烟气喷水降温计算
一、初始条件0 M- z2 R. R9 t" f9 W9 G
初态：-100Pa(G)6 N- m#140℃ 3450.79NM3/h，气体体积组成如下：) CO2：13.66％4 z7H2O：14.54％- k#SO2：0.02％* b5 d* N2：67.16％8 l2 c0 m. O2：4.62％
冷却水温度按32℃考虑
终态：-600Pa(G) 60℃" ~. e, r/ {! A- a
二、计算说明
烟气喷水降温，至终态不含液态水，喷入的水全部汽化为水蒸汽，终态中含水量饱和。
三、物性查询
所有物性数据全部查自2002版化学工业出版社出版的《化学化工物性数据手册无机卷》。+ E! H8 M7 ?. @( T& `1 X* K; X4 m
1、60℃水的饱和蒸汽压为19919 Pa；
32℃饱和水的比热为4.178 J/g·K；
60℃的饱和水蒸汽比焓为2609.71 KJ/kg
2、各气体的比热见下表，单位为KJ/kg·K2 }# F5 g; t4 x g/ d
项目0℃
50℃
& `5 U( H7 x0 @.
T' G
100℃
150℃
% E8 I4 k! F/ I9 i3
`* }' |! @' N- i
200℃
CO2/0.84290.8677
/
9 q( N) d5 c j! g'
h4 t
0.9122
SO2/
0.6224
8 Q! {& {# r9 m#
i+ @# P
0.6365/0.6634
5 `: V/ j7 V* K4 N
O2
/
: I4 U6 R: [( Q
C1 |; @2 r% H
0.91820.9230
0.9288
! q* q- H1 P/ l! T8
w: F
! ?' i: ^5 X i- o5
C
N2
& R! m: `% e6 o% o0 C3 `1.039/
, n# _2 l6 v' ]5 E
1.040
/
3 k r; F2 Y8 r,
@$ H9 i
1.043
H2O
140℃时为2.245；60℃时为1.924' C' V5 [/ {$ I m1 ~- l
四、进出口温度下比热计算
按上面表格中物性采用内插法计算进出口温度下的气体比热（单位：KJ/kg·K）。
项目CO2
SO2
" B# N# n& o) P,
y3 T2 i8 [
O2N2
H2O
% H/ b" z x"
Q$ r: [
140℃0.88550.64730.9277
# o. i/ l5 e, X9 I
1.042
, S- N, }7 I# \6 r
2.245
/ O( C9 r3 k0 W1
Z$ ^0 a4 j& n
60℃
0.8479
! ^7 e7 i& a) n( d"
C2 O2 U0 ]
0.6252
7 _( m9 t9 r: X9
G9 h6 b
0.9192
8 i' d' ]* l d" ?9 }
E
1.0396 1.924
五、能量衡算
假定需水量为n kmol+ z/ ?$ q4 [9 |9 s
CO2：3450.79×13.66％＝471.378 NM3/h＝21.044 kmol
H2O：3450.79×14.54％＝501.745 NM3/h＝22.399 kmol2 p. ]+ U7 i( T6 U. U9 X N2：3450.79×67.16％＝2317.551 NM3/h＝103.462 kmol
O2：3450.79×4.62％＝159.426 NM3/h＝7.117 kmol
SO2：3450.79×0.02％＝0.69 NM3/h＝0.031 kmol) v6 R$ }* y& Q3 t
1、输入热量& W1 q7 f- ?! r
气体带入热量：
（21.044×44.01×0.8855＋22.399×18.02×2.245＋
103.462×28.01×1.042＋7.117×32×0.9277＋0.031×64.06×0.6473）×1404 E% {& { }, D# g" L0 `' @0 c- A
