧化，因此在副产品中氮的含量大于 20.5%。硫钱工艺硫钱工艺系统（见附图2）主要由硫钱溶液槽、过滤器、初分槽、硫钱循环泵、蒸发器、结晶器、硫钱加热器、离心机、气液分离、冷凝器、空气加热器、振动流化床干燥器、真空泵等组成。该系统的主要作用是完成脱硫后硫钱溶液的储存、蒸发、结晶及包装等。从脱硫工段来的硫钱母液进入硫钱溶液槽，经过滤器过滤去除杂质进入硫钱槽，经蒸汽加热器加热蒸发、结晶后经初分槽进行初步分离后，进入离心机分离，再经振动干燥器干燥装袋，形成硫钱产品。氨法脱硫工艺具有很多别的脱硫工艺所没有的特点。氨是一种良好的碱性吸收剂，从化学机理上分析，SO2吸收是酸碱中和反应，吸收剂碱性越强，越有利于吸收，氨的碱性强于钙基吸收剂，钙基吸收SO2是一种气-固反应，反应速度慢、反应不完全，吸收剂利用率低，需要大量的设备和能耗进行磨细、雾化、循环等以提高吸收剂利用率，设备庞大、系统复杂、能耗高；而氨吸收烟气中的SO2是气—液或气一气反应，反应速度快、反应完全，吸收剂利用率高，可以做到很高的脱硫率，同时相对钙基脱硫工艺来说系统简单，设备体积小、能耗低。另外，其脱硫副产品硫钱可以回收利用，降低了运行费用。由于氨水与SO2的反应速度要比石灰石（或石灰）与 SO2的反应速度快得多，同时氨法不需吸收剂再循环系统，因而系统要比石灰右 -石膏法小、简单，其投资费用比石灰石 -石膏法低得多。与传统的石灰石-石膏法相比，氨法脱硫工艺的结垢问题并不明显，但在脱硫系统的溶液中，由于硫酸钱相对于硫酸钙而言，硫酸根离子的浓度要大，腐蚀的问题相对严重，对于防腐的设计比与石灰石-石膏法要求更高。脱硫方法的选择烟气脱硫的方法有吸收及吸附，鉴于系统的利用效率及使用造价，在选择方法上选择了吸收法。吸收是气态污染物净化的常用方法之一，其适用范围广、净化效率较高。吸收过程分为物理吸收和化学吸收两类。本系统选择了化学吸收法。化学吸收是伴有显著化学反应的吸收过程，被吸收的气体吸收质与吸收剂中的一种组分或多个组分发生化学反应。化学吸收过程净化气态污染物，其吸收速率和能达到的净化效率都明显高于物理吸收，特别对于低浓度废气，所以净化有害的气态污染物时，多采化学吸收法。化学吸收具有如下特点：(1)被吸收的气体吸收质与吸收剂中的某些组分发生化学反应，将按化学反应平衡关系生成新的化合物。(2)如果吸收过程化学反应速率很快，在气液两相界面处就能生成新的化合物。则气体吸收质向液膜内扩散时，所受到的阻力将大大降低，甚至可降至为零，这将使整个吸收过程的总传质吸收系数增大，提高了吸收速率。(3)填料表面有一部分液体停止不动或流动很慢，在物理吸收中，这部分液体往往被溶质所饱和而不能再进行吸收，但在化学吸收中则要吸收较多的溶质才能达到饱和。所以，当对物理吸收不是有效的湿表面时，对化学吸收仍有可能是有效的。4除尘装置及相关计算据排放标准《锅炉大气污染物排放标准》(GB13271-2001),1997年锅炉排放标准为：烟尘:150mg/m3；SO2：1500mg/m3。除尘效率：4121C式中：C------标准状态下烟气含尘浓度，mg/m3Cs------标准状态下锅炉烟尘排放标准中规定值 ，mg/m则烟尘除尘效率：“1csi」5095%C2960工作状况下烟气流量：Q=5.86104m3/h各装置及管道布置的原则根据锅炉运行情况现场的实际情况确定各装置的位置。一旦确定各装置的位置，管道的布置也就基本可以确定了。对各装置及管道的布置应力求简单，紧凑，管路短，占地面积，并使安装，操作方便。

