6半干法烟气脱硫工艺设计计算书表(自动生成)
循环流化床半干法脱硫装置计算书编辑版
一、喷水量的计算（热平衡法）参数查表： 144℃: ρ（烟气）＝0.86112Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25808Kcal/Kg ·℃ 78℃: ρ（烟气）＝1.0259Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25368Kcal/Kg ·℃ 144℃：C 灰＝0.19696Kcal/Kg ·℃78℃: C 灰＝0.19102Kcal/Kg ·℃；C 灰泥,石膏＝0.2Kcal/Kg ·℃ C Ca(OH)2＝0.246Kcal/Kg ·℃1．带入热量： Q 烟气， Q 灰，Q Ca(OH)2，Q 水M烟气＝ρ烟气·V 烟＝510453.286112.0⨯⨯510112.2⨯=（Kg/hr ）Q 烟气＝C P ·M ·t 5510489.7814410112.225808.0⨯=⨯⨯⨯=(Kcal/hr) M 灰253105694.4810453.2108.19⨯=⨯⨯⨯=-（Kg/hr ）Q 灰=C 灰•M 灰•t =52103775.1144105694.4819696.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal /hr) Q Ca(OH)2=C Ca(OH)2•M •20=20246.02)(⨯⨯OH Ca M 当 Ca/S=1.3， SO 2浓度为3500mg/m 3时Kg M OH Ca 244.151810743.185.06410453.21035003532)(=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=--∴Q Ca(OH)2=76.746920244.1518246.0=⨯⨯(Kcal/hr) Q 水=cmt=χχ20201=⨯⨯(Kcal/hr) 其中χ为喷水量2．带出热量：Q 灰3，Q 烟气，Q 灰2，Q 蒸汽，Q 散热M 灰3=M Ca(OH)2=1518.244Kg ； Q 灰3=Q Ca(OH)2=7469.76(Kcal/hr) Q 烟气＝cmt=551079.417810112.225368.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal/hr)； Q 灰2＝264.7576810785694.482.02=⨯⨯⨯(Kcal/hr) Q 蒸汽＝630.5χ（Kcal/Kg ）热损失以3％计： Q 散＝（Q 烟气+Q 灰）03.0⨯03.0)103775.110489.78(55⨯⨯+⨯=3．系统热平衡计算： Q in =Q out ，即：03.0)103775.110489.78(5.630264.757681079.4176.74692076.7469103775.110489.7855555⨯⨯+⨯+++⨯+=++⨯+⨯χχ∴χ=5.72(t/hr)二、脱硫主塔结构尺寸的计算1．出口计算主要计算脱硫塔出口高度，出口顶部颗粒速度为零。
循环流化床半干法烟气脱硫设计计算
%
6 收到基灰分
Aar
%
7 收到基水分
War
%
8 收到基低位发热量
Qnet.ar
kJ/kg
3 燃烧产物容积及焓计算
3.1 理论空气量及理论烟气量容积计算
给定 给定 给定
给定 给定 给定 给定 给定 给定 给定 给定
计算公式
21.91
95 145 1.5 1.5 1.5 1.5 1.55
预除尘器入口 不考虑脱硫塔漏风
循环流化床半干法烟气脱硫系统烟气量及成份特性计算
1 锅炉参数
序号 名称 1 实际燃煤量
符号
单位 计算公式
B
T/h 给定
2 固体不完全燃烧损失份额
q4
给定
数值 22.87
4.19
备注
3 计算燃料消耗量
Bcal
T/h
4 锅炉飞灰份额
αf,a
5 脱硫系统入口烟温
T0
℃
6 脱硫系统入口过量空气系数 α0′
7 脱硫塔入口过量空气系数
7 未反应的CaO质量
符号
ns n ns,g M CaO
M Ca (OH )2
GCaO GCaO,l
单位
kmol/h
计算公式 根据《锅炉原理》应为0.7～0.9
kmol/h
kg/kmol
kg/kmol T/h
T/h
8 未反应的Ca(OH)2质量
9
CaSO3
⋅
1 2
H 2 O分子量
Nm3/h
21 二级除尘器出口烟气容积
Vg,d2out
Nm3/h
红色区域为组分的份额 绿色区域为需要输入的初始参数
362.4
循环流化床半干法脱硫装置计算书
