吸收塔的设计和选型

根据（1）可知：h=H0×NTU= G m
* y
烟气脱硫工艺主要设备吸收塔设计和选型
4.1 吸收塔的设计
吸收塔是脱硫装置的核心，是利用石灰石和亚硫酸钙来脱去烟气中二氧化硫 气体的主要设备，要保证较高的脱硫效率，必须对吸收塔系统进行详细的计算，
包括吸收塔的尺寸设计，塔内喷嘴的配置，吸收塔底部搅拌装置的形式的选择、 吸收塔材料的选择以及配套结构的选择（包括法兰、人孔等）。

4.1.1 吸收塔的直径和喷淋塔高度设计
本脱硫工艺选用的吸收塔为喷淋塔，喷淋塔的尺寸设计包括喷淋塔的高度设
计、喷淋塔的直径设计
4.1.1.1 喷淋塔的高度设计 喷淋塔的高度由三大部分组成，即喷淋塔吸收区 高度、喷淋塔浆液池高度和喷淋塔除雾区高度。

但是吸收区高度是最主要的，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：
（1） 喷淋塔吸收区高度设计（一）
达到一定的吸收目标需要一定的塔高。

通常烟气中的二氧化硫浓度比较低。

吸收区高度的理论计算式为
h=H0×NTU
(1)
其中：H0 为传质单元高度：H 0=G m /(k y a)（k 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。

）
NTU 为传质单元数，近似数值为 NTU=(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)(NTU 是表征吸收困难程 度的量，NTU 越大，则达到吸收目标所需要的塔高随之增大。

y - y 1
k a ∆y y m
2 = G y - y
m * 1 2 k a ( y - y * ) - ( y - y * ) y 1 1 2 2
y - y * ln( 1 1 )
y - y *
2 2
k a = k a =9.81×10 -4 G 0.7W 0.25 [4]
y
Y
k a = ∂W 0.82 L
[4]
(2)
其中： 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)
y * , y * 为与喷淋塔进塔和出塔液体平衡的气相浓度，kmol(A)/kmol(B)
1
2
k y a 为气相总体积吸收系数，kmol/(m 3 . h ﹒kp a )
x2，x1为喷淋塔石灰石浆液进出塔时的SO2组分摩尔比，kmol(A)/kmol(B) G气相空塔质量流速，kg/(m2﹒h)
W液相空塔质量流速，kg/(m2﹒h)
y1×=mx1,y2×=mx2(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，k g/(m2﹒h﹒kPa)
k L a为液体膜体积吸收系数，k g/(m2﹒h﹒kmol/m3)
式（2）中∂为常数，其数值根据表2[4]
表3温度与∂值的关系
温度/1015202530
∂0.00930.01020.01160.01280.0143
采用吸收有关知识来进行吸收区高度计算是比较传统的高度计算方法，虽然计算步骤简单明了，但是由于石灰石浆液在有喷淋塔自上而下的流动过程中由于石灰石浓度的减少和亚硫酸钙浓度的不断增加，石灰石浆液的吸收传质系数也在不断变化，如果要算出具体的瞬间数值是不可能的，因此采用这种方法计算难以得到比较精确的数值。

以上是传统的计算喷淋塔吸收区高度的方法，此外还有另外一种方法可以计算。

（2）喷淋塔吸收区高度设计（二）采用第二种方法计算，为了更加准确，减少计算的误差，需要将实际的喷淋塔运行状态下的烟气流量考虑在内。

而这部分的计算需要用到液气比（L/G）、烟气速度u（m/s）和钙硫摩尔比(Ca/S)的值。

本设计中的液气比L/G是指吸收剂石灰石液浆循环量与烟气流量之比值（L/M3）。

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，石灰石浆液停留时间减少，而且循环泵液循环量增大，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，液气比范围在
8L/m3-25L/m3之间[5]，根据相关文献资料可知液气比选择12.2L/m3是最佳的数值[5][6]。

烟气速度是另外一个因素，烟气速度增大，气体液体两相截面湍流加强，气体膜厚度减少，传质速率系数增大，烟气速度增大回减缓液滴下降的速度，使得体积有效传质面积增大，从而降低塔高。

但是，烟气速度增大，烟气停留时间缩短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。

因而选择合适的烟气速度是很重要的，典型的FGD脱硫装置的液气比在脱硫率固定的前提下，逆流式吸收塔的烟气速度一般在2.5-5m/s范围内[5][6]，本设计方案选择烟气速度为3.5m/s。