除尘器的选择 .、一 QTq工作状况下烟气流量 Q Q—(m3/h)T58600(273160)273=92944(m3/h)3式中Q—标准状态下烟气流重,(m/h)T-----工况下烟气温度,KT——标准状态下温度，273K则烟气流速为：旦9294425.8(m3/s)3600 3600烟道管径的确定由于流量较大，设计把锅炉的流量按 4个管道排出，即Q=25.8/4=6.45(m3/s)d4Q46.45735mm\v. 15.2式中Q工作状态下管道内的烟气流量， m3/s;参考XLP/B产品系列，取参考XLP/B产品系列，取D=820mm。表4.1管径参数外径钢制板风管D/mm外径允许偏/D/mm外径允许偏/mm壁厚/mm820 1 100内径：d8202100620mm由公式dJ4Q可计算出实际烟气流速：v务46.45— 12.2 (m/s)d3.140.822采用XLP/B型旋风除尘器，阻力选择Pa880-1170,其主要尺寸计算如下:取=5.8,P=800由公式得：u-2p 528：°04饵3小经计算U1的计算值与表6-3的气速和压力降数据大体一致。参考XLP/B产品系列，取D=820mmde0.6820492mmL1.7D1.78201394mmH2.3D2.38201886mmd1 0.43D0.43820352.6mm烟囱的设计烟囱高度的确定假设烟囱出口处白^平均风速为 3m/s,大气温度为20C,烟气热释放率为：Qh0.35953.625.816020 2784kW160273当Qh 1700KW或T35K时：H2(1.5*D0.01Qh)/U2(1.515.21.470.012784)/340.9m由锅炉大气污染物排放标准(GB13271-2001)中规定，燃煤、燃油(燃轻柴油、煤油除外)锅炉房烟囱最低允许高度可知，烟囱的最低允许高度为 35m,本设计中取40m,则烟囱的有效源高为：H=40+40.9+80.9m烟囱直径与抽力的计算(1)烟囱出口内径可按下式计算：d0.01d0.01Q——通过烟囱白总烟气量,m3/h按表三选取的烟囱出口烟气流速， m/s表4.2烟囱出口烟气流速通风方式运行情况全负荷时最小负荷

机械通风10~204-5自然通风6-82.5-3选定=4m/s929442.87(m)4929442.87(m)4d22iH20.0280.96.11m烟囱底部直径：didi2.87式中：d2——烟囱出口直径， mH烟囱［Wj度，mi——烟囱锥度，取i=0.02(2)烟囱的抽力- 1 1Sy0.0342H(27：f273't)BTOC\o"1-5"\h\z1 1 3Sy0.034280.9(^1 ^1^)95.36103375Pa式中：H 烟囱［Wj度，mtk——外界空气温度，0ctp——烟囱内烟气平均温度， 0cB——当地大气压， Pa系统阻力的计算除尘脱硫系统简图(见附图3)集气罩 局部压损系数 =0.4管段1-2长度：L1-2=30m；弯头：a=90o(R/D=1.5)；局部压损系数 =0.18；个数n=2管段3-4 长度：L3-4=20m；弯头：a=90o(R/D=1.5)；局部压损系数 =0.18；个数n=2

管段5-6长度：L5-6=i0m；弯头：a=90o(R/D=1.5)；局部压损系数 =0.18；个数n=2管段7-8长度：L7-8=15m伞形风帽 局部压损系数 =1.15该除尘系统输送的是含有灰尘的气体。系统内的空气平均温度为 20C,塑料板管道的粗糙度K=0.01mm,气体含尘浓度为2960mg/m3。所选旋风除尘器的阻力损失 800Pa。集气罩1的局部阻力损失系数(对应于出口的动压)为=0.4,集气罩排风量为Q=58600m3/h。是确定系统的管道截面尺寸和压力损失。根据查表选择管内流速为 15.2m/s。(1)计算管径和摩擦力①管段1一2， Q=58600m3/h， =15.2m/s，选用D〔-2=820mm，K=0.01， /D=0.064，管内实际流速为：12=12.2m/s管段摩擦阻力为：2 1.3412.22Pm12—L12——=0.064X30-^ =191.47PaD 2 2②管段3-4、5-6、7-8中的气体流量与管段1-2中的流量相同，即Q3-4=Q5-6=Q7-8=Q,故三管段的管径D3-4=D5-6=D7-8=820mm,则 /D=0.064, 34 56 7812.2m/S。Pm34 - L340.0642021.3412.2Pm34 - L340.0642021.3412.222127.65PaPm56—L56D—°.°6410型*63.82PaPm78L78—0.064151.3412.22 295.73Pa(2)局部压力损失①管段1一2，集气罩1=0.4，插板阀全开=0,弯头两个a=90°，R/D=1.5，由局部阻力系数表查得2=0.18。2 _9_ _ ___134122一P2 ——(0.40.182)1.3412.2 75.79Pa2 2除尘器阻力损失为160Pa。②管段3-4弯头两个，a=90°,R/D=1.5SO2吸收塔入口为渐扩管a=10，ASO2吸收塔入口为渐扩管a=10，AiAD2 21D22129328202=1.58,查表得=0.14（对应A0为动压)。P34压)。P34(0.1820.14)1.3412.22 50.86Pa2 2脱硫系统阻力损失为2700Pa.③管段5-6弯头两个，a=90°,R/D=1.5渐缩管选A1 D2 9652=1.17,a=10°,查表得=0.33,D2 _ P56(0.18P56(0.1820.33)21.3412.22268.8Pa④管段6-7、7-8局部压损主要包括风机进出口及排风口伞形风帽的压力损失，若风机入口处变径管压力损失忽略不计，风机出口 =0.1（估算）.伞形风帽（h/D0=0.5）=1.15Pm678 （1.150.1）1.3412.2 124.7Pa2除尘系统压力总损失P191.47127.6563.8295.7375.7950.86270068.8.7124.73498.82Pa5风机及电动机的选择选择通风机的计算风量： Q0=Q（1+K1）=58600X1.1=6446m3/h选择通风机的计算风压： p0 p（1K2）3498.821.154023.643Pa根据上述风量和风压，在通风机样本上选择一般离心通风机 4-72机号No.12.5型风机，序号4,转数N=1000r/min,Q=65058m3/h,P=4812Pa,内效率为93.0%,内功率为44.96KW,所需功率