1、 .wd. .wd. .wd.學 校： 吉首大學 院 系： 生物資源與環境科學學院專 業： 環境工程班 級： 09級一班 組 次： 第九組 指導教師： 史凱時 間：2011年12月24日目錄TOC o 1-3 h z uHYPERLINK l _Toc312658657HYPERLINK l _Toc312658658第一章緒論 PAGEREF _Toc312658658 h 4HYPERLINK l _Toc312658659環境現狀 PAGEREF _Toc312658659 h 4HYPERLINK l _Toc312658660第二章設計概論 PAGEREF _Toc312658660

2、 h 4HYPERLINK l _Toc3126586612.1 設計任務 PAGEREF _Toc312658661 h 4HYPERLINK l _Toc3126586622.2 設計依據 PAGEREF _Toc312658662 h 5HYPERLINK l _Toc3126586632.2.1 廢氣中所含主要污染物種類、濃度及溫度 PAGEREF _Toc312658663 h 5HYPERLINK l _Toc3126586642.2.2 設計規模 PAGEREF _Toc312658664 h 5HYPERLINK l _Toc3126586652.2.3設計范圍 PAGEREF

3、 _Toc312658665 h 5HYPERLINK l _Toc3126586662.2.4 設計指標 PAGEREF _Toc312658666 h 5HYPERLINK l _Toc3126586672.3 控制系統 PAGEREF _Toc312658667 h 7HYPERLINK l _Toc312658668第三章工藝設計 PAGEREF _Toc312658668 h 7HYPERLINK l _Toc3126586693.1 設計原那么 PAGEREF _Toc312658669 h 7HYPERLINK l _Toc3126586703.2 廢氣處理方法選擇 PAGERE

4、F _Toc312658670 h 7HYPERLINK l _Toc3126586713.3 除塵方法及其除塵方法選擇 PAGEREF _Toc312658671 h 7HYPERLINK l _Toc3126586723.3.1 除塵方法 PAGEREF _Toc312658672 h 7HYPERLINK l _Toc3126586733.3.2 除塵方法選擇 PAGEREF _Toc312658673 h 9HYPERLINK l _Toc3126586743.4脫硫方法及其脫硫方法選擇 PAGEREF _Toc312658674 h 10HYPERLINK l _Toc3126586

5、753.4.1脫硫方法 PAGEREF _Toc312658675 h 10HYPERLINK l _Toc3126586763.4.2 脫硫方法選擇 PAGEREF _Toc312658676 h 15HYPERLINK l _Toc312658677第四章工藝系統說明 PAGEREF _Toc312658677 h 15HYPERLINK l _Toc3126586784.1 概述 PAGEREF _Toc312658678 h 15HYPERLINK l _Toc3126586794.2 原理說明 PAGEREF _Toc312658679 h 15HYPERLINK l _Toc312

6、658680第五章主要設備設計 PAGEREF _Toc312658680 h 16HYPERLINK l _Toc3126586815.1除塵工藝 PAGEREF _Toc312658681 h 16HYPERLINK l _Toc3126586825.1.1 工作原理 PAGEREF _Toc312658682 h 16HYPERLINK l _Toc3126586835.1.2 電袋式組合除塵器技術性能特點 PAGEREF _Toc312658683 h 18HYPERLINK l _Toc3126586845.1.3相關設計參數計算 PAGEREF _Toc312658684 h 19

7、HYPERLINK l _Toc3126586855.2 脫硫工藝 PAGEREF _Toc312658685 h 21HYPERLINK l _Toc3126586865.2.1 煙氣系統 PAGEREF _Toc312658686 h 21HYPERLINK l _Toc3126586875.2.2 SO2吸收系統 PAGEREF _Toc312658687 h 23HYPERLINK l _Toc312658688第六章輔助系統 PAGEREF _Toc312658688 h 26HYPERLINK l _Toc3126586896.1 循環泵 PAGEREF _Toc312658689

8、 h 26HYPERLINK l _Toc3126586906.2 鼓風機 PAGEREF _Toc312658690 h 26HYPERLINK l _Toc3126586916.3 氧化風機 PAGEREF _Toc312658691 h 27HYPERLINK l _Toc3126586926.4 吸液泵 PAGEREF _Toc312658692 h 27HYPERLINK l _Toc3126586936.5 石膏脫水系統 PAGEREF _Toc312658693 h 27HYPERLINK l _Toc3126586946.6 自動控制系統 PAGEREF _Toc3126586

9、94 h 28HYPERLINK l _Toc312658695第七章輔助設備 PAGEREF _Toc312658695 h 28HYPERLINK l _Toc3126586967.1 供電 PAGEREF _Toc312658696 h 28HYPERLINK l _Toc3126586977.2 供水 PAGEREF _Toc312658697 h 28HYPERLINK l _Toc3126586987.3 采曖 PAGEREF _Toc312658698 h 29HYPERLINK l _Toc312658699第八章勞動發動 PAGEREF _Toc312658699 h 30H

10、YPERLINK l _Toc312658700第九章投資預算 PAGEREF _Toc312658700 h 30HYPERLINK l _Toc3126587019.1 固定投資 PAGEREF _Toc312658701 h 30HYPERLINK l _Toc3126587029.2 運行費用 PAGEREF _Toc312658702 h 30HYPERLINK l _Toc3126587039.3 總投資費用： PAGEREF _Toc312658703 h 31HYPERLINK l _Toc312658704第十章效益估算 PAGEREF _Toc312658704 h 31H

11、YPERLINK l _Toc31265870510.1 環境效益 PAGEREF _Toc312658705 h 31HYPERLINK l _Toc31265870610.2 經濟效益 PAGEREF _Toc312658706 h 31HYPERLINK l _Toc31265870710.3 綜合效益 PAGEREF _Toc312658707 h 32第一章 緒論環境現狀隨著經濟和社會的開展，燃煤鍋爐排放的二氧化硫嚴重的污染了我們賴以生存的環境。由于中國燃料以煤為主的特點，致使中國目前大氣污染仍以煤煙型為主，其中塵和酸雨危害最大。隨著環保要求的提高，焦化廠脫硫工藝急需完善。焦化廠焦爐

