氨法脱硫工艺

化工原理课程设计
设计题目：氨法脱硫工艺路线设计
指导教师：陈爱兵
班级：制药112班
组长：孙晓庆
小组成员：刘利华、刘思佳、刘圆圆、
齐贺军、石阔、樊世昊
完成日期：2014年6月4日
人员分工
前言
对环境的危害增大，氨法烟气脱硫工艺越来越随着含硫燃料燃烧产生的SO
2
，属于气液相反应，反应速受重视。

本设计是采用氨做吸收剂除去烟气中的SO
2
率快，吸收剂利用率高，能保持脱硫效率95-99%，且无二次污染。

氨在水中的溶解度超过20%。

1995年氨法技术作为国家重点科技攻关项目列入“十五”863计划。

氨法脱硫副产品硫胺是一种性能优良的氮肥，适合我国农业大国的国情。

氨回收法脱硫技术是拥有我国自主知识产权的脱硫技术，因而投资更少、从长远角度更有利于在我国长期和全面的推广。

harm to the With ulfur fuel combustions increase resulting in SO
2
environent serious, ammonia flue gas desulfurization process is being payed more and more attention,.the process uses ammonia in the flue gas to absorb SO
, belongs to the gas phase reaction, the reaction rate is
2
fast and the absorbent utilization is high, 95-99% desulfurization efficiency can be maintained, and no secondary pollution. Ammonia solubility in water is more than 20%. 1995 ammonia technology as a key national scientific and technological project is contained in the "15th" 863 plan.
Thiamine ammonia desulfurization by product is an excellent nitrogen fertilizer, suitable for China's national conditions of agricultural country. Ammonia Recovery Act desulfurization technology is to have our own intellectual property, and therefore factories can pay less investment and in long-term perspective, it is more conducive and worth comprehensive promotion.
目录
前言 (I)
目录 (II)
第一章设计概论 (1)
1.1 产品现状 (1)
1.2 设计概况 (1)
1.3 编制依据 (1)
1.4 可行性分析 (2)
第二章脱硫技术介绍 (4)
2.1 脱硫技术原理与工艺路线 (4)
2.1.1 技术原理 (4)
2.1.2 工艺路线 (5)
2.2 喷淋塔概况 (5)
2.2.1 喷淋塔基本结构 (5)
2.2.2 流向选择 (6)
2.2.3 吸收剂的选择 (7)
2.3 副产品后处理过程 (7)
第三章塔设备计算说明 (8)
3.1 物料衡算 (8)
3.2 塔内烟气流速 (10)
3.3 塔内标准状态下烟气量 (10)
3.4 喷淋塔设计 (11)
3.4.1 喷淋塔塔高 (11)
3.4.2 喷淋塔的壁厚 (16)
3.4.3 喷淋塔的塔径 (17)
3.4.4 喷淋塔喷淋层 (18)
3.5 保温层的设计 (19)
3.6 手孔、人孔的设计 (21)
3.7 吸收塔封头的选择跟计算 (21)
第四章工艺附属设备计算及选型 (23)
4.1 烟囱的计算及选型 (23)
4.2 管道管径的计算及选型 (25)
4.3 增压风机的计算及选型 (25)
4.4 氧化风机的计算及选型 (28)
4.5 氨水输送泵的计算及选型 (28)
4.6 浆液循环泵的计算及选型 (29)
4.7 侧进式搅拌器 (30)
4.8 翅式换热器 (30)
4.9 操作平台和梯子的设计 (31)
第五章硫酸铵的后处理设备 (34)
5.1 离心泵的设计 (34)
5.1.1 离心泵的结构 (34)
5.1.2 气缚现象 (35)
5.1.3 离心泵的选型 (35)
5.2 旋流器 (36)
5.3 喷雾干燥器 (38)
5.4 脱硫塔贮存罐 (39)
第六章副产品的处理 (40)
6.1 生产硫酸铵的结晶原理 (40)
6.2 影响硫酸铵结晶颗粒大小的因素 (40)
6.3 硫酸铵的相关计算 (41)
第七章成本结算与利润空间 (42)
7.1 设备费用 (42)
7.2 年运行费用 (42)
第八章工艺安全防护及优化 (46)
8.1 氨泄漏的预防和应急措施 (46)
8.2 避雷措施 (46)
8.3 工艺优化 (47)
第九章设计心得 (48)
参考文献 (49)
附录 (50)
第一章设计概论
1.1 产品现状
的排放也逐渐增多。

