朝阳公司烟气脱硫设计计算(师弟)

烟气脱硫主要设备设计计算
1.喷淋塔设计计算
烟道烟气流速取18m/s。
塔直径及底面积计算
D取1m，底面积S=0.785 .
脱硫塔高度设计（参考四川省犍为玻业有限责任公司玻璃炉石油焦粉烟气除尘脱硫项目-双碱法）
空塔气速取2.2m/s，氢氧化钠与二氧化硫等的接触反应时间一般为2-3秒，则脱硫塔内下层喷嘴以下至塔底的高度为2.2*2.5=5.5m。塔体上部空间取1.5m，两层喷嘴之间的高度为1.8m，则全塔高度为：
取100mm，计算流速为0.63m/s，在0.5-3.0m/s之内，符合要求。
脱硫液循环泵的选择
选择65FSB-20(L)型氟塑料离心泵，其参数见上表
冲洗泵的选择
选择IS80-50-200型离心泵，其参数为：转速2900r/min，效率55-71%，轴功率7.87-10.8kW，所配电动机功率为15kW。
从这个方程式可以看出 、 和 的化学计量比为1:3:2.参加反应的二氧化硫质量流速为：6.03*92%=5.55kg/h，为了保证达到脱硫效果，取富裕系数1.5。
消耗的 质量流量为：
5.55/64x1/3x106x1.5=4.6kg/h;
消耗的 摩尔流量为：
5.55/64x2/3x1.5=0.087kmol/h;
烟囱高度取45m。
烟囱底部直径：
式中：i--------烟囱堆度，通常取0.02-0.03，本设计取0.02；
H------烟囱高度，m；
Q= =0.26g/s;
烟囱高度：
按照我国标准GB/T13201-91中规定的气态污染物和电站烟尘排放源的允许排放量计算公式，即可得到按点源排放控制系数P计算烟囱高度的计算公式：
式中： -----烟气抬升高度，m；
Q-------污染物排放浓度，g/s；
P-------点源排放控制系数，根据制定地方大气污染物排放标准的技术方法GB/T3840-91中规定四川地区取50-100，这里取100。
设1立方米发生炉煤气完全燃烧，空气系数ɑ=1.5
经计算，理论空气需要量
Qv=1.11 m3
实际空气量=1.11x1.5=1.67 m3
理论需氧量=0.234 m3
烟气中过剩氧气量=（a-1）x理论需氧量=0.5x0.234=0.117 m3
过剩氮气量=过剩氧气量x78/21=0.117X78/21=0.435 m3
由于生石灰和氢氧化钙的摩尔比为1:1，所以消耗石灰的摩尔流量也为0.087kmol/h。换算为质量流量为：
0.087x56=4.86kg/h;
化灰器的设计
密度为2240 ，由于含固率为13%，所以根据下式
计算可得石灰浆液的密度
化灰器的体积为
解得a=0.95m。
尺寸为2000mmx1000mmx1000mm。
沉淀池
沉淀池是用来利用沉淀作用去除水中悬浮物。石灰浆液和部分脱硫液在沉灰池经过一定的时间后，取上清液。沉淀时间取30min，所以沉淀池的容积为0.297*30=8.91m3为。
尺寸为：3.5mX1.5mX2m。
纯碱搅拌罐
纯碱搅拌罐可储存三天的碱液量，设罐的半径为R，其高为2.4R，已知纯碱的质量流量为3.4kg/h，查得纯碱在20摄氏度下的溶解度为21.8g/100g水，纯碱的密度为2532 ,所以：
+32x0.2%=24.553
则所选煤气24.553kg/kmol÷22.4Nm3/kmol=1.096kg/ m3
低位发热值
Qd=10805x13.33%+12650x27.40%=4906.4kJ/N m3=4906.4/4.1868=1171.88kcal/N m3=4906.4/1.3053=3758.83kcal/kg
设计参数
耗煤量：27t/d，全硫含量：0.8%-1%， 烟气温度：150
煤气硫含量：450mg/ m3, 发生炉煤气产量：4000m3/t
转化成二氧化硫的硫含量：847 mg/ m3
设计计算
1.烟气量计算
单日产气总量=27x4000=108000m3
则所选煤气的分子量M=2x13.33%+28x27.40%+16x1.5%+44x3.8%+28x49.6%+18x4.17%
石灰浆液的体积为：
所以再生池的体积为：0.342+0.43=0.772 ，假设池子的长为2a，宽为a，高也为a，则池的体积为：
解得：a=0.728m
所以再生池的大小为：1.5mX0.8mX0.8m.