12、煤氣中SO2及其粉塵對大氣環境的污染問題日趨嚴重，甚至影響到我國焦化行業的可持續開展。因此，對焦爐煤氣進展脫硫除塵的凈化處理勢在必行。目前，火電經過多年的脫硫治理，已初見成效，焦化廠脫硫將是下一個重點治理的領域，也是政府和企業關注的減排熱點和難點。焦化廠煙氣具有二氧化硫濃度變化大，溫度變化量大，水分含量大，從而使焦爐煙氣進展脫硫具有較大難度。生產工藝中將產生焦爐廢氣。焦爐廢氣中主要含二氧化硫和粉塵。目前我國已投運的焦爐煙氣脫硫裝置采用的脫硫工藝有循環流化床法、氨硫銨法、石灰石石膏法、氧化鎂法等不同工藝，各自具有不同的優勢和局限。第二章 設計概論2.1設計任務某焦化廠生產時間為6:0022:00

13、，生產工藝中將產生焦爐廢氣。每日生產中最大排放廢氣量為170000m3N/h。焦爐廢氣中含焦爐粉塵濃度為6g/m3,初始SO2濃度為17.6g/m3，初始廢氣溫度為393K，煙氣其余性質近似于空氣。要求設計一套煙氣脫硫除塵系統，使該鍋爐煙氣排放到達國家標準中二級的排放標準2.2設計依據2.2.1廢氣中所含主要污染物種類、濃度及溫度主要污染物種類：SO 2 , 粉塵。污染物排放量：最大廢氣排放量為170000 m3N/h，其中初始SO 2濃度為17.6g/ m3。含焦爐粉塵濃度為6g/ m3。初始廢氣溫度為393K。2.2.2設計規模廢氣處理量：170000 m3N/h；初始SO 2濃度：11.

14、6 g/ m3備注：本方案按最大值計算。二氧化硫的物質的量n:n=170000*11.6/(3600*64)=8.56 mol/s設計范圍從車間排氣管集合后出口開場，經裝置入口至排風機出口之間，所有工藝設備、連接收道、管件、閥門、電氣裝置、自動控制設備等。2.2.4 設計指標煙氣排放標準應執行國家?大氣污染物綜合排放標準?GB16297-1996二級標準，詳見以以下圖2-12-1 大氣污染物綜合排放標準污染物最高允許排放濃度/mgm-3最高允許排放速率/kgh-1排氣筒高度/m一級二級三級 二氧化硫12001520304050607080901001.62.68.815233347638210

15、03.05.117304564911201602004.17.726456998140190240310700 顆粒物2215203040禁排0601.04.06.80.871.55.9108015203040禁排2.23.714253.15.32137按表2-1可知，執行標準應為：煙塵22mg/m3，二氧化硫1200mg/m3。由此可以計算出相關的除塵效率和脫硫效率：總除塵效率計算：=Gc/Gi)100% = (Gi-Go)/Gi100%其中： Gi、Go、Gc：分別為除塵器進口、出口和落入灰斗的塵量，單位是mg/m3。解得：=170000*6-170000*0.022/(170000*6)

16、*100%=99.6% QUOTE =6000-1506000100%=97.5%總脫硫效率計算：=(Ci-Co)/Ci100%其中： Ci、Co 、Cc：分別為吸收塔進口和出口處二氧化硫的含量，單位是mg/ m3解得：=(170000*8.56-170000*0.12)/(170000*8.56)*100%=98.6%2.3 控制系統本脫硫工藝采用PLC控制系統，脫硫裝置實現自動控制、顯示、記錄整個工藝過程，運行人員在脫硫控制室內通過操作監控界面完成對脫硫裝置的起停操作，脫硫裝置的控制均能夠自動運行。從而到達了操作最優化，運行費用較低，增加了設備的可行性的目的。第三章 工藝設計3.1 設計原

17、那么1. 嚴格執行國家環境保護有關法規，按規定的排放標準，使處理后的廢氣各項指標到達且優于標準指標。2. 采用先進、合理、成熟、可靠的處理工藝，并具有顯著的環境效益、社會效益和經濟效益。3. 工藝設計與設備選型能夠在生產運行過程中具有較大的靈活性和調節余地，確保達標排放。4. 在運行過程中，便于操作管理、便于維修、節省動力消耗和運行費用。3.2 廢氣處理方法選擇3.3 除塵方法及其除塵方法選擇3.3.1 除塵方法從含塵氣體中將煙塵別離出來并加以鋪集的裝置，稱為除塵器或者除塵裝置。除塵器主要由上箱體、中箱體、灰斗、金鳳均流裝置、支架、濾袋及脈沖裝置、卸灰裝置等組成。含塵空氣從除塵器進風均流裝置進

18、入灰斗，并在灰斗導流裝置的導流下，大顆粒的粉塵被別離，直接落入灰斗，而較細粉塵均勻地進入中部箱體吸附在濾袋的外外表上，干凈氣體透過濾袋進入上箱體，并經排風管排入大氣，隨著過濾工況的進展，濾袋上的粉塵越積越多，當設備阻力到達限定的阻力值一般設定為 1800Pa時，由控制裝置按設定值，進展脈沖，是濾袋上的粉塵振動，使其脫落至灰斗中，由排放機構排出。焦化廠煙氣除塵，就是利用各種不同的作用力，如重力、慣性力、離心力、擴散附著力、靜電力等，使煙塵從煙氣中別離出來加以鋪集。除塵器可分為兩大類：干式除塵器：包括重力沉降室、慣性除塵器、電除塵器、布袋除塵器、旋風除塵器。濕式除塵器：包括又噴淋塔、沖擊式除塵器、