一、喷水量的计算（热平衡法）参数查表： 144℃: ρ（烟气）＝0.86112Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25808Kcal/Kg ·℃ 78℃: ρ（烟气）＝1.0259Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25368Kcal/Kg ·℃ 144℃：C 灰＝0.19696Kcal/Kg ·℃78℃: C 灰＝0.19102Kcal/Kg ·℃；C 灰泥,石膏＝0.2Kcal/Kg ·℃C Ca(OH)2＝0.246Kcal/Kg ·℃1．带入热量： Q 烟气， Q 灰，Q Ca(OH)2，Q 水M 烟气＝ρ烟气·V 烟＝510453.286112.0⨯⨯510112.2⨯=（Kg/hr ）Q 烟气＝C P ·M ·t 5510489.7814410112.225808.0⨯=⨯⨯⨯=(Kcal/hr)M 灰253105694.4810453.2108.19⨯=⨯⨯⨯=-（Kg/hr ）Q 灰=C 灰•M 灰•t =52103775.1144105694.4819696.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal /hr) Q Ca(OH)2=C Ca(OH)2•M •20=20246.02)(⨯⨯OH Ca M当 Ca/S=1.3， SO 2浓度为3500mg/m 3时Kg M OH Ca 244.151810743.185.06410453.21035003532)(=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-- ∴Q Ca(OH)2=76.746920244.1518246.0=⨯⨯(Kcal/hr)Q 水=cmt=χχ20201=⨯⨯(Kcal/hr) 其中χ为喷水量2．带出热量：Q 灰3，Q 烟气，Q 灰2，Q 蒸汽，Q 散热M 灰3=M Ca(OH)2=1518.244Kg ； Q 灰3=Q Ca(OH)2=7469.76(Kcal/hr)Q 烟气＝cmt=551079.417810112.225368.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal/hr)；Q 灰2＝264.7576810785694.482.02=⨯⨯⨯(Kcal/hr)Q 蒸汽＝630.5χ（Kcal/Kg ）热损失以3％计： Q 散＝（Q 烟气+Q 灰）03.0⨯03.0)103775.110489.78(55⨯⨯+⨯=3．系统热平衡计算： Q in =Q out ，即：03.0)103775.110489.78(5.630264.757681079.4176.74692076.7469103775.110489.7855555⨯⨯+⨯+++⨯+=++⨯+⨯χχ∴χ=5.72(t/hr)二、脱硫主塔结构尺寸的计算1．出口计算主要计算脱硫塔出口高度，出口顶部颗粒速度为零。
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
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。
脱硫计算书
t/h t/h t/h t/h t/h t/h
℃ KJ/Kmol ℃ KJ/Kmol KJ/h ℃ KJ/Kg KJ/Kg KJ/（Kg℃） t/h t/h t/h t/h t/h %
16 出塔温度水蒸气饱和蒸汽压
17 出口烟气绝对压力 18 出塔水蒸气饱和蒸气含量
校Байду номын сангаас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
9 石灰杂质量 10 粉尘夹带质量 11 硫酸镁的生成质量 12 带结晶水的硫酸镁质量 13 生成CaSO4*2H2O的质量 14 石膏的产量
热平衡计算 1 进塔温度值 2 进塔温度下，烟气比热 3 假定出塔温度 4 出塔温度下，烟气比热 5 脱硫塔烟气放热量 6 工艺水进水温度 7 工艺水进塔温度汽化潜热 8 工艺水出塔温度汽化潜热 9 水的比热 10 水的蒸发量 11 脱硫副产物分子水 12 脱硫副产物夹带水 13 脱硫总耗水量 14 出塔带出的液态水 15 出塔水蒸气含量
m/s
8 烟道进口截面积限值 9 进口宽限值
10 进口高度
11 校核截面流速
12 湿烟囱流速限值 13 烟囱直径限值
二
浆液制备系统计算
1 石灰的消耗量
2 粉仓储存用量
3 石灰粉的堆积密度
4 石灰粉仓的最小有效容积
5 锥斗型容器的容积系数
6 石灰粉仓的容积计算值
7 石灰浆液的浓度（石灰浆液浓度） 8 石灰浆液存储时间 9 石灰浆液的密度 10 石灰浆液泵的计算流量 11 石灰浆液泵的流量为
脱硫工艺计算书
百年电力2*220MW 投标 位 计 算
目
设计阶段 代 号 单
烟气脱硫工程设计 计算书
公 式 或 依 据
专 业 审核 日期 版 次 校核 日期 计算 柯昌华 日期 05.07.22 计算结果 取 值 备
工艺 4 注
C SW DSW OW AW1 AW2 AW T'' p2 wv2 w3 w4 DSW DSM Qr c1 c2
mg/Nm3 kg/h kg/h kg/h kg/h kg/h m3/h ℃ Pa Nm3/h kg/h kg/h kg/h mol/h kJ/h KJ/Kg•℃ KJ/Kg•℃ SW=C*Q*10-6 DSW=SW*η /100 OW=k*0.25*DSW AW1=OW/0.2315 AW2=AW1/(1-w2/100) AW=AW2/ρ 出口烟气达到湿饱和并冷却至47～53℃ 给定，查表 wv2=p2*(AW+Q3)/(101325+1100-p2) w3=wv2*ρ
