烟气脱硫塔结构设计

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20吨每小时的燃煤锅炉烟气除尘脱硫设备设计

燃煤锅炉烟气脱硫除尘设计1．设计依据1.1业主提供的设计技术参数：锅炉排气侧压力损18Pa1.2自然条件1.2.1气象最高气温℃，最低气温℃；夏季平均气压Hpa，冬季平均气压Hpa；最大风速m/s，平均风速m/s；最大降雨量mm，最小降雨量mm。

1.2.2水文地质地下水位高程为m。

最大冻土深度mm；地震烈度6度。

场地土类别3 类，海拔高度米。

1.3主机型号与参数锅炉型号：煤粉炉。

1.4技术要求①除尘效率：＞99.8%；②脱硫效率：≥95%；③烟尘排放浓度：＜mg/Nm3；④脱硫后的烟气温降：＜65℃；⑤装置总阻力：＜800pa；⑥碱液PH值：11~12.6 ；⑦排放烟气含湿率：≤6.5 %：⑧林格曼黑度1 级。

1.4.1国家对火电厂烟气SO2允许排放浓度：当燃煤含硫量S≤1.0％时，为2100mg/m3 ；当燃煤含硫量S＞1.0％时，为1200mg/m3；1.4.2 国家现行SO2排放限值表新建、改建、扩建工程SO2排放限值1.5质量要求1.51烟气脱硫后含湿度控制在国家标准范围内，含湿率≤6.5 %，引风机不带水、不积灰,不震动；1.52主体设备正常使用寿命15年以上；1.53塔内设备不积灰、不结垢；1.54补水管、冲洗管为不锈钢厚壁管道或硬塑管；1.55主塔采用耐火阻燃玻璃钢材质制做。

2．技术规范与标准2.1技术要求按《HCRJ040-1999》规定执行；2.2火电厂大气污染物排放标准《GB13271-2001》；2.3小型火电厂设计规范《GB50049-94》；2.4国家环保局制定的《燃煤SO2排放污染防治技术政策》；2.5国家标准《GB13223—1996》，《JB/2Q4000.3-86》；2.6地方标准：按当地环保部门有关规定执行；2.7国家标准：《大气污染源综合排放标准》。

3.烟气脱硫技术方案3.1处理烟气量Q=132000m3/h。

根据国家环保局关于推广湿法脱硫的意见及企业现状，设计采用湿法脱硫工艺。

脱硫塔技术方案设计

机砖厂烟气脱硫工程技术方案行业概况如今地球生态环境已被人类活动严重破坏，尤其是大气、水污染更为突出。

环境污染按环境要素分为大气污染、水污染、土壤污染，按人类活动又分工业污染、城市污染农业污染，已成为了世界围共同关注的大问题。

所以节能减排，保护环境，是每一个工业部门都必须面对的现实。

以能源、资源的过度消耗和环境严重污染为代价的开展方式必须从根本上得到改变。

我国烧结砖瓦行业主要的焙烧方式是燃煤性质的〔无论外燃还是燃〕焙烧过程，因此，烧结砖瓦行业每年排放的二氧化硫〔三氧化硫〕、氟化物、二氧化碳、一氧化碳、氯化物、氯氧化物等的总体数量巨大。

这可从每年行业用的煤矸石、劣质煤、高硫煤、含硫或氟的页岩与其他工业废渣的数量上推算出来。

这些排放出来的有害气体在一些局部地区严重地影响着生态环境。

对人类、动物与植物的生存环境影响极大。

为此，国家环境保护总局自1992年以来就对环境保护的有关法令、标准进展了全面的整理整顿，重点对水、气体污染物的排放做出了新的规定。

国家专门公布了《中华人民国环境保护法》和《中华人民国大气污染防治法》。

并依据上述两项法令，自1997年就公布实施了《工业窑炉大气污染物排放标准》〔GB9078-1996〕，2013年国家又专门公布《砖瓦工业大气污染物排放标准》〔GB29620-2013〕，而且这一标准是强制性的标准，在该标准中对烧结砖瓦工业窑炉专列为一个类别，对其排放的有害气体污染物质给出了严格的限制。

例如对烧结砖瓦窑炉而言，新建或改扩建的窑炉：、HF、HCI、NO等有害污染物质。

一类地区禁止排放任何烟尘与SO2二类地区：烟尘最高允许排放浓度为250mg/Nm2，烟气黑度为1〔林格曼级〕；二氧化硫最高允许排放浓度为300 mg/Nm3；氟化物最高允许排放浓度为60 mg/m。

三类地区：烟尘最高允许排放浓度为400 mg/nm3；烟气黑度为1〔林格曼级〕；二氧化硫最高允许排放浓度为1200 mg/Nm2；氟化物最高允许排放浓度为15 mg/Nm2。

湿法填料式吸收塔脱硫塔设计

湿法填料式吸收塔脱硫塔设计湿法脱硫塔设计一般吸收塔的结构如下图2-2:图2-2 填料料式吸收塔结构示意图1—气体出口;2—液体分布器;3—壳体;4—人孔;5—支承与液体分布器之间的中间加料位置;6—壳体连接法兰;7—支承条;8—气体入口;9——防止支承板堵塞的整砌填料;11—液体再分布器;12—液体液体出口;10入口包括塔体(筒体，封头)、填料、填料支承、液体分布器、除雾器等。

5.4.1引言[11]根据前人的研究成果，我们可得出以下结论:(1) 萘醌法用于脱除沼气中硫化氢时,对吸收液的组成进行适当改进, 可以使脱硫率达到99 %,99.5 %(2) 吸收和再生操作都可以在常温、常压下进行。