19、文丘里洗滌劑、泡沫除塵器和水膜除塵器等。目前，常見的是機械除塵器、旋風除塵器、多管除塵器、水膜除塵器、布袋除塵器和靜電除塵器。3.1對近幾年國內外幾種煙氣除塵技術的主要相關性能參數進展了比較： 表3-1 幾種煙氣除塵技術的主要相關性能參數除塵裝置類別型 式處理的粒度um壓力損失(Pa)集塵率(%)優 點缺 點重力除塵沉降室10050981474060價廉,易維護不能處理微粒慣性除塵通風型100502946865070價廉,易維護,可以處理高溫氣體不能處理微粒離心除塵旋風小型53大型5以上490147010405080不占場地,可以處理高溫氣體,適合含塵濃度較高的氣體壓力損失大,不適于濕塵,粘著

20、性大、腐蝕性大洗滌除塵文丘里洗滌器小型1以下大型1以上245078408090集塵率高,占地少,在含塵率低時效率也高需大量水,煙囪下部需用花崗石砌過濾除塵袋式除塵器200.198019609099集塵率高,操作簡單,含塵率低時效率也高占地大,布耗大,不宜高溫氣體靜電除塵科特雷爾型200.05981968099集塵率高,可處理高溫氣,含塵率低時效率也高占地大,投資大易老化,受粉塵電性影響聲波除塵5889808095運行費用少設備費用較高根據焦化廠煙氣中粉塵的原始排放濃度，再結合上表，我們可知，旋風除塵器、多管除塵器、水膜除塵器適用于鏈條爐，布袋除塵器及靜電除塵器適用于循環流化床鍋爐，但造價成本較

21、高。3.3.2 除塵方法選擇我們在合理選擇除塵器時必須全面考慮有關因素，如除塵效率、壓力損失、一次投資、維修管理等，其中最主要的是除塵效率。我們可以從以下幾個問題來考慮選擇適當的除塵方法：選用的除塵器必須滿足排放標準規定的排放要求；根據2.2.4設計指標中的計算，我們可以知道該工程為到達國家標準必須滿足除塵效率到達97.5%以上。根據表3-1，我們可以判定只能選擇袋式除塵器或者靜電除塵器兩類。粉塵顆粒物的物理性質對除塵器性能無較大影響；本設計所涉及的煙氣與空氣性質相似，除含有一定濃度的二氧化硫之外無它。其粒徑不定，我們可以暫且估計為一般粒徑大小處理：0.1100m左右。由此我們仍舊只能選擇袋式

22、除塵器或者靜電除塵器。氣體的含塵濃度；根據相關參數可知：初始含塵濃度為6g/m3。該濃度相對而言較高，因此我們假設要到達要求除塵效率必須采用高效率除塵器。而該情況下，袋式除塵器0.210 g/m3或者靜電除塵器30 g/m3以下，我們沒有必要在其前先設置一個低阻力的預凈化設置。 d煙氣溫度和其他相關性質的契合度： 初始煙氣溫度為393K，并沒有超出任何一工程的使用范圍，除了局部袋式除塵器，因此假設是我們選擇該種方式，必須采用耐高溫的濾料類型。其他因素; 除了空間因素、地理環境等要素外，最為重要的是投資及操作、維修費用。最終選擇：綜合考慮廠型大小，廠內資金等問題，我們決定選擇耐高溫式的電袋式組合

23、除塵器。脫硫方法及其脫硫方法選擇脫硫方法1石灰石石膏法煙氣脫硫工藝工作原理：將石灰石粉加水制成漿液作為吸收劑泵入吸收塔與煙氣充分接觸混合，煙氣中的二氧化硫與漿液中的碳酸鈣以及從塔下部鼓入的空氣進展氧化反響生成硫酸鈣，硫酸鈣到達一定飽和度后，結晶形成二水石膏。經吸收塔排出的石膏漿液經濃縮、脫水，使其含水量小于10%，然后用輸送機送至石膏貯倉堆放，脫硫后的煙氣經過除霧器除去霧滴，再經過換熱器加熱升溫后，由煙囪排入大氣。由于吸收塔內吸收劑漿液通過循環泵反復循環與煙氣接觸，吸收劑利用率很高，鈣硫比較低，脫硫效率可大于95% 。2旋轉噴霧枯燥煙氣脫硫工藝 噴霧枯燥法脫硫工藝以石灰為脫硫吸收劑，石灰經消化

24、并加水制成消石灰乳，消石灰乳由泵打入位于吸收塔內的霧化裝置，在吸收塔內，被霧化成細小液滴的吸收劑與煙氣混合接觸，與煙氣中的SO2發生化學反響生成CaSO3,煙氣中的SO2被脫除。與此同時，吸收劑帶入的水分迅速被蒸發而枯燥，煙氣溫度隨之降低。脫硫反響產物及未被利用的吸收劑以枯燥的顆粒物形式隨煙氣帶出吸收塔，進入除塵器被收集下來。脫硫后的煙氣經除塵器除塵后排放。為了提高脫硫吸收劑的利用率，一般將局部除塵器收集物參加制漿系統進展循環利用。該工藝有兩種不同的霧化形式可供選擇，一種為旋轉噴霧輪霧化，另一種為氣液兩相流。噴霧枯燥法脫硫工藝具有技術成熟、工藝流程較為簡單、系統可靠性高等特點，脫硫率可到達85

25、%以上。3 磷銨肥法煙氣脫硫工藝磷銨肥法煙氣脫硫技術屬于回收法，以其副產品為磷銨而命名。該工藝過程主要由吸附活性炭脫硫制酸、萃取稀硫酸分解磷礦萃取磷酸、中和磷銨中和液制備、吸收 磷銨液脫硫制肥、氧化亞硫酸銨氧化、濃縮枯燥固體肥料制備等單元組成。它分為兩個系統：煙氣脫硫系統煙氣經高效除塵器后使含塵量小于200mg/Nm3，用風機將煙壓升高到7000Pa，先經文氏管噴水降溫調濕，然后進入四塔并列的活性炭脫硫塔組其中一只塔周期性切換再生，控制一級脫硫率大于或等于70%，并制得30%左右濃度的硫酸，一級脫硫后的煙氣進入二級脫硫塔用磷銨漿液洗滌脫硫，凈化后的煙氣經別離霧沫后排放。肥料制備系統在常規單槽多