＝694190.13 KJ! A6 H0 W5 A0 T5 n
水带入热量：n×18.02×4.178×32＝2409.2n KJ: i4 ^9 \" J8 R8 M6 O
2、输出热量9 t1 u( X" V+ P5 ^; d( _
气体带出热量：, m: ]( o* y# l/ H3 b
(21.044×44.01×0.8479＋22.399×18.02×1.924＋103.462×28.01×1.0396＋7.117×32×0.9192＋0.031×64.06×0.6252）×60
＝287109.29KJ
水变为水蒸汽带出热量：) Z# J8 Q! q' Q: q( |4 j5 L9 f
n×18.02×2609.71＝46974.78n KJ
3、进出能量平衡
694190.13＋2409.2n＝287109.29＋46974.78n* W R( N/ @* z: v- ^
解得：n＝9.134 kmol＝164.6 kg
说明：气体按理想气体的比热，比热不是线性变化的，按内插法等比例折算后计算所用的比热要小于实际的比热，水蒸汽按饱和水蒸汽的比热，而初始状态的水蒸汽为过热状态，其实际比热值要大于计算所用的比热值，所以计算结果比我第一版的结果要小一些，但两版的计算方法都没有问题
烟气带水实例计算
一、初始条件 初态：-100Pa(G) 140℃ 3450.79NM3/h，气体体积组成如下： CO2：13.66％ H2O：14.54％ SO2：0.02％ N2：67.16％ O2：4.62％ 冷却水温度按32℃考虑 终态：-600Pa(G) 60℃ 二、计算说明 烟气喷水降温，至终态不含液态水，喷入的水全部汽化为水蒸汽，终态中含水量饱和。 三、物性查询 所有物性数据全部查自2002版化学工业出版社出版的《化学化工物性数据手册无机卷》。 1、60℃水的饱和蒸汽压为19919 Pa； 32℃饱和水的比热为4.178 J/g·K；
60℃的饱和水蒸汽比焓为2609.71 KJ/kg 2、各气体的比热见下表，单位为KJ/kg·K 四、进出口温度下比热计算 按上面表格中物性采用内插法计算进出口温度下的气体比热（单位：KJ/kg·K）。
五、能量衡算 假定需水量为n kmol CO2：3450.79×13.66％＝471.378 NM3/h＝21.044 kmol H2O：3450.79×14.54％＝501.745 NM3/h＝22.399 kmol N2：3450.79×67.16％＝2317.551 NM3/h＝103.462 kmol O2：3450.79×4.62％＝159.426 NM3/h＝7.117 kmol SO2：3450.79×0.02％＝0.69 NM3/h＝0.031 kmol 1、输入热量 气体带入热量： （21.044×44.01×0.8855＋22.399×18.02×2.245＋103.462×28.01×1.042＋7.117×32×0.9277＋0.031×64.06×0.6473）×140 ＝694190.13 KJ 水带入热量：n×18.02×4.178×32＝2409.2n KJ 2、输出热量 气体带出热量： (21.044×44.01×0.8479＋22.399×18.02×1.924＋103.462×28.01×1.0396＋7.117×32×0.9192＋
烟气喷淋降温除尘计算书