(3) 吸收液的适宜配方为:NaCO 为2332.5 % ,NQS浓度为1.2 mol/m ,FeCl 浓度为1.0 % ,EDTA 浓度为0.15 % ,液相pH 33[3]值8.5,8.8 ,吸收操作的液气比 (L/ m) 为11,12。

5.4.2吸收塔的设计(分子栏目)(1号图1张)3根据前期计算沼气产气量为60.83 m沼气/h。

3设定沼气的使用是连续性的，缓冲罐设置成容纳日产气量的1/12，为121.66 m;3吸收塔处理能力121.66 m沼气/h。

[12]在沼气成分中甲烷含量为55%,70%、二氧化碳含量为28%,44%、,因3 此近似计算沼气的平均分子密度为1.221?/ m，惰性气(CH4、CO2)的平均分子量为25.8，混合气量的重量流速为?1456kgf/h, 硫化氢平121.66，1.221，9.8均含量为0.6%,回收H2S量为99,。

1.浓度计算硫化氢总量8.736=8.736kgf/h，=0.257kmol/h 1456，0.00634硫化氢吸收量8.649=8.649 kgf/h，=0.254 kmol/h 8.736，0.9934惰气量1511.261520-8.736=1511.26 kgf/h，=58.58kmol/h 25.8硫化氢在气相进出口的摩尔比为:0.257Y1==0.0044 58.580.257,0.254Y2==0.000051 58.58硫化氢在进口吸收剂中的浓度为X2=0 设出口吸收剂中硫化氢浓度为8,, 8/17则硫化氢在出口吸收剂中的摩尔比X1==0.0092 92/18由此可计算出吸收剂的用量:Y,Y0.0044,0.0005112,,L,V,58.58，=27.7kmol/h=27.7*18=498.6mmX,X0.0092,012kgf/h,3 v根据混合气的物性算得:气相重度 =5.2kgf/ m 硫化氢在气相中的扩散系数:DG=0.0089?/h3液相重度,=998kgf/m; L,5液相粘度,=7.85kgf•s/? ，10L,表面张力 =0.0066kgf/m;,溶剂在填料表面上的临界表面张力=0.0034kgf/m C2.塔径计算气相平均重量流率1456，1456,8.649，，=1451.68 kgf/h 2液相平均重量流率498.6，498.6，8.649=502.92 kgf/h 2,2V= ，D，u4(2-1)33V=121.66 m沼气/h=0.0338 m沼气/s , u取0.5m,s; 所以，代入式(2-1)中得3.142121.66,，D，0.5 4得 D=0.293m , 取D=0.3m 3.填料高度计算[4] 填料高度 Z=HOG*NOG传质单元数:用近似图解法求得:NOG=4.25 (1)因H2S在吸收剂中的溶解过程，可看作气膜控制过程，按传质系数公式得:10.73,,,,,kRTGg3600,2GvG,,,, ，，,Bad,,,,,,aDagDGGvG,,,,(2-2)式中 B—常数，对一般填料B=5.23a—填料比表面积,—气相粘度 Gd—填料尺寸，选用25mm金属矩鞍环,—气相重度 vDG—硫化氢在气相中的扩散系数1451.68Gv==5.71kg/?s 23600，0.785，0.30.70.7,,G5.71,,V,,,=197.22 ,,,6,,a,g194，1.58，10，9.81,,G,,11,633,,,,,3600g3600，1.58，10，9.81G,,,,=1.06 ,,,,,,D5.2，0.0089,,,,VG,2,2，，，，ad,194，0.025=0.042510.73,,,,,aDG3600g194，0.0089,2GVG,,,,，，k,，B，，，ad,，5.23，197.22，1.06，0.0425G,,,,,,RTagD0.082，325GvG,,,,=3.01kmol/?h*at502.92(2) GL==0.879 3600，0.785，0.45，0.45,0.05,0.0522,,,,G，a0.879194，L,,,,==1.741 22,,,,9989.81，,，g,,L,,0.750.75,0.0034c,,,,==0.608， ,,,,,0.0066,,,,0.20.222,,,,GL0.879,,,, ,,0.144,,,,,,ag998，0.0066，194，9.81,,,,0.10.1,,G0.879,,L,,,,1.194 ,,,5,,a,g194，7.85，10，9.81,,L,,a=194{1-exp[-1.45]} ，0.608，1.194，1.741，0.144w23=44.998 m/m，Ky=ky=Pk3.01=34.70kmol/?h G=11.5358.58, kmol/?h ,于是得传质单元高度: V,,829m20.785，0.3,V829m m H,,,0.53OGka34.70，44.998yw填料高度:Z,HN,0.53，4.25,2.25 m OGOG考虑到填料塔上方还要安装液体分布器和除雾器等设备，选取填料塔高度为4.0m。