据统随着我国经济的发展，工业化生产日益增加，SO
2
排放量目前居世界首位。

大量二氧化硫的排放，使我国的酸雨污染计，我国SO
2
面积迅速扩大，经济损失严重，每年仅酸雨污染给森林和农作物造成的直接经济损失达几百亿元。

为了进一步响应国家“十二五规划”的政策，进一步提升我国环境的整体质量，加快国产脱硫技术和设备的研究、开发、推广和应用，实现酸雨和SO
污染控制目标成为了首要目标。

因此研究开发适合我国国情的烟气脱硫
2
技术和装置，吸收消化国外先进的脱硫技术是当前的迫切任务。

1.2 设计概况
本设计中所需处理的二氧化硫来源于铜矿冶炼，由于环保的要求，需要将尾气中二氧化硫脱除。

已知烟气排放量20万m3/h；其中二氧化硫含量为3000mg/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。

现采用氨法吸收脱硫的工艺，将二氧化硫的排放量降低到标准要求50mg/m3。

1.3 编制依据
※ 设计任务书提供的技术支持
※ GB/T13201-91 《制定地方大气污染物排放标准的技术方法》
※ HJ462-2009 《工业锅炉及窑炉湿法烟气脱硫工程技术规范》
※ JB/T1620-1993 《锅炉钢结构制造技术条件》
※ JB/T1621-1993 《工业锅炉烟箱烟囱制造技术条件》
※ GB50273-1998 《工业锅炉安装工程施工及验收规范》
※ GB13271-2001 《锅炉大气污染物排放标准》
※ GB3095-1996 《环境空气质量标准》
※ GB/T5117-1995 《碳钢焊条》
※ GB50041-2008 《锅炉房设计规范》
※ DB65/2154-2004 《燃煤锅炉大气污染物排放标准》
1.4 可行性分析
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，必须具体考虑如下几点：
●工艺分析
氨法脱硫技术优势明显，在脱除烟气中的二氧化硫时，不产生二氧化碳(钙法每脱除1吨二氧化硫的同时产生0.7吨二氧化碳）、废水、废液和废渣。

氨法技术脱硫的同时具有脱硝能力，目前很多烟气脱硫装置经检测脱硝率均在30％以上，如果今后环保排放标准提高，目前的氨法装置略加改进，脱硝率可达50％。

氨法脱硫装置可以利用原锅炉引风机的潜力，大多无需新配增压风机；即便原风机无潜力，也可适当进行风机改造或增加小压头的风机即可。

因此系统耗电量较常规脱硫技术减少50％以上。

●经济分析
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。

●性能分析
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。

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。

可靠性和稳定性，现代化生产应优先考虑运行的安全可靠和操作的稳定易控这一原则。

采用可靠性强，易于控制和易保证安全生产的技术和设备。

第二章 脱硫技术介绍
2.1 脱硫技术原理与工艺路线
2.1.1 技术原理
氨法脱硫工艺[1]是用氨吸收剂吸收烟气中的二氧化硫，吸收液经压缩空气氧化生成硫酸铵，再经加热蒸发结晶析出硫酸铵，过滤干燥后得产品。

主要包括吸收、氧化和结晶过程。

（1）吸收过程：
在吸收塔中，烟气中的SO 2与氨吸收剂接触后，发生如下反应:
3⇒++HSO NH 4223SO O H NH
324223SO )(NH SO O H 2NH ⇒++
3422324HSO 2NH SO O H SO )(NH ⇒++
在吸收过程中所生成的酸式盐NH 4HSO 3对SO 2不具有吸收能力，随着吸收过程
的进行，吸收液中的NH 4HSO 3数量增多，吸收液的吸收能力下降，因此需向吸收
液中补充氨，使部分NH 4HSO 3转化为(NH 4)2SO 3，以保持吸收液的吸收能力。

