烟气脱硫设计计算资料
脱硫计算公式
物料平衡计算1）吸收塔出口烟气量G2G2＝(G1×（1－mw1）×(P2/(P2-Pw2))×（1－mw2）＋G3×（1－0.21/K）)×(P2/(P2-Pw2))G1:吸收塔入口烟气流量mw1:入口烟气含湿率P2：烟气压力Pw2：饱和烟气的水蒸气分压说明：Pw2为绝热饱和温度下的水蒸气分压，该值是根据热平衡计算的反应温度，由烟气湿度表查得。
（计算步骤见热平衡计算）2）氧化空气量的计算根据经验，当烟气中含氧量为6％以上时，在吸收塔喷淋区域的氧化率为50－60％。
采用氧枪式氧化分布技术，在浆池中氧化空气利用率ηo2=25－30％，因此，浆池内的需要的理论氧气量为：S=(G1×q1-G2×q2)×(1-0.6)/2/22.41所需空气流量QreqQreq=S×22.4/(0.21×0.3)G3＝Qreq×KG3：实际空气供应量K：根据浆液溶解盐的多少根据经验来确定，一般在2.0-3左右。
3）石灰石消耗量计算W1=100×qs×ηsW1:石灰石消耗量qs：:入口SO2流量ηs:脱硫效率4）吸收塔排出的石膏浆液量计算W2=172××qs×ηs/SsW2:石膏浆液量Ss:石膏浆液固含量5）脱水石膏产量的计算W3=172××qs×ηs/SgW3:石膏浆液量Sg:脱水石膏固含量（1－石膏含水量）6）滤液水量的计算W4=W3-W2W3:滤液水量7）工艺水消耗量的计算W5=18×(G4-G1-G3×(1-0.21/K))+W3×(1-Sg)+36×qs×ηs +WWT蒸发水量石膏表面水石膏结晶水排放废水一、锅炉每小时产生的SO2量：锅炉产生的SO2量（mg/Nm3）= 耗煤量（t/h）×含硫量（%）×2×燃烧率×109 ? ?? ?? ?? ?100×干烟气体积（N m3/h）我厂锅炉设计的干烟气体积为277920Nm3/h，如锅炉每小时耗煤量为35吨，煤的含硫量为1%，锅炉的燃烧率为95%，那么每台锅炉每小时产生的SO2量则为2393mg/Nm3。
脱硫设计计算手册
符号
Car Har Oar Nar Sar Aar Mar Mad Vdaf Qnet.ar
B q4 Bj
Vjpy
tyin mh alfa'
Vsgy
mso2 H P
η tpy tck mck mck
M1 M2 M10
Ca/S P n
单位
计算公式或数值来源
% % % % % % % % % kcal/kg
脱硫计算书原始输入数据列表
序号
名称
1 煤质分析
收到基碳
收到基氢
收到基氧
收到基氮
收到基硫
收到基灰分
收到基全水分
空气干燥基水分
干燥无灰基挥发份
收到基低位发热量
2 耗煤量 锅炉实际耗煤量（B-MCR）
机械未完全燃烧热损失
计算耗煤量（B-MCR） 3 引风机出口烟气参数
(1) 引风机出口实际烟量
引风机出口排烟温度 引风机出口飞灰浓度 引风机出口过剩空气系数 引风机出口干烟气量（6％ (2) O2） 引风机出口SO2浓度 4 年运行小时数 5 多年平均气压 6 脱硫及吸收塔相关参数 要求脱硫率 吸收塔进口烟温 吸收塔出口烟温 吸收塔出口要求含尘浓度 吸收塔出口要求含SO2浓度 7 摩尔分子量 1摩尔CaCO3分子质量 1摩尔SO2分子质量 1摩尔CaSO4.2H2O分子质量 8 石灰石资料 钙硫摩尔比 石灰石(CaCO3)纯度 9 参加脱硫同容量锅炉台数
33.90 3.00 32.8830
301103.55 204064.00
130.00 1330.00 1.6300
2771.00 6800.00 1012.80
90.00 133.00 50.00 300.00 400.00
锅炉烟气除尘脱硫脱硝设计计算书(自动生成)
% 已知 % 取值 t/h t/h mg/Nm³ % 取值 mg/Nm³ t/h t/h
710.0546
0.1043724 未计入
温度型
285
未氮计入
温度型
54.972988 氮
65
99.75 未计入 温度型
0.0357324 氮
21.88 60 0.2
4.0298317 18906.633
99.85 28.35995 0.0060447 4.0237869
B
t/h (Q(h0-h1)+Qa/100(hpw- 29.782386
h1))/( η (1-
q4/100)
Bj
t/h B(1-q4/100)
29.782386
6.脱硫脱硝计算
6.1 6.1.1 6.1.2 6.1.3 6.1.4 6.1.5
脱硫计算
二氧化硫转化率
(C)SO2
二氧化硫排放量
4.1 锅炉容量
Q
t/h 已知
190
4.2 排污率
a
% 已知
1
4.3 排污水焓
hpw kJ/kg 已知
1441.92
4.4 出口蒸汽焓
h0 kJ/kg 已知
3478.85
4.5 给水焓
h1 kJ/kg 已知
673.72
4.6 锅炉效率
η
% 已知
89.5
4.7 机械不完全燃烧损失 q4
% 假定
0
4.8 燃料量 4.9 燃烧燃料量
100 待定
2034.73
730.607
低氮燃 烧
1
计算条件或选择数据
脱硫计算书
符号 单位
计算公式
脱硫方案计算