脱硫吸收塔的直径和喷淋塔高度设计

吸收塔的直径和喷淋塔高度设计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 ak 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 2NTU 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 =×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,kmolA/kmolB*1y ,*2y 为与喷淋塔进塔和出塔液体平衡的气相浓度,kmolA/kmolBk y a 为气相总体积吸收系数,kmol/m 3.h ﹒kp ax 2,x 1为喷淋塔石灰石浆液进出塔时的SO 2组分摩尔比,kmolA/kmolBG 气相空塔质量流速,kg/m 2﹒hW 液相空塔质量流速,kg/m 2﹒hy 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 ﹒kPak 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24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;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um/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/m3-25 L/m3之间[5],根据相关文献资料可知液气比选择12.2 L/m3是最佳的数值56;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-5ms范围内56,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,而比较理想的钙硫比Ca/S为,因此本设计方案选择的钙硫比Ca/S为;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＝hC K V Q η0= 3 其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度,kg/m 3η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,mK 0为常数,其数值取决于烟气流速um/s 和操作温度℃ ;K 0=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：Gy 1-y 2=a k y ×h ×m y ∆ 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/Y 1,y 2 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/m 3﹒sa 为单位体积内的有效传质面积,m 2/m 3.m y ∆ 为平均推动力,即塔底推动力,△y m =△y 1-△y 2/ln △y 1/△y 2所以 ζ=Gy 1-y 2/h 5吸收效率ζ=1-y 1/y 2,按照排放标准,要求脱硫效率至少95%;二氧化硫质量浓度应该低于580mg/m 3标状态所以 y 1η≥1% 6又因为G=×273+t/273=u 流速将式子5ζ的单位换算成kg/ 2,可以写成ζ=3600×h y u t /*273273*4.22641η+ 7 在喷淋塔操作温度C ︒=+75250100下、烟气流速为 u=3.5m/s 、脱硫效率η= 前面已经求得原来烟气二氧化硫SO 2质量浓度为a mg/3m 且 a=×104mg/m 3而原来烟气的流量145C ︒时为20×104m 3/h 换算成标准状态时设为V a已经求得 V a =×105 m 3/h=36.30 m 3/s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2SO m =××104mg/m 3=×10mg 4=428.3gV 2SO =L/mol 22.4/643.428⨯mol g g =149.91L/s=0.14991 m 3/s ≈0.15 m 3/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 1=%41.0%10030.3615.0=⨯ 又烟气流速u=3.5m/s, y 1=%,C t ︒==75,95.0η总结已经有的经验,容积吸收率范围在-6.5 Kgm 3﹒s 之间7,取ζ=6 kg/m 3﹒s代入7式可得6=95.0041.05.3752732734.22643600⨯⨯⨯+⨯⨯/h 故吸收区高度h=≈18.3m4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/m 3 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m,距离最上层冲洗喷嘴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%=%100*22Atg h n απ 式中 n 为喷嘴数量,20个;α为喷射扩散角,90A 为除雾器有效通流面积 ,15 m 2h 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%=%100*22A tg h n απ= 22200.051100%15π⨯⨯⨯=203% 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～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1-4m 3/ 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工况进行设计除雾器进口除雾器出口烟气量----------- ------------温度℃50 ------------烟气压力mmAq 113 93雾滴含量mg/m3ND ------------ ≤755雾滴去除率：% 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% 以上;6除雾器内烟气流速：6.9m/sa.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% 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h3=3.5m5 喷淋塔浆液池高度设计设高度为h2浆液池容量V1按照液气比L/G和浆液停留时间来确定,计算式子如下：其中L/G为液气比,12.2L/m3V N为烟气标准状态湿态容积,V N=V g=39.40m3/sT1=2-6 min8,取t1==168s由上式可得喷淋塔浆液池体积V=L/G ×V N×t=××168=80.02 m3选取浆液池内径等于吸收区内径,内径D2= D i=3.8m而V 1=××D 2×D 2×h 2=××××h 2所以 h 2=7.06m6 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 s m s m m h /30.36/253224=⨯ 所以 h 4=1.20m2×=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m 、喷淋塔吸收区高度h 单位m 和喷淋塔的除雾区高度h 3单位m 相加起来的数值;此外,还要将喷淋塔烟气进口高度h 4单位m 计算在内因此喷淋塔最终的高度为H= h+h 2+h 3+ h 4=+++=31.43m 取圆整值32m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V 2 m 3/s 和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V 3 m 3/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 m 3/s 计算该数值已经由设计任务书中给出,烟气进口量为：m 3/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V 2 m 3/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 V 2 m 3/s 为：V 2=×m 3/s=m 3/s 标准状态下3 氧化空气剩余氮气量V 3 m 3/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摩尔亚硫酸钙需要摩尔的氧气;假设空气中每千克含有千克的氧气又V SO2=0.15 m 3/s 质量流率G SO2=s g /644.2210000.15⨯⨯=0.42857kg/s ≈0.43 kg/s 根据物料守蘅,总共需要的氧气质量流量G O2=×0.5kg/s=0.214Kg/s该质量流量的氧气总共需要的空气流量为空气G = G O2/=0.932 Kg/s标准状态下的空气密度为1.293kg/ m 3 2故V 空气=m 3/s= m 3/sV 3= ×V 空气=×0.72 m 3/s=0.56 m 3/s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 +V 2+V 3=++m 3/s=m 3/s4 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 i = 2 ×u V gπ其中： V g 为实际运行状态下烟气体积流量,39.40 m 3/su 为烟气速度,3.5m/s因此喷淋塔的内径为 D i = 2 ×u V gπ=2×5.314.340.39⨯=3.786m ≈3.8m。

烟气脱硫设计计算.