湿法脱硫反应是在气体、液体、固体三相中进行的，反应条件比较理想，在脱硫效率为90%以上时（本设计反案尾5%），钙硫比(Ca/S)一般略微大于1，最佳
状态为1.01-1.02，而比较理想的钙硫比(Ca/S)为1.02-1.05，因此本设计方案选择的钙硫比(Ca/S)为1.02。

（3）喷淋塔吸收区高度的计算
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＝Q
V
=K
Cη
0h
(3)
其中C为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3
η为给定的二氧化硫吸收率,％;本设计方案为95％
h为吸收塔内吸收区高度，m
K0为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度(℃);
K0=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[8]为：
G（y-y）=k a×h×∆y
12y m
(4)其中:G为载气流量(二氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流量)，kmol/(m2.s) Y1,y2分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数（标准状态下的体积分数）k y单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推动力的总传质系数，kg/(m3﹒s)
a为单位体积内的有效传质面积，m2/m3.
∆y
m 为平均推动力，即塔底推动力，△y
m△=
（y
1△-y2）/ln(△y1/
△y
2
)
所以ζ=G(y1-y2)/h(5)
吸收效率ζ=1-y/y，按照排放标准，要求脱硫效率至少95%。

二氧化硫质量浓12
度应该低于580mg/m3（标状态）
22.4273+t
6=（3600⨯64
⨯⨯3.5⨯0.041⨯0.95）/h
所以yη≥y-0.0203%(6) 11
又因为G=22.4×（273+t）/273=u(流速)将式子（5）ζ的单位换算成kg/(m2.s),可以写成
ζ=3600×64273
*u*yη/h(7)
1
在喷淋塔操作温度100+50
2=75︒C下、烟气流速为u=3.5m/s、脱硫效率η=0.95
前面已经求得原来烟气二氧化硫SO质量浓度为a(mg/m3)且a=1.18×
2
104mg/m3
而原来烟气的流量（145︒C时）为20×104(m3/h)换算成标准状态时(设为V a)
已经求得V=1.31×105m3/h=36.30m3/s
a
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
m
SO
2
=36.30×1.18×104mg/m3=42.83×104mg=428.3g
V
SO
2=428.3g
64g/mo l⨯22.4L/mol=149.91L/s=0.14991m3/s≈0.15m3/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=0.15
⨯100%=0.41%
136.30
又烟气流速u=3.5m/s,y=0.41%,η=0.95,t=75︒C
1
总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5Kg/（m3﹒s）之间[7]，取ζ=6k g/（m3﹒s）
代入（7）式可得
273
22.4273+75
故吸收区高度h=18.33≈18.3m
（4）喷淋塔除雾区高度（h
3
）设计（含除雾器的计算和选型）吸收塔均应装备除雾器，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[9]。

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，间歇冲洗冲洗除雾器。

湿法烟气脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋流板除雾器。

①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。

旋流板除雾器气流在穿过除雾器板片间隙时变成旋转气流，其中的液滴在惯性作用下以一定的仰角射出作螺旋运动而被甩向外侧，汇集流到溢流槽内，达到除雾的目的，除雾率可达90％－99％。

喷淋塔除雾区分成两段，每层喷淋塔除雾器上下各设有冲洗喷嘴。

最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层（3-3.5）m，距离最上层冲洗喷嘴（3.4-32）m。

②除雾器的主要设计指标
a.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%=nπh2t g2α
A
*100%
式中n为喷嘴数量，20个;α为喷射扩散角，90 A为除雾器有效通流面积,15m2
h为冲洗喷嘴距除雾器表面的垂直距离,0.05m
所以冲洗覆盖率%=nπh2t g2α
A
*100%
=
20π⨯0.052⨯12
⨯100%=203%
15
b.除雾器冲洗周期：冲洗周期是指除雾器每次冲洗的时间间隔。

