双碱法物料计算
双碱法脱硫工艺简介
双碱法脱硫装置技术工艺简介一、常用脱硫法简介目前主要用于烟气脱硫工艺按形式可分为干法、半干法和湿法三大类;1.干法干法常用的有炉内喷钙石灰/石灰石,金属吸收等,干法脱硫属传统工艺,脱硫率普遍不高＜50%,工业应用较少;2.半干法半干法使用较多的为塔内喷浆法,即将石灰制成石灰浆液,在塔内进行SO2吸收,但由于石灰奖溶解SO2的速度较慢,喷钙反应效率较低,Ca/S比较大,一般在1.5以上一般温法脱硫Ca/S比较为0.9～1.2;应用也不是很多;3.湿法湿法脱硫为目前使用范围最广的脱硫方法,占脱硫总量的80%;漫法脱硫根据脱硫的原料不同又可分为石灰石/石灰法、氨法、钠碱法、钠钙双碱法、金属氧化物法、碱性硫酸铝法等,其中石灰石/石灰法、氨法、钠碱法、钠钙双碱法以及金属氧化物中的氧化镁法使用较为普遍;3.1石灰石/石灰法石灰石法采用将石灰石粉碎成200～300目大小的石灰粉,将其制成石灰浆液,在吸收塔内通过喷淋雾化使其与烟气接触,从而达到脱硫的目的;该工艺需配备石灰石粉碎系统与石灰石粉化浆系统,由于石灰石活性较低,需通过增大吸收液的喷淋量,提高液气比,来保证足够的脱硫效率,因此运行费用较高;石灰法是用石灰粉代替石灰石,石灰活性大大高于石灰石,可提高脱硫效率,石灰法主要存在的问题是塔内容易结垢,引起气液接触器喷头或塔板的堵塞;3.2氨法氨法采用氨水作为SO2的吸收剂,SO2与NH3反应可产生亚硫酸氨、亚硫酸氢氨与部分因氧化而产生的硫酸氨;根据吸收液再生方法的不同,氨法可分为氨—酸法、氨—亚硫酸氨法和氨——硫酸氨法;氨法主要优点是脱硫效率高与钠碱法相同,副产物可作为农业肥料;由于氨易挥发,使吸收剂消耗量增加,脱硫剂利用率不高;脱硫对氨水的浓度有一定的要求,若氨水浓度太低,不仅影响脱硫效率,而且水循环系统庞大,使运行费用增大;浓度增大,势必导致蒸发量的增大,对工作环境产生影响,而且氨易与净化后烟气中的SO2反应,形成气溶胶,使得烟气无法达标排放;氨法的回收过程也是较为困难的,投资费用较高,需配备制酸系统或结晶回收装置需配备中和器、结晶器、脱水机、干燥机等,系统复杂,设各繁多,管理维护要求高;3.4金属氧化物法常用的金属氧化物法是氧化镁法,氧化镁与SO2反应得到亚硫酸镁与硫酸镁,它们通过锻烧可重新分解处氧化镁,同时回收较纯净的SO2气体,脱硫剂可循环使用;由于氧化镁活性比石灰水高,脱硫效率也较石灰法高;它的缺点是氧化镁回收过程需锻烧,工艺较复杂,但若直接采用抛弃法,镁盐会导致二次污染,总体运行费用也较高;3.5钠钙双碱法二、双碱法脱硫工艺1、什么是双碱法脱硫双碱法脱硫是指采用NaOH和石灰氢氧化钙两种碱性物质做脱硫剂的脱硫方法; 2、双碱法脱硫工艺原理主要工艺过程是：清水池一次性加入氢氧化钠溶剂制成氢氧化钠脱硫液循环水,用泵打入脱硫除尘器进行脱硫;3种生成物均溶于水;在脱硫过程中,烟气夹杂的烟道灰同时被循环水湿润而捕集进入循环水,从脱硫除尘器排出的循环水变为灰水稀灰浆;一起流入沉淀池,烟道灰经沉淀定期清除,回收利用,如制内燃砖等;上清液溢流进入反应池与投加的石灰进行反应,置换出的氢氧化钠溶解在循环水中,同时生成难溶解的亚硫酸钙、硫酸钙和碳酸钙等,可通过沉淀清除；可以回收,是制水泥的良好原料;因此可做到废物综合利用,降低运行费用;用NaOH脱硫,循环水基本上是NaOH的水溶液;在循环过程中对水泵、管道、设备均无腐蚀与堵塞现象,便于设备运行与保养;为保证脱硫除尘器正常运行,烟气排放稳定达标,确保脱硫剂有足够使用量是一个关键问题;脱硫剂用量计算如下：脱硫反应中,NaOH的消耗量是SO2和CO2与其反应的消耗量;用量需要过量5%以上按5%计算;前面计算的10 t/h锅炉烟气中SO2排放量为42 kg/h,CO2排放是为2 161 kg/h;SO2和CO2中和反应用氢氧化钠量为：80×42÷64+80×2 161÷44×105%=4 180 kg脱硫过程由于NaOH的转换实际消耗是石灰;折算成生石灰消耗量56×4180÷80=2 926 kg生石灰日消耗量为70 224 kg综上所述,脱硫过程的碱消耗量是很大的;但要保证脱硫效率,就必须要保证碱的用量,通过比较双碱法脱硫可以实现脱硫效率高,运行费用相对比较低,操作方便,无二次污染,废渣可综合利用;所以改进后的双碱法脱硫工艺是值得推荐和推广应用的;3、优势钠钙双碱法Na2CO3/CaOH2是在石灰法基础上结合钠碱法,利用钠盐易溶于水,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较廉价的石灰进行再生,从而使得钠离子循环吸收利用;该工艺综合石灰法与钠碱法的特点,解决了石灰法的塔内易结垢的问题,又具备钠碱法吸收效率高的优点;脱硫副产物为亚硫酸钙或硫酸钙氧化后;亚硫酸钙配以合成树脂可生产一种称为钙塑的新型复合材料；或将其氧化后制成石膏；或者直接将其与粉煤灰混合,可增加粉煤灰的塑性,增加粉煤灰作为铺路底层垫层材料的强度;与氧化镁法相比,钙盐不具污染性,因此不产生废渣二次污染;双碱法烟气脱硫技术是为了克服石灰石—石灰法容易结垢的缺点而发展起来的;传统的石灰石/石灰—石膏法烟气脱硫工艺采用钙基脱硫剂吸收二氧化硫后生成的亚硫酸钙、硫酸钙,由于其溶解度较小,极易在脱硫塔内及管道内形成结垢、堵塞现象;结垢堵塞问题严重影响脱硫系统的正常运行,更甚者严重影响锅炉系统的正常运行;为了尽量避免用钙基脱硫剂的不利因素,钙法脱硫工艺大都需要配备相应的强制氧化系统曝气系统,从而增加初投资及运行费用,用廉价的脱硫剂而易造成结垢堵塞问题,单纯采用钠基脱硫剂运行费用太高而且脱硫产物不易处理,二者矛盾相互凸现,双碱法烟气脱硫工艺应运而生,该工艺较好的解决了上述矛盾问题;石灰石/石膏法的原理是：将石灰石粉加水或石灰石磨制为石灰石浆制成浆液作为吸收剂泵入吸收塔与烟气充分接触混合,烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及从塔下部鼓入的空气进行氧化反应生成硫酸钙,硫酸钙达到一定饱和度后,结晶形成二水石膏;经洗涤脱出二氧化硫的烟气经加热或不加热由烟囱排入大气;氨法脱硫工艺是以氨水为吸收剂,副产硫酸铵化肥;锅炉排出的烟气经烟气换热器降温到90-100℃,进入预洗涤器经洗涤后除去HCI和HF,洗涤后的烟气经过液滴分离器除去水滴进入前置洗涤器中;在前置洗涤器中,氨水自塔顶喷淋洗涤烟气,烟气中的SO2被洗涤吸收除去,经洗涤的烟气排出后经液滴分离器除去携带的水滴,进入脱硫洗涤器;在该洗涤器中烟气进一步被洗涤,经洗涤塔顶的除雾器除去雾滴,进入脱硫洗涤器;再经烟气换热器加热后经烟囱排放;洗涤工艺中产生的浓度约30%的硫酸铵溶液排出洗涤塔,可以送到化肥厂进一步处理或直接作为液体氮肥出售,也可以把这种溶液进一步浓缩蒸发干燥加工成颗粒、晶体或块状化肥出售;烟气循环流化床脱硫工艺由吸收剂制备、吸收塔、脱硫灰再循环、除尘器及控制系统等部分组成;该工艺一般采用干态的消石灰粉作为吸收剂,也可采用其它对二氧化硫有吸收反应能力的干粉或浆液作为吸收剂;由锅炉排出的未经处理的烟气从吸收塔即流化床底部进入;吸收塔底部为一个文丘里装置,烟气流经文丘里管后速度加快,并在此与很细的吸收剂粉末互相混合,颗粒之间、气体与颗粒之间剧烈摩擦,形成流化床,在喷入均匀水雾降低烟温的条件下,吸收剂与烟气中的二氧化硫反应生成CaSO3 