计算说明：此计算书为脱硫烟气除尘降温喷淋量计算书，喷淋液（水）最终状态仍未液体，因此，计算时未考虑水变为水蒸气带走热量，水的比热容以液体状态的4.178带入计算，如液体最终状态为饱和水蒸气，式中带出热量公式所带入数值应为饱和水蒸气比焓，查表可得。 一、初始条件0 M- z2 R. R9 t" f9 W9 G 烟气温度：150℃ 85000M3/h，气体体积组成如下：) N+ b: p4 e; h Y7 I CO2：13.66％4 z7 L* x; w3 W' W& M H2O：14.54％- k# P, X& g3 V2 q5 B SO2：0.02％* b5 d* B ?' w. A5 E6 g% h N2：67.16％8 l2 c0 m. d7 i+ b: h O2：4.62％ 冷却水温度按32℃考虑，水温和烟气最终温度按100℃" ~ e, r/ {! A- a 二、计算说明 烟气喷水降温，通过气液接触热量传递达到降温效果。 三、物性查询 所有物性数据全部查自2002版化学工业出版社出版的《化学化工物性数据手册无机卷》。+ E! H8 M7 ?. @( T& `1 X* K; X4 m 1、饱和水的比热为4.178 J/g·K； 2、各气体的比热见下表，单位为KJ/kg·K2 }# F 5 g; t4 x g/ d 项目0℃50℃ & `5 U( H7 x0 @. 100℃150℃ % E8 I4 k! F/ I9 i3 200℃
T' G`* }' |! @' N- i CO2/ /0.84790.8855 / SO2/ /0.62530.6473 5 `: V/ j7 V* K4 N / O2 / : I4 U6 R: [( Q C1 |; @2 r% H / 0.9192 0.9277 ! q* q- H1 P/ l! T8 w: F / N2 & R! m: `% e6 o% o0 C3 `/ / , n# _2 l6 v' ]5 E 1.0396 3 k 1.042 r; F2 Y8 r, @$ H9 / , n# _2 l6 v' ]5 E H2O 5 [/ {$ I m4.1781 ~- l 四、进出口温度下比热计算 按上面表格中物性采用内插法计算进出口温度下的气体比热（单位：KJ/kg·K）。 项目CO2 SO2 " B# N# n& o) P, y3 T2 i8 [ O2N2 H2O % H/ b" z x" Q$ r: [ 150℃0.88550.64730.9277 # o. i/ l5 e, X9 I 1.042 , S- N, }7 I# \6 r 4.178 100℃ 0.8479 ! ^7 e7 i& a) n( d" C2 O2 U0 ] 0.6252 7 _( m9 t9 r: X9 G9 h6 b 0.9192 8 i' d' ]* l d" ?9 } E 1.0396 4.178 五、能量衡算 假定需水量为n kmol+ z/ ?$ q4 [9 |9 s CO2：85000×13.66％＝11611 NM3/h＝518.35 kmol H2O：85000×14.54％＝12358 NM3/h＝551.74 kmol2 p. ]+ U7 i( T6 U. U9 X N2： 85000×67.16％＝57086 M3/h＝2548.48 kmol O2： 85000×4.62％＝3927 NM3/h＝175.31 kmol SO2：85000×0.02％＝1700 NM3/h＝75.89 kmol) v6 R$ }* y& Q3 t
除臭设备设计计算书讲解-共10页
8、除臭设备设计计算书 8.1、生物除臭塔的容量计算 1#生物除臭系统 参数招标要求计算过程 序 号太仓市港城组团污水处理厂改扩建工程设备采购、安装项目 1 2 设备尺寸 处理能力 2.5×2.0× 3.0m 2019m3/h Q=2019m3/h V=处理能力Q/（滤床接触面积m2）/S=2019/ （2.5×2）/3600=0.1111m/s 3 空塔流速＜0.2 m/s 臭气停留 时间4 5 ≥12s S=填料高度H/空塔流速 V(s)=1.6/0.1111=14.4S 炭质填料风阻220Pa/m×填料高度 1.6m=352Pa 设备风阻＜600Pa 2#生物除臭系统 参数 序 招标要求计算过程 号太仓市港城组团污水处理厂改扩建工程设备采购、安装项目 1 2 设备尺寸 处理能力 4.0×2.0×3.0m 3000m3/h Q=3000m3/h V=处理能力Q/（滤床接触面积m2）/S=3000/ （4×2）/3600=0.1041m/s 3 空塔流速＜0.2 m/s 臭气停留 时间4 5 ≥12s S=填料高度H/空塔流速 V(s)=1.6/0.1041=15.36S 炭质填料风阻220Pa/m×填料高度 1.6m=352Pa 设备风阻＜600Pa