锅炉烟气脱硫物料衡算一、物料衡算1.烟气量入口烟气量两台75 t/h锅炉烟气量：150716 m3/h×2单台130 t/h锅炉烟气量：298253 m3/h出口烟气量两台75 t/h锅炉烟气量：117000 m3/h×2单台130 t/h锅炉烟气量：231601 m3/h2. SO2含量：75 t/h锅炉SO2：5109 mg/m3130 t/h锅炉SO2：4694 mg/m32×75 t/h锅炉SO2量：150716 m3/h×5109 mg/m3×2=1540Kg/h1×130 t/h锅炉SO2量: 298253 m3/h×4694 mg/m3=1400Kg/hSO2总量: 1540Kg/h+1400Kg/h=2940 Kg/h设计脱硫塔出口SO2量:≤200 mg/m3，若三台炉全开,年运行时间按8000h计算每小时脱除SO22850Kg，每年脱除SO2量22800吨。
脱硫效率达到92%就能达到国家对新上锅炉的环保要求。
3.氨消耗量液氨消耗：1514Kg/h、12112t/a折氨水（10%）消耗：15140 Kg/h、16.82 m3/h（氨水密度0.9）134577 m3 /a4.硫铵产量未考虑干燥（水份含量5%）：5587.3 Kg/h、44698.4t/a 5．氧化空气量理论空气用量: V里空=2592.5N m3/h空气过剩系数：α=3实际空气用量: V 实空= V 里空×α=7777.5Nm 3/h=129.6N m 3/min二、脱硫塔计算按两套脱硫系统设计，空塔气速取4 m/s 。
两台75吨锅炉对应脱硫塔规格为： D=4785.036002150716⨯⨯⨯=5.16m ，圆整后取塔径：φ5200一台130吨锅炉对应脱硫塔规格为： D=4785.03600298253⨯⨯=5.13m ，圆整后取塔径：φ5200脱硫塔规格为：1#φ5200×32000×122#φ5200×32000×12三、冷却塔计算：空塔气速：4.8m/s D1=8.4785.036002150716⨯⨯⨯=4.714m,圆整为：φ4800mm D2=8.4785.03600298253⨯⨯=4.689m,圆整为：φ4800mm冷却塔规格为：1#φ4800×16000×122#φ4800×16000×12四、循环泵选用脱硫塔适宜的液气比为1.5L/molL/G=1.5L/201714=1.5，可知L=302m 3/h1#脱硫塔：选用350 m 3/h 泵两台，扬程50米，开一备一。
烟气脱硫水平衡计算
水平衡计算一、根据阿伏伽德罗定律P1/P2=N1/N2计算1、在烟气出口，假设温度为50度，查表可以求出50度水的饱和蒸汽压P水=12.3KPa。
由于烟气出口混合气体与水蒸汽的体积、温度相同，所以P水/P干烟气=n水/n干烟气，P干烟气约为大气压+引风机出口压-脱硫系统压降-P水，一般选取105~109Kpa- P水=92.7~96.7。
2、n干烟气的计算平均烟气成分按氮气80.34%，二氧化碳13.27%，水蒸气4.19%，氧气6%，二氧化硫0.39%。
脱硫塔进口烟气量已知，例如320000标立方，进口烟温135度，则n干烟气=320000*95.42%/22.4*1000=13631428 mol。
3、出口烟气中水含量的计算n水=12.3/94.7*13631428=1770502.2 molm水=18*n水/1000/1000 t=31.86t4、原烟气中的水含量n原水=320000/22.4*1000*4.19%=598571 molm原水=18* n原水/1000/1000 t=10.77 t5、烟气从系统中带出的水m =31.86-10.77=21.09t二、根据烟气放热量=水吸收热量计算1、查《热能工程设计手册》P30页，得脱硫塔进口烟气温度为135度时的各组分的焓值。
氮气：175.9；二氧化碳：63.8；水蒸气2746.5；氧气：179.2二氧化硫250，单位KJ/Kg。
脱硫塔出口温度为50度时各组分的焓值，氮气：65；二氧化碳：8.2；水蒸汽：2592.2；氧气：65.88。
2、150度烟气的平均mol焓值：H1=HN2MN2/1000*XN2+HCO2MCO2/1000*XCO2+HH2OMH2O/1000*XH2O+HO2MO2/1000*XO2+HSO2MSO2/1000*=6.807KJ/mol50度烟气的平均mol焓值：H2=同上=3.614KJ/mol3、烟气放热量Q=(6.807-3.614)*320000/22.4*1000=45242857KJ4、查表的50度水的汽化潜热为2382.9KJ/Kg水从20度升到50度吸收热量125KJ/Kg则蒸发的水量为Q/(2382.9+125)=18.04 t 总需水量39.13t3#炉1、在烟气出口，假设温度为50度，查表可以求出50度水的饱和蒸汽压P水=12.3KPa。
《烟气处理中的脱硫系统设计与计算》4500字