26、漿萃取槽中，同一級脫硫制得的稀硫酸分解磷礦粉P2O5 含量大于26%，過濾后獲得稀磷酸其濃度大于10%，加氨中和后制得磷氨，作為二級脫硫劑，二級脫硫后的料漿經濃縮枯燥制成磷銨復合肥料。4爐內噴鈣尾部增濕煙氣脫硫工藝爐內噴鈣加尾部煙氣增濕活化脫硫工藝是在爐內噴鈣脫硫工藝的根基上在鍋爐尾部增設了增濕段，以提高脫硫效率。該工藝多以石灰石粉為吸收劑，石灰石粉由氣力噴入爐膛8501150溫度區，石灰石受熱分解為氧化鈣和二氧化碳，氧化鈣與煙氣中的二氧化硫反響生成亞硫酸鈣。由于反響在氣固兩相之間進展，受到傳質過程的影響，反響速度較慢，吸收劑利用率較低。在尾部增濕活化反響器內，增濕水以霧狀噴入，與未反響的氧化

27、鈣接觸生成氫氧化鈣進而與煙氣中的二氧化硫反響。當鈣硫比控制在2.02.5時，系統脫硫率可到達6580%。由于增濕水的參加使煙氣溫度下降，一般控制出口煙氣溫度高于露點溫度1015，增濕水由于煙溫加熱被迅速蒸發，未反響的吸收劑、反響產物呈枯燥態隨煙氣排出，被除塵器收集下來。5煙氣循環流化床脫硫工藝煙氣循環流化床脫硫工藝由吸收劑制備、吸收塔、脫硫灰再循環、除塵器及控制系統等局部組成。該工藝一般采用干態的消石灰粉作為吸收劑，也可采用其它對二氧化硫有吸收反響能力的干粉或漿液作為吸收劑。 由鍋爐排出的未經處理的煙氣從吸收塔即流化床底部進入。吸收塔底部為一個文丘里裝置，煙氣流經文丘里管后速度加快，并在此與很

28、細的吸收劑粉末互相混合，顆粒之間、氣體與顆粒之間劇烈摩擦，形成流化床，在噴入均勻水霧降低煙溫的條件下，吸收劑與煙氣中的二氧化硫反響生成CaSO3 和CaSO4。脫硫后攜帶大量固體顆粒的煙氣從吸收塔頂部排出，進入再循環除塵器，被別離出來的顆粒經中間灰倉返回吸收塔，由于固體顆粒反復循環達百次之多，故吸收劑利用率較高。此工藝所產生的副產物呈干粉狀，其化學成分與噴霧枯燥法脫硫工藝類似，主要由飛灰、CaSO3、CaSO4和未反響完的吸收劑Ca(OH)2等組成，適合作廢礦井回填、道路根基等。典型的煙氣循環流化床脫硫工藝，當燃煤含硫量為2%左右，鈣硫比不大于1.3時，脫硫率可達90%以上，排煙溫度約70。6

29、海水脫硫工藝 海水脫硫工藝是利用海水的堿度到達脫除煙氣中二氧化硫的一種脫硫方法。在脫硫吸收塔內，大量海水噴淋洗滌進入吸收塔內的燃煤煙氣，煙氣中的二氧化硫被海水吸收而除去，凈化后的煙氣經除霧器除霧、經煙氣換熱器加熱后排放。吸收二氧化硫后的海水與大量未脫硫的海水混合后，經曝氣池曝氣處理，使其中的SO32-被氧化成為穩定的SO42-，并使海水的PH值與COD調整到達排放標準后排放大海。海水脫硫工藝一般適用于靠海邊、擴散條件較好、用海水作為冷卻水、燃用低硫煤的電廠。此種工藝最大問題是煙氣脫硫后可能產生的重金屬沉積和對海洋環境的影響需要長時間的觀察才能得出結論，因此在環境質量比較敏感和環保要求較高的區域

30、需慎重考慮。7 電子束法脫硫工藝 該工藝流程有排煙預除塵、煙氣冷卻、氨的充入、電子束照射和副產品捕集等工序所組成。鍋爐所排出的煙氣，經過除塵器的粗濾處理之后進入冷卻塔，在冷卻塔內噴射冷卻水，將煙氣冷卻到適合于脫硫、脫硝處理的溫度約70。煙氣的露點通常約為50，被噴射呈霧狀的冷卻水在冷卻塔內完全得到蒸發，因此，不產生廢水。通過冷卻塔后的煙氣流進反響器，在反響器進口處將一定的氨水、壓縮空氣和軟水混合噴入，參加氨的量取決于SOx濃度和NOx濃度，經過電子束照射后，SOx和NOx在自由基作用下生成中間生成物硫酸H2SO4和硝酸HNO3。然后硫酸和硝酸與共存的氨進展中和反響，生成粉狀微粒硫酸氨(NH4)

31、2SO4與硝酸氨NH4NO3的混合粉體。這些粉狀微粒一局部沉淀到反響器底部，通過輸送機排出，其余被副產品除塵器所別離和捕集，經過造粒處理后被送到副產品倉庫儲藏。凈化后的煙氣經脫硫風機由煙囪向大氣排放。8氨水洗滌法脫硫工藝 該脫硫工藝以氨水為吸收劑，副產硫酸銨化肥。鍋爐排出的煙氣經煙氣換熱器冷卻至90100，進入預洗滌器經洗滌后除去HCI和HF，洗滌后的煙氣經過液滴別離器除去水滴進入前置洗滌器中。在前置洗滌器中，氨水自塔頂噴淋洗滌煙氣，煙氣中的SO2被洗滌吸收除去，經洗滌的煙氣排出后經液滴別離器除去攜帶的水滴，進入脫硫洗滌器。在該洗滌器中煙氣進一步被洗滌，經洗滌塔頂的除霧器除去霧滴，進入脫硫洗滌