工艺 4 注
6
7 8
进
烟气含水 石灰石浆含水 氧化空气含水 w5 w6 w7 wm w8 w9 w10 w11 wt wc w12 △T Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h ℃ w5=W w6=w13*(1-0.3) w7=AW2-AW1 wm=75*10-6*Q4 169535.77 166879.5 石灰石浆含固量为30% 15360.66 85.61 142.58 除雾器出口携带水滴 小于75mg/Nm3
烟气脱硫工程设计 计算书
公 式 或 依 据
专 业 审核 日期 版 次 校核 日期 计算 柯昌华 日期 05.07.22 计算结果 取 值 备 95 6583.14 21943.79
半干法脱硫工艺计算书
主要设备选型计
算
脱硫塔
台数1台文丘里喉口速度60m/s 漏风系数0.02文丘里个数1个
出口法兰标高 3.5m塔内气速5m/s 底部灰斗角度60脱硫塔进口烟气流速14m/s 出灰口宽（方
形）300mm出口烟道正方形m
进口烟气量166322.34m^3/h出口烟气量187689.9m^3/s
CDS塔几何尺寸文丘里计算
单塔截面积9.3m^2文丘里段塔截面 3.4m^2 CDS塔直径 A 3.5m文丘里段塔直径 E2100mm
出口法兰高 B2 3.0m单塔喉口总面积计算0.770011m^2出口法兰宽 B1 3.1m喉口直径 I990mm
天圆地方高 C2m文丘里喉高 J31485mm CDS塔直段高 D12.8m文丘里之间边距75mm
入口法兰宽 F 2.1m一级缩管直径 H1624mm
入口法兰高 G 1.6m二级缩管直径 H2862mm
底部灰斗高 1.56m一级缩管高 J1-119mm
文丘里出口变径
L 1.9m二级缩管高 J2-238mm
塔反应段高度19.7m文丘里出口喇叭高 J4-1038mm
反应时间 3.94s文丘里总高 K90mm CDS塔总高23.5m
CDS塔离地高27m。
双碱法烟气脱硫设计计算书(自动生成)
12回用泵 石灰用
0.84 流量 15.00
回用泵主要供纯碱 和石灰用水 ，按一
小时 来计算 纯碱用
0.69
扬程 10.00
14反料泵
流量 20.00
扬程 10.00
氧的利用率 0.25
根据经验值，钠的损耗为2-5%
16沉淀池渣浆泵
流量 50.00
扬程
排放的水=反冲水-烟气带走的水-脱水
1、烟气 量计算
炉1 炉2 炉3
合计
工况烟量 台数 150000.00
二氧化硫浓
度计算
工况烟温 标况烟量 80烟量
理论值
1.00 145.00 97966.51 126674.64 1500.00 mg/Nm3
150000.00
单台耗煤
0.00 9.00
t/h
0.00 4712.84
97966.51 126674.64
浆液浓度
时间 2.00 h
体积 2.19
0.20
二氧化硫 排放浓度 取值
300.00 mg/Nm3 煤硫含量
1.00 0.01
碱仓体积 19.10
5、碱液 罐（配制 20%）
质量分数
0.20
时间 2.00 h
6、再生 停留1.5小
槽
时
循环槽来 液量
熟石灰浆液 箱来液量
2.07 m3
1.09
7、反料 池体积计积 -亚硫酸钙 含固0.5的 浆液量
0.50
9、循环 泵流量
液气比 3.00
循环泵台数 3.00
体积 4.14
反冲水 15.00 t/h
再生槽接纳纯碱液、石灰浆、反冲水 体积
18.16
烟气脱硫设计计算
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(HSO3)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。
脱硫设计计算书
设 计 计 算 书一、脱硫塔根据技术协议：锅炉情况：锅炉类型：煤粉炉锅炉额定蒸发量：75t锅炉最大烟气量：151000m 3/h烟气温度：140℃燃煤含硫量：按2%考虑（1.5-3.0%）燃煤量：12t1.每秒烟气量：151000 m 3/h=151000/3600 m 3/s=41.9 4m 3/s2.脱硫塔内烟气上升速度≤4m/s,此处取为3.5m/s3.脱硫塔直径（m ）:此处取直径为4m4.金宇轮胎现场情况：烟囱进烟道为2400×1800×5（外径），标高为8.2m,烟道底部表面标高为7.3m5.脱硫塔高度确定：(1)循环池内除硫液循环时间为10分钟，单台水泵流量为200m 3/t,两台水泵流量200m 3/h×2=400m 3/h;400m 3/h=0.11 m 3/s则循环水池至少体积为0.11 m 3/s ×10min ×60s=66 m 3此处循环水池体积为66 m 3×1.15=75.9 m 3 此处取为76 m 3循环水池深度为m m m h 05.647623==π(2)烟气在脱硫塔内反应段长度为8m(3) 最上一层喷头距最下一层除雾器为2m,除雾器间距为1.5-2m（4）进烟口距分布板为0.5m(5)地表距上液面为4m(6)进烟道口高度为1.8m脱硫塔高度为：H=4m+1.5m+1.8m+0.5m+8m+2m+1.5m=19.3mH 取为20m计：脱硫塔内部几何尺寸：Ф4000×20m6.