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。
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。
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。
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。
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。

脱硫塔的设计计算

5. 设备计算及选型选塔体材料为Q235-B 5.1 脱硫塔的设计计算脱硫吸收塔采用填料塔，填料为φ50×30×1.5聚丙烯鲍尔环，公称直径为50cm ，空隙率为ε=0.927，比表面积为α=114.m 2/m 3,采用乱堆的方式。

5.1.1 塔径计算泛点气速法泛点气速是填料塔操作气速上限，填料塔的操作空塔气速必须小于泛点气速，操作空塔气速与泛点气速之比称为泛点率。

对于散装填料，其泛点率的经验值为 u/u F =0.5 ~ 0.85 填料的泛点气速可由贝恩 — 霍根关联式计算：81412.032)()(lg Lg L g F G L K A a g u ρρμρρε-=⨯⨯⨯ 式中 u F —— 泛点气速，m/s ； g —— 重力加速度，9.81m/s 2 ； a —— 填料总比表面积，m 2/m 3 ； ε —— 填料层空隙率，m 3/m 3 ； ρg 、ρL —— 气相、液相密度，kg/m 3 ；μ —— 液体粘度，mPa·S ；μ=0.837 mPa·SL 、G —— 液相、气相的质量流量，kg/h ；A 、K —— 关联常数，与填料的形状及材料有关。

查下表得出A=0.204，K=1.75。

其中，8141)()(Lg G L K A ρρ-8141)03.1044869.0()91126869.003.1044711.7(75.1204.0⨯⨯⨯⨯-=0583.1-=因此， 2.0310583.110ua g u LgF ρρε⨯⨯⨯=-所以s m u F 575.2873.0869.003.1044114927.081.9102.0310583.1=⨯⨯⨯=- 取泛点率为0.5，则s m u u F 751.168.0==根据操作态的每小时气体处理量算出塔径D ，m u / 4V s π=D式中：D ——吸收塔直径，m ； V S ——气体的体积流量，m 3/sD=m 2902.4751.13600911264=⨯⨯⨯π圆整后D 取4.3m壁厚的计算 Q235-B当δ在3-4mm的范围内时[]MPa t113=δ，操作压力kpa m kg N kg gh P m c 388.11712/8.9/2.9903=⨯⨯==ρ，设计压力为：Kpa kpa p p c 1293.0126.1291.1===，选取双面焊无损检测的比例为全部，所以1ϕ=计算壁厚： []21211293.01113243001293.02C C C C ppD td ++-⨯⨯⨯=++-=ϕδδ，取2.01=C ，12=C所以mm d 66.3`12.046.2=++=δ圆整后取mm n 4=δ.5.4强度校核求水压试验时的应力。

烟气除尘脱硫设计方案(石灰法)

烟气除尘脱硫设计方案(石灰法)烟气除尘、脱硫设计方案技术方案主要内容●系统配置：一炉一塔系统设计；●脱硫烟气处理：一套石灰桨制备系统、一套脱硫系统●除尘脱硫塔采用GT-TL-51高效脱硫塔，脱硫效率大于92%。

塔体采用大径塔，不锈钢塔体结构，耐腐、耐磨，密封性好，经久耐用，以保障除尘稳定、经济，低运行成本；脱硫剂采用石灰作为脱硫剂，实现优良脱硫效果。

●脱硫系统吸收塔循环液搅拌采用脉冲悬浮搅拌系统，运行电耗低，搅拌充分，使用寿命长，易于维修且维护工作量低，还可避免搅拌器的轴封处浆液渗漏，轴承、轴封易腐蚀、磨损等缺陷。

●采用空气氧化工艺，及时将循环液中的不稳定盐类转化为化学性能稳定的盐类；目录第1章. 设计背景 (4)1.1. 设计依据 (4)1.2. 设计原则 (5)第2章. 设计内容 (6)2.2. 设计规模 (6)2.2.1. 烟气排放量 (6)2.2.2. 原烟气指标 (6)2.2.3. 烟气治理目标 (6)2.3. 工程布局 (7)第3章. 运行费用估算与经济分析 (8)3.1. 动力设备一览表 (8)3.2. 系统运行费用（单项）估算 (9)3.2.1. 电费 (9)3.2.2.人工费 (9)3.3. 处理成本估算 (9)3.4. 脱硫成本分析 (9)3.4.1. 主要工艺计算 (9)3.4.2. 脱硫综合成本 (10)3.5. 经济分析 (11)3.5.1. 环境、社会效益 (11)第4章. 质量保证和售后服务 (12)第5章. 除尘脱硫技术部分 (13)5.1. 钠基双碱法工艺选择 (13)5.2. 除尘脱硫系统工艺 (13)5.2.1. 双碱法脱硫说明 (13)5.3. 除尘脱硫系统构筑物与设备描述 (14)5.3.1. GT-TL-5高效除尘脱硫塔主体 (14)5.3.2. 除尘脱硫系统循环水系统 (16)5.3.3. 清洗水及净烟气系统 (17)5.3.4. 除尘脱硫系统控制系统及其他 (18)5.3.5. 附属构筑物 (18)第6章. 除尘脱硫系统土建、设备材料一览表 (20)6.1. 除尘脱硫系统土建构筑物一览表 (20)9.2. 除尘脱硫塔主要设备材料一览表 (21)第7章. 除尘脱硫系统报价单 (22)第1章.设计背景1.1.设计依据《工业锅炉及炉窑湿法烟气脱硫工程技术规范》（HJ462-2009）《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271-2001）《火电厂大气污染物排放标准》（ GB13223-2003 ）《火电厂烟气脱硫设计技术规程》（DL/T5196-2004）《大气污染物综合排放标准》 (GB16297-1996)《工业设备及管道绝热设计规范》（GB50264-97）《混凝土结构设计规范》（GBJ10-89）《建筑防震设计规范》GBJ11-89《低压配电装置规范》（GBJ54-83）《工业及民用通用设备电力装置设计规范》（GBJ55-83）《电业安全工作规程（热力和机械部分）》1997版《电气装置安装施工及验收规范》GBJ232-82《电力建筑施工及验收技术规范》《1Kv及以下配线工程施工及验收规范》（GB50258-96）《电力建设施工及验收规范》热工仪表及控制装置篇(SDJ279-90)《工业管道工程施工及验收规范》(GBJ235-82)《机械设备安装工程施工及验收规范》(TJ231-78)《压缩机风机泵安装工程施工及验收规范》(GB50275-98)《排污费征收标准管理办法》1.2.设计原则为了执行国家法律、法规及有关对SO排放的限制，用适当的工艺去除烟气2中的污染物是十分必要的。