由于除雾器冲洗期间会导致烟气带水量加大。

所以冲洗不宜过于频繁,但也不能间隔太长,否则易产生结垢现象,除雾器的冲洗周期主要根据烟气特征及吸收剂确定。

c.除雾效率。

指除雾器在单位时间内捕集到的液滴质量与进入除雾器液滴质量的比值。

影响除雾效率的因素很多,主要包括:烟气流速、通过除雾器断面气流分布的均匀性、叶片结构、叶片之间的距离及除雾器布置形式等。

d.系统压力降。

指烟气通过除雾器通道时所产生的压力损失,系统压力降越大,能耗就越高。

除雾系统压降的大小主要与烟气流速、叶片结构、叶片间距及烟气带水负荷等因素有关。

当除雾器叶片上结垢严重时系统压力降会明显提高,所以通过监测压力降的变化有助把握系统的状行状态,及时发现问题,并进行处
理。

e.烟气流速。

通过除雾器断面的烟气流速过高或过低都不利于除雾器的正常运行,烟气流速过高易造成烟气二次带水,从而降低除雾效率,同时流速高系统阻力大,能耗高。

通过除雾器断面的流速过低,不利于气液分离,同样不利于提高除雾效率。

设计烟气流速应接近于临界流速。

根据不同除雾器叶片结构及布置形式,设计流速一般选定在3.5～5.5m/s之间。

本方案的烟气设计流速为6.9m/s。

f.除雾器叶片间距。

除雾器叶片间距的选取对保证除雾效率,维持除雾系统稳定运行至关重要。

叶片间距大,除雾效率低,烟气带水严重,易造成风机故障,导致整个系统非正常停运。

叶片间距选取过小,除加大能耗外,冲洗的效果也有所下降,叶片上易结垢、堵塞,最终也会造成系统停运。

叶片间距一般设计在20～95mm。

目前脱硫系统中最常用的除雾器叶片间距大多在30～50mm。

g.除雾器冲洗水压。

除雾器水压一般根据冲洗喷嘴的特征及喷嘴与除雾器之间的距离等因素确定，喷嘴与除雾器之间距离一般小于1m,冲洗水压低时,冲洗效果差,冲洗水压过高则易增加烟气带水,同时降低叶片使用寿命。

h.除雾器冲洗水量。

选择除雾器冲水量除了需满足除雾器自身的要求外，还需考虑系统水平衡的要求,有些条件下需采用大水量短时间冲洗,有时则采用小水量长时间冲洗,具体冲水量需由工况条件确定,一般情况下除雾器断面上瞬时冲洗耗水量约为1-4m3/m2.h
③除雾器的最终设计参数
本设计中设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。

距离最上层冲洗喷嘴3.5m。

1)数量：1套×1units=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。

表4除雾器进出口烟气条件基于锅炉100%BMCR工况进行设计
烟气量
温度℃
烟气压力mmAq
雾滴含量mg/m3N(D)除雾器进口
-----------
50
113(1.11kPaG)
------------
除雾器出口
------------
------------
93(0.91kPaG)
≤75
5)雾滴去除率：99.75%为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于75mg/Nm3（干态），除雾器的雾滴去除率需要达到99.75%以上。

G
6)除雾器内烟气流速：6.9m/s
a.重散布速度
大直径的雾滴颗粒可以通过除雾器元件惯性作用产生颗粒间碰撞从而去除雾 滴。

（平均颗粒直径大小为 100～200μm ）。

因此，烟气流速越高，雾滴去除率越高。

但是，被去除的雾滴会重新散布，而
降低雾滴去除效率。

这就是雾滴重散布速度的概念。

b ．通过除雾器的烟气流速
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 3.5m ，即 h 3=3.5m （5) 喷淋塔浆液池高度设计（设高度为 h 2）
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 = L
⨯V ⨯ t 1 N 1
其中
L/G 为 液气比,12.2L/m 3
V N 为烟气标准状态湿态容积，V N =V g =39.40m 3/s T 1=2-6 min [8],取 t 1=2.8min=168s
由上式可得喷淋塔浆液池体积
V !=(L/G) ×V N ×t !=12.20×39.40×168=80.02 m 3
选取浆液池内径等于吸收区内径，内径 D 2= D i =3.8m
而 V 1=0.25×3.14×D 2×D 2×h 2=0.25×3.14×3.8×3.8×h 2
所以
h 2=7.06m
（6) 喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为 h 4）
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 36.30 m 3/s ，
可得 h 2 m 2 ⨯ 25m / s = 36.30m 3 / s
4
所以
h 4=1.20m
2×1.20=2.40m(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 ）等于喷淋塔的浆液池高度 h 2 (单位
又V SO2=0.15m3/s质量流率G SO2=0.15⨯1000
m)、喷淋塔吸收区高度h(单位m)和喷淋塔的除雾区高度h3（单位m）相加起来的数值。

此外，还要将喷淋塔烟气进口高度h4（单位m）计算在内
因此喷淋塔最终的高度为
H=h+h2+h3+h4=18.47+7.06+3.50+2.40=31.43m取圆整值32m
4.1.1.2喷淋塔的直径设计
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；浆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。