（2）氧化过程
氧化过程实际上是用压缩空气将吸收液中的亚硫酸盐转变为硫酸盐，主要的氧化反应如下:
4242324SO )2(NH O SO )NH ( 2 ⇒+
44234HSO 2NH O HSO 2NH ⇒+
424344SO )(NH NH HSO NH ⇒+
氧化过程可在吸收塔内进行，也可在吸收塔后设置专门的氧化塔。

而在氧化塔中发生的氧化反应仅有上面第二步反应，这是由于吸收液在进氧化塔前已经过加氨中和，使其中的NH 4HSO 3全部转变为(NH 4)2SO 3 ，以防止二氧化硫逸出。

（3）结晶过程
氧化后的吸收液经加热蒸发，形成过饱和溶液，硫酸铵从溶液中结晶析出，过滤干燥后得副产品硫酸铵。

加热蒸发可利用烟气的余热，亦可用蒸汽。

2.1.2 工艺路线
近年来我国发展了烟气氨法脱硫，使工艺技术得到完善和提高。

目前工业化运行的几种氨法烟气脱硫,虽具体设备结构及布局有所不同，但工艺流程基本相似，脱硫装置大体可分为脱硫液浓缩、二氧化硫脱除、空气氧化及副产品回收四个系统[2]，见图2-1。

图 2-1 氨法脱硫工艺流程图
2.2 喷淋塔概况
2.2.1 喷淋塔基本结构
喷淋塔的主要特点是氨水通过循环泵的作用从上向下喷射。

将塔体与滤浆池设计成一个整体，滤浆池既是塔体的基础，也是收集下落浆液的容器。

●喷淋塔喷淋层
喷淋层设计首先要满足脱硫效率的要求，目前对于系统脱硫效率不低于95%
所需的比表面积的同时，的吸收塔，喷淋层设计配置为3-5层，在满足吸收SO
2
满足不同锅炉负荷和含硫量的要求，同时把喷淋造成的压力损失减少到最小，采用较多的喷淋层设计，一次性建设的投资成本相对较高，但负荷适应性和调节性能较好，运行经济性较好[3]。

●除雾器
喷淋塔内的除雾器，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，间歇冲洗除雾器。

氨法脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋流板除雾器。

●喷淋塔的选材及防腐
塔本体：碳钢16MnR钢材塔内部螺栓；螺母类：6%Mo不锈钢材料；塔内壁：衬里施工前经表面预处理，喷砂除锈；内衬材料：丁基橡胶板；塔内件支撑：碳钢衬丁基橡胶。