烟气处理中的脱硫系统设计与计算目录烟气处理中的脱硫系统设计与计算 ................................................................................................. 1 1.1脱硫工艺选择 (1)①工艺流程复杂程度和成熟度 ..................................................................................................... 1 ②吸收剂获得难易及工艺技术指标 ............................................................................................. 2 ③脱硫副产物的利用情况 ............................................................................................................. 2 ④一次性投资和脱硫运行成本 ..................................................................................................... 2 ③吸收剂中的碳酸钙与溶液中的水和氢离子反应解离出钙离子。
......................................... 2 ④吸收塔内溶液中SO2-4、Ca2+和水反应生成石膏。
.............................................................. 2 1.2脱硫工艺流程介绍 ...................................................................................................................... 2 1.3石灰石（石灰）/石膏湿法脱硫主要工艺设计与选型 (3)1.3.1吸收塔设备及选型 ................................................................................................................ 3 1.3.2脱硫系统工艺设计 ................................................................................................................ 4 1.4 吸收塔附属设备的选型和设计 .. (8)1.4.1 循环系统的设计 .................................................................................................................. 8 1.4.2 氧化风机的设计及选型 ....................................................................................................... 9 1.4.3 氧化吸收池搅拌机的选型 ................................................................................................... 9 1.5 脱硫设计参数汇总 (9)1.1脱硫工艺选择表5-1 目前国内外应用较成熟的脱硫工艺烟气脱硫技术 电子束法 石灰石/石膏法新氨法 新氨法 工艺简易度简单 复杂 复杂 复杂 工艺技术指标脱硫率可达90%以上，脱硫剂利用率30%脱硫率95%,钙硫比1:1，脱硫剂利用率90%脱硫率85%~90%，脱硫剂利用率90%脱硫率85%~90%，脱硫剂利用率90%吸收剂获得难易一般 容易 一般 一般 脱硫副产物副产物可用作氮源或复合肥料，无二次污染副产物石膏能被综合再利用，不会形成二次污染副产物可直接用于工业硫酸生产 副产物可直接用于工业硫酸生产一次性投资 中等 较高 少 少 脱硫运行成本高低高高①工艺流程复杂程度和成熟度石灰石/石膏法和新氨法的工艺流程较为复杂，设备数量和种类多，而喷雾干燥法工艺相比较则比较简单，电子束法是四种工艺中流程和设备最简单的工艺。
烟气脱硫工艺计算书
第 1 页，共 4 页
序 号
项
目
7 滤出液箱 8 滤出液泵 9 滤布冲洗水箱
10 滤布冲洗水泵
11 滤饼冲洗水泵
单位
数 量
个1 台 1+1
个2
2*(1 台 +1)
2*(1 台 +1)
容积 (m3) 76
30
流量 (m3/h)
12
15 9
压力(Pa)/ 扬程(m)
基本选型参数
温度 (℃)
含固量 (wt%)
套1
2 石膏旋流站溢流箱 个 1 82
3 石膏旋流器溢流泵 台 1+1
55.9
17.6
4 石膏浆液缓冲箱
个 1 90
5 石膏浆液输送泵
台 1+1
15
6 真空皮带脱水机
台 1+1
进料15, 底流50
3 3 50
50
21092 15819
78118
上0.5m,下1.0m 上0.5m,下1.0m
来料密度1.09，底流密度 1.40 1.5h的容量 浆液密度1.02 6h的容量,密度1.40 容量系数2,密度1.40 设计煤种，2炉， BMCR，75%
3000*5000*450 4500*5000*450 3000*5000*450
进口压力-0.5mbar,容量系 数1.1,压力系数1.2
Ф14.10×9.50m
3m×3m×3m 3m×3m×3m