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。

烟气脱硫塔结构设计

结构特征值屈曲分析，六个模态荷载因子范围前为１４～．７。事故工况及正常使用工况作用的．４２５６４几何非线性分析所得位移值较小。底部框架顶部最大水平位移Ｕ＝６１ｍｍ，ｘ１．５０塔本体顶部的最大水平位移Ｕ＝００ｒｍ，部的圆形厂房顶部最大水ｘ２．２ａ上平位移Ｕ＝３０ｍｘ２．９ｍ。４另外，部支架用ＰＰ底ＫＭ软件建模计算，有与限元软件的计算结果相近，明计算结果可靠．说（）构构件的设计，６结 ①钢管混凝土柱的设计原先曾考虑采用钢柱，比较Ｈ形钢柱的用钢量经较大，两轴方向材料的利用不均衡；且采用圆钢柱的用钢量也较大，直径需增大，顶节点不好处柱柱理，充分考虑钢材和混凝土材料特点情况下最在后决定采用钢管混凝土柱。塔体建成后外观感觉比较匀称美观。② 脱硫塔本体以１ｍ２ｍ厚钢板围成的塔壁为主要受力构件，由于与上下柱连接部
管混凝土（４）Ｃ０结构，撑采用Ｈ型钢。支（）硫塔本体结构比较复杂，部是圆柱和２脱外圆锥组合，内部是碟形结构。本体结构均采用钢板和水平型钢加强环。
是国内最大规模的烟气脱硫塔。抗震设防烈度７，度设计基本地震加速度值为

脱硫塔的设计

目录1 处理烟气量计算 (2)2 烟气道设计 (2)3吸收塔塔径设计 (2)4 吸收塔塔高设计 (3)5 浆液浓度的确定 (4)6 喷淋区的设计 (4)7 除雾器的设计 (6)8 氧化风机与氧化空气喷管 (8)9 塔内浆液搅拌设备 (8)10 排污口与防溢流管 (9)11 附属物设计 (9)12 防腐 (9)脱硫塔的结构设计，包括储浆段、烟气入口、喷淋层、烟气出口、喷淋层间距、喷淋层与除雾器和脱硫塔入口的距离、喷喷嘴特性〔角度、流量、粒径分布等〕、喷嘴数量和喷嘴方位的设计烟道设计塔体设计：脱硫塔上主要的人孔、安装孔管道孔：除雾器安装孔，每级至少一个；喷淋浆液管道安装孔，至少一个；脱硫塔底部清渣孔，至少一个；烟气入口烟道设置一人孔，以便大修时清理烟道可能的积垢。

脱硫塔上主要的管孔：循环泵浆液管道入口，一般为3个；液位计接口，一般为2～3个，石膏浆液排出口1～2个；排污口1个；溢流口1个；滤液返回口1个；事故罐浆液返回口1个；地坑浆液返回1个；搅拌机接口2～6个；差压计接口2～4个。

储液区：一般塔底液面高度h1=6m～15m；喷淋区：最低喷淋层距入口顶端高度h2＝1.2～4m；最高喷淋层距入口顶端高度h3≥vt，v为空塔速度，m/s，t为时间，s，一般取t≥1.0s；喷淋层之间的间距h4≥1.5～2.5m；除雾区：除雾器离最近〔最高层〕喷淋层距离应≥1.2m，当最高层喷淋层采用双向喷嘴时，该距离应≥3m；除雾器离塔出口烟道下沿距离应≥1m；喷淋泵喷淋头曝气泵1处理烟气量计算得到锅炉烟气量，根据实际的气体温度转化成当时的处理烟气量。

根据燃料的属性计算出烟气中SO2的含量，并根据国家相关环保标准以与甲方的要求确定烟气排放SO2的含量，并计算脱硫效率2烟气道设计进气烟道中的气速一般为13m/s，排气烟道中的气速一般为11m/s，由此算出截面积，烟道截面一般为矩形，自行选取长宽。

3吸收塔塔径设计直径由工艺处理烟气量与其流速而定。

烟气脱硫简单设计计算讲解

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，能保证整个脫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
第二章设计计算
1
《通知》规泄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：
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。
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脫硫工艺，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、徳国等地都已经应用，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。
273+130
脱硫塔进口二氧化硫的含量C1
2727-200
需要的脱硫效率为：n= —―x100%=92.7%
2727
2.