再生池
再生池为连续循环，脱硫液和石灰浆液在清水池的反应时间一般为5-10分钟，停留时间取8min，。根据脱硫塔的液气比可以算出所需液体流量为17797.5L/h，即 ,所以清水池的体积为0.297X8=2.38 ，可计算得其尺寸为：2mX1.2mX1.2m。
取 。
核算u=15.7m/s，小于16-18m/s，符合要求。
管道10-11：烟气经过脱硫塔后，温度有所降低，设 。烟气量为：
取流速为16m/s，计算公式同上：
取 。
核算的流速为13.7m/s，符合要求。
管道11-12，12-13：管道11-12为水平管道，管道12-13为垂直管道。烟气量为 ，取流速为15m/s。计算如下：
理论烟气量=1.03 m3
实际烟气量=理论生成物总量+过剩氧气量+过剩氮气量
=1.03+0.117+0.435=1.582 m3
则烟气量
Q=108000x1.582/24=7119m3/h（150度）
进行温度修正后的烟气量Q’=7119*（273.15+20）/（273.15+150）=4908.7m3/h（20度）
烟囱设计计算
在烟囱设计准则中，为防止烟囱本身对烟流的下洗现象，烟囱出口烟气流速不得低于该高度处平均风速的1.5倍；为了利于烟气抬升，烟囱出口烟气流速不宜过低，一般在20-30m/s；假设当地的风速为2m/s，所以 为28m/s。烟气量原本为7119m3/h，经过除尘脱硫处理后温度有所降低，假定烟气温度为95 ，则此时的烟气量根据理想气体状态方程计算得：
H=1.5+1.8+5.5=8.8m。最终脱硫塔高度取8m。
液气比取2.5 L/ m3，液体流量
L=Vx2.5=7119x2.5=17797.5L/h=17.8 ;
计算循环浆液区的高度
烟气管道设计计算
1.烟气输送管道管径的计算
本设计不安装电除尘设备。
管道1-7：Q=7119 ， ，含尘气体在管道内的最大流速不应超过16-18m/s以防止管道的磨损；最低速度为8-10m/s，以防止粉尘沉积而阻塞管道。本次设计流速取15m/s。
所以烟气流量为 ，大气温度为20 。
烟囱出口直径计算：
烟气抬升高度：
霍兰德公式
有烟气抬升高度：
式中： ------烟囱出口烟气流速，m/s；
u ------烟囱出口风速，m/s；
D------烟囱出口直径，m；
-----烟囱出口出的烟气温度，K；
----环境大气温度，K。
污染物排放浓度：(50和100mg/ 达标排放的二氧化硫浓度与粉尘浓度值)
计算可得纯碱搅拌罐的尺寸为：RxH=340mmx1000mm。
浆液输送管道的设计
1、循环池到旋流板塔。管径为d1，液体的流量为 ，即 取流速为0.8m/s，计算如下：
取100mm管径，计算流速0.63m/s，在0.5-3.0m/s之内，符合要求。
2、从脱硫塔到再生池。管径为d2，液体流量为 ，即 取流速为0.8m/s，计算如下：
取 。
核算的流速为13.7m/s，符合要求。
2.烟气输送管道压力降估计
由于燃煤气所产烟气无论是含硫还是含尘都比燃煤烟气低得多，所以，以燃煤烟气脱硫实例为依据，估计压力降 。
烟气脱硫系统总压力降
本设计脱硫塔压降取700Pa，则脱硫系统总压力降为
1500Pa
引风机的风压计算：
根据风量和压力，选择Y4-68-NO4.5A型引风机，性能参数如下：
全压：1834-2658Pa，流量：5790-10485 ，电动机型号：Y132S2-2
电动机功率：7.5kW。
已知氧气中二氧化硫流量为
Qs=847/1000/1000x7119=6.03kg/h;
设计脱硫效率为92%（最小脱硫效率=(847-100)/847=89%）),
锅炉烟尘最高允许排放浓度及黑度限值
锅炉二氧化硫和氮氧化物最高允许排放浓度限值
本设计中燃气锅炉属于二时段（2001年1月1日），即烟尘最高允许排放浓度为50mg/m3，二氧化硫最高允许排放浓度为100mg/ m3。
2.工艺流程
见设计方案
3.二氧化硫排放量
Qs=847/1000/1000x7119=6.03kg/h;
石灰浆液和塔底部溢流分出一部分脱硫液进入到再生池。要维持系统的稳定运行，保持再生池pH值在6.8～7左右。虽然脱硫液为Na2SO3和NaHSO3 的混合液。由于pH值控制在7左右，所以脱硫液主要成分为Na2SO3。按脱硫液种全是Na2SO3来进行计算，这样算的面积最大。根据前面的反应方程式可算出脱硫液中Na2SO3的量为0.043Kmol/h。查得Na2SO3的密度为2630 kg/m3，溶解度为20g/100g水。其溶液的密度为：