按单塔容量设计 10小时排空 顶入式
第 2 页，共 4 页
序 号
项
目
1 工艺水箱
2 工艺水泵 3 除雾器冲洗水泵
序 号
项
目
烟气脱硫设计计算
烟气脱硫工艺吸收塔设计和选型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=H 0×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。
根据（1）可知：h=H0×NTU=)ln()()(***22*11*22*112121y 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 -]4[82.0W a k L ∂=]4[ (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为喷淋塔石灰石浆液进出塔时的SO 2组分摩尔比，kmol(A)/kmol(B)G 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)y 1×=mx 1, y 2×=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2[4]表3 温度与∂值的关系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。
烟气脱硫设计有关计算
Ò由于烟气中含有腐蚀性的酸性气体和水蒸
气的存在，烟气温度的高低，对于系统烟道 的防腐有着直接的影响，它决定了防腐材料 及措施的选择。而烟气温度的高低与吸收塔 的热平衡有很大的关系。
系统热平衡示意图
净 烟 气热 （处理后的烟气） 散热
5、热平衡
计算公式如下：公式4
不含蒸发水的烟气热量 氧化空气热量 工艺水热量
Q y1C p1T 1−Q y 2 C p 2T2 + Q yk (C k 1T 3−C k 2T2 ) + G w (C w1T w1−C w 2T2 )
Θ ＋ ΔH m = M zf ( h 2 − h1)＋ G石膏 C 石膏T2＋ YC wT2
CaCO 3
64
SO 2
CaCO 3
其中：钙硫比Ca/S<=1.05 CaCO3量为： G石灰石×ACaCO3 kg/h 杂质量为： G石灰石×(1-ACaCO3)kg/h 如使用工业水制备30%含固量浆液，则需水量：G石灰石/0.3×0.7 kg/h 如使用v%含固量的脱硫反应塔塔底浆液旋流分离液制备30%含固量 浆液，设v%含固量旋流分离液中的固体物量为S kg/h，以水平衡可列 下式： S/v%×(1-v%)=(S+ G石灰石)/30%×(1-30%) 计算得到S kg/h，则所需的水量为： G水＝S/v%×(1-v%)kg/h 则需v%的塔底浆液旋流分离液为： G制浆水＝S+G水kg/h 30%浆液量为：G浆液＝G水/(1-30%)kg/h
(1 − 25.5%) X (t ) (1 − 25.5%) X 3%( s )
Y (t ) 1.3%Y ( s )
烟气脱硫简单设计计算
欢迎共阅烟气脱硫设计计算1⨯130t/h循环流化床锅炉烟气脱硫方案主要参数：燃煤含S量1.5% 工况满负荷烟气量285000m3/h引风机量1台，压力满足FGD系统需求要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺（在方案中列出计算过程）出口SO2含量〈200mg/Nm3第一章方案选择1、氧化镁法脱硫法的原理锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段，冷却至适合的温度后进入吸收塔，往上与逆向流下的吸收浆液反应，氧化镁法脱硫法脱去烟气中的硫份。
吸收塔顶部安装有除雾器，用以除去净烟气中携带的细小雾滴。
净烟气经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱。
粉尘与脏东西附着在除雾器上，会导致除雾器堵塞、系统压损增大，需由除雾器冲洗水泵提供工业水对除雾器进行喷雾清洗。
吸收过程吸收过程发生的主要反应如下：Mg(OH)2 + SO2 → MgSO3 + H2OMgSO3 + SO2 + H2O → Mg(HSO3)2Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 → 2MgS O3 + 2H2O吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要为氧化、循环过程。
氧化过程由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的MgSO3氧化成MgSO4。
这个阶段化学反应如下：MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4Mg(HSO3)2 + 1/2O2 → MgSO4 + H2SO3H2SO3 + Mg(OH)2 → MgSO3 + 2H2OMgSO3 + 1/2O2 → MgSO4循环过程是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。