●保温层
岩棉板是以玄武岩及其它天然矿石等为主要原料，岩棉板经高温熔融成纤，加入适量粘结剂，固化加工而制成的。

岩棉板产品适用于工业设备、建筑、船舶的绝热、隔音等。

建筑用岩棉板具有优良的防火、保温和吸音性能。

它主要用于建筑墙体、屋顶的保温隔音；建筑隔墙、防火墙、防火门和电梯井的防火和降噪。

●离心泵
离心泵一般由电动机带动，在启动泵前，泵体及吸入管路内充满液体。

当叶轮高速旋转时，叶轮带动叶片间的液体一道旋转，由于离心力的作用，液体从叶轮中心被甩向叶轮外缘（流速可增大至15～25m/s），动能也随之增加。

当液体进入泵壳后，液体流速逐渐降低，一部分动能转变为静压能，于是液体以较高的压强沿排出口流出。

与此同时，叶轮中心处由于液体被甩出而形成一定的真空，而液面处的压强Pa比叶轮中心处要高，因此，吸入管路的液体在压差作用下进入泵内。

叶轮不停旋转，液体也连续不断的被吸入和压出。

●喷雾干燥器
喷雾干燥是用雾化器将原料液分散成雾滴，然后用热空气干燥雾滴，而制成产品的一种方法。

原料液可以是溶液、乳浊液和悬浮液体，可以是膏状物体或熔融状态物质。

喷雾干燥与其他干燥方法相比，其干燥过程很快，通常为15~30秒，甚至几秒钟。

2.2.2 流向选择
逆流运行有利于烟气与吸收液充分接触，但阻力损失比逆流式大。

而顺流又可增大了烟气与雾化液滴的接触时间。

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，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8%氨水作为吸收剂，易于获取，价格低廉，而且吸收效果较好。

2.3 副产品后处理过程
塔内生成的亚硫酸铵溶液与氧化风机通入的空气进行氧化反应，亚硫酸铵全部被氧化成硫酸铵，氧化后的硫酸铵溶液通过离心泵流出浆液池，经旋流器脱水后的浆液经过离心机进一步脱水，此时，硫酸铵浆液质量分数为74%。

含有水分200kg/h由喷雾干燥器进一步干燥（干燥后的产硫酸铵含水分<2%）,成品硫酸铵由自动包装机包装入库。

第三章 塔设备计算说明
3.1 物料衡算
1、烟气含硫量
根据已知条件，通入的烟气量：G=20万m 3/h ，含二氧化硫量3000mg/ m 3,则可计算出烟气中所含二氧化硫量为200000×3000=6×108 mg/h=600kg/h 。

含硫量为600÷2 =300 kg/h 。

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4.8×106kg 。

3、脱硫量
则湿法氨水脱硫年脱除二氧化硫量为4.72×106kg 。

4、硫平衡
表 3-1 硫平衡
进
出
烟气带入的硫量
300kg/h 净烟气中的含硫量
5kg/h 脱硫效率 98.3% 氨水吸收的SO 2 590kg/h 进脱硫塔总的SO 2
600 kg/h
出脱硫塔（NH 4）2SO 4
1237.5kg/h
5、配氨用水量
依据热量守恒得：()()()10pm 0-m t -T T V C T C pm ⨯⨯⨯=⨯⨯烟气烟气烟气水水ρ 式中 水pm C —配氨用水在t 下的比热容，2.22()℃⋅kg kj ； t —配氨用水的初始温度，20℃； T 0—烟气的进口温度100℃； 水m —配氨用水量，kg/h ；
—烟气pm C 在操作温度下的烟气的比热容，1.02)℃⋅kg kj ； 烟气ρ—在操作温度下烟气的密度，1.293m kg ； 烟气V —烟气的实际体20000h m 3； 1T —出口烟气的温度，50℃。

求得：
水m ＝
()()()
h t 41.72010022.25010020000029.102.1=-⨯-⨯⨯⨯
6、喷淋塔内的压降 雷诺数Re=du μ
ρ=1660000>2000则液体在塔内呈湍流流动， 相对摩擦系数d
ξ
= 0.0008
图 3-1 摩擦系数λ与雷诺系数e R 及相关粗糙的
d ξ
的关系e
由上图可知，摩擦系数λ=0.02 塔内阻力:
2
λ2u d l h f =ρ+4*h f ’
=727.3 Pa +4*100Pa=1127.3Pa 式中：λ—摩擦阻力系数，无量纲； v —塔内液体平均流速，s m /； ρ—液体密度，3/m Kg ； l —塔高，m ； d —塔直径， h f ’—每层喷淋塔阻力
所以塔内压降的为1127.3Pa
3.2 塔内烟气流速
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3～4.5m/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，本设计塔内烟气流速取3.5m/s 。