喷淋塔内径在烟气流速和平均实际总烟气量确定的情况下才能算出来，而以往的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量，为了更加准确，本方案将浆液蒸发水分V2(m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V3(m3/s)均计算在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量。

（1）吸收塔进口烟气量V a(m3/s)计算
该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：36.30(m3/s)
然而，该计算数值实质上仅仅指烟气在喷淋塔进口处的体积流量，而在喷淋塔内延期温度会随着停留时间的增大而降低，根据PVT气体状态方程，要算出瞬间数值是不可能的，因此只能算出在喷淋塔内平均温度下的烟气平均体积流量。

（2）蒸发水分流量V2(m3/s)的计算
烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗，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V2(m3/s)为：V2=0.07×36.30(m3/s)=2.541(m3/s)（标准状态下）
（3）氧化空气剩余氮气量V3(m3/s)
在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气，使得亚硫酸钙氧化成硫酸钙，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钙，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摩尔亚硫酸钙需要0.5摩尔的氧气。

(假设空气中每千克含有0.23千克的氧气)
22.4⨯64g/s=0.42857kg/s≈0.43kg/s
根据物料守蘅,总共需要的氧气质量流量G O2=0.43×0.5kg/s=0.214Kg/s
该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G 标准状态下的空气密度为1.293kg/m3[2]空气
=G
O2
/0.23=0.932Kg/s
故V
空气
=0.932/1.293(m3/s)=0.72(m3/s)
V3=(1-0.23)×V
空气
=0.77×0.72m3/s=0.56m3/s
πu
πu =2×
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+V2+V3=36.30+2.54+0.56(m3/s)=39.40(m3/s)
（4）喷淋塔直径的计算
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态下烟气体积流量V g，从而选取烟速u，则塔径计算公式为：
D=2×V g
i
其中：V g为实际运行状态下烟气体积流量，39.40m3/s u为烟气速度，3.5m/s
因此喷淋塔的内径为D=2×V g
i
39.40
3.14⨯3.5
=3.786m≈3.8m
4.1.2吸收塔喷淋系统的设计（喷嘴的选择配置）
在满足吸收二氧化硫所需表面积的同时，应该尽量把喷淋造成的压力损失降低到最小，喷嘴是净化装置的最关键部分，必须满足以下条件：
（1）能产生实心锥体形状，喷射区为圆形，喷射角度为60-120；
（2）喷嘴内液体流道大而畅通，具有防止堵塞的功能；
（3）采用特殊的合金材料制作，具有良好的防腐性能和耐磨性能；
（4）喷嘴体积小，安装清洗方便；
（5）喷雾液滴大小均匀，比表面积大而又不容易引起带水；
雾化喷嘴的功能是将大量的石灰石浆液转化为能够提供足够接触面积的雾
化小液滴以有效脱除烟气中二氧化硫。

湿法脱硫采用的喷嘴一般为离心压力雾化喷嘴，可粗略分为旋转型和离心型。

常用的有空心锥切线型、实心锥切线型、双空心锥切线型、实心锥型、螺旋型等5种。

喷嘴布置分成2-6层，一般情况下为4层；层数的安排可以根据脱硫效率的具体要求来增减。

底负荷时可以停止使用某一层，层间距0.8-2米，离心式喷嘴1.7米。

实际上从浆液池液面到除雾器，整个高度都在进行吸收反应。

因而实际吸收区高度要比h高6-8米。

本方案采用4层喷嘴，层间距为1.5米。

每台吸收塔再循环泵均对应一个喷淋层，喷淋层上安装空心锥喷嘴，其作用是将石灰石/石膏浆液雾化。

浆液由吸收塔再循环泵输送到喷嘴，喷入烟气中。

喷淋系统能使浆液在吸收塔内均匀分布，流经每个喷淋层的流量相等。

一个喷淋层由带连接支管的母管制浆液分布管道和喷嘴组成，喷淋组件及喷嘴的布置成均匀覆盖吸收塔的横截面，并达到要求的喷淋浆液覆盖率，使吸收浆液与烟气充分接触，从而保证在适当的液/气比（L/G）下可靠地实现至少95%的脱硫效率，且在吸收塔的内表面不产生结垢。