3#生物除臭系统 参数招标要求计算过程 序 号太仓市港城组团污水处理厂改扩建工程设备采购、安装项目 1 2 设备尺寸 处理能力 7.5×3.0×3.3m（两台） 20190m3/h Q=20190m3/h V=处理能力Q/2（滤床接触面积m2）/S=10000/ （7.5×3.0）/3600=0.1234m/s 3 空塔流速＜0.2 m/s 臭气停留 时间4 5 ≥12s S=填料高度H/空塔流速 V(s)=1.7/0.1234=13.77S 炭质填料风阻220Pa/m×填料高度 1.7m=374Pa 设备风阻＜600Pa 4#生物除臭系统 参数 序 招标要求计算过程 号太仓市港城组团污水处理厂改扩建工程设备采购、安装项目 1 2 设备尺寸 处理能力 7.5×3.0×3.0m（两台） 18000m3/h Q=18000m3/h V=处理能力Q/2（滤床接触面积m2）/S=18000/ （7.5×3）/3600=0.1111m/s 3 空塔流速＜0.2 m/s 臭气停留 时间4 5 ≥12s S=填料高度H/空塔流速 V(s)=1.6/0.1111=14.4S 炭质填料风阻220Pa/m×填料高度 1.6m=352Pa 设备风阻＜600Pa 8.2、喷淋散水量(加湿)的计算 生物除臭设备采用生物滤池除臭形式，池体上部设有检修窗，进卸料口，侧面设有观察窗等，其具体计算如下：
烟气喷水降温计算
一、初始条件0 M- z2 R. R9 t" f9 W9 G 初态：-100Pa(G)6 N- m# ?0 T0 V/ k+ x 140℃ 3450.79NM3/h，气体体积组成如下：) N+ b: p4 e; h Y7 I CO2：13.66％4 z7 L* x; w3 W' W& M H2O：14.54％- k# P, X& g3 V2 q5 B SO2：0.02％* b5 d* B ?' w. A5 E6 g% h N2：67.16％8 l2 c0 m. d7 i+ b: h O2：4.62％ 冷却水温度按32℃考虑 终态：-600Pa(G) 60℃" ~. e, r/ {! A- a 二、计算说明 烟气喷水降温，至终态不含液态水，喷入的水全部汽化为水蒸汽，终态中含水量饱和。 三、物性查询 所有物性数据全部查自2002版化学工业出版社出版的《化学化工物性数据手册无机卷》。+ E! H8 M7 ?. @( T& `1 X* K; X4 m 1、60℃水的饱和蒸汽压为19919 Pa； 32℃饱和水的比热为4.178 J/g·K；
60℃的饱和水蒸汽比焓为2609.71 KJ/kg 2、各气体的比热见下表，单位为KJ/kg·K2 }# F5 g; t4 x g/ d 项目0℃ 50℃ & `5 U( H7 x0 @. T' G 100℃ 150℃ % E8 I4 k! F/ I9 i3 `* }'|! @' N- i 200℃ CO2/0.84290.8677 / 9 q( N) d5 c j! g' h4 t 0.9122 SO2/ 0.6224 8 Q! {& {# r9 m# i+ @# P 0.6365/0.6634 5 `: V/ j7 V* K4 N O2 / : I4 U6 R: [( Q C1 |; @2 r% H 0.91820.9230 0.9288 ! q* q- H1 P/ l! T8 w: F ! ?' i: ^5 X i- o5 C N2 & R! m: `% e6 o% o0 C3 `1.039/ , n# _2 l6 v' ]5 E 1.040 / 3 k r; F2 Y8 r, @$ H9 i 1.043 H2O 140℃时为2.245；60℃时为1.924' C' V5 [/ {$ I m1 ~- l 四、进出口温度下比热计算 按上面表格中物性采用内插法计算进出口温度下的气体比热（单位：KJ/kg·K）。 