32、器。再經煙氣換熱器加熱后經煙囪排放。洗滌工藝中產生的濃度約30%的硫酸銨溶液排出洗滌塔，可以送到化肥廠進一步處理或直接作為液體氮肥出售，也可以把這種溶液進一步濃縮蒸發枯燥加工成顆粒、晶體或塊狀化肥出售。表3-2 : 煙氣脫硫技術綜合評價石灰石石膏法簡易濕法噴霧枯燥法LIFAC電子束法新氨法磷銨肥法工藝流程簡易情況制漿要求較高，流程復雜流程較簡單流程較簡單流程較簡單流程簡單，為干法過程流程復雜，要求電廠和化肥廠聯合實現脫硫流程簡單，制肥局部復雜工藝技術指標脫硫率95%，Ca/S比1.1，利用率90%脫硫率70%，鈣硫比1.1，利用率90%脫硫率80%，鈣硫比1.5，利用率50%脫硫率80%，鈣硫

33、比2，利用率50%脫硫率90%以上，并可脫一局部氮脫硫率85%-90%，利用率大于90%脫硫率95%以上吸收劑獲得容易容易較易較易一般一般一般脫硫副產品脫硫渣為CaSO4及少量煙塵，可以綜合利用，或送堆渣場堆放脫硫渣為CaSO4及少量煙塵，可以綜合利用，或送堆渣場堆放脫硫渣為煙塵、CaSO4、CaSO3、CaOH2的混合物，目前尚不能利用脫硫渣為煙塵、CaSO4、CaSO3、CaOH2的混合物目前尚不能利用副產品為硫銨和硝銨混合物，含氮量20%以上，可用作氮肥或復合肥料，無二次污染副產品為磷酸銨和高濃度SO2氣體7%11%，可直接用于工業硫酸生產脫硫產品為含N+P2O535%以上的氮磷復合肥料

34、占地面積/m230005000200035002000350015002000600070001000200030005000技術成熟度商業化國內已工業示范商業化商業化國內已工業示范國內已工業示范國內已中試脫硫成本元/噸100014008001000900120080010001400160010001200140020003.4.2 脫硫方法選擇我國的石灰石儲藏量大，礦石品位較高，CaCO3含量一般大于93%。石灰石無毒無害，在處置和使用過程中很安全，是FGD理想的吸收劑。它脫硫效率高，節省吸附劑，能耗低，性能可靠，生成穩定商用石膏。綜合考慮技術成熟度和費用因素,石灰石-石膏濕法煙氣脫硫技術

35、具有較大優勢。因此我們選擇石灰石-石膏法脫硫作為本設計的處理工藝。工藝系統說明4.1 概述電袋式組合除塵器和石灰石-石膏法煙氣脫硫技術已經有幾十年的開展歷史,技術成熟可靠,適用范圍廣泛,據有關資料介紹,該工藝市場占有率已經到達85%以上。由于反響原理大同小異，本設計總結了一些通用的規律和設計準那么， 基本適用于目前市場上常用的各種石灰石-石膏法煙氣脫硫技術，包括噴淋塔、鼓泡塔、液柱塔等。4.2 原理說明在該工藝中,煙氣經過電袋式組合除塵器進展除塵后，再進入脫硫吸收塔，在吸收塔內與20%30%的石灰石粉漿料或20%左右的石灰乳濁液接觸，SO2被吸收生成亞硫酸鈣，亞硫酸鈣被氧化成硫酸鈣即石膏。采用

36、CaCO3為脫硫劑其脫硫效率一般在85%以上，適用于SO2濃度為中等偏低的煙氣脫硫；采用Ca(OH)2為脫硫劑,脫硫效率可以到達95%，適用于SO2濃度較高的煙氣脫硫。通過添加有機酸可使脫硫效率提高到95%以上。表4-1 石灰石和石灰法煙氣脫硫反響機理脫硫劑石 灰 石石 灰主要反應SO2(g)+H2OH2SO3H2SO3H+HSO3-H+CaCO3Ca2+HCO3-Ca2+HSO3-+2H2OCaSO32H2O+ H+H+HCO3-H2CO3H2CO3CO2+H2OSO2(g)+H2OH2SO3H2SO3H+HSO3-CaO+H2OCa(OH)2Ca(OH)2Ca2+2OH-Ca2+HSO3-

37、+2H2OCaSO32H2O+H+H+2OH-2H2O總反響CaCO3+SO2+2H2OCaSO32H2O+H+CaO+SO2+2H2OCaSO32H2O主要設備設計本工程內容主要包括除塵工藝、脫硫工藝和自動控制系統三大局部。下面我們就除塵、脫硫這兩個方面進展詳細的介紹分析：除塵工藝5.1.1工作原理電袋式組合除塵器：前級電場預收煙氣中7080%以上的粉塵量；后級布袋除塵裝置攔截收集煙氣中剩余量的粉塵中，前級電場的預除塵作用和荷電作用，為提高電袋除塵器的性能起到了重要作用兩級之間。采用串聯布局有機聯合兩級除塵方式之間又采用了特殊的分流引流裝置，使兩個區域清楚分開電除塵設置在前，能捕集大量粉塵，

38、沉降高溫煙氣中未熄滅的顆粒，緩沖勻稱氣流，濾筒串聯在后，收集少量的細粉塵，嚴把排放關，同時，兩收塵區域中不管什么一方發生阻礙時，另一區域仍保持必然的收塵效果，具備較強的相互填補性。1電場預除塵作用：預除塵降低濾袋的粉塵負荷量即降低了阻力上升率。預除塵延長濾袋的清灰周期、節省清灰能耗、延長濾袋使用壽命。防止煙氣粉塵中粗顆粒磨損濾袋煙氣粉塵中的粗大顆粒經過前級電場沉降和預除塵后，進入后級布袋的粉塵顆粒小,對濾袋的磨損影響小。當煙氣中含有粗顆粒粉塵時(如循環流化床鍋爐煙氣),使用電袋可以完全防止濾袋的不正常磨損損壞。2電場荷電作用：改善濾袋外表的粉層構造：煙氣粉塵通過前級電場電暈荷電后，荷電粉塵在濾