和CaSO4;脱硫后携带大量固体颗粒的烟气从吸收塔顶部排出,进入再循环除尘器,被分离出来的颗粒经中间灰仓返回吸收塔,由于固体颗粒反复循环达百次之多,故吸收剂利用率较高;双碱法脱硫是指采用NaOH和石灰氢氧化钙两种碱性物质做脱硫剂的脱硫方法;双碱法脱硫一般只有一个循环水池,NaOH、石灰与除尘脱硫过程中捕集下来的烟灰同在一个循环池内混合,在清除循环水池内的灰渣时烟灰、反应生成物亚硫酸钙、硫酸钙及石灰渣和未完全反应的石灰同时被清除,清出的灰渣是一种混合物不易被利用而形成废渣;主要工艺过程是：清水池一次性加入氢氧化钠溶剂制成氢氧化钠脱硫液循环水,用泵打入脱硫除尘器进行脱硫;3种生成物均溶于水;在脱硫过程中,烟气夹杂的烟道灰同时被循环水湿润而捕集进入循环水,从脱硫除尘器排出的循环水变为灰水稀灰浆;一起流入沉淀池,烟道灰经沉淀定期清除,回收利用,如制内燃砖等;上清液溢流进入反应池与投加的石灰进行反应,置换出的氢氧化钠溶解在循环水中,同时生成难溶解的亚硫酸钙、硫酸钙和碳酸钙等,可通过沉淀清除；可以回收,是制水泥的良好原料;脱硫的方法其实有很多,主要的方法有,石灰石——石膏湿法CaCO3、石灰法也就市氧化钙法CaO、氨法NH3、双碱法NaOH/CaCO3、氧化镁法MgO;生石灰是CaO 熟石灰是CaOH2 石灰石主要成分是CaCO3CaO+H2O=CaOH2CaOH2+CO2=CaCO3+H2OCaCO3=CaO+CO2 反应条件是高温主要工艺过程是：清水池一次性加入氢氧化钠溶剂制成氢氧化钠脱硫液循环水,用泵打入脱硫除尘器进行脱硫;3种生成物均溶于水;在脱硫过程中,烟气夹杂的烟道灰同时被循环水湿润而捕集进入循环水,从脱硫除尘器排出的循环水变为灰水稀灰浆;一起流入沉淀池,烟道灰经沉淀定期清除,回收利用,如制内燃砖等;上清液溢流进入反应池与投加的石灰进行反应,置换出的氢氧化钠溶解在循环水中,同时生成难溶解的亚硫酸钙、硫酸钙和碳酸钙等,可通过沉淀清除；可以回收,是制水泥的良好原料;因此可做到废物综合利用,降低运行费用;用NaOH脱硫,循环水基本上是NaOH的水溶液;在循环过程中对水泵、管道、设备均无腐蚀与堵塞现象,便于设备运行与保养;为保证脱硫除尘器正常运行,烟气排放稳定达标,确保脱硫剂有足够使用量是一个关键问题;脱硫剂用量计算如下：脱硫反应中,NaOH的消耗量是SO2和CO2与其反应的消耗量;用量需要过量5%以上按5%计算;前面计算的10 t/h锅炉烟气中SO2排放量为42 kg/h,CO2排放是为2 161 kg/h; SO2和CO2中和反应用氢氧化钠量为：80×42÷64+80×2 161÷44×105%=4 180 kg脱硫过程由于NaOH的转换实际消耗是石灰;折算成生石灰消耗量56×4180÷80=2 926 kg生石灰日消耗量为70 224 kg综上所述,脱硫过程的碱消耗量是很大的;但要保证脱硫效率,就必须要保证碱的用量,通过比较双碱法脱硫可以实现脱硫效率高,运行费用相对比较低,操作方便,无二次污染,废渣可综合利用;所以改进后的双碱法脱硫工艺是值得推荐和推广应用的;物料就是氢氧化钠和氧化钙白灰;双碱法是采用钠基脱硫剂进行塔内脱硫,由于钠基脱硫剂碱性强,吸收二氧化硫后反应产物溶解度大,不会造成过饱和结晶,造成结垢堵塞问题;另一方面脱硫产物被排入再生池内用氢氧化钙进行还原再生,再生出的钠基脱硫剂再被打回脱硫塔循环使用;双碱法脱硫工艺降低了投资及运行费用,比较适用于中小型锅炉进行脱硫改造;双碱法烟气脱硫技术是利用氢氧化钠溶液作为启动脱硫剂,配制好的氢氧化钠溶液直接打入脱硫塔洗涤脱除烟气中SO2来达到烟气脱硫的目的,然后脱硫产物经脱硫剂再生池还原成氢氧化钠再打回脱硫塔内循环使用;脱硫工艺主要包括5个部分：1吸收剂制备与补充；2吸收剂浆液喷淋；3塔内雾滴与烟气接触混合；4再生池浆液还原钠基碱；5石膏脱水处理;双碱法烟气脱硫工艺同石灰石/石灰等其他湿法脱硫反应机理类似,主要反应为烟气中的SO2先溶解于吸收液中,然后离解成H+和HSO3-；SO2g= SO2lSO2aq+H2Ol = H++HSO3-=2H++SO32-；式1为慢反应,是速度控制过程之一;然后H+与溶液中的OH-中和反应,生成盐和水,促进SO不断被吸收溶解;具体反应2方程式如下：2NaOH + SO2 → Na2SO3 + H2ONa2SO3 + SO2 + H2O → 2NaHSO3脱硫后的反应产物进入再生池内用另一种碱,一般是CaOH2进行再生,再生反应过程如下：CaOH2 + Na2SO3 → 2 NaOH + CaSO3CaOH2 + 2NaHSO3 → Na2SO3 + CaSO3·1/2H2O +1/2H2O存在氧气的条件下,还会发生以下反应：CaOH2 + Na2SO3 + 1/2O2 + 2 H2O → 2 NaOH + CaSO4·H2O脱下的硫以亚硫酸钙、硫酸钙的形式析出,然后将其用泵打入石膏脱水处理系统或直接堆放、抛弃;再生的NaOH可以循环使用;工艺流程介绍来自锅炉的烟气先经过除尘器除尘,然后烟气经烟道从塔底进入脱硫塔;在脱硫塔内布置若干层根据具体情况定旋流板的方式,旋流板塔具有良好的气液接触条件,从塔顶喷下的碱液在旋流板上进行雾化使得烟气中的SO2与喷淋的碱液充分吸收、反应;经脱硫洗涤后的净烟气经过除雾器脱水后进入换热器,升温后的烟气经引风机通过烟囱排入大气;双碱法脱硫工艺流程图:最初的双碱法一般只有一个循环水池,NaOH、石灰和脱硫过程中捕集的飞灰同在一个循环池内混合;在清除循环池内的灰渣时,烟灰、反应生成物亚硫酸钙、硫酸钙及石灰渣和未反应的石灰同时被清除,清出的混合物不易综合利用而成为废渣;为克服传统双碱法的缺点,对其进行了改进;主要工艺过程是,清水池一次性加入氢氧化钠制成脱硫液,用泵打入吸收塔进行脱硫;三种生成物均溶于水,在脱硫过程中,烟气夹杂的飞灰同时被循环液湿润而捕集,从吸收塔排出的循环浆液流入沉淀池;灰渣经沉淀定期清除,可回收利用,如制砖等;上清液溢流进入反应池与投加的石灰进行反应,置换出的氢氧化钠溶解在循环水中,同时生成难溶解的亚硫酸钙、硫酸钙和碳酸钙等,可通过沉淀清除;3、工艺流程说明双碱法烟气脱硫工艺主要包括吸收剂制备和补充系统,烟气系统,SO2吸收系统,脱硫石膏脱水处理系统和电气与控制系统五部分组成;吸收剂制备及补充系统脱硫装置启动时用氢氧化钠作为吸收剂,氢氧化钠干粉料加入碱液罐中,加水配制成氢氧化钠碱液,碱液被打入返料水池中,由泵打入脱硫塔内进行脱硫,为了将用钠基脱硫剂脱硫后的脱硫产物进行再生还原,需用一个制浆罐;制浆罐中加入的是石灰粉,加水后配成石灰浆液,将石灰浆液打到再生池内,与亚硫酸钠、硫酸钠发生反应;在整个运行过程中,脱硫产生的很多固体残渣等颗粒物经渣浆泵打入石膏脱水处理系统;由于排走的残渣中会损失部分氢氧化钠,所以,在碱液罐中可以定期进行氢氧化钠的补充,以保证整个脱硫系统的正常运行及烟气的达标排放;为避免再生生成的亚硫酸钙、硫酸钙也被打入脱硫塔内容易造成管道及塔内发生结垢、堵塞现象,可以加装瀑气装置进行强制氧化或特将水池做大,再生后的脱硫剂溶液经三级沉淀池充分沉淀保证大的颗粒物不被打回塔体;另外,还可在循环泵前加装过滤器,过滤掉大颗粒物质和液体杂质;烟气系统, 