3.3 塔内标准状态下烟气量
（1）吸收塔进口烟气量Va(m 3
/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：
3
.10115.27315.273P
T V Va ⋅
+⋅
=代入数据得： h m m Va 33
5.2928043
.1016.20215.37315.273200000=⋅⋅=
s m m /33.813600
5.292804Va 33
==
烟气进口量为：81.33 (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
2SO m =35.86×3000mg/m 3
=244.0g/s V 2SO =
L/mol 22.4/64/s
0.244⨯mol
g g =85.4L/s ≈0.0854m 3/s
（2）蒸发水分流量V 2 (m 3/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V 2(m 3/s)为：
V 2=0.07×81.33 (m 3
/s)=5.7(m 3
/s)（标准状态下） （3）氧化空气剩余氮气量V 3(m 3/s)
在喷淋塔内部氨液池中鼓入空气，使得亚硫酸铵氧化成硫酸铵，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1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)
又V
SO2=0.0854 m3/s 质量流率G
SO2
=0.0854*1000/22.4*64g/s=0.244 kg/s
根据物料守蘅,总共需要的氧气质量流量G
O2
=0.244×0.5kg/s=0.122Kg/s
该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G
空气=G
O2
/0.23=0.53Kg/s
标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3 故V
空气
=0.53/1.293(m3/s)=0.410 (m3/s)
V 3=(1-0.23)×V
空气
=0.77×0.410m3/s=0.316 m3/s
综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量
V g =V
a
+V
2
+V
3
=81.33+5.7+0.316 (m3/s)=87.35(m3/s)
3.4 喷淋塔设计
3.4.1 喷淋塔塔高
喷淋塔塔高分为：除雾区高度、吸收区高度、浆液池高度以及烟气进出口塔高。

1、喷淋塔除雾区（h
1
）设计（含除雾器的计算和选型）
除雾器的选型
折流板除雾器折流板除雾器是利用液滴与某种固体表面相撞击而将液滴凝聚并捕集的，气体通过曲折的挡板，流线多次偏转，液滴则由于惯性而撞击在挡板被捕集下来。

通常，折流板除雾器中两板之间的距离为20-30mm，对于垂直安置，气体平均流速为2－3m/s；对于水平放置，气体流速一般为6－10m/s。

气体流速过高会引起二次夹带。

1）数量：2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。

②除雾器的冲洗覆盖率
冲洗覆盖率是指冲洗水对除雾器断面的覆盖程度。

冲洗覆盖率一般可以选在
100 %～300 %之间。

冲洗覆盖率%=(n^∏*h^2tg^2α)/A*100% 式中：n —喷嘴数量，23个， α—为喷射扩散角，90 A —除雾器有效通流面积，20 m 2
H —冲洗喷嘴距除雾器表面的垂直距离，0.05m
冲洗覆盖率%=(n^∏*h^2tg^2α)/A*100%=23^∏*0.05^2/15*100%=237% ③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17μm 的雾滴颗粒必须100％完全去除。

综上所述，除雾区的最终高度确定为4.5m ，即h 1=4.5m 2、喷淋塔吸收区的高度（h 2）的计算
吸收区高度[3]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。

而计算喷淋塔吸收区高度主要有两种方法：达到一定的吸收目标需要一定的塔高。

吸收区高度的理论计算式为
h 1=HOG×NOG (1)
其中：HOG 为传质单元高度：HOG=Gm/(K y a)（Ky a 为污染物气相摩尔差推动力的总传质系数，a 为塔内单位体积中有效的传质面积。

）
NOG 为传质单元数，近似数值为NOG=(y 1-y 2)/ △y m ，即气相总的浓度变化除于平均推动力△y m =（△y 1-△y 2）/ln(△y 1/△y 2)(NOG 是表征吸收困难程度的量，NOG 越大，则达到吸收目标所需要的塔高随之增大)。