39、袋上沉積的顆粒之間排列規那么有序，同極電荷相互排斥使形成的粉塵層孔隙率高、透氣性好，易于剝落。 可降低濾袋阻力 P ：濾袋阻力 P = 粉塵層阻力P1 + 外表處理層阻力P2 + 濾袋構造層阻力P3。5.1.2 電袋式組合除塵器技術性能特點1、適用高比阻粉塵收集，除塵效率具有高效性和穩定性。電袋除塵器的效率不受高比阻細微粉塵影響，不受煤種、煙灰特性影響，排放濃度容易實現在50mg/Nm3以下，且長期穩定。2、運行阻力比純布袋除塵器低500Pa，可以減少引風機功率消耗。運行阻力比純布袋除塵器低500Pa，每10000m3/h風量引風機功率可減少1.74KW。3、清灰周期長、氣源能耗小。由于濾袋收

40、集的粉塵量少，阻力上升緩慢，其清灰周期時間是純布袋除塵器的2倍以上，壓縮空氣消耗量不到純布袋的1/3。4、延長濾袋使用壽命。運行阻力低、濾袋的負荷差壓小延長了濾袋使用壽命。清灰周期長、清灰次數少延長了濾袋使用壽命。在一樣運行條件下電袋的使用壽命比純布袋除塵器的壽命延長23年。5、一次性投資少，運行維護費用低適量提高過濾風速可減少濾袋、閥件等數量以降低設備成本及費用，運行能耗低和濾袋使用壽命長降低了運行及維護成本。綜上所述，電袋復合除塵器著重解決了當前除塵器常見的三大難題：電除塵器的排放難題。布袋除塵器的阻力大的難題。布袋除塵器袋使用壽命短難題。相關設計參數計算1.電除塵器局部的設計計算 集塵極

41、面積查各種工業粉塵的有效驅進速度表，煤粉爐飛灰：0.100.14m/s,這里取0.12m/s。所以集塵極面積為：f=(Vg/vd)ln1/(1-)= (6.67/0.12)ln1/(1-0.8) =89.42m2式中：Vg煙氣流量，m3N/s; 集塵效率,80% ; vd 微粒物有效驅進速度,m/s 。 電場段面面積對于一定構造的電除塵器，當氣體流速增加時，除塵效率降低，因此氣體流速不宜過大；但如其過小，又會使除塵器體積增加，造價提高。故一般平均流速為vg =1.0m/s左右。 故電場段面面積：fc= Vg/vg =6.67/1.0=6.67m2 式中：vg 氣體平均流速，m/s 集塵極與放電

42、極的間距和排數考慮到集塵板加工方便和極板整數間距，采用電場寬度b=1.82m,電場高度h=1.8m,集塵間距取260mm。那么集塵極排數： n=(b/b)+1=(1.82/0.26)+1=8式中 n集塵極排數； b電場寬度，m；b極板間距，m。所以，實際流速vg=6.67/1.8/1.82=2.04m/s 電場長度L=f/2(n-1)H=89.42/2(8-1)*1.8=3.55m 式中 L電場長度，m； H電場高度，m. 工作電壓U=250b=250*0.26=65Kv 工作電流I=fi=89.42*0.0005=0.04A式中 i集塵極電電流密度，可取0.0005A/m.2、袋式除塵器局部

43、的設計 負荷選擇經過了一級電除塵，含塵濃度很低，所以要選擇高負荷。且濃度為1.2g/m3 ，負荷選取范圍在1045m3/(hm2) ,取40 m3/(hm2) 濾袋過濾面積確實定A=Q/q=170000/40=4250m2 式中A濾袋過濾面積，m2 q負荷，即每小時每平方米濾布處理的氣體量，m3/(hm2) Q處理含塵氣體量，m3/s 濾袋袋數確實定 n=A/(DL)=4250/3.14*0.2*51353個式中 n濾袋袋數，個 A濾袋過濾面積，m2 D單個濾袋直徑,取0。2m; L單個濾袋長度，取5m。氣體分配室確實定A=Q/3600v=170000/3600*2=23.6 m2式中A氣體分

44、配室的截面積，m2 Q氣體處理量，m3/h v氣體分配室進口氣速，一般取1.52 .0m/s5.2 脫硫工藝首先根據設計標準所算的總的脫硫標準為：91.48%，而往往當下的簡單脫硫工藝的脫硫效率達不到此標準，經研究所得我們可以采取多級處理的方法進展脫硫工藝。脫硫裝置范圍內的工藝局部的初步設計，主要包括：煙氣系統；SO2吸收系統；吸收劑供應與制備系統；石膏脫水系統；供水及排放系統；廢水系統；壓縮空氣系統；起吊設施；閥門和配件；保溫、緊固件和外覆層。以下我們就幾個主要系統進展詳細介紹：5.2.1 煙氣系統一、工藝簡介從焦化爐引風機后的總煙道上引出的煙氣，接入煙氣-煙氣換熱器降溫，通過電袋式除塵器，

45、通過鼓風機加速，繼而再進入吸收塔。在吸收塔內脫硫凈化，經除霧器除去水霧后，又經煙氣煙氣換熱器升溫至80以上，再接入主體煙道經煙囪排入大氣。在主體發電工程煙道上設置旁路擋板門，當鍋爐啟動、裝置故障、檢修停運時，煙氣由旁路擋板經煙囪排放。二、 設計原那么當鍋爐從啟動到鍋爐處于最大連續蒸發量條件下，該裝置的煙氣系統都能正常運行，并留有一定的裕量，當煙氣溫度超過限定的溫度時，煙氣旁路系統啟運。系統中設置煙氣換熱器，利用原煙氣的熱量加熱凈煙氣。在設計條件下能保證煙囪入口的煙氣溫度不低于80C。在煙氣脫硫裝置的進、出口煙道上設置雙擋板門用于鍋爐運行期間脫硫裝置的隔斷和維護，在旁路煙道上裝設單擋板門。系統設