喷嘴系统
=
π
4 D V
N = int 
l ⎪ + 1 ⎝ Q max,s ⎭
=π
4 D V =0.25×3.14×0.04×0.04×6=7.536L/S
⎛ Q ⎫ N = int ⎝ Q max,s ⎭ N
管道采用 FRP 玻璃钢，喷嘴采用 SIC,是一种脆性材料，但是特别耐磨，而且抗 化学腐蚀，可以长期运行而无腐蚀、无磨损、无石膏结垢以及堵塞等问题。

4.1.2.1 喷嘴布置设计原理
（1) 喷管管数的确定
根据单层浆体总流量 Q l 和单个喷嘴流量 Q s ，可得单层喷嘴个数 n
Q l = 480.68/4=120.17(L/s) 而单个喷嘴流量为 Q s =0.75L/s
N=Q l /Q s
所以 N=120.17/0.75=160.22 取整数值 161 个
单喷管最大流量
Q
max
单喷淋层主喷管数
⎛ Q ⎫ ⎪
式中
D
max 为单喷淋管可选最大管径，0.04m ；
V 为喷淋管内最大流速，6m/s 。

所以 Q
max
l ⎪ + 1 =int(120.17/7.536)+1=16
⎪
（2) 各喷管间距的确定
根据脱硫塔直径、喷嘴个数等参数，各喷管之间间距：
L =
D im
sp
sp
式中
D im 为脱硫塔内径 N sp 为喷嘴间距
（3) 各支喷管直径的确定
根据布置在主管、各支管的喷嘴个数以及单喷嘴流量，可以确定主管各段、
各支管喷管直径
π V
A = πH 2tg 2 ⎪ (ϑ 为喷雾角)
⎝ 2 ⎭
则 A = πH 2tg 2 ⎪ =3.14×1×1=3.14 m 2
⎝ 2 ⎭
D =
4Q i
i
式中 Q i 为节点 i 处浆体流量，m 3/s ；D i 为节点 i 处喷管直径，m 。

（4) 喷淋层在塔内覆盖率的确定
喷淋层在脱硫塔内覆盖率为：
α = A
EFF A
⨯ 100
则 α = A 20
EFF ⨯ 100 = A π ⨯ 0.25 ⨯ 3.82
=176%
式中
A EFF 为单层喷嘴在脱硫塔内的有效覆盖面积，20m 2
A 为脱硫塔面积，11.3m 2
计算主要包括喷淋层内主喷管数、各支喷管的管径及流速、喷嘴在塔内位置
等的计算及设计。

根据上述设计方法、结合实际经验，确定喷淋层内各喷管直径、 各个喷嘴位置等几何参数。

在确定喷嘴布置设计中，需要确定喷嘴在塔内的位置坐标在确定各支喷管直
径时，要根据厂家提供的标准管径来选取。

在确定各个支喷管直径后，还要根据 厂家提供的喷嘴与各主、支喷管之间间距要求，对初步喷嘴位置进行调整，以避
免喷出的液滴与喷管发生喷射碰撞。

在喷嘴布置完成后，需要确定喷淋层在塔内的履盖率以及多层覆盖状况，验
证喷嘴布置的合理性。

4.1.2.2 进行喷嘴在塔内布置设计中应该注意以下问题：
（1)选择合理的喷嘴覆盖高度，通常根据喷嘴特性及两层喷淋之间距离来确
定。

（2)选择合理的单层喷嘴个数。

一般来说，喷嘴个数根据工艺计算来确定。

（3)当喷嘴覆盖高度确定以后，就可以计算单个喷嘴的覆盖面积，
⎛ ϑ ⎫ 0
⎛ ϑ ⎫ 0
（4)当在脱硫塔内布置喷嘴时，选择合适的喷嘴之间的距离。

通常根据喷嘴
个数和脱硫塔直径来选择喷嘴间距，并要与连接喷嘴的喷管布置方案整体考虑。

（5)选择合理的经济流速，并根据喷管产品的标准来确定石灰石浆液母管和
支管直径。

（6)当检验喷淋层在脱硫塔覆盖率时，不仅要考虑喷嘴液流与母管、支管和支撑的碰撞对覆盖率的影响，还要考虑所有喷嘴在脱硫塔内覆盖均匀度。

4.1.3吸收塔底部搅拌器及相关配置
在吸收塔底部，石灰石浆液经过脱硫过程之后，变成了CaSO3和CaSO3﹒1/2 H2O，此时为了使氧化风机鼓入的空气能够充分地和CaSO3和CaSO3﹒1/2H2O 接触，以便充分氧化，需要CaSO3和CaSO3﹒1/2H2O的混合溶液内部颗粒分布均匀，在这种情况下，需要使用搅拌器来使溶液悬浮颗粒均匀混合，同时增大和空气接触的面积。