旋流板塔说明

旋流板除尘脱硫设备设计说明书一、旋流板塔旋流板塔1974年首次用于碳铵干燥尾气回收以来，已广泛用于中小氮肥厂的半水煤气脱硫(H2S)塔，饱和热水塔，除尘、冷却、冷凝塔等，也用于环保行业脱除烟气和废气中的飞灰、NOx 、SO2、H2S及铅汞蒸汽等，取得了很大的经济效益和社会效益，获得1978年全国科学大会奖和1984年国家发明奖。

至90年代，在国家自然科学基金和省自然科学基金的资助下，对旋流塔板上的气液运动，传质效率进行了深入的研究，又获得了化工部1983年科技进步二等奖，国家教委1996年科技进步三等奖。

自80年代后期开始，旋流板塔开始用于烟气的脱硫除尘研究，在实验室和小型锅炉的工业化实验中，重点在除尘，脱硫，除雾和脱硫剂及工程性问题进行了研究。

旋流板塔脱硫技术作为一种实用可靠的脱硫除尘技术，具有投资和运行费用低，占地面积小，管理和维护方便等特点，现已推广用于火电，热电，冶金等行业的烟气脱硫除尘和其他工业废气治理。

我公司选用运用湿法一体化脱硫除尘的旋流板麻石除尘器，依据多年生产经验进行的多次技术改进，不断改善其脱硫除尘效率，解决多个湿式脱硫除尘常见技术难题，在高效性、经济性、实用性等方面有显著突破，我厂生产的旋流板除尘器脱硫效率可达90%以上，除尘效率在98%以上，其中高配置不锈钢旋流板麻石除尘器除尘效率可达99.5%以上，在大型锅炉及煤窑等工业废气的处理上、在0.1µm到300µm粒径范围内能有效除尘，效率接近电除尘、布袋除尘等传统高效除尘器。

在设计上突出旋流塔板脱硫除尘技术高效、低阻的传质特性，结合最成熟的湿法脱硫工艺，大大提高脱硫效率，已成功应用于120t/h燃煤大中型锅炉脱硫除尘项目。

二、主要工作原理及技术特点旋流板塔通常为圆柱塔体，塔内装有旋流塔板。

工作时，烟气由塔底向上流动，由于切向进塔，尤其是塔板叶片的导向作用而使烟气旋转上升，使在塔板上将逐板下流的液体喷成雾滴，使气液间有很大的接触面积;液滴被气流带动旋转，产生的离心力强化气夜间的接触，最后甩到塔壁上沿壁下流到下一层塔板上，再次被气流雾化而进行气液接触。

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。

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。

毕业设计--脱硫塔设计说明书

本科毕业设计说明书题目：脱硫塔设计学生姓名：学院：化工学院系别：过控系专业：过程装备与控制工程班级：指导教师：二〇一一年六月摘要脱硫塔是化工设备中的重要设备，是对工业废气进行脱硫处理的设备。

是一种脱硫效率高，压力损失较低兼能除尘的脱硫设备，脱硫塔是运用旋流技术、射流技术、压力雾化技术和文丘里管技术，以碱性液为载体，将烟气中的尘、二氧化硫、碳氢化合物等有害物质从烟气中分离出来，吸收沉降，最后达到净化烟气的目的。

该脱硫塔选用填料塔作为其塔型，填料塔的基本特点是结构简单，压降降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等。

其内部基本结构有除沫器、液体分布器、液体再分布器、漩涡喷头、支承板及填料压板。

该脱硫塔在设计的过程中参考《GB150-1998钢制压力容器》、《化工容器及设备简明设计手册》、《JBT4710-2005钢制塔式容器》等标准。

该脱硫塔的设计包括塔内件的选取、设计方案、设计计算等内容，在过程中，通过查资料、数据的计算等一系列方法，整合设计所需资料及数据。

经过老师的不断指点与自己的不断修改完善，最终形成本次设计。

关键词：脱硫塔填料塔AbstractDesulfurization tower is an important equipment chemical equipment, is the industrial waste gas desulfurization process equipment.Is a high desulfurization efficiency, lower pressure loss and to dust desulfurization equipment, desulfurization tower is the use of hydrocyclone technology, jet technology, pressure atomization technology and Venturi tube technology to alkaline solution as the carrier, the flue gas of dust, sulfur dioxide, hydrocarbons and other harmful substances separated from the flue gas to absorb the settlement, the final purpose of purifying the flue gas.The desulfurization tower used as tower packing tower, packed tower of the basic features of simple structure, drop down a small, mass transfer efficiency, ease of use of corrosion-resistant materials and so o .The basic structure of the internal demister, liquid distributors, liquid re-distributor, the vortex nozzle, bearing plates and filler plate.The desulfurization tower in the design process of reference "GB150-1998 steel pressure vessel", "chemical containers and equipment Concise Design Manual", "JBT4710-2005 steel tower container" and other standards.The desulfurization tower design includes the selection of tower parts, design, design calculations, etc., in the process, through the information search, data calculation and a series of methods to integrate information and data required for the design.The teacher's constantly pointing with their constantly revised and improved, culminating in this design.Keywords: desulfurization tower packing tower目录图标清单.......................................... 错误!未定义书签。

脱硫塔入口烟道的结构设计与思考

脱硫塔入口烟道的结构设计与思考摘要：本文主要对脱硫塔入口烟道的结构设计方面进行分析，阐述了脱硫塔的基础结构、有限元模型构建、载荷计算以及有限元分析等多项内容，通过相关分析希望能够提升脱硫塔整体结构设计质量，确保脱硫塔运行稳定性，仅供相关行业参考。

关键词：脱硫塔；入口烟道；结构设计；有限元分析；设计优化1脱硫塔结构分析本次研究的脱硫塔直径为18.0m，脱硫塔高度为42.7m，入口烟道尺寸为12m*5.4m，出口烟道尺寸为12m*5.1m，材质采用Q235B；烟气通过除尘处理后，进入脱硫塔内部，在脱硫塔内部经过净化处理后，通过出口烟道向外部排放。