46、計合理布置煙道和擋板門，考慮鍋爐低負荷運行工況，并確保凈煙氣不倒灌。壓力表、溫度計和SO2分析儀等用于運行和觀察的儀表，安裝在煙道上。在煙氣系統中，設有人孔和卸灰門。所有的煙氣擋板門易于操作, 在最大壓差的作用下具有100%的嚴密性。三、 設備選型由上可知，煙氣系統主要設備包括煙氣煙氣換熱器、煙氣擋板、煙道及其附件。5.2.1.1 煙氣煙氣換熱器GGH煙氣煙氣換熱器采用回轉式煙氣再熱器。蓄熱元件采用涂有搪瓷的鋼板。采取低泄漏密封系統，減小未處理煙氣對干凈煙氣的污染。GGH漏風率始終保持小于1%。配有全套清掃裝置。保證在煙囪入口的凈煙氣溫度不低于80。在任何低負荷情況下，保證GGH出口的煙氣溫度

47、不低于70C。煙氣煙氣換熱器參數見煙氣系統主要設備清單。5.2.1.2 煙氣擋板煙氣擋板包括入口原煙氣擋板、出口凈煙氣擋板、旁路煙氣擋板，擋板的設計能承受各種工況下煙氣的溫度和壓力，并且不會有變形或泄漏。煙氣擋板參數見煙氣系統主要設備清單。5.2.1.3 煙道及其附件煙道根據可能發生的最差運行條件例如：溫度、壓力、流量、污染物含量等進展設計。煙道壁厚按6mm設計按規定考慮了一定的腐蝕余量，煙道內煙氣流速在1015m/s之間。所有不可能接觸到低溫飽和煙氣冷凝液或從吸收塔帶來的霧氣和液滴的煙道，用碳鋼制作，所有可能接觸到低溫飽和煙氣冷凝液或從吸收塔帶來的霧氣和液滴的煙道，采用可靠的內襯鱗片樹脂進展

48、防腐保護。旁路煙道從旁路擋板到煙囪也采取了防腐措施，防腐材料能夠耐受160高溫煙氣(不超過20分鐘)。各段煙道設計壓力及運行溫度和最大允許溫度如下： = 1 * GB2 原煙氣煙道GGH前 設計壓力: -10004000 Pa；運行溫度: 120，最大允許溫度160。 = 2 * GB2 原煙氣煙道GGH后 設計壓力: -10004000 Pa；運行溫度: 80，最大允許溫度120。 = 3 * GB2 凈煙氣煙道吸收塔后GGH前設計壓力: -10004000 Pa；運行溫度: 43.3，最大允許溫度120 = 4 * GB2 凈煙氣煙道GGH后 設計壓力: -10004000 Pa；運行溫度

49、: 82，最大允許溫度120。表5-1 主要設備清單序號名 稱單位數量性 能1煙氣煙氣換熱器RGGH套1入口煙量：51000Nm3/h ；入口煙溫：120；原煙側出口煙溫：80；凈煙側入口煙量：51000Nm3/h ；入口煙溫：43.2；出口煙溫：82；軸功率：8kW；電機功率：10kW；2進口原煙氣擋板臺1型號:氣動雙百葉密封擋板外殼材質：Q235-A；葉片材質：Q235-A； 3出口凈煙氣擋板臺2型號:氣動雙百葉密封擋板外殼材質：Q235-A+1.4529內襯；葉片材質：Q235-A+1.4529；4旁路煙氣擋板臺1型號：氣動單擋板帶密封風外殼材質：Q235-A+1.4529內襯；葉片材質

50、：Q235-A+1.4529；5.2.2 SO2吸收系統5.2.2.1 工藝簡介石灰石漿液通過循環泵從吸收塔漿池送至塔內噴嘴系統，與煙氣接觸發生化學反響吸收煙氣中的SO2，在吸收塔循環漿池中利用氧化空氣將亞硫酸鈣氧化成硫酸鈣。石膏排出泵將石膏漿液從吸收塔送到石膏脫水系統。脫硫后的煙氣夾帶的液滴在吸收塔出口的除霧器中收集，使凈煙氣的液滴含量不超過保證值。SO2吸收系統包括：吸收塔、吸收塔漿液循環及攪拌、石膏漿液排出、煙氣除霧和氧化空氣等幾個局部，還包括輔助的放空、排空設施。5.2.2.2 設計原那么濕式吸收塔或吸收塔系統設計成沒有預洗滌塔的液柱塔，沒有填料等內部件。SO3吸收設備盡可能模塊化設計

51、。包括吸收塔和整個循環漿池。液柱的設計能保證SO2的去除量。 吸收漿液將從攪拌的吸收塔漿池由泵送至噴嘴系統，漿液向上噴射，并在重力作用下回到反響池，在上升和下降過程中，吸收SO2，吸收漿液將收集在吸收塔漿池內返回噴嘴循環利用。 吸收塔殼體設計能承受壓力、管道推力和力矩、風和地震荷載，以及承受所有其他作用于吸收塔上的荷載。支撐和加強件能防止塔體傾斜和晃動。塔內管道、除霧器支架應有足夠的強度和剛度。夾帶的漿液將在漿液噴霧系統下游的除霧器中收集。吸收塔循環漿池中無需參加硫酸或其他化合物就能用就地增強漿液氧化的方法完成亞硫酸鈣的氧化。吸收塔循環漿池容積保證吸收塔排出石膏的品質要求。盡可能通過消除死角和

52、其他諸如在貯槽中設攪拌器的措施來防止漿液沉淀。 吸收塔底面能完全排空液體。吸收塔漿液排出系統能在12小時之內排空吸收塔。整個吸收塔整體壽命為20年。5.2.2.3 設備選型5.2.2.3.1 吸收塔吸收塔采用液柱塔。主要性能參數見下： a、總體物理參數：入塔煙氣量Q標態：170000 m3/h；入塔SO2質量濃度：11600 mg/m3；出塔SO2質量濃度：1200 mg/m3；煙氣入口溫度為80，出口溫度為40；煙氣流速：3 m/s ；據資料石灰石吸收SO2時,漿液pH值在5.45.7之間，漿液固體含量為20%30%，鈣/硫比為1.11.3可以獲得較高的脫硫效率。所以取，漿液pH值為5.6，