锅炉烟气经烟道进入除尘器进行除尘后进入脱硫塔,洗涤脱硫后的低温烟气经两级除雾器除去雾滴后进入主烟道,经过烟气再热后由烟囱排入大气;当脱硫系统出现故障或检修停运时,系统关闭进出口挡板门,烟气经锅炉原烟道旁路进入烟囱排放;SO2吸收系统烟气进入吸收塔内向上流动,与向下喷淋的石灰石浆液以逆流方式洗涤,气液充分接触;脱硫塔采用内置若干层旋流板的方式,塔内最上层脱硫旋流板上布置一根喷管;喷淋的氢氧化钠溶液通过喷浆层喷射到旋流板中轴的布水器上,然后碱液均匀布开,在旋流板的导流作用下,烟气旋转上升,与均匀布在旋流板上的碱液相切,进一步将碱液雾化,充分吸收SO2、SO3、HCl和HF等酸性气体,生成NaSO3、NaHSO3,同时消耗了作为吸收剂的氢氧化钠;用作补给而添加的氢氧化钠碱液进入返料水池与被石灰再生过的氢氧化钠溶液一起经循环泵打入吸收塔循环吸收SO2;在吸收塔出口处装有两级旋流板或折流板除雾器,用来除去烟气在洗涤过程中带出的水雾;在此过程中,烟气携带的烟尘和其它固体颗粒也被除雾器捕获,两级除雾器都设有水冲洗喷嘴,定时对其进行冲洗,避免除雾器堵塞;脱硫产物处理系统&电气与控制系统脱硫系统的最终脱硫产物仍然是石膏浆固体含量约20％,具体成分为CaSO3、CaSO4,还有部分被氧化后的钠盐NaSO4;从沉淀池底部排浆管排出,由排浆泵送入水力旋流器;由于固体产物中掺杂有各种灰分及NaSO4,严重影响了石膏品质,所以一般以抛弃为主;在水力旋流器内,石膏浆被浓缩固体含量约40％之后用泵打到渣处理场,溢流液回流入再生池内;电气与控制系统脱硫装置动力电源自电厂配电盘引出,经高压动力电缆接入脱硫电气控制室配电盘;在脱硫电气控制室,电源分为两路,一回经由配电盘、控制开关柜直接与高压电机浆液循环泵相连接;另一回接脱硫变压器,其输出端经配电盘、控制开关柜与低压电器相连接,低压配电采用动力中心电动机控制中心供电方式;系统配备有低压直流电源为电动控制部分提供电源;脱硫系统的脱硫剂加料设备和旋流分离器实行现场控制,其它实行控制室内脱硫控制盘集中控制,亦可实现就地手动操作;正常运行时,由立式控制盘自动控制各个调节阀,控制脱硫系统石灰供应量和氢氧化钠补给量,要在锅炉负荷变动时能自动予以调节;烟气量的控制是根据锅炉排烟量,由引风机入口挡板通过锅炉负荷信号转换为烟气量与实际引入脱硫装置的烟气量反馈信号控制;吸收剂浆液流量的控制是通过进入脱硫装置的SO2量以及循环浆池中浆液的PH值来控制的;副产品浆液供给量通过吸收剂浆液的流量来控制;除雾装置清洗水的流量、吸收室入口冲洗水的压力以及脱水机排出液流量单独控制;脱硫塔底部的液位亦属于单独控制,即通过补给水量来控制;吸收剂浆池浓度的控制由补给水量调节给料器的转速以控制石灰加入量,继而达到控制浓度的目的;吸收室出口除雾器的清洗是按一定的时间间隔开关喷水阀用补充给水进行冲洗;二次污染的解决问题：采用氢氧化钠作为脱硫剂,在脱硫塔内吸收二氧化硫反应速率快,脱硫效率高,但脱硫的产物Na2SO4很难进行处理,极易造成严重的二次污染问题;采用双碱法烟气脱硫工艺,用氢氧化钠吸收二氧化硫后的产物用石灰来再生,只有少量的Na2SO4被带入石膏浆液中,这些掺杂了少量Na2SO4的石膏浆液用泵打入旋流分离器中进行固液分离,分离的大量的含水率较低的固体残渣被打到渣场进行堆放,溶液流回再生池继续使用,因此不会造成二次污染;5、工艺特点与石灰石或石灰湿法脱硫工艺相比,双碱法原则上有以下优点1用NaOH脱硫,循环水基本上是NaOH的水溶液,在循环过程中对水泵、管道、设备均无腐蚀与堵塞现象,便于设备运行与保养2吸收剂的再生和脱硫渣的沉淀发生在塔外,这样避免了塔内堵塞和磨损,提高了运行的可靠性,降低了操作费用；同时可以用高效的板式塔或填料塔代替空塔,使系统更紧凑,且可提高脱硫效率；3钠基吸收液吸收SO2速度快,故可用较小的液气比,达到较高的脱硫效率,一般在90%以上；对脱硫除尘一体化技术而言,可提高石灰的利用率;缺点是：NaSO3氧化副反应产物Na2SO4较难再生,需不断的补充NaOH或Na2CO3而增加碱的消耗量;另外,Na2SO4的存在也将降低石膏的质量双碱法脱硫技术是国内外运用的成熟技术,是一种特别适合中小型锅炉烟气脱硫技术,具有广泛的市场前景;3、工艺设备双碱法工艺系统主要由除尘装置、脱硫塔、供液系统、制浆系统、再生系统、水处理系统五部分组成;除尘装置与脱硫塔可采用我公司脱硫除尘一体化设备脱硫除尘一次完成;供液系统工艺水系统主要由工艺水管在路组成,根据实际情况需要配置工艺水泵及工艺水箱,可由厂区自来水管网引入;制浆系统脱硫剂配制系统包括斗式提升机、石灰料仓、螺旋输送机、石灰消化池、纯碱制备罐等;生石灰粉通过斗式提升机送入石灰料仓储存,再由螺旋输送机送入石灰消化池溶解后溢流至再生反应池,供脱硫液再生使用;螺旋输送机配变频器,可调节石灰投量;由于系统产生石膏沉淀带走水份中含有钠离子,系统需要补充少量纯碱;纯碱在制备罐中充分溶解后通过阀门调节投入至再生液池;脱硫剂主要为石灰和纯碱;纯碱为市卖98％工业纯碱,石灰粉粒径200目,CaO含量80％;纯碱启动时一次添加,以后少量补充随脱硫渣带走的部分,通过监测废液pH值的高低,控制电磁阀门对纯碱投量进行控制;再生系统再生反应系统包括再生反应池、搅拌器等;废液泵将部分废液输送入再生反应池,同时制备好的石灰浆液也加入到再生反应池,在池内发生再生反应,池内进行充分的机械搅拌;在再生反应中产生了可供脱硫的再生液,同时也生成大量的亚硫酸钙沉淀,再生反应池出口溢流入沉淀池;沉淀池上清液流入再生液储存池,由再生液输送泵输送至吸收塔循环水池;水处理系统废水处理系统包括沉淀池、刮泥机、PAC、PAM制备灌、压滤机、压滤机给料泵等;由再生反应池排入的浑浊浆液进入沉淀池,沉淀池为竖沉池;沉淀池底部安装刮泥机,沉淀物在此沉淀后由压滤机给料泵打入压滤机中;压滤机清水返回至再生反应池,泥饼的主要成分为亚硫酸钙与硫酸钙;泥饼含水率低,利于外运,泥饼可用于铺路或作为水泥添加剂;刮泥机用于浓缩池中的机械排泥;污水经池中心导流筒均匀流向池四周,随着流速的降低,污水中的悬浮物质沉淀于池底,池底刮泥机将沉淀污泥刮集到中心泥坑中,将沉降在池底上污泥刮集至积泥坑；特点：结构简单、重量轻；由于采用箱形结构,比传统机构重量大大减轻;维护简单方便,运行费用低;新型的传动机械,减速机采用行星减速机,安装方便、结构简单紧凑、效率高;电气元件均采用户外型,安全可靠,可随机控制或远程控制;。
双碱法计算书
浙江永泰纸业集团3×75t/h锅炉烟气脱硫工程工艺计算书一、设计资料参数本工程的设计参数，主要依据浙江永泰纸业集团所提供的资料，设计指标严格按照地方标准，参考国家统一标准治理要求，主要设计参数下表主要设计参数表（单台）项目参数单位备注锅炉蒸发量75 t/h 三台烟气量175000 m3/h 三台排烟温度140 ℃业主提供耗煤量11 t/h 三台燃煤含硫0.6 % 业主提供烟气出口含尘浓度19 g/m3业主提供锅炉年运行时间8000 h 业主提供引风机风量171608 m3/h业主提供全压4550 Pa二、系统物料衡算1、进口标态烟气量Q标=Q工×273÷（273＋140）=115677.96Nm3/h取Q标=115680Nm3/h2、锅炉出口SO2浓度出口SO2浓度=11×0.6÷100×2×0.9×109÷115680=1026mg/Nm33、蒸发水量吸收塔出口烟气温度为52℃，根据吸放热平衡，当烟气温度由140℃降到52 ℃时，蒸发水量Q水=8026.35 Nm3/h4、吸收塔循环液量取塔体液气比为 2.0L/Nm3，则单塔循环液量Q1=115680×2.0÷1000=231.36m3/h取短管喷淋段液气比为0.5L/Nm3，则单塔喷淋液量Q2=115680×0.5÷1000=57.84m3/h脱硫液再生量为总循环液量的40%，即Q3=（231.36＋57.84）×3×0.4=347.04m3/h 5、脱硫剂耗量（设计脱硫效率为90%）1）二氧化硫脱除量按照设计指标要求，每小时应脱除的SO2总量为：单台锅炉脱除的SO2量为：115680Nm3/h×1026mg/Nm3×90%×10-9=0.107 t/h 三台锅炉脱除SO2总量为：0.320 t/h年脱出SO2的总量为：0.320 t/h ×8000=2563.65t/a年排放的SO2为：284.85t/a2）脱硫剂需求量本工艺脱硫剂为钠碱和石灰，钙硫比取1.03，生石灰质量含量为85%，液碱补充量为0.03mol（100%NaOH）/molSO2，则三台锅炉烟气脱硫的脱硫剂需求量为：脱硫剂需求量一览表3）脱硫渣采用生石灰做脱硫剂使产生的脱硫副产物为半水亚硫酸钙，该产物可以做建筑材料用。
双碱法烟气脱硫计算