2有限元模型研究在脱硫塔入口烟道的结构设计中，可以通过有限元模型的方式对其进行处理，具有良好的应用效果。

在本次有限元模型分析中，采用软件为ANSYS，通过该软件对脱硫塔入口烟道进行模型构建。

下图为脱硫塔的有限元模型。

图1：脱硫塔的有限元模型在模型中主要包括两个单元，塔壁与烟道壁板单元设计为SHELL180；塔体的加强环、烟道加固肋以及立柱等应用梁单元BEAM187。

脱硫塔塔壁与烟道壁板、加强肋、加强立柱材料都采用Q235B，其密度为7840kg/m³，泊松比为0.3，在20摄氏度的条件下，其弹性模量为205GPa，在150摄氏度条件下，其弹性模量为195GPa。

脱硫塔入口烟道向外部延伸长度为2m左右，烟道面板横向加固应用350mm*170mm*6mm*10mm的H型钢，纵向加固肋应用16号工字钢，脱硫塔入口烟道两侧各安装一根400mm*400mm*22mm的厚壁钢管立柱，中间位置设置加强立柱，和脱硫塔塔壁两圈加强化构成“口”字形框，采用该设计方式能够提升脱硫塔入口烟道的抗弯强度、抗扭强度以及抗疲劳强度。

本文分别对脱硫塔入口烟道内部安装了不同数量与型号的型钢，以其作为加强立柱。

为了便于分析，对其进行施加对称约束处理[1]。

3载荷计算在载荷计算中，选择脱硫塔入口烟道作为计算部分，将荷载施加在计算区域中。

脱硫塔结构分析与设计优化

科技与创新｜Science and Technology & Innovation2024年第07期DOI：10.15913/ki.kjycx.2024.07.029脱硫塔结构分析与设计优化张佩（沈阳远大环境工程有限公司，辽宁沈阳110027）摘要：以襄垣县诚丰电力有限公司5#炉超低排放改造项目为实际工程背景，建立直排脱硫塔整体结构的三维模型，借助有限元分析软件Midas-Gen对结构进行建模及静力学分析。

分析模拟结果显示，在极限工况载荷组合下，结构最大位移变形发生在钢烟囱顶部，主要是由于塔体增加直排烟囱部分长细比较大，在风载荷作用下结构水平位移比较明显。

在此基础上可以为烟囱部分增加竖筋，增大其挠度以减小变形量。

板壳单元的最大应力部分发生在烟气进口位置，此部位因有大开口易发生应力集中现象。

梁单元的最大弯矩为6.48×107 N·mm，发生在塔内喷淋主支撑梁的中心部分。

关键词：脱硫塔；有限元分析；极限工况；结构优化中图分类号：TU347 文献标志码：A 文章编号：2095-6835（2024）07-0108-03吸收塔为大型薄壁结构，塔体失效的表现形式不是强度不足发生大面积塑性变形或断裂，而是由于压应力而导致局部的失稳[1]。

塔体的大开孔对塔体抗弯、抗震能力削弱很大，开孔边缘处存在应力集中。

在结构设计中，应重点对开孔周围区域进行加强，尽力减小开孔边缘应力集中。

塔体内壁需进行玻璃鳞片防腐，由于玻璃鳞片性质较钢材较脆，塔体发生较大弹性变形时，容易引起鳞片状的龟裂导致脱落，因此避免塔体发生较大的弹性变形亦是设计应考虑的。

笔者运用Midas-Gen软件对吸收塔进行建模和强度、稳定性分析，并在此基础上进行结构优化[2]。

1 吸收塔有限元模型建立1.1 设计条件及几何参数本文以襄垣县诚丰电力有限公司5#炉超低排放改造工程项目为背景，该项目采用直排湿法脱硫塔，塔体直径D=7.5 m，总高约68 m，其中塔体部分高度约39 m，钢烟囱部分约29 m，直径D1=4 m。

脱硫塔结构设计

脱硫塔构造设计一、脱硫塔构造定性设计1.塔旳总体布置如图所示，一般塔底液面高度h1=6-15m；最低喷淋层离入口顶端高度h 2=1.2-4m；最高喷淋层离入口顶端高度h3>=vt；v为空塔速度，m/s，t为时间，s，一般取t>=1.0s；喷淋层之间旳间距h4>=1.5-2.5m；除雾器离近来（最高层）喷淋层距离>=1.2m，当最高层喷淋层采用双向喷嘴时，该距离>=3m；除雾器离塔出口烟道下沿距离>=1m。

喷淋区旳高度不适宜太高，当高度不小于6m时，增长高度对于效率旳提高并不经济。

喷淋区旳烟气速度应与雾滴旳滴谱范畴相相应。

从理论上讲，约有3%-6%旳液滴量被夹带，在冷却区旳夹带量大概为0.2%-0.5%与烟气进口旳切向流动有关。

2.塔径旳拟定脱硫塔旳传质段旳塔径重要取决于塔内传质、气液分布及经济性旳考虑。

在喷淋塔内，烟气流速较低时，压降上升幅度不不小于流速旳上升幅度。

随着烟气流速旳提高，压力曲线逐渐变陡，直至液泛。

液泛气速接近液滴自由沉降旳终端速度，并随着吸取液滴直径旳增大而提高。

故喷淋塔设计时，烟气流速旳选用应与吸取液液滴直径相匹配，按常规，设计气速应为液泛气速旳50%-80%。

由于喷雾型脱硫塔中，气流分布可以“自我校正”均匀，从这个角度看，塔径可以无限大。

但塔旳构造设计旳经济性和设计难度等影响到塔径旳大小，这需作综合分析，必要时分塔。

脱硫塔可设计成等直径塔，也可设计成变直径塔，具体应根据侧搅拌层数和储浆量大小拟定。

3.塔底储浆量旳拟定拟定塔底储浆量旳基本要素有：最大旳SO2负荷，这依赖于进气旳SO2浓度及出气所规定旳SO2浓度；各部分旳浆液pH值；在考虑了也许存在旳离子影响（飞尘、石灰石和工艺水）条件下旳石灰石实测溶解速率；石膏品质（如粒径大小）旳规定。