53、漿液固體含量為20%，吸收塔內平均溫度為80，鈣/硫比為1.2。噴淋吸收塔可以分為除霧區、噴淋吸收區和氧化區三大局部以以下圖5-4為噴淋吸收塔簡圖圖5-4具體計算如下：噴淋吸收區脫硫塔中的煙氣溫度為80，所以脫硫塔中單位時間內煙氣量為：Qt=(Q/t)T2/T1 =(170000/3600(80+273)/27361.06 m3/s式中：T1塔內溫度，K；T2進氣條件下的溫度，K。上述得知，接觸時間25秒為宜，所以選取接觸時間為4秒，所以4秒內脫硫塔內存留的煙氣量Q4s=4Qt=461.06=244.24 m3。 因此可知脫硫塔中噴淋吸收區局部的體積約為244.24 m3。由資料查得，水膜除塵

54、器中煙氣上升速度取3 5 m/s比較適宜，故取煙氣速度為V=3 m/s，由公式Q=Sv得知，橫截面S為：S=Qt/v=61.06/320.35m2所以吸收塔高度為：H=Q4s/S=244.24/20.3512 m，經圓整得H=12 m。易得吸收塔直徑為：D= = m QUOTE D= 4S3.14 =(41.32)3.141.30 m吸收區規格均符合要求噴淋塔的吸收區高度為515m，故符合要求。氧化區石灰石的實際用量計算：易知，吸收液為石灰石漿液，逆流接觸，那么在標況下有：CG1=14.1/64=0.22 mol/m3；CG2=(1200/64)10-3=0.019 mol/m3；LSO2mi

55、n CB2=51000(0.22-0.019)=10251 mol/h；CaCO3的理論需要量：10251MCaCO3=1025.1kg/h；實際CaCO3用量取1.5倍的理論用量，為：1.51025.1=1538 kg/h。石灰石制漿耗水量：由于石灰石用量1538 kg/h，初選漿液固體含量為20%，那么水用量為：(1538/20%)(1-20%)6152 kg/h即用水體積為：Qv1=6152/9986.16 m3/h石灰漿的體積流量為：Qv2=1538/20%/11007.0 m3/h循環的吸收液的體積:循環的吸收劑一般在槽內停留時間為2個小時 。取那么循環的吸收液的體積：V=7.0+6

56、.162=26.32 m3每日工程耗算量：石灰用量： M1=1.53816=24.6t/d；用水量： M2=6.15216=98.4t/d。輔助系統6.1 循環泵工藝中設有兩個循環泵，一個是用來循環漿液，另一個是用來循環水。循環漿液的泵選擇：從噴淋塔局部的計算可知，理論循環量為24m3/h,而實際循環量是理論量的2.0倍，即該循環泵處理流量就為48m3/h,可選用IS 80-65-125型循環泵，流量為60 m3/h,揚程為18m，效率為74%，軸功率為3.93kW，配帶功率為5.5kW。6.2 鼓風機鼓風機設兩個，風機1是將經除塵器處理后的煙氣鼓入噴淋塔中，風機2是用交處理后的煙氣泵入煙囪排

57、放。廢氣流量為24000m3/h,選用4-72-11型8C，轉速為1800r/min，流量為29900 m3/h，效率為91%，功率為30.8kW。6.3氧化風機氧化風機是為氧化區提供氧氣，即要滿足需氧量。氧化區的需氧量：m=228*32/64/32=57g/3s氧氣密度為：1.4g/L，所以理論需氧流量為：57*3600*10-3/1.4=146m3/h實際上，實際氧氣流量為理論值的20倍為：146*20=2920 m3/h而空氣中氧氣大約占20%，所以空氣量為14600。所以氧化機選擇9-26型NO6.3A離心式通風機，其具體參數如下：轉速2900 r.p.m，流量17723 m3 /h，

58、全壓為9600Pa，內效率70%，內功率22KW.6.4吸液泵吸液泵兩個，一個為泵入石灰石漿，一個是將石膏水吸出。理論用石灰石漿量為20.8m3,即25 m3/h。即選用80QW-65-25-7.5型泵，其具體參數為額度流量為65m3/h，揚程25m，轉速2900 r.p.m，功率為7.5KW ，效率為56%，6.5 石膏脫水系統安裝兩臺可連續也可斷續運行的真空皮帶脫水機，每臺真空皮帶脫水機出力同時滿足鍋爐在BMCR工況運行時石膏產量的75%。水后石膏的含水率為10。真空皮帶脫水機的輔助設備主要有石膏水力旋流器、真空泵、真空罐、濾餅沖洗水泵和濾布沖洗水泵、沖洗水箱、沖洗水返回泵。設有濾液箱一臺

59、及配套攪拌器。真空皮帶脫水機設備參數見石膏脫水系統主要設備清單石膏儲存包括帶卸料裝置的石膏皮帶輸送機。設置石膏儲存間一個，容積按鍋爐燃用校核煤BMCR工況運行時三天每天15小時計的石膏量。石膏堆放時，靜止角度安息角為45，在石膏儲存間堆積三天石膏量后，可保持石膏運輸車輛4.5米通道，保證石膏的運輸。6.6 自動控制系統本方案所采取的控制系統采用當下普遍使用的系統可編程邏輯控制器(PLC)系統的自動控制，以實現治理系統的操作最優化，降低運行費用，增加設備運行的可靠性。PLCLogic Controller,是一種專門為在工業環境下應用而設計的數字運算操作的電子裝置。它采用可以編制程序的存儲器，用來在其內部存儲執行邏輯運算、順序運算、計時、計數和算術運算等操作的指令，并能通過數字式或模擬式的輸入和輸出