塔底吸收液pH由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连锁控制。
当塔底浆液pH低于设定值时，氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀，至pH达到设定值时停止补充氢氧化镁浆液。
20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生，或直接使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底部产生沉淀。
烟气脱硫简单设计计算
烟气脱硫设计计算1⨯130t/h循环流化床锅炉烟气脱硫方案主要参数：燃煤含S量1.5% 工况满负荷烟气量285000m3/h引风机量1台，压力满足FGD系统需求要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺（在方案中列出计算过程）出口SO2含量〈200mg/Nm3第一章方案选择1、氧化镁法脱硫法的原理锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段，冷却至适合的温度后进入吸收塔，往上与逆向流下的吸收浆液反应，氧化镁法脱硫法脱去烟气中的硫份。
吸收塔顶部安装有除雾器，用以除去净烟气中携带的细小雾滴。
净烟气经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱。
粉尘与脏东西附着在除雾器上，会导致除雾器堵塞、系统压损增大，需由除雾器冲洗水泵提供工业水对除雾器进行喷雾清洗。
吸收过程吸收过程发生的主要反应如下：Mg(OH)2 + SO2 → MgSO3 + H2OMgSO3 + SO2 + H2O → Mg(HS O3)2Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 → 2MgSO3 + 2H2O吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要为氧化、循环过程。
氧化过程由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的MgSO3氧化成MgSO4。
这个阶段化学反应如下：MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4Mg(HSO3)2 + 1/2O2 → MgSO4 + H2SO3H2SO3 + Mg(OH)2 → MgSO3 + 2H2OMgSO3 + 1/2O2 → MgSO4循环过程是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。
塔底吸收液pH由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连锁控制。
当塔底浆液pH低于设定值时，氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀，至pH达到设定值时停止补充氢氧化镁浆液。
20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生，或直接使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底部产生沉淀。
石灰石-石膏法烟气脱硫设计计算公式汇总(计算书)
msh2
t/h
Q1/msh
单塔蒸发水量
Mwe
t/h
msh1+msh2
单塔蒸发水汽体积
Vwe
Nm3/h
Mwe/18*106*22.4/1000
9、主要参数汇总
序号
名称
符号
单位
计算公式或数值来源
吸收塔进口烟气量
V'
Nm3/h
吸收塔出口烟气量
V"
Nm3/h
Vtshy+Vk-Vo2+Vwe-Vso2
湿烟气中N2含量
nshN2'
%
(0.79alfa'V0+0.008Nar)/Vy'
干烟气中N2含量
ngN2'
%
(0.79alfa'V0+0.008Nar)/Vgy'
总燃烧产物实际湿体积
Vtshy
Nm3/h
Vy'*Bj*1000
总燃烧产物实际干体积
Vtgy
Nm3/h
Vgy'*Bj*1000
总燃烧产物6%O2干体积
脱水机出口石膏
M9
t/h
含水10%
旋流站出口石膏浆液量
M11
t/h
M8/0.5(含水50%)
石膏旋流站出口回流量
M12
t/h
M13-M11-Mww(不包括废水)
吸收塔排出浆液量
M13t/hM8/.15(含水85%)石灰石粉耗量
M3'
t/h
工艺水量
Mw
t/h
包括冷却水等
FGD废水
Mww
t/h
10、设备选择
双碱法烟气脱硫设计计算书(计算模板介绍)
旋流板除雾器：
引风机：2 台（并联运行） G/Y4-73 压力 1400-2104Pa 功率 110-132kW 碱液输送泵（Na2CO3）：2 台 流量 6.3 m3/h，扬程 12.5m，功率 0.75kw IH-50-32-250 碱液循环泵：4 台，6m3/h，扬程 10m 碱液补充泵（NaOH）：1 台，按补充量 10% 渣浆泵：2 台 4m3/h，扬程 6.2m，功率 0.75kw 石灰浆液泵：2 台，流量 5，扬程 5，功率 0.75 搅拌器：再生池及石灰浆液搅拌池各 1 台 虹吸泵或虹吸管： 水箱：1 座，冲洗泵 2 台： 按四小时停留时间计算： 石灰浆液池:有效容积为 12.8 m3；再生池：(3.2+11.75)*4=59.8 m3；沉淀池体 积为 12.8 m3；清水池体积为 47 m3。