（1）烟气进口温度为140℃,烟气流量为151000 m 3/h ，压力为：103.5Kpa（2）烟气出口温度为65℃,压力为：102.7Kpa,烟气流量为：124541 m 3/h（3）烟气单位体积比热容为1.409KJ/m 3℃（4）水单位质量比热容为4.187KJ/ Kg ℃（5）空气温度为65℃时，1立方空气带走水蒸气的质量为0.05Kg（6）烟气中一个小时带走水蒸汽质量为：0.05Kg ×124541 m 3/h=6227Kg/小时 烟气一个小时带走水量为6.227t（7）进烟道烟气热量值 ：151000 m 3/h ×140℃×1.409KJ/m 3℃=KJ（8）出烟道烟气热量值：124541 m 3/h ×65℃×1.409 KJ/m 3℃=KJ（9）烟气中带走水蒸气的热量值：6227Kg×4.187KJ/ Kg℃×45℃=1173240KJ(喷头喷出水温℃，成为水蒸气温度为65℃，温差为45℃)(10)喷头喷水温度取为20℃，一小时喷水量为mKg/h，最大升温10℃,则：KJ-KJ=mKg/h×10℃×4.187KJ/ Kg℃+1173240KJ得出：m=656136Kg(11)技术协议中规定液气比≤3设一个小时喷水量为mkg,烟气量为151000m3/h，则Mkg/151000m3/h≤3，则m≤453000Kg基于以上(9)、(10)两条件，喷头喷水量为400000Kg,计400 m3（12）最高一层喷头至地面高度为15.8m, 喷头压力为0.15Mpa(15mH2O),则水泵扬程为（15.8m+15m）×1.3=40.04m水泵功率：1000Kg/m3×9.8N/kg×40.04m×200m3/h × 1.5/3600 s/h×1000×0.97×0.96 = 35.1Kw循环水泵取流量为200m3/h,扬程为40m,功率37KW二、氧化再生池氢氧化钠与二氧化硫反应生成亚硫酸钠，根据分子式（Na）2SO37H2O知:亚硫酸钠与七个水生成晶体，所以为方便输送亚硫酸钠，亚硫酸钠与水的质量比大于1。
烟气脱硫工艺计算书
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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
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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
循环流化床半干法烟气脱硫设计计算
2 脱硫塔入口烟气焓值
I g,in
kJ/kg kJ/kg
查焓温表，注意温度范围
(1 − nl0 /100 )Ig,d0
3 脱硫塔入口烟气温度
T1
℃ 查焓温表，注意温度范围
4 脱硫塔出口烟气焓值 5 脱硫塔烟气放热量
I g,out
kJ/kg 查焓温表，注意温度范围
Qg
kJ/h
( ) Bcal I g,in − I g,out
7 未反应的CaO质量
8 未反应的Ca(OH)2质量
9
CaSO3
⋅
1 2
H
2O分子量
10
生成CaSO3
⋅
1 2
H
2
O质量
11 生石灰用量
12 生石灰含杂质量
13 消石灰用量
14 脱硫生成物总质量
2 露点温度计算
2.1 脱硫塔入口露点温度
序号
名称
1 脱硫塔入口蒸汽分压
2 脱硫塔入口水露点温度
符号
ns n ns,g M CaO
CH 2O Nm3/kg
75 150.5 304.5 462.7
I = V C H2O
0 H2O H2O
kJ/kg
37.46
75.17
152.08
231.09
kJ/kg
589.23 1176.14 2386.35 3632.14
Ck Nm3/kg
65 132.4 266.4 402.7
I
0 k
= V 0Ck
M Ca(OH )2
GCaO GCaO,l
GCa(OH )2 ,l M CaSO3 GCaSO3
Glime Glime,ip
烟气脱硫设计计算范例
0.0392（6 k gH2O / k g干烟气）
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2.2. 露点温度对应曲线
600
湿 度 ——露 点 对 应 曲 线
500
y = 4.2558e0.0608x
400
R2 = 0.9988
300
200
100
0
0
20
40
60
80
100
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2.3.出口烟温与湿含量的确定
热水， 70℃
20323.78（kg/hr）
氧化镁，85%纯 3251.8（kg/hr）
氧化镁熟化罐
浆液，20%
23575.58（kg/hr）
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单台机组浆液量
11787.79（kg/hr）
4. 预处理塔排出废水量