双碱法计算过程标态：h Nm Q /4000030=65℃：h m Q /49523400002736527331=⨯+= 还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa ，出口压力约-200Pa ，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔⑴ 塔径及底面积计算：塔内流速：取s m v /2.3=m v Q r r v vs Q 17.12.314.33600/49532121=⨯==⇒⋅⋅==ππ D=2r=2.35m 即塔径为2.35米。
底面积S=∏r 2=4.3m 2塔径设定为一个整数，如2.5m⑵ 脱硫塔高度计算：液气比取L/G= 4，烟气中水气含量设为8%SO 2如果1400mg/m3，液气比2.5即可，当SO2在4000mg/m3时，选4① 循环水泵流量：h m m l HG Q G L Q /1821000)08.01(495324)/(100033=-⨯⨯=⨯⨯= 取每台循环泵流量=Q 91m 。
选100LZ A -360型渣浆泵，流量94m 3/h ，扬程22.8米， 功率30KW ，2台② 计算循环浆液区的高度：取循环泵8min 的流量，则H 1=24.26÷4.3=5.65m如此小炉子，不建议采用塔内循环，塔内循环自控要求高，还要测液位等，投资相应大一点。
采用塔外循环，泵的杨程选35m ，管道采用碳钢即可。
③ 计算洗涤反应区高度停留时间取3秒，则洗涤反应区高度H2=3.2×3=9.6m④除雾区高度取6米H3=6m⑤脱硫塔总高度：H=H1+H2+H3=5.65+9.6+6=21.3m塔体直径和高度可综合考虑，直径大一点，高度可矮一点，从施工的方便程度、场地情况，周围建筑物配套情况综合考虑，可适当进行小的修正。
如采用塔内循环，底部不考虑持液槽，进口管路中心线高度可设在2.5m，塔排出口设为溢流槽，自流到循环水池。
塔的高度可设定在16~18m2、物料恒算每小时消耗99%的NaOH 1.075Kg。
钠碱双碱法与氨碱双碱法的介绍和对比
钠碱双碱法与氨碱双碱法的介绍和对比1 钠碱法的介绍1.1 概念采用可溶性的钠化合物（NaOH、Na2CO3、Na2SO3等）碱性溶液吸收SO 2，生成钠盐。
其溶液再与石灰石（CaCO3）或石灰（Ca(OH)2）反应生成亚硫酸钙或硫酸钙沉淀。
置换再生后的钠化合物返回洗涤设备调整PH值后重新循环使用。
由于吸收和吸收液处理中采用了不同类型的碱，故称为双碱法。
因用氢氧化钠进行吸收反应时，称为钠碱法。
1.2 优点由于采用液相吸收，从而不存在结垢和浆料堵塞等问题。
另外副产品石膏纯度也较高，可以广泛应用。
1.3 方法原理1.3.1 吸收反应2NaOH + SO2= Na2SO3 + H2O Na2SO3 + SO2 + H2O = 2NaHSO3其副反应为氧化反应：2Na2SO3 + O2= 2Na2SO41.3.2 再生反应CaO + H2O = Ca（OH）2Ca（OH）2 +2NaHSO3= Na2SO3 + CaSO3·1/2 H2O ↓+3/2 H2ONa2SO3 + Ca（OH）2 + 1/2H2O = 2NaOH + CaSO3·1/2 H2O ↓1.4 工艺流程烟气在洗涤塔内经循环洗涤液洗涤后排空。
吸收剂的NaOH与烟气中的SO2反应生成Na2SO3，Na2SO3再吸收SO2后生成NaHSO3，部分Na2SO3和NaHSO3在混合槽内与Ca（OH）2反应，置换出NaOH并生成Na2SO3和不溶性半水亚硫酸钙。
半水亚硫酸钙在稠化器内沉淀，上清水返回吸收系统。
沉淀的半水亚硫酸钙送真空过滤分离出滤饼，过滤液也返回吸收系统。
返回的上清液和过滤液在进入洗涤塔前补充NaOH。
1.5 存在的问题1.5.1 结垢一是硫酸根离子与溶解的钙离子产生石膏而引起结垢，二是吸收了烟气中的二样化碳生成碳酸盐后结垢。
前种结垢必须使石膏浓度保持在其临界饱和度值1.3以下才能避免；后一种要控制洗涤液PH 值在9以下才不会发生。
脱硫双碱法计算
182.80
296.44
197.63
输入值 锅炉数量
计算值 1.00
脱硫塔计算公式 单位 m m 元/吨 元/吨 % h m2 m/s t t/年 t/年 t/年 数值 18.00 4.00 400.00 2000.00 93.00 8000.00 12.56 3.98 1264.80 1162.04 39.72
3
工况烟气量（m /h） 86373.63
3
脱硫塔蒸发水量（Kg/h） 除雾器冲洗水量（Kg/h） 1800.00 3391.20 二氧化硫含量计算 耗煤量（t/h） 10.00 二氧化硫浓度（mg/Nm3） 1700.00 标况烟气量（Nm3/h） 100000.00 二氧化硫总量（Kg/h） 170.00 物料计算(小时耗量) 排放浓度（mg/Nm3） 200.00 需要烧碱的量（Kg） 197.63 石膏结晶水（Kg/h） 89.01 脱硫效率（%） 88.24 石膏产生量（Kg/h） 425.29 脱硫渣含水（Kg/h） 42.53
设计参数 塔高 塔径 85%生石灰价格 烧碱价格 脱硫效率 年运行时间 脱硫塔截面积 烟气流速 年脱出SO2总量 纯生石灰的量 烧碱的量
85%生石灰的量 生石灰费用 烧碱费用
1367.10 54.68 7.94
万元 万元
工况烟气量计算
烟气温度（℃） 120.00 标况烟气量（Nm /h） 60000.00 标况烟气量计算 烟气温度（℃） 120.00 工况烟气量（m3/h） 180000.00 耗水量计算 系统进口烟气温度（℃） 120.00 标况烟气量（Nm3/h） 1800 钠碱含水量（Kg/h） 11.53 标况烟气量（Nm3/h） 125038.17
燃煤含硫率（%） 1.00 二氧化硫脱除量（Kg/h） 158.10
双碱液法脱硫计算公式
H
m
ν*S
液气比
L/G
取值
浆液循环量
Qc
m3/h
(L/G)*V"/1000
浆液停留时间
T
min
取值
吸收塔浆池容积
V1
m3
Qc*T/60
2
石灰石粉仓容积
m3
按7天储量：M3'×7×24/0.9
3
石灰石浆池容积
m3
按4小时储量：M3'×4/0.3/1.219
t/h
M4/M10*(2*18)
2)
石膏表面水
Mgys
t/h
M9*0.1
3)
FGD废水
Mww
t/h
(Bj*0.063%*1000+(Mgyc+Mgys+Mwe)*1000*0.000018-Vtgy*0.4*0.000001-M9*1000*0.01%)/0.02/1000
4)
脱硫蒸发水量
Mwe
t/h
8
石膏纯度
n1
%
M4/M8
9
总的脱硫产物量
M8'
t/h
M8
10
皮带机出口的石膏总产量
M9'
t/h
M9
11
年石膏生成量
t/年
M9'*H
1)
1kg水蒸发需要热量:
msh
kj/kg
(50-10)*4.18+2510
脱硫反应热蒸发水量(CaCO3+SO2+1/2O2+H2O----CaSO4.2H2O+339kJ/mol)
nshN2'
%
双碱法脱硫计算
双碱法脱硫计算条件：75吨锅炉，耗煤量15吨/小时，含硫率1.5%，烟气量为170000m3/h, SO2浓度约为2.64*103mg/ m3每小时产SO2量为450kg，约7031.2mol反应原理：（1）吸收反应2NaOH+ SO2 —— Na2SO3+ H2ONa2CO3+ SO2 —— Na2SO3+CO2Na2SO3+ SO2+H2O —— 2NaHSO3该过程中由于使用钠碱作为吸收液，因此吸收系统中不会生成沉淀物。
此过程的主要副反应为氧化反应，生成Na2SO4：2Na2SO3+ O2 —— 2Na2SO4（2）再生过程(用石灰浆液)CaO+H2O—— Ca(OH)22NaHSO3 + Ca(OH)2 —— Na2SO3+CaSO3﹒1/2H2ONa2SO3+ Ca(OH)2 ——2NaOH+CaSO3﹒1/2H2O再生后所得的NaOH液送回吸收系统使用。