设计脱硫塔高度 H=2++2+1.8*3+2+1.8+1.6=14.8 米。 雾化喷最选择：每层流量 5.875 /4=1.47m3/h=24.5L/min ，脱硫喷嘴一般选用 碳化硅或不锈钢喷嘴，压力范围 0.5-1.5Mpa。单个流量 2.6L/min，0.6 巴，需要 个数 9.4，取 10 个。布置方式保证 100~300%覆盖率。
5、双碱法优缺点
钠钙双碱法利用氢氧化钠钠盐易溶于水，在吸收塔内部采用钠碱吸收 SO2， 吸收后的脱硫液在再生池内利用廉价的石灰作为第二碱处理吸收液，进行再生， 生成亚硫酸钙和硫酸钙的少量沉淀物,从而使得钠离子循环吸收利用。其法本化 学原理可分为 SO2 吸收过程、脱硫过程、再生过程、氧化过程。 钠钙双碱法脱硫工艺系统主要有：烟气系统、浆液制备系统、吸收系统、钠碱再 生系统、氧化系统、脱硫浆液后处理系统、公用系统组成。 系统主要优点：
脱硫计算书
16 出塔温度水蒸气饱和蒸汽压
KPa
17 出口烟气绝对压力 18 出塔水蒸气饱和蒸气含量
KPa %
校核计算 1 浆液自氧化率 2 氧气过剩系数 3 O2的纯消耗量（标况下） 4 空气的消耗量 （标况下） 5 空气消耗量（20℃） 6 未反应的空气为 （标况） 7 出塔实际烟气量（标况） 8 出塔实际烟气量（工况） 9 校核SO2脱硫效率 % Nm³/h Nm³/h m³/h Nm³/h Nm³/h m³/h %
非选择性计算部分（数据可能链接其他位置，
锅炉烟气资料 序号 名称 1 烟气进口流量（湿基）（工况） 2 烟气进口温度 3 标准大气压 4 1摄氏度标准状态温度 5 当地常年大气压 6 进口烟气压力 17 出口烟气压力 7 烟气进口流量（湿基）（标况） 8 烟气进口含水率 9 烟气进口含氧量 （湿基）（工况） 10 烟气进口SO2含量 （湿基）（工况） 11 烟气进口粉尘含量 （湿基）（工况） 12 烟气进口SO3含量 （湿基）（工况） 13 烟气进口HCl、HF含量 （湿基）（工况） 14 烟气进口NOx含量 （湿基）（工况） 15 NOx中NO2占比 单位 m³/h ℃ KPa K KPa KPa KPa Nm³/h % % Nmg/m³ Nmg/m³ Nmg/m³ Nmg/m³ Nmg/m³ %
m³/h m³/h
18 地坑泵流量
m³/h
四 1
氧化空气系统
性计算部分（数据可能链接其他位置，请勿乱动）
备注一 填写项，若给的是标况烟气量，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目 固定值 固定值 业主给定项目，若没给，请根据当地气象条件查询 业主给定项目 设定值，一般选取≥200Pa，无要求时200Pa 计算项 业主给定项目 业主给定项目，若没给，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目，若没给，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目，若没给，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目，若没给，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目，若没给，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目，若没给，请根据右方公式计算后填写 业主给定项目，若没给，按10%填写
烟气脱硫FGD计算说明实例
惠民FGD 计算说明书138C : Q = 250 ,000 m 3 / h标态： Q 0= -------------------------------------- x250 ,000 =166 ,058 .3942 Nm 3/ h273138m e273 - 62362 C ： Q 1 = ------------------ x 250 ,000 = 203 ,771 .2895 Nm / h273 - 1381.脱硫塔塔内流速：v =3m / s2Q 1203,777 .2895 / 3600Q 1 =vs = v % r = r == . = 2.45m二v .3.14 3S=18.85m 2 方形 L XB =5x 4m T v = 2.83H=16m刘老师：此工艺计算把脱硫塔设计成为了方形塔，截面积取20平方米（与计算值18.85基本相同），前边的面积应该是计算错误。
此设计将塔底循环液区用塔外集水池的方式代 替，所以塔内只有吸收区何除雾区，降低了塔的高度，在塔外增加了一个循环浆液池。