预处理塔液气比取1.34，实态烟气量为（m3/hr）， 则循环水量为1316.57（m3/hr），预处理塔有效容积为45.33 （m3） 排水量按两个标准计算，即尘含量≤3%和氯离子Cl-浓度15000ppm。
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7. 干燥机
进口物料为： 9032.35（kg/hr） 设计干料出口含固量90.00%，含水量10.00% 干燥热风温度300℃ 干燥热风焓值575.57（kJ/kg） 干燥出风温度 80℃ 干燥出风焓值350.48 （kJ/kg） 待干燥物料温度50℃ 干燥后物料温度75℃ 待干燥物料中水焓值（50℃）209.34（kJ/kg） 干燥出风中的水焓值（80℃）334.94（kJ/kg） 水蒸发潜热（80℃） 2307.80 （kJ/kg） 蒸发水量：2007.19（kg/hr） 物料比热：0.3
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设计二氧化硫去除率为95%， 则被去除的二氧化硫摩尔数为： MSO2=31144.16×0.95=29586.95 （mol/hr）
脱硫和烟气量计算书.doc
脱硫和烟气量计算书.doc脱硫计算书序号名称符号一烟气量计算1 理论空气量V02 燃烧产物理论体积V 0y1) 氮气V N2 02) 二氧化物V RO2 03)水蒸汽H2O 0V3 燃烧产物实际体积V y'4 干烟气量V gy'5 烟气含氧量和含湿量计算1) 烟气中的水分V H2O '2) 烟气中的氧量V O2 '3) 干烟气中含氧量n go2 '4) 湿烟气中含氧量n sho2'5) 湿烟气中含湿量n H2O '6) 湿烟气中 CO2含量n shCO2'7) 干烟气中 CO2含量n gCO2'8) 湿烟气中 SO2含量n shSO2'9) 干烟气中 SO2含量n gSO2'10) 湿烟气中 N 2含量n shN2 '11) 干烟气中 N 2含量n gN2'6 总燃烧产物实际湿体积Vt shy7 总燃烧产物实际干体积Vt gy8 总燃烧产物 6%O 2干体积Vt gy-O2二烟气含硫量及脱硫量计算1 脱硫进口 SO2量M2 脱硫进口 SO2实际浓度C so23 要求脱硫量Ms三吸收剂消耗量计算1 石灰 (CaO) 理论消耗量M32 石灰 (CaO) 实际消耗量M3 '3 烧碱的理论消耗量M12单位3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg3Nm/kg%%%%%%%%%3Nm/h3Nm/h3Nm/hkg/hkmol/h3mg/Nmppmkg/hkmol/hkmol/hkg/hkg/ht/ht/akmol/hkg/h计算公式或数值来源0.0889(C ar +0.375S ar)+0.265H ar-0.0333O ar V N20+V RO20 +V H2O00.79V 0 +0.008N ar0.01866(C ar +0.375S ar)0.111H ar +0.0124M ar +0.0161V 0000V y +0.0161(a lfa '-1)V +(a lfa '-1)V000V RO2 +V N2 +(a lfa '-1)V00V H2O +0.0161(a lfa '-1)V0.21(a lfa '-1)VV O2 '/V gy'V O2 '/V y 'V H20 '/V y'0.01866Car/V y'0.01866Car/V gy'0.01866*0.375Sar/V y'0.01866*0.375Sar/V gy'(0.79a lfa 'V 0+0.008N ar )/V y '(0.79a lfa 'V 0+0.008N ar )/V gy 'V y'*B j*1000V gy '*B j *1000'V tgy *(21-n go2 )/(21-6)Bj*1000*Sy/100*0.7*64/22.41M/64M/Vt shy（标态，干基， 6%O2）C so2*22.41/64M*η*n/100M s/64*(Ca/S)M3*M1M 3*M 1 /(P/100)M s/64*(Na/S)Moh*M12NaOH的实际耗量四脱硫产物计算1.2H2O生成量M CaSO4 43 脱硫产物中飞灰含量M5引风机出口飞灰总量m24 未反应的 CaCO3 M65带入的杂质M CaCO3 76 脱硫产物总量M87 皮带机出口石膏产量M98 石膏纯度n19 总的脱硫产物量M8 '10 皮带机出口的石膏总产M ' 量911年石膏生成量kg/ht/h M s/64*M 10/1000t/h m2 *2/3t/h V tgy-o2 *m ht/h M 3/(ca/s)*((ca/s)-1)) t/h M 3'*(1-P/100) t/h M 4+M 5+M6+M7t/h M 8/0.9%M 4/M8t/h M 9t/ 年M 9'*H五脱硫耗水量计算1吸收塔蒸发水量 (假定吸收塔内温度为50℃ ,工业水温10℃ )1) 1kg 水蒸发需要热量 : m sh kj/kg(50-10)*4.18+2510脱硫反应热蒸发水量(CaCO 3+SO2 +1/2O 2 +H 2O----CaSO 4 .2H2 O+339kJ/mol)msh12)烟气降温蒸发水量 (未计放热损失热交换器烟气比热i1i 2ti 3塔内烟气放热量Q1塔内烟气放热蒸发水量m sh23) 单塔蒸发水量M we单塔蒸发水汽体积Vwe2脱硫耗水量1) 脱硫结晶水M gyc2) 脱硫渣表面水M gys3) FGD废水M ww4) 脱硫蒸发水量M we5) 清洁冲洗水M gyw6) 泵与风机冷却用水M wq 7）单套脱硫装置耗水量M w 8）总的脱硫装置耗水量M w't/h Ms/64*339/m sh)放热端 : 126------t 吸热端 : 50----85kcal/Nm 3 .100 ℃℃kcal/Nm 3 .200 ℃℃kcal/Nm 3 .插值法 : tpy℃插值法求85℃比热℃t=126-i 2*(85-50)/i 1kcal/Nm 3 . 插值法 : t℃kJ/h V ' * i 3 *4.18*(t-50)t/h Q1 /m sht/h m sh1+m sh23 6Nm/h M we/18*10 *22.4/1000t/h M 4/M 10 *(2*18)t/h M 9*0.1t/h(B j*0.063%*1000+(M gyc +M gys +M we)*1000*0.0000 18-Vt gy *0.4*0.000001-M 9*1000*0.01%)/0.02/1000 t/h t/h 估计t/h 估计t/h M gyc +M gys+M ww +M we+M gyw +M wqt/h n*M w六氧化空气量计算1 需氧量Vo2 2 需空气量V k七主要参数汇总1 吸收塔进口烟气量V'2 吸收塔出口烟气量V"3 脱水机出口石膏M94 旋流站出口石膏浆液量M115 石膏旋流站出口回流量M126 吸收塔排出浆液量M137 石灰石粉耗量M3 '8 工艺水量M w9 FGD废水Mww 八主要设备选择1吸收塔烟气流速ν烟气量Q计算直径 D液气接触时间S吸收塔高度H液气比L/G浆液循环量Qc浆液停留时间T吸收塔浆池容积V12 石灰粉仓容积3 石灰浆池容积kg/h SO 2---1/2O 2kmol/h Vo2/323V o2 /32*22.41/0.21一台炉的数据3Nm/h3Vt shy +V k-V o2+V we-V so2Nm/ht/h 含水 10%t/h M 8/0.5( 含水 50%)t/h M13-M11-Mww( 不包括废水 ) t/h M8/0.15( 含水 85%) t/ht/h 包括冷却水等t/hm/s取值3m/h V"*(273+50)/273m（4*Q/3.14/ ν /3600) 0.5s取值m ν *S取值3(L/G)*V"/1000m/hmin 取值m3 Qc*T/60m3 按 7天储量：M3 ' ×7×24/0.9 m3按 4小时储量： M 3'×4/0.3/1.219计算结果备注5.504.351.020.469.368.840.510.738.237.78烟气带水按13.0013％考虑10.7011.330.220.2475.8180.21 969731一台炉843666一台炉718145一台炉1149.032 4458.42 一台炉69.66 6208.25 2173.86 4235.50 一台炉66.1869.493891.374864.21 一台炉4.86 456 38913.69 453.9601 3.31132.36270.1211.382.553.820.190.9715.0916.7675.4415.0916.76134116二台炉2677.208.380.33000.33500.33130.329391.220.3296 22023929282.2690.64112802.4014.540.01911.9690.6410.002.00129.17129.17二台炉0.0062 0.030158 0.000502635 0.071374 0.0034 0.016538 0.000179764 0.0309190.0677061058.8833.093531.16969731108387616.7630.1858.45100.594.86114 118.7915 129.1711.963.80128238810.933.5013.303.003251.631083.886.00325.16 3.47 801.16 53.20。
锅炉烟气脱硫塔设计计算表(完整版)