根据（1）可知： H=HOG×NOG =
)ln()
()(***
2
2*
11*22*112
121y y y y y y y y y y a k G y y y a k G y m m y m ------=∆-
a k y =a k Y =9.81×1025.07.04W G -
82.0W a k L ∂=
（2）其中：y 1,y 2为脱硫塔内烟气进塔出塔气体中SO 2组分的摩尔比，
kmol(A)/kmol(B)
*1y ,*
2y 为与喷淋塔进塔和出塔液体平衡的气相浓度，kmol(A)/kmol(B)
k y a 为气相总体积吸收系数，kmol/(m 3.h ﹒kp a )
x 2，x 1为喷淋塔浆液进出塔时的SO 2组分摩尔比，kmol(A)/kmol(B) Gm 气相空塔质量流速，kg/(m 2﹒h) W 液相空塔质量流速，kg/(m 2﹒h)
*1y ,=mx 1,*2y =mx 2 (m 为相平衡常数，或称分配系数，无量纲)
k Y a 为气体膜体积吸收系数，kg/(m 2
﹒h ﹒kPa) k L a 为液体膜体积吸收系数，kg/(m 2﹒h ﹒kmol/m 3) 式（2）中∂为常数，其数值根据表3-2。

表 3-2 温度与∂值的关系
温度/
10 15 20 25 30 ∂
0.0093
0.0102
0.0116
0.0128
0.0143
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ζ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。

ζ＝
h
C K V Q η
0= (3) 式中：C —标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m 3
η—给定的二氧化硫吸收率，％；本设计方案为98.3％ H —吸收塔内吸收区高度，m
K 0—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[4]为：
G （y 1-y 2）=a k y ×H×m y ∆
式中：G —载气流量（SO 2浓度比较低，可以近似看作烟气流量）kmol/( m 2.s)
Y 1,y 2—进塔出塔气体中SO 2的摩尔分数（标准状态下的体积分数） K y —单位体积内SO 2以气相摩尔差为推动力的总传质系数，kg/(m 3﹒s) a —单位体积内的有效传质面积，m 2/m 3.
m y ∆—平均推动力，即塔底推动力，△y m =（△y 1-△y 2）/ln(△y 1/△y 2)
ζ=G(y 1-y 2)/ h 1 （5）
吸收效率η=1- y 2/ y 1，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/m 3（标状态）
ζ=G(y 1-y 2)/H =G*y1 * η/ h 1 （6）
又因为G=3600×
u t
*273273
*4.2264+ 将式子（5）ζ的单位换算成kg/( m 2.s),可以写成
ζ=3600×
1/*273273
*4.22641h y u t η+ （7） 在喷淋塔操作温度
C ︒=+752
50
100下、烟气流速为u=3.5m/s 、脱硫效率η=0.983
前面已经求得原来烟气二氧化硫SO 2质量浓度为a(mg/3m )且a=3000mg/m 3 已知标准状态时烟气进口量为Va 为81.33 (m 3/s)，
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
2SO m =81.33×3000mg/m 3
=244g V 2SO =
L/mol 22.4/64244⨯mol
g g
=85.4L/s=≈0.0854m 3/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 1=
%105.0%10033
.810854
.0=⨯ 烟气流速u=3.5m/s ， y 1=0.105%,C t ︒==75983.0，η
总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5Kg/（m 3﹒s ）之间[4]，取ζ=6 kg/（m 3﹒s ）
代入（7）式可得
6.5=（98.0%105.05.375
273273
4.22643600⨯⨯⨯+⨯⨯
）/ h 1 故吸收区高度h 2 =11.2m 3、喷淋塔浆液池高度（h 3）计算
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/m 3）。

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，根据相关文献资料可知液气比选择2.3L/m 3是最佳的数值。

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：
V 1=(L/G) ×V N ×t 1=2.3×87.35×480=96.5 m 3
式中：L/G —液气比，液气比是指吸收剂氨液浆循环量与烟气流量的比值（L/m 3
）。

V N —烟气标准状态湿态容积，m 3/h ；V N =V g =87.35m 3/s t 1—浆液停留时间，t 1=2-8min 取t 1=8min=480s. 选取浆液池内径略大于吸收区内径
V 1=0.25×3.14×D 2×D 2×h 2=0.25×3.14×5.5×5.5×h 2 所以h 3=6.5m
4、喷淋塔烟气进出口高度（h 4）设计
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87.35m 3/s ，可得h 42*20m /s=87.35m 3/s ，所以h 4=1.34m ，2×1.34=2.68m(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 ）等于喷淋塔的除雾区高度h 1 (单
位m)、喷淋塔吸收区高度h 2 (单位m)、浆液池高度h 3（单位m ）和喷淋塔烟气进口高度h 4（单位m ）相加。