2. 循环水泵液气比L/G= 4 （循环液量与烟气量的比值，单位：升/标准立方米） 烟气中水气含 量设为8%总电耗量 =2 76 =152 KW①循环水泵流量:Q HG= _______________________ 一 31000 (l / m )4 203,777 .29 (1 -0.08)10003 .=749 .878 m / h取每台循环泵流量Q =750m 3 /h 扬程 H =30mH 2O2台一用一备② 循环水泵电耗量:_ Q H 0.1635750——30 0.16352 = 601.2 =91.97 KW80%选用90KW 电机实际消耗功率=95 0 . 8= 7 6 K W集水池中PH值控制在5.8-6.2范围内3. 循环水、氧化风机燃煤：18t/h 取煤的平均含硫量0.9%=灰尘量 十 Mg 。
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4 B——耗煤量，kg； F——煤中硫转化成二氧化硫的转化率（火力发电厂锅炉取0．90；工业锅炉、炉窑取0．85；营业性炉灶取0．80）； S——煤中的全硫份含量，％； NSO2——脱硫效率，％，若未采用脱硫装置，NSO2＝0。 由此可见，此计算方法涉及燃煤的重量（B）、含硫量（S，全硫，下同）和锅炉的型式（F，电站锅炉视为常数）及其脱硫效率（含湿式除尘器的脱硫率，NSO2）等量值的计算。 1t/h锅炉的功率为0.7MW，1W为1焦耳/秒，一小时为3600秒，所以1t/h一小时能产生2520000000焦耳能量，合600000大卡，1公斤动力煤约5000大卡，这样可以算出，1t/h一小时需耗煤120kg，再除以锅炉效率0.8，实际每小时耗煤150kg，这是锅炉满负荷时的耗煤量。 （1T煤=10050m3 烟气） 1、1 条件：燃煤含硫量1.5% 130t/h流化床锅炉 燃煤量1T/h需要150kg煤 GSO2＝2BFS（1－NSO2） =2*150*130*0.9*1.5% =526.5 Kg/h 工况下满负荷烟气量285000m3/h，设工况温度为130则标况下烟气量为Q Q=130273273285000=193065Nm3/h=53.7Nm3/s 脱硫塔进口二氧化硫的含量C1 C1=193065526.5=2727mg/Nm3 需要的脱硫效率为：η=100%2727200-2727=92.7% 2、 烟道的尺寸 2、1 主烟道尺寸 工况下烟气流量为285000m3/h ；取烟气在烟道里的流速为15m/s，设烟道高宽比为1:1.2；则烟道的尺寸为：高为2.1m，宽为2.5m；校核实际烟速为： （当多条烟道交汇一起时，所有烟道的高度都应相同，）
7 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。 3、1 、2、1喷淋塔 吸收区 高度设计 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）。 本设计中的液气比L/G是指吸收剂氢氧化镁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，氢氧化镁浆液停留时间减少，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。 氧化镁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＜7 L/m3之间，根据相关文献资料可知液气比选择5 L/m3是最佳的数值。 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，本设计方案选择烟气速度为3.5m/s。 3、1、2、2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
2 氧化过程 由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的MgSO3氧化成MgSO4。这个阶段化学反应如下： MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4 Mg(HSO3)2 + 1/2O2 → MgSO4 + H2SO3 H2SO3 + Mg(OH)2 → MgSO3 + 2H2O MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4 循环过程 是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。塔底吸收液pH由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连锁控制。当塔底浆液pH低于设定值时，氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀，至pH达到设定值时停止补充氢氧化镁浆液。20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生，或直接使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底部产生沉淀。 镁法脱硫优点 技术成熟 氧化镁脱硫技术是一种成熟度仅次于钙法的脱硫工艺，氧化镁脱硫工艺在世界各地都有非常多的应用业绩，其中在日本已经应用了100多个项目，台湾的电站95%是用氧化镁法，另外在美国、德国等地都已经应用，并且目前在我国部分地区已经有了应用的业绩。 原料来源充足 在我国氧化镁的储量十分可观，目前已探明的氧化镁储藏量约为160亿吨,占全世界的80%左右。其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省，其中辽宁占总量的84.7%，其次是山东莱州，占总量的10%，其它主要是在河北邢台大河，四川干洛岩岱、汉源，甘肃肃北、别盖等地。因此氧化镁完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去。 脱硫效率高