锅炉烟气脱硫塔设计计算表一、已知条件1、引风机名牌参数名牌风量307800m3/h输入出口升压4588Pa输入2、引风机工况参数进口风压-1kPa输入 进出口温度130℃输入3、标准大气压101.33kPa输入4、当地大气压100kPa输入5、脱硫塔吸收温度50℃输入6、烟气脱硫前SO2含量3000mg/Nm3输入 烟气脱硫后SO2含量200mg/Nm3输入7、石灰浆液浓度20%输入 密度1150kg/m3输入8、脱硫系统压降1500Pa输入9、烟气中N278%输入 O210%输入 CO212%输入二、计算（一）物料衡算1、引风机风量折标态风量Q=203715.1689Nm3/h计算基准风量取200000Nm3/h输入 烟气质量流量270714.2857kg/h烟气平均分子量30.322、SO2产生量：600kg/h3、脱硫量560kg/h4、石膏CaSO4.2H2O生成量1505kg/h5、纯石灰耗量490kg/h6、制取石灰浆液量 2.130434783m3/h7、系统水平衡1）脱硫塔出口烟气带出水蒸汽量50℃时水的饱和蒸汽压12.33kPa输入风机出口压力 3.588kPa脱硫塔出口压力 2.088kPa烟气带出水蒸气量19410.77446kg/h2）石膏结晶水量315kg/h（二）烟气系统、空气系统8、脱硫塔进口烟道计算流速12m/s输入 烟气流量288802.5272m3/h80.22292423m3/s进口烟道直径 2.918258726m取3m输入9、脱硫塔出口烟道计算流速14m/s输入 干烟气流量234873.0665m3/h65.24251847m3/s水蒸气流量32264.3654m3/h8.962323723m3/s湿烟气总流量74.20484219m3/s出口烟道直径 2.598467425m取2.6m输入10、实际需氧化空气量计算空气过量系数 1.2输入 实际需氧化空气量25kmol/h560Nm3/h11、30℃水蒸气饱和蒸汽压31.82mmHg输入4.242527105kPa氧化空气带入水量24.81075479Nm3/h19.93721367kg/h12、进塔烟气喷淋增湿降温用水量1）烟气进塔温度，取60输入 烟气平均温度（130+60）/295℃喷淋水进水温度25℃输入 喷淋增湿后水蒸气温度60℃输入喷淋水平均温度42.52）烟气定压比热0.2408kcal/(kg.℃) 查 N2（78%）比热0.25kcal/(kg.℃)输入 O2（10%）0.218kcal/(kg.℃)输入 CO2（12%）0.2kcal/(kg.℃)输入 水的定压比热0.997kcal/(kg.℃)输入3）水的气化热580kcal/kg 输入4）烟气放热量4563160kcal/h 喷淋水量7421.039364kg/h（三）SO2吸收系统13、脱硫塔直径计算 脱硫塔内烟气流速，按 3.5m/s 输入 塔内平均温度，取50℃输入塔内平均压力，取 2.838kPa 干烟气流量233160.1316m3/h 水蒸汽流量31763.64987m3/h 湿烟气流量264923.7815m3/h 脱硫塔直径5.175357699m 取5m 输入 塔内烟气流速校正 3.75m/s14、脱硫塔吸收区高度：式中ζ-- 平均容积吸收率，由已经有的经验，吸收率范围在5.5- 取6kg/(m3.s)6kg/(m3.s)输入u-- 烟气流速，m/s3.749805824m/sy1-- 进口烟气中SO2摩尔分数，0.00105 η--- 脱硫效率，取95%0.95输入h--为吸收塔内吸收区高度，m；t-- 吸收区平均温度，90℃huy t/2732734.226436001ηξ+⨯⨯=吸收塔内吸收区高度计算4.82237425m 取6m 输入15、喷淋塔除雾区高度3.5m输入设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。
半干法脱硫物料平衡计算(程序版)学习资料
三、计算数据生成
（2）计算过程及数据取值
三、计算数据生成
（2）计算过程及数据取值
三、计算数据生成
（2）计算过程及数据取值
四、物料平衡报表
（1）物料平衡报表及平衡图
五、结果保存
六、登陆与联络
CaSO3 ·1/2 H2O + 1/2O2 = CaSO4 ·1/2 H2O Ca(OH)2 + 2 HCl = CaCl2 ·2 H2O Ca(OH)2 + CO2 = CaCO3 + H2O Ca(OH)2 + 2 HF = CaF2 + 2 H2O
三、计算数据生成
（1）原始数据收集
三、计算数据生成
一、物料图-循环流化床工艺
一、物料图-循环流化床工艺
二、物料计算理论依据
（1）吸收剂：生石灰
生石灰，主要成分为氧化钙，通常制法为将主要成分为碳酸 钙的天然岩石，在高温下煅烧，即可分解生成二氧化碳以及 氧化钙（化学式：CaO，即生石灰，又称云石）。 吸收剂采用当地生产的石灰粉，其分析资料如下： CaO≥75% MgO＜2% SiO2＜0.89% 消化速度：T60≤4min 粒度：<2mm
二、物料计算理论依据
（2）吸收剂：生石灰消化
生石灰与水反应生成氢氧化钙Ca(OH)2,即平常说的熟石灰。 方程式： CaO+H2O=Ca(OH)2
二、物料计算理论依据
（3）吸收剂：分解及反应
浆滴内反应为离子反应，离子反应如下：
Ca(OH)2→Ca2＋+2OH－
1
SO2+H2O→H2SO3
2
H2SO3→H++HSO3－
3
烟气脱硫设计计算表格
20.51
烧碱费用
万元
5.96
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）
4500.00
3391.20
5.76
二氧化硫含量计算
耗煤量（t/h）
标况烟气量（Nm3/h）
燃煤含硫率（%）
5.00
50000.00
1.00
二氧化硫浓度（mg/Nm3） 二氧化硫总量（Kg/h） 二氧化硫脱除量（Kg/h）
44.51