根据以上规定拟定浆液所需停留旳名义时间，该时间可由塔底总浆液量除以排石膏浆液量获得。

4.塔入口烟道旳设计脱硫塔入口烟气旳均匀性直接影响到脱硫塔内烟气分布旳均匀性。

【VIP专享】烟气脱硫塔的设计

烟气脱硫吸收塔设计(3)［作者：Admin 来源：博景源点击数：317 更新时间：2007-3-16 ］xxx大学毕业设计（论文）烟气脱硫吸收塔设计摘要在概述我国烟气脱硫技术现状，介绍了一些国外的烟气脱硫技术的基础上分析了我国燃煤锅炉烟气脱硫技术的发展前景。

本文针对设计任务书中所给出的烟气含量和脱硫要求，结合我国烟气脱硫的技术现状选择了顺应吸收塔发展潮流的喷淋塔作为设计对象来实现石灰石－石膏湿法烟气脱硫，主要设计吸收塔部分。

本设计用于小型机组的烟气脱硫，这套工艺采用了脱硫、除尘和就地强制氧化同时完成的高性能化组合塔型。

设计塔内烟气的流速为3 m•s-1 ，液气比为18 L•m-3，钙硫比为1.04。

喷淋塔主体、除雾器和再热器依次垂直布置，这样塔的整体布局将会更加紧凑，占地面积较小。

采用价廉易得的石灰石为原料，脱硫产物石膏品质优良，可代替天然石膏使用。

采取了回收与抛弃兼容的处理方法。

本文还介绍了湿式石灰石-石膏烟气脱硫工艺的各个子系统，大致确定了本工艺中选用各子系统的的处理流程、装置和设备。

并对所设计的烟气脱硫工艺进行了技术经济分析。

关键词：湿法烟气脱硫，喷淋塔，石灰石－石膏法ABSTRACTAfter summarizes the flue gas desulphurization technical present situation of our country，also introduces some overseas technologies of flue gas desulphurization. This thesis analyzed developing prospect of the flue gas desulphurization technologies of our country. The spray scrubber, which is the developing trend of absorption tower ,is designed for CaCO3－CaSO4 wet flue gas desulphurization in this paper according to the composition of the fume gas and the desulphurization request. The major mission of the paper is design of the absorber.The system is fit for small-sized unit in thermal .The technology uses the high-performance integral spray scrubber, in which the function of desulphurization、dedusting and forced oxidation on the spot are possessedsimultaneously. The designed velocity of flue gas in countercurrent section is 3 m•s-1. The liquid/gas ratio is 18 L•m-3 and Ca/S ratio is 1.04. Spray tower, mist eliminator, reheaters are arranged one on top of another vertically, therefore the tower area layout of it is more compact and the occupied land area is smaller. The raw material is limestone because of its low-price, the product-gypsum is reliable enough to take the place of natural gypsum. The treatment of part of the gypsum being recovered and part being abandoned was adopt.This thesis introduces the subsystems of the WFGD technology and ascertains the technological process、devices and equipments of every subsystem approximately. And also carries out economical and technical analyze of the WFGD system designed.KEY WORDS：wet flue gas desulphurization(WFGD)，spray scrubber，limestone-gypsum technology目录前言 1第1章脱硫方案的选择以及塔体选型 61.1 脱硫方案的选择 61.2 塔型选择 61.3 氧化方式的选择[9] 71.4 石灰石－石膏法WFGD的工艺原理 81.4.1石灰石－石膏法WFGD反应机理 81.4.2 SO2的吸收 10第2章石灰石-石膏法WFGD系统概述 112.1 典型工艺流程 112.2 工艺设备布置 122.3 脱硫风机的布置 13第3章喷淋塔的设计计算 153.1 设计初值 153.1.1 燃煤数据分析 153.1.2 烟气状态 163.2吸收塔喷淋区设计 163.2.1吸收区内径和塔截面积 173.2.2 喷淋塔吸收区喷淋层 183.2.3 喷浆管的设计 193.2.4 喷淋层的雾化喷嘴 193.2.5 喷雾管道的设计与布置 213.2.6喷淋塔烟气入口、出口及多孔托盘 223.3喷淋塔氧化区的设计 243.3.1持液槽 243.3.2喷淋塔氧化槽的隔板 253.3.3 喷淋塔持液槽的搅拌器和挡板 263.3.4喷淋塔氧化区的氧化管道（空气分布器） 27 3.3.5喷淋塔氧化风机 283.4喷淋塔除雾区的设计 293.5泵的选型 303.5.1 循环泵选型 303.5.2 排出泵选型 313.6 塔体的高度设计 323.6.1 持液槽 323.6.2 连接区 333.6.3 吸收区 333.6.4 除雾区 333.6.5 吸收塔总高 343.7喷淋塔主要技术经济指标 34第4章子系统分述 354.1 烟气热交换系统 354.2石灰石浆制备系统 384.3 SO2吸收系统 394.4石膏制备及处置系统 424.5废水处理系统 444.6公共系统 45第6章可*性分析 46第7章脱硫系统经济分析 47第8章结论 48致谢 49参考文献 50英语科技论文 52文献翻译 61前言煤炭为我国的第一能源。