项目CO2 SO2 " B# N# n& o) P, y3 T2 i8 [ O2N2 H2O % H/ b" z x" Q$ r: [ 140℃0.88550.64730.9277 # o. i/ l5 e, X9 I 1.042 , S- N, }7 I# \6 r 2.245 / O( C9 r3 k0 W1 Z$ ^0 a4 j& n 60℃ 0.8479 ! ^7 e7 i& a) n( d" C2 O2 U0 ] 0.6252 7 _( m9 t9 r: X9 G9 h6 b 0.9192 8 i' d' ]* l d" ?9 } E 1.0396 1.924 五、能量衡算 假定需水量为n kmol+ z/ ?$ q4 [9 |9 s
垃圾焚烧发电厂烟气干法脱酸系统温度的控制
垃圾焚烧发电厂烟气干法脱酸系统温度 的控制 本文从网络收集而来，上传到平台为了帮到更多的人，如果您需要使用本文档，请点击下载按钮下载本文档（有偿下载），另外祝您生活愉快，工作顺利，万事如意！ 1 引言 垃圾焚烧发电厂烟气脱酸工艺的主要目的是去除烟气中的HCl和SO2等酸性气体。目前烟气脱酸工艺形式较多，按其系统中是否有废水排出，可分为湿法、半干法和干法三种。干法脱酸系统由急冷塔、袋式除尘器和碱性脱酸剂系统构成，工艺流程为：来自垃圾焚烧炉锅出口烟道的烟气由急冷塔上部进气口进入塔内，经过喷水雾化降温，使烟气温度快速下降，再由急冷塔下部侧面排气口，通过烟道进入袋式除尘器。碱性脱酸剂通过罗茨风机送至烟管内，烟气中含有的酸性物质在烟道和除尘器内与脱酸剂发生脱酸反应，反应产物被除尘器过滤捕集。干法脱酸工艺中的脱酸效率与钙硫比、钙氯比、烟气温度和湿度等因素有关。本文对影响脱酸效率的烟气温度这一因素进行简要分析。 2 烟气温度的理论分析 烟气温度对整个烟气净化系统非常重要。在干法
脱酸工艺中，主要通过调节急冷塔内的喷水量控制烟气温度。仅考虑脱酸效果的话，喷水量越大，烟气温度越低越好。但是喷水量大，脱酸系统的急冷塔、除尘器、管道以及输送等设备容易发生湿壁和结垢，除尘器内的布袋容易发生结露，影响系统正常运行和设备的使用寿命。 近绝热饱和温度 烟气中的酸性气体与Ca(OH)2的反应为放热反应，因此烟气温度越低越有利于脱酸反应的发生。其理想值为绝热饱和温度，即湿空气绝热降温增湿至饱和时的温度。但同时烟气温度又要保证高于露点，以防止设备和烟道发生腐蚀与湿壁。露点温度是湿空气等冷却至饱和时的温度。绝热饱和温度高于露点温度，两者间的温度差即为近绝热饱和温度AAST。在运行的过程中AAST的选取直接影响脱酸效率和装置的运行稳定性。有研究表明，绝热饱和温度温差越小，相对湿度越大，水分吸附平衡量越大，由单分子层吸附量换算成的分子层数就越多，脱酸率就越大。脱酸率随水分子层数的增加近似呈线性增长的关系。当温差从18K降到11K，脱酸效率增加30%，温差越低，脱酸效率越高。当AAST很小时，脱酸效率增幅变大，脱酸效率与AAST呈指数关系。因此，AAST低，意
吸收塔的相关设计计算
烟气脱硫工艺主要设备吸收塔设计和选型 （2） 喷淋塔吸收区高度设计（二） 对于喷淋塔，液气比范围在8L/m 3-25 L/m 3之间[5]，根据相关文献资料可知液气比选择12.2 L/m 3是最佳的数值。 