21.262Leabharlann 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
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
1700.00
85.00
79.05
物料计算(小时耗量)
排放浓度（mg/Nm3）
脱硫效率（%）
纯生石灰的量（Kg/h）
400.00
76.47
72.63
需要烧碱的量（Kg）
石膏产生量（Kg/h） 氧化空气用量（m3/h）
98.81
212.64
79.05
石膏结晶水（Kg/h）
脱硫渣含水（Kg/h）
烧碱耗量（Kg/h）
年脱出SO2总量 纯生石灰的量
烧碱的量
单位 m m
元/吨 元/吨
% h m2 m/s t t/年 t/年
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项目名称符号单位数值
项目名称符号单位收到基碳Car %54.39实际燃料消耗量B t/h 收到基氢Har % 3.8固体不完全燃烧损失q 4%收到基氧Oar %4锅炉飞灰份额αfh %收到基氮Nar %0.5脱硫系统入口温度T0℃收到基硫Sar %0.8脱硫入口过量空气系数a1%收到基水分Mar %9.51脱硫塔漏风系数
b1%收到基灰分Aar %27除尘器入口过量空气系数
a3%燃料含量总和∑%100除尘器漏风系数b3%收到基低位发热量Qnet KJ/kg 20900脱硫总效率
ηSO2
%
项目
符号
单位
公式数值
理论空气容积V 0Nm 3/kg 理论氮气容积V
0N2
Nm 3
/kg 理论水蒸气容积V 0H2O Nm 3/kg 理论二氧化碳容积V CO2Nm 3/kg 理论二氧化硫容积V SO2Nm 3/kg 三原子气体容积V RO2
Nm 3/kg
脱硫入口过量空气系数
a1%脱硫塔漏风系数b1%脱硫出口过量空气系数
a2%实际水蒸气容积V H2O Nm3/kg 实际氮气容积V N2Nm3/kg 实际干烟气总容积V y,dry Nm3/kg 脱硫系统入口烟气容积
V y,in Nm3/kg 喷水形成的蒸汽容积
V H2O,add
Nm3/kg
半干法烟气脱硫设计计算书（自动生成）
燃料参数
锅炉及脱硫塔设计参数
V
N2+V RO2+(a1-1)V
V y,dry +V H2O 脱硫系统燃烧产物的容积及成分计算（由燃料燃烧产生和过量空气和喷入的水三部分）
理论空气量计算（根据化学反应方程式计算理论空气量）
0.089*(Car+0.375*Sar)+0.265*H-0.0333*Oar
0.79*V 0
+0.008*Nar
0.111*Har+0.0124*Mar+0.0161*V 0
0.01866*0.375*Sar 0.01866*（Car+0.375*Sar）
V SO2+V RO2
设计给定设计给定设计给定V 0H2O +0.0161(a1-1)*V 0V 0N2+0.79(a1-1)V
0根据热平衡计算
脱硫系统出口烟气容
积V y,out Nm3/kg 计算燃料消耗量B j kg/h 脱硫系统入口烟气容
积V y,FGDin Nm3/h 脱硫系统出口烟气容
积V y,FGDout Nm3/h 脱硫塔入口RO2容积份
额r RO2
脱硫塔入口HO2容积份
额r HO2
脱硫系统入口SO2浓度C SO2,in mg/Nm3脱硫系统出口SO2浓度C SO2,out mg/Nm3塔入口烟气重量G y kg/kg 塔入口飞灰浓度μfa kg/kg 脱硫塔入口飞灰量Gfa kg/kg 脱硫塔入口飞灰浓度C A.in mg/Nm3脱硫塔入口烟气含氧
量O in%
脱硫塔出口烟气含氧
量O out%
除尘器出口烟气总容
积V y,out Nm3/h
V y,in+V H2O,add-ηSO2*V SO2/100
B*(100-q4)*10
B j*V y,in
B j*(V y,out+b1*V0)
V RO2/V y,in
V HO2/V y,in
V SO2*64*1000000/22.4/V y,in
(1-ηSO2）*VSO2*1000000*64/22.4 1-A ar/100+1.306a1V0
B j*(V y,out+b3*V0)
A ar*αfh/10000/G y
Aar*αfh/10000
A ar*αfh*1000000/V y,in/10000
21(a1-1)*V0/V y.in
21(a2-1)*V0/V y.out
数值
14.59
1.5
95和锅炉设
计有关系440.57334523383.587264871242.5
130270321331.5
1.27
2
1.27
0.05
99
5.74121
4.53956
0.63216
1.01492
0.0056
1.02052
1.27
1
1.2827
0.65829
5.82176
7.18311
7.8414
2.18553
10.0214
14371.2
112690
144844
0.13014
0.08395
2039.72
20.3972
10.2525
0.02502每kg烟气0.2565每kg燃煤
32711
4.15138
3.40111
148144漏风系数为何乘空。