因此喷淋塔最终的高度为
H= h 1+h 2+h 3+ h 4=4.5+11.2+6.5+2.68=24.9取整25m
3.4.2 喷淋塔的壁厚
操作压力为2*101.325kPa=202.65 kPa 。

由于操作压力不大，假设计算壁厚小于16毫米，根据课本《过程装备机械基础》附表12-1可知16MnR 钢板在此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0.207 MPa （2个标准大气压）
PC ’=0.207+pgh （p 为浆液密度1045kg/m 3，g=10m/s 2，h 浆液池高度8.8m ） 所以PC ’=0.207+（1045×10×8.8）/1000000=0.3MPa 吸收塔（喷淋塔）的计算壁厚公式为：
[]Pc
PcDi
d -=
φη2
式中：Pc —计算压力，对于浆液池以上部分取2倍大气压，0.207MPa PC’=0.3 MPa
D i —圆筒或者球壳内径，为5500mm 焊接接头系数，取=1.00 C —壁厚附加量，取C=C 1+C 2 C 1—钢板厚度负偏差，mm C 2—腐蚀裕量，mm
1、对于喷淋塔顶部以下浆液池以上的部分（简称上部分）
S=[]Pc
PcDi
d -=
φη2=3.27 mm
根据取腐蚀裕量C 2=1.00mm,查资料可得 C 1=0.25mm 则C=C 1+ C 2=0.25+1=1.25mm
3.27+C=3.27+1.25=
4.52mm 圆整后取S=
5.00mm
因此脱硫塔上部分应该选用的壁厚为5.00mm 的16MnR 钢材，与上面的假设相符5.00mm 〈16.00mm
2、对于喷淋塔浆液池部分（简称下部分）
S’=[]"
2"Pc Di
Pc d -=
φη=4.86
根据取腐蚀裕量C 2=1.00mm ，查资料可得C 1=0.5mm 则C 1+ C 2=0.5+1=1.5mm
4.86+C=4.86+1.5=6.34mm 圆整后取S’=7.0mm
因此脱硫塔下部分应该选用的壁厚为7.0mm 的16MnR 钢材，与上面的假设相符7.0mm 〈16.00mm
3、喷淋塔计算壁厚的液压试验校核
上部分：T σ=PT （Di+Se ）/2Se (设计实验温度为200度，170Mpa) Ρ=1.25*P*P*[σ]/[ σ]t=1.25*0.202Mpa*170Mpa/170Mpa=0.253Mpa Se=Sn-C=5-1.25=3.75 Di=5500mm
故σΤ=ΡΤ（Di+Se ）/2Se=0.253*（5500+3.75）/2*3.75=185.7Mpa 而 0.9φσs (σ0.2)=0.9*1*274=246.6Mpa 因为185.7Mpa<246.6Mpa 所以符合要求。

下部分：σ1Τ=Ρ’Τ（Di+S’e）/2S’e《0.9φσs(σ0.2) Ρ=1.25*P*P*[σ]/[ σ]t=1.15*0.292Mpa*170Mpa/170Mpa=0.365Mpa Se=Sn-C=7-1. 5=5.5 Di=5500mm
σ1Τ=Ρ’Τ（Di+S’e）/2S’e=0.365*（5500+5.5）/(2*5.5)=182.7Mpa 0.8φσs (σ0.2)=0.8*1*274=219.2Mpa 因为182.7Mpa<219.2Mpa 所以符合要求。

综上所述，设计的材料选择，壁厚计算数值和实验强度均符合实际操作要求。

3.4.3 喷淋塔的塔径
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；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。

本方案将氨液蒸发水分V 2(m 3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V 3 (m 3/s)均计算在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量为87.35m 3/s 。

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。