所得半水亚硫酸钙可经氧化生成石膏（CaSO4﹒2H2O）。
此外，在运行过程中，由于烟气中还有部分的氧气，所以还有副反应-氧化反应发生：2CaSO3﹒1/2H2O+O2+3H2O —— 2CaSO4﹒2H2O SO2~Na2CO3~CaO~Ca(OH)2SO2质量15吨煤含二氧化硫（1.5%）质量为450kg。
为7.03×103molNa2CO3质量745.3kg，纯度99%，碱液浓度8%，体积为9.4m3,四小时量为37.6 m3。
如按照使用率80%计算，则质量为931.6 kg，体积为11.75 m3，,四小时量为47m3。
CaO（纯度90%）质量为437.5kg/h,三天储量为31.5吨。
Ca(OH)2:520.3kg;石灰浆液浓度石灰浆液：含固量15%，可得石灰浆液密度1.093。
按一小时配置一次石灰浆液计算，每次配置石灰浆液的体积是3.2m3。
产生CaSO3﹒1/2H2O 质量为625.8kg,脱硫塔（喷淋塔）的理论计算：⑴ 塔径及底面积计算：塔内流速：取s m v /2.3=m v Q r r v vs Q 17.22.314.33600/170000121=⨯==⇒⋅⋅==ππ D=2r=4.34m 即塔径为4.34米。
酸两碱工业制法
一.硫酸1.制取二氧化硫（沸腾炉）燃烧硫或高温处理黄铁矿，制取二氧化硫S+O2═点燃═SO24FeS2+11O2═高温═8SO2+2Fe2O32.接触氧化为三氧化硫（接触室）2SO2+O2═2SO3（用五氧化二钒做催化剂该反应为可逆反应）3.用%硫酸吸收SO3+H2SO4═H2S2O7（焦硫酸）4.加水（吸收塔）H2S2O7+H2O═2H2SO4主要方程式4FeS2+11O2=2Fe2O3+8SO22SO2+O2=2SO3SO3+H2O=H2SO4环境污染so2的废气排放导致酸雨注意事项：在接触氧化阶段，SO2在一定温度（400～500℃）和催化剂存在的条件下，被空气中的O2氧化为SO3。
由于在常压下SO2转化为SO3的转化率已经很高，而且催化剂要求较高的反应温度，所以一般不采用高压、低温的反应条件。
在三氧化硫的吸收阶段，反应的本质是SO3与H2O化合生成H2SO4。
但由于用H2O吸收SO3会形成不利于吸收的酸雾，所以工业上用％的硫酸来吸收SO3，然后再稀释成所需浓度的硫酸。
在制硫酸是，矿石需要粉碎：空气足量：沸腾炉出来的SO2需经过除尘、洗涤、干燥等：接触式在工作过程中，利用热交换器原理。
尾气处理：一般采用氨水吸收法。
二.硝酸原理主要方程式氨氧化法制硝酸,工业制法原料:NH3 ,水,空气.主要反应为：4NH3 + 5O2 =催化剂+强热= 4NO + 6H2O [氧化炉中]；反应条件：800度高温，催化剂铂铑合金作用下）2NO + O2 = 2NO2 [冷却器中]；3NO2 + H2O = 2HNO3 + NO [吸收塔]；4NO2 + O2 + 2H2O == 4HNO3 [吸收塔]。
三盐酸原理主要方程工业上生产盐酸的主要方法是使氯气跟氢气直接化合，然后用水吸收生成的氯化氢气体。
氯化氢是在合成塔里合成的。
H2+Cl2=2HCl（反应条件：点燃）然后用水吸收在合成塔内完成环境污染在氯气和氢气的反应过程中，有毒的氯气被过量的氢气所包围，使氯气得到充分反应，防止了对空气的污染。
双碱法烟气脱硫物料计算
双碱法烟气脱硫物料计算导言烟气脱硫是火力发电站中重要的污染治理环节之一。
双碱法烟气脱硫是目前应用比较广泛的一种方法。
在这种方法中，石灰石和苏打灰被加入到烟气中，与二氧化硫进行反应，生成石膏。
因此，计算烟气脱硫物料对于双碱法烟气脱硫工艺的优化和掌握非常重要。
本文将介绍双碱法烟气脱硫物料计算方法及其相关原理。
双碱法烟气脱硫原理双碱法烟气脱硫采用了石灰石和苏打灰两种碱性物料作为脱硫剂，这种方法的脱硫效率高，操作稳定，使用寿命长。
其中，石灰石主要作用是中和气相中二氧化硫，生成硫酸钙，而苏打灰则主要用于清洗脱硫剂，防止脱硫剂在吸收过程中结垢。
通过这两种物料的协同作用，可以有效地降低烟气中二氧化硫的浓度。
计算公式及原理在双碱法烟气脱硫过程中，石灰石和苏打灰的投入量是关键的参数。
合理的计算方法可以保证脱硫效率，提高运行效率。
石灰石的投入量的计算公式为：石灰石投入量 = SO2浓度 × 烟气体积 × 15 / (石灰石纯度 × SO2的反应转化率）其中，SO2浓度可以通过测定烟气中二氧化硫的浓度来获得。
烟气体积可以通过测定烟气流量和烟气温度计算得出。
15是一个常数，纯度为石灰石的质量纯度，SO2的反应转化率指二氧化硫转化为硫酸钙的转化率。
同样地，苏打灰的投入量可以根据如下公式计算：苏打灰投入量 = SO2浓度 × 烟气体积 × 10 / (苏打灰纯度 × SO2的反应转化率）其中，10是一个常数，苏打灰纯度为该物料的质量纯度。
实际应用举例为了更好地理解双碱法烟气脱硫物料计算方法，我们可以通过一个实际案例进行演示。
假设某发电厂采用双碱法烟气脱硫工艺，脱硫需要使用石灰石和苏打灰两种脱硫剂。
石灰石和苏打灰的质量纯度分别为90%和95%。
某次测定烟气流量为5000m³/h，温度为150℃，二氧化硫的浓度为1.2g/Nm³。
首先，我们可以根据石灰石的投入量公式计算出石灰石的具体质量：石灰石投入量 = 1.2 × 5000 × 15 / (90% × 85%)= 147.06kg/h接下来，我们可以利用苏打灰的投入量公式计算苏打灰的具体质量：苏打灰投入量 = 1.2 × 5000 × 10 / (95% × 85%)= 98.04kg/h综上所述，该发电厂每小时需要投入147.06kg的石灰石和98.04kg 的苏打灰进行脱硫处理。
双碱法脱硫物料平衡计算过程
双碱法脱硫物料平衡计算过程双碱法脱硫是一种常用的烟气脱硫技术，常用的双碱剂为氢氧化钠和氢氧化钙，既可以实现脱除烟气中的SO2，也可以避免单碱法操作中的缺点，如石灰石堵塞等。
在双碱法脱硫过程中，需要进行物料平衡计算，以确保反应体系的合理性和脱硫效率。
以下是双碱法脱硫物料平衡计算的详细过程。
1. 确定反应方程式：双碱法脱硫的基本反应方程式为：Ca(OH)2 + NaOH + SO2 → CaSO3 + 2H2O + NaOH反应中氢氧化钙和氢氧化钠与二氧化硫反应生成硫酸钙和水，并释放出氢氧化钠。
反应中前两个试剂是体积计输送进入吸收塔，后置两个试剂为反应废液，存在管道里输送。
物料平衡计算的目的就是通过上述方程式，计算各个试剂的输入量和产出量。
2. 确定反应条件：在反应中，需要控制反应废液的pH值，以确保反应的顺利进行和产物的纯度。
一般情况下，反应废液的pH值应该在10.5~11.5之间。
此外，还需要控制反应废液的温度，防止因温度过高产生副反应。
3. 计算反应试剂的输入量：在双碱法脱硫过程中，需要输入的试剂有氢氧化钠、氢氧化钙和二氧化硫。
假设反应中氢氧化钠的摩尔数为a，氢氧化钙的摩尔数为b，二氧化硫的摩尔数为c，则反应的总摩尔数为a+b+c。
由此可得，氢氧化钠和氢氧化钙的输入量分别为V1=a*（mol/V）和V2=b*（mol/V），其中V为体积，单位为立方米。
在实际操作中，氢氧化钠和氢氧化钙的输送速率不同，需要考虑到孔板的压损和各个管道的分配。
实际输送量可以通过实验和测量得到，再进行调整。
4. 计算反应产物的输出量：反应废液中产生的产物包括CaSO3、H2O和NaOH。
假设反应中CaSO3的摩尔数为d，水的摩尔数为e，NaOH的摩尔数为f，则反应产物的总摩尔数为d+2e+f。
由此可得，反应产生的NaOH量为V3=f*（mol/V）。
反应废液中的CaSO3可以通过挥发和过滤等方法进行处理，而水也可以通过挥发和蒸汽回收的方式进行处理，以节约资源和降低成本。