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%），钠硫比(Na/S)一般略微大于1，本次选择的钠硫比(Na/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＝ h C K V Q η = (3) 其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m 3 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 K 0为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度(℃) ; K 0=3600u ×273/(273+t) 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） ζ的单位换算成kg/( m 2.s),可以写成 ζ=3600× h y u t /*273273 *4.22641η+ (7) 在喷淋塔操作温度 10050 752 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 2质量浓度为 a (mg/3m )且 a=0.650×
垃圾焚烧电厂烟气净化处理工程-旋转喷雾工艺简介
垃圾焚烧电厂烟气净化处理工程 旋转喷雾烟气脱酸工艺简介 无锡市华星电力环保修造有限公司的旋转喷雾烟气净化系统，适用于垃圾焚烧发电厂及燃煤热电厂烟气处理工程。旋转喷雾主要包括六大部分：石灰浆制备及输送系统、活性炭喷射系统(适用于垃圾焚烧发电厂)、烟气系统、反应塔系统、除尘器系统及输灰系统组成。 一、烟气净化工艺原理、流程 2.1工艺原理 本烟气处理工艺为经高速离心雾化的吸收剂在半干式反应塔与烟气中的酸性气体充分接触、反应，来实现脱除酸性气体及其它有害物质。从而使焚烧炉尾气在半干式反应塔中得以净化。喷雾脱酸工艺分为5个步骤：（1）吸收剂制备；（2）吸收剂浆液雾化；（3）雾滴与烟气接触混合；（4）蒸发－酸性物质吸收；（5）废渣排除。其化学物理过程如下所述。 2.1.1.化学过程： 当消石灰浆液经过雾化喷嘴在半干式反应塔中雾化，并与烟气充分接触，烟 气被冷却并增湿，浆液中的Ca(OH) 2颗粒同HCL、SO 2 等反应生成副产物，并利用 烟气的热量将反应生成物干燥固体，整个反应分为气相、液相和固相三种状态反应，下述的反应式说明了在140-160℃下的温度范围烟气脱酸的本质（给出的公
式是累积的公式，并不反应出单独步骤的真实反应过程） Ca(OH) 2+ SO 2 = CaSO 3 *?H 2 O + ?H 2 O Ca(OH) 2+ SO 3 = CaSO 4 *?H 2 O + ?H 2 O Ca(OH) 2+ H2O + SO 2 + ?O 2 = CaSO 4 *2H 2 O CaSO 3*?H 2 O + ?O 2 = CaSO 4 *?H 2 O Ca(OH) 2 + CO 2 = CaCO 3 + H 2 O Ca(OH) 2 + 2HCl = CaCl 2 + 2H 2 O Ca(OH) 2 + 2HF = CaF 2 + 2H 2 O 在烟气中含有HCl的情况下，最佳工作温度大概是比烟气饱和温度高15-25°C。 2.1.2 物理过程： 物理过程系指液滴的蒸发干燥及烟气冷却增湿过程，浆液从蒸发开始到干燥所需的时间，对反应塔的设计和脱酸效率都非常重要。影响液滴干燥时间的因素有液滴大小、液滴含水量以及趋近绝热饱和的温度值。液滴的干燥大致分为两个阶段：第一阶段由于浆料液滴中固体含量不大，基本上属于液滴表面水的自由蒸发，蒸发速度快而相对恒定。随着水分蒸发，液滴中固体含量增加，当液滴表面出现显著固态物质时，便进入第二阶段。由于蒸发表面积变小，水分必须穿过固体物质从颗粒内部向外扩散，干燥速率降低，液滴温度升高并接近烟气温度，最后由于其中水分蒸发殆尽形成固态颗粒而从烟气中分离。 2.2工艺流程描述 2.2.1从锅炉尾部排出的含尘及有害物质的烟气进入半干式反应塔顶部，经旋转导向板，形成螺旋状的烟气。石灰浆和水通过雾化器的高速转动, 石灰浆和水的混合液被雾化成微小液滴，该液滴与呈螺旋状向下运动的烟气形成逆流，并被巨大的烟气流裹带着向下运动，在此过程中，