由于底部溶液是固体悬浮溶液，根据
不同搅拌过程的搅拌器型式推荐表2-5[1]
搅拌器型式适用条件表2-6[1]
搅拌器型式使用范围表2-7[1]
在吸收塔浆液池的下部，沿塔径向布置四台侧进式搅拌器，其作用是使浆液的固体维持在悬浮状态，同时分散氧化空气。

搅拌器安装有轴承罩、主轴、搅拌叶片、机械密封。

搅拌器叶片安装在吸收塔降池内，与水平线约为10度倾角、与中心线约为-7度倾角。

搅拌桨型式为三叶螺旋桨，轴的密封形式为机械密封。

在吸收塔旁有人工冲洗设施，提供安装和检修所需要的吊耳、吊环及其他专用滑轮。

采用低速搅拌器，有效防止浆液沉降。

吸收塔搅拌器的搅拌叶片和主轴的材质为合金钢。

在运行时严禁触摸传动部件及拆下保护罩。

向吸收塔加注浆液时，搅拌器必须不停地运行。

叶片和叶轮的材料等级是ANSI/ASTMA176—80a，搅拌器轴为固定结构，转速适当控制，不超过搅拌机的临界转速。

所有接触被搅拌流体的搅拌器部件，必须选用适应被搅拌流体的特性的材料，包括具有耐磨损和腐蚀的性能。

4.1.4吸收塔材料的选择
因为脱硫塔承受压力不大，而且16MnR钢材综合力学性能、焊接性能以及低温韧性、冷冲压以及切削性能比较好，低温冲击韧性也比较优越，价格低廉，应用比较广泛。

故塔壁面由16MnR钢材制造，为了节约材料和防止腐蚀，内衬橡胶板防腐层，其烟气入口部分内衬玻璃鳞片加耐酸瓷砖。

4.1.5吸收塔壁厚的计算(包括计算壁厚和最小壁厚)
4.1.
5.1吸收塔计算壁厚的计算
由于操作压力不大，假设计算壁厚小于16毫米，根据附表九[3]16MnR钢板在操作温度下的许用应力为[]t=170Mp a。

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0.202MPa（2个标准大气压）
=0.292⨯3800
P C’=0.202+ρgh（ρ为浆液密度1257k g/m3，g=9.81m/s2,h浆液池高度7.06m）所以P C’=0.202+ρgh=0.202⨯106+1257×9.81×7.06=0.292×106Pa=0.292MPa 又根据式4-5[3]可知:吸收塔（喷淋塔）的计算壁厚公式为:
S=
P
c
D
i
2[σ]tΦ-P
c
(mm)
其中：P c计算压力，对于浆液池以上部分取二倍大气压，0.202MPa P C’=0.292MPa
D i圆筒或者球壳内径,为3800mm
Φ焊接接头系数，取Φ=1;C壁厚附加量,取C=1.00mm
C2腐蚀裕量,mm;C1钢板厚度负偏差,mm
对于喷淋塔顶部以下浆液池以上的部分（简称上部分）
S=
P
c
D
i
2[σ]tΦ-P
c
0.202⨯3800767.6
===2.259mm
2⨯170⨯1-0.202339.8
根据取腐蚀裕量C2=1.00mm[3],根据表4-7[3]可得C1=0.25mm
则C1+C2=0.25+1=1.25mm
2.259+C=2.259+1.25=
3.509mm圆整后取S n=
4.00mm
因此脱硫塔上部分应该选用的壁厚为4.00mm的16MnR钢材，与上面的假设相符4.0mm〈16.00mm
对于喷淋塔浆液池部分（简称下部分）
S’=
P
c
'D
i
2[σ]tΦ-P'
c
1124.8
==3.31mm
2⨯170⨯1-0.292339.7
根据取腐蚀裕量C2=1.00mm[3],根据表4-7[3[可得C1=0.5mm 则C1+C2=0.5+1=1.5mm
3.31+C=3.31+1.5=
4.81mm圆整后取S’=5mm
n
4.1.
5.2吸收塔（喷淋塔）计算壁厚的液压试验校核
上部分：σT=P
T
(D
i
+S
e
)
（设计试验温度为200度，则[σ]=170Mpa）2S
e。