5 v实=36002.52.128500015.08m/s 2、2 旁路烟道尺寸 旁路烟道主要用于脱硫塔在检修或出现故障需要紧急停止运行，防止对塔体及内部设备造成损害而设立的烟气旁路输送烟道。烟气的流速取15m/s，烟道与主烟道相连接，所以其高度应与已有烟道相同，便于施工，取高为2.1m；烟气量为全部工况下最大烟气量，即285000m3/h ，则烟道的宽度为2.5m。 3、脱硫塔的设计计算 3、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 3、1、1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Va (m3/s)计算 该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：53.7(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：
3 在化学反应活性方面氧化镁要远远大于钙基脱硫剂，并且由于氧化镁的分子量较碳酸钙和氧化钙都比较小。因此其它条件相同的情况下氧化镁的脱硫效率要高于钙法的脱硫效率。一般情况下氧化镁的脱硫效率可达到95-98%以上，而石灰石/石膏法的脱硫效率仅达到90-95%左右。 投资费用少 由于氧化镁作为脱硫本身有其独特的优越性，因此在吸收塔的结构设计、循环浆液量的大小、系统的整体规模、设备的功率都可以相应较小，这样一来，整个脱硫系统的投资费用可以降低20%以上。 运行费用低 决定脱硫系统运行费用的主要因素是脱硫剂的消耗费用和水电汽的消耗费用。氧化镁的价格比氧化钙的价格高一些，但是脱除同样的SO2氧化镁的用量是碳酸钙的40%；水电汽等动力消耗方面，液气比是一个十分重要的因素，它直接关系到整个系统的脱硫效率以及系统的运行费用。对石灰石石膏系统而言，液气比一般都在15L/m3以上，而氧化镁在7 L/m3以下，这样氧化镁法脱硫工艺就能节省很大一部分费用。同时氧化镁法副产物的出售又能抵消很大一部分费用。 运行可靠 镁法脱硫相对于钙法的最大优势是系统不会发生设备结垢堵塞问题，能保证整个脱硫系统能够安全有效的运行，同时镁法PH值控制在6.0-6.5之间，在这种条件下设备腐蚀问题也得到了一定程度的解决。总的来说，镁法脱硫在实际工程中的安全性能拥有非常有力的保证。 第二章 设计计算 1、二氧化硫排放量的计算方法 《通知》规定二氧化硫的排放量可以按实际监测或物料衡算法计算，由于火力发电厂烟气监测装置的应用并没有普及，因此大多采用物料平衡方法进行计算： GSO2＝2BFS（1－NSO2）（1） 式中 GSO2——二氧化硫排放量，kg；
6 V2=0.07×53.7(m3/s)=3.76(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，使得亚硫酸镁氧化成硫酸钙，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镁，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 ) 又VSO2=0.05 m3/s 质量流率G SO2=sg/644.2210000.05=0.14286kg/s0.14kg/s 根据物料守蘅,总共需要的氧气质量流量GO2=0.14×0.5kg/s=0.07Kg/s 该质量流量的氧气总共需要的空气流量为空气G= GO2/0.23=0.31 Kg/s 标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3 [2] 故V空气=0.31/1.293(m3/s)=0.24 (m3/s) V3=(1-0.23) ×V空气=0.77×0.24m3/s=0.19 m3/s 综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量 Vg=Va+V2+V3=53.7+3.76+0.19=57.83 (m3/s) 标况 （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Vg，从而选取烟速u，则塔径计算公式为： Di= 2 ×uVg 其中： Vg为实际运行状态下烟气体积流量，57.64 m3/s u为烟气速度，3.5m/s （3-5m/s） 因此喷淋塔的内径为 Di= 2 ×uVg=2×5.314.357.83=4.589m≈4.6m 3、1、2 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