双碱法烟气脱硫设计计算表(自动生成)物料计算
44.51
21.26
2.47
反应池中的钠、钙、硫平衡
进反应池的Na2SO3
155.63
进反应池的Ca(OH)2
91.40
出反应池的CaSO3
148.22
出反应池的Na(OH)
98.81
表（自动生成）
输入值
计算值
锅炉数量
1.00
脱硫塔计算公式
设计参数 塔高 塔径
85%生石灰价格 烧碱价格 脱硫效率 年运行时间
脱硫塔截面积 烟气流速年脱出SO2总量 Nhomakorabea生石灰的量
烧碱的量
单位 m m
元/吨 元/吨
% h m2 m/s t t/年 t/年
数值 18.00 4.00 300.00 3000.00 93.00 8000.00 12.56 3.98 632.40 581.02 19.86
85%生石灰的量 t/年
683.55
生石灰费用 万元
20.51
烧碱费用
万元
5.96
双碱法烟气脱硫设计计算表（自动生成）
工况烟气量计算
烟气温度（℃）
标况烟气量（Nm3/h）
工况烟气量（m3/h）
150.00
60000.00
92967.03
标况烟气量计算
烟气温度（℃）
工况烟气量（m3/h）
标况烟气量（Nm3/h）
150.00
180000.00
116170.21
耗水量计算
系统进口烟气温度（℃） 标况烟气量（Nm3/h） 系统出口烟气温度（℃）
150.00
180000.00
65.00
脱硫塔蒸发水量（Kg/h） 除雾器冲洗水量（Kg/h） 钠碱含水量（Kg/h）
双碱法计算过程
双碱法 计算过程标态：h Nm Q /4000030=65℃：h m Q /49523400002736527331=⨯+= 还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa ，出口压力约-200Pa ，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔内流速：取s m v /2.3=m v Q r r v vs Q 17.12.314.33600/49532121=⨯==⇒⋅⋅==ππ D=2r=2.35m 即塔径为2.35米。
底面积S=∏r 2=4.3m 2塔径设定为一个整数，如2.5m（2）脱硫塔高度计算：液气比取L/G= 4 烟气中水气含量设为8%SO2如果1400mg/m3，液气比2.5即可，当SO2在4000mg/m3时，选4①循环水泵流量：h m m l HG Q GL Q /1821000)08.01(495324)/(100033=-⨯⨯=⨯⨯= 取每台循环泵流量=Q 91m 。
选100LZ A -360型渣浆泵，流量94m 3/h ，扬程22.8米， 功率30KW ，2台②计算循环浆液区的高度：取循环泵8min 的流量H 1=24.26÷4.3=5.65m如此小炉子，不建议采用塔内循环，塔内循环自控要求高，还要测液位等，投资相应大一点。
采用塔外循环，泵的杨程选35m，管道采用碳钢即可。
③计算洗涤反应区高度停留时间取3秒洗涤反应区高度H2=3.2×3=9.6m④除雾区高度取6米H3=6m⑤脱硫塔总高度H=H1+H2+H3=5.65+9.6+6=21.3m塔体直径和高度可综合考虑，直径大一点，高度可矮一点，从施工的方便程度、场地情况，周围建筑物配套情况综合考虑，可适当进行小的修正。
如采用塔内循环，底部不考虑持液槽，进口管路中心线高度可设在2.5m，塔排出口设为溢流槽，自流到循环水池。
塔的高度可设定在16~18m2、物料恒算每小时消耗99%的NaOH1.075Kg。
ation by double alkali method(双碱液法脱硫计算公式)
Calculation formula of desulfurization by double alkali method〔双碱液法脱硫计算公式〕Calculation of flue gas volumeA unit, formula, or numerical sourceCalculation of flue gas volume2 combustion products, theoretical volume, Vy0, Nm3/kg,VN20+VRO20+VH2O01) nitrogen VN20, Nm3/kg, 0.79V0+0.008Nar2) VRO20 Nm3/kg 0.01866 (Car+0.375Sar)3) steam VH2O0, Nm3/kg, 0.111Har+0.0124Mar+0.0161V03 the actual volume of combustion products is Vy', Nm3/kg, Vy0+0.0161 (alfa'-1), V0+ (alfa'-1) V04 dry gas volume Vgy', Nm3/kg, VRO20+VN20+ (alfa'-1) V0Calculation of oxygen content and moisture content in flue gas1) the moisture content in the flue gas is VH2O', Nm3/kg, VH2O0+0.0161 (alfa'-1) V02) the oxygen content in flue gas is VO2'Nm3/kg 0.21 (alfa'-1)V03) the oxygen content in dry flue gas is ngo2'% VO2'/Vgy'4) the oxygen content in wet flue gas is nsho2'% VO2'/Vy'5) wet smoke contains moisture content of nH2O'% VH20'/Vy'6) the content of CO2 in wet flue gas is nshCO2'% 0.01866Car/Vy'7) the content of CO2 in dry flue gas is ngCO2'% 0.01866Car/Vgy'8) the content of SO2 in wet flue gas is nshSO2'%0.01866*0.375Sar/Vy'9) the content of SO2 in dry flue gas is ngSO2'%0.01866*0.375Sar/Vgy'10) the content of N2 in wet flue gas is nshN2'%(0.79alfa'V0+0.008Nar) /Vy'11) the content of N2 in dry flue gas was ngN2'%(0.79alfa'V0+0.008Nar) /Vgy'6 the actual wet volume of the total combustion product is Vtshy Nm3/h Vy'*Bj*10007 the actual dry volume of the total combustion product is Vtgy Nm3/h Vgy'*Bj*10008 total combustion product 6%O2, dry volume Vtgy-O2, Nm3/hVtgy* (21-ngo2') / (21-6)Calculation of sulfur content and desulfurization capacity in flue gas1 desulfurization imports SO2 amount M, kg/h,Bj*1000*Sy/100*0.7*64/22.41Kmol/h M/642, the actual concentration of desulfurization imports SO2, Cso2, M/Vtshy, mg/Nm3 (superscript -, dry basis, 6%O2)Ppm Cso2*22.41/643 Ms kg/h M* *n/100. The amount of desulfurizationKmol/h Ms/64Calculation of absorbent consumption1 limestone (CaCO3) theoretical consumption, M3, kmol/h,Ms/64* (Ca/S)Kg/h M3*M12 limestone (CaCO3) actual consumption of M3', kg/h, M3*M1/ (P/100)T/hCalculation of desulfurization product1 CaSO4.2H2O generation M4, t/h, Ms/64*M10/10003 the content of fly ash in desulfurization products is M5, t/h and m2*2/3The total amount of fly ash at the outlet of induced draft fan is M2 t/h Vtgy-o2*mh4 unreacted CaCO3, M6, t/h, M3/ (ca/s) * ((ca/s) -1)5 CaCO3 brought in impurities M7, t/h, M3'* (1-P/100)6 total desulfurization products M8, t/h, M4+M5+M6+M77 belt machine export gypsum output M9 t/h M8/0.98 gypsum purity N1% M4/M89 total desulfurization product M8', t/h, M810, the total output of gypsum conveyor belt M9', t/h, M911 years of gypsum formation, t/ M9'*H1) 1kg water evaporation requires heat: MSH, kj/kg (50-10) *4.18+2510Thermal evaporation capacity of desulfurization reaction (CaCO3+SO2+1/2O2+H2O----CaSO4.2H2O+339kJ/mol)Msh1 t/h Ms/64*339/msh2) the amount of water that evaporates from the flue gas (not exothermic)Heat release end of heat exchanger: 126------tEndothermic end: 50----85The specific heat of flue gas is kcal/Nm3. DEG C 100 DEG CKcal/Nm3., 200 DEG CI1 kcal/Nm3. DEG interpolation: TPYCalculation of specific heat at 85 DEG C by I2 interpolationT, t=126-i2* (85-50) /i1I3 kcal/Nm3. DEG interpolation: tThe exhaust heat in the tower is Q1, kJ/h, V * * i3*4.18* (T-50)The flue gas is exothermic and the evaporation water quantity is MSH2, t/h and Q1/msh3) single tower evaporation water quantity Mwe, t/h, msh1+msh2Single column evaporation water vapor volume Vwe, Nm3/h, Mwe/18*106*22.4/10002 desulfurization water consumption1) desulfurization crystallization water Mgyc, t/h, M4/M10* (2*18);2) gypsum surface water Mgys, t/h, M9*0.13) FGD wastewater Mww t/h(Bj*0.063%*1000+ (Mgyc+Mgys+Mwe)*1000*0.000018-Vtgy*0.4*0.000001-M9*1000*0.01%) /0.02/10004) the amount of desulfurization and evaporation is Mwe t/h5) clean rinse water Mgyw t/h estimation6) pump and fan cooling water Mwq t/h estimation7) the water consumption of the single desulfurization unit is Mw t/h Mgyc+Mgys+Mww+Mwe+Mgyw+Mwq8) the total desulfurization unit water consumption Mw', t/h, n*MwCalculation of air oxidation1 oxygen demand Vo2, kg/h, SO2---1/2O2Kmol/h Vo2/322, the amount of air Vk, Nm3/h, Vo2/32*22.41/0.21Seven main parameters summarize the data of four furnaces1 inlet gas quantity of absorption tower V'Nm3/h2 absorption tower outlet gas volume V "Nm3/hVtshy+Vk-Vo2+Vwe-Vso2"3 dehydration machine export gypsum M9 t/h water content 10%4 the quantity of gypsum slurry at outlet of cyclone station is M11, t/h and M8/0.5 (water content 50%)5 gypsum cyclone station outlet return flow M12, t/h,M13-M11-Mww (not including waste water)The 6 absorption column discharges M13 t/h M8/0.15 (water content 85%)7 limestone powder consumption M3't/h8 process water Mw t/h, including cooling water, etc.9 FGD wastewater Mww t/hEight main equipment selection1 absorption towerThe flue gas velocity v m/s valueThe amount of flue gas is Q, m3/h, V, * (273+50) /273Calculation of M (4*Q/3.14/ diameter D V /3600) 0.5Liquid gas contact time S, s valueThe absorption tower height H m v *SLiquid gas ratio L/G valueThe slurry circulation is Qc m3/h (L/G) *V "/1000"Slurry retention time T min valueThe absorption tank volume is V1 m3 Qc*T/602 limestone powder bin volume m3 by 7 days reserves: M3'* 7 * 24/0.93 limestone tank volume m3 according to4 hours of reserves: M3'* 4/0.3/1.219。
双碱法烟气脱硫物料计算
双碱法烟气脱硫物料计算烟气脱硫是一种常见的烟气净化技术，主要用于去除燃煤电厂等工业烟气中的二氧化硫（SO2）。
在烟气脱硫过程中，使用双碱法是一种常用方法。
双碱法是指将石灰石（CaCO3）和苏打灰（Na2CO3）两种物料一起使用，通过反应生成大量的石膏（CaSO4）和钠硫酸盐（Na2SO4），实现烟气中SO2的脱除。
在双碱法烟气脱硫物料计算中，需要考虑下列几个因素：1.SO2的排放浓度：燃煤电厂烟道烟气的SO2排放浓度可能会有所不同，一般为几百到几千毫克/立方米。
在计算中需要准确确定SO2排放浓度。
2.石灰石配比：石灰石是双碱法脱硫的主要消耗物料，其配比会影响脱硫效率。
根据煤质和投加方式的不同，可选择的石灰石配比范围一般为2.5到3.53.苏打灰配比：苏打灰是双碱法脱硫中的辅助消耗物料，其作用是提高石灰石的利用率。
苏打灰的配比与石灰石的配比在一定程度上相关，一般为石灰石配比的20%到30%。
4.脱硫效率：双碱法脱硫的效率与物料配比、石灰石和苏打灰质量等因素有关。
一般来说，采用双碱法脱硫的燃煤电厂脱硫效率可以达到90%以上。
计算双碱法烟气脱硫所需物料的步骤如下：步骤1：根据烟气排放浓度确定石灰石的投加量。
石灰石投加量（t/h）= SO2排放浓度（mg/Nm³）× 烟气流量（Nm³/h） / 石灰石配比（kg/t）步骤2：根据石灰石投加量确定苏打灰的投加量。
苏打灰投加量（t/h）=石灰石投加量（t/h）×苏打灰配比（%）步骤3：根据苏打灰投加量确定石膏的产生量。
石膏产生量（t/h）=石灰石投加量（t/h）×石膏生成率（%）步骤4：根据石膏产生量确定钠硫酸盐的产生量。
钠硫酸盐产生量（t/h）=苏打灰投加量（t/h）×钠硫酸盐生成率（%）在实际操作中，以上计算仅为初步估算。
实际投放量需要考虑设备的脱硫效率、排放标准以及物料的损失和废料处理等因素，并进行调整。
双碱法工艺计算
12回用泵 石灰用 0.84 流量 15.00 14反料泵 流量 20.00
回用泵主要供纯碱 和石灰用水 ，按一 纯碱用 0.69 小时 来计算 扬程 10.00
扬程 10.00
13氧化风机计算 10.18
氧的利用率 0.25
16沉淀池渣浆泵 流量 50.00 根据经验值，钠的损耗为2-5% 扬程
14钠的损耗量（质量分数） 0.04 15排放水的体积 14.95
0.20
体积 4.14
6、再生槽停留1.5小时 再生槽接纳纯碱液、石灰浆、反冲水 循环槽来液量 2.07 m3 熟石灰浆液箱来液量 1.09 反冲水 15.00 t/h 体积 18.16
7、反料池体积计算
再生池体积-亚硫酸钙含固0.5的浆液量 渣浆体积 0.00 时间 2.00 体积 35.64
8、沉淀池 54.49 再生槽来液量停留3小时
3
取值 2000.00 mg/Nm3 台数 3.00
二氧化硫排放浓度 取值 300.00 mg/Nm3 煤硫含量 1.00 0.01
双碱液法脱硫计算公式
双碱液法脱硫计算公式
双碱液法脱硫是一种常用的大气污染控制技术，可以将燃煤电厂等工业设施的二氧化硫排放量减少到国家和地方排放标准以下，从而保护环境和人民健康。
双碱液法脱硫的原理是利用碱性溶液（主要包括氢氧化钠和碳酸钙）与二氧化硫发生反应，形成硫酸钙和水，从而达到脱硫的目的。
在反应过程中，必须要控制溶液的浓度和温度才能保证脱硫效果。
具体的计算公式如下：
1. 双碱液法脱硫反应方程式
反应式：NaOH + SO2 + H2O → Na2SO3 + 2H2O
化学方程式：2NaOH + SO2 + 2CO2 → Na2SO3 + Na2CO3 +
2H2O
2. 双碱液法脱硫的常数及限制因素
常数：k1、k2、k3、k4、k5
限制因素：SO2、NaOH、Ca(OH)2的摩尔比、气相速度、溶液浓度、温度、气体分子量、溶液分子量以及反应釜的构造设计等。
3. 双碱液法脱硫效率的计算公式
SO2去除率=1- (Cout/Cin)*100%
其中，Cout为脱除后气流中的SO2浓度（mg/m3）,Cin为控制前气流中的SO2浓度（mg/m3）。
4. 双碱液法脱硫量的计算公式
SO2去除量= V*I*(Cin-Cout)
其中，V表示气流体积（m3/s），I表示反应器中溶液的稀释倍数，Cin-Cout表示SO2的浓度差（mg/m3）。
5. 双碱液法脱硫方案比较
在双碱液法脱硫方案中，不同的方案对应着不同的反应器构造、气体流量、溶液循环量、溶液配比等。
需要进行全面比较才能选择
适宜的方案。
以上就是双碱液法脱硫计算公式的相关内容，具体的计算需要
根据实际情况进行调整。
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烟气温度（℃） 150.00 标况烟气量（Nm3/h） 60000.00 标况烟气量计算 烟气温度（℃） 150.00 工况烟气量（m /h） 180000.00 耗水量计算 系统进口烟气温度（℃） 150.00 标况烟气量（Nm3/h） 180000.00 系统出口烟气温度（℃） 65.00 钠碱含水量（Kg/h） 5.76
3
工况烟气量（m3/h） 92967.03
标况烟气量（Nm /h） 116170.21
3
脱硫塔蒸发水量（Kg/h） 除雾器冲洗水量（Kg/h） 4500.00 3391.20 二氧化硫含量计算 耗煤量（t/h） 5.00 二氧化硫浓度（mg/Nm ） 1700.00
3
标况烟气量（Nm /h） 50000.00 二氧化硫总量（Kg/h） 85.00 物料计算(小时耗量)
3
燃煤含硫率（%） 1.00 二氧化硫脱除量（Kg/h） 79.05
排放浓度（mg/Nm3） 400.00 需要烧碱的量（Kg） 98.81 石膏结晶水（Kg/h） 44.51
脱硫效率（%） 76.47 石膏产生量（Kg/h） 212.64 脱硫渣含水（Kg/h） 21.26
纯生石灰的量（Kg/h） 72.63 氧化空气用量（m3/h） 79.05 烧碱耗量（Kg/h） 2.47
数值 18.00 4.00 300.00 3000.00 93.00 8000.00 12.56 3.98 632.40 581.02 19.86
m/s t t/年 t/年 t/年
85%生石灰的量 生石灰费用 烧碱费用
683.55 20.51 5.96
万元 万元
反应池中的钠、钙、硫平衡
进反应池的Na2SO3 进反应池的Ca(OH)2 出反应池的CaSO3
155.63
出反应池的Na(OH)
91.40
148.2298.81输入值 炉数量计算值 1.00
脱硫塔计算公式 单位 m m 元/吨 元/吨 % h m
2
设计参数 塔高 塔径 85%生石灰价格 烧碱价格 脱硫效率 年运行时间 脱硫塔截面积 烟气流速 年脱出SO2总量 纯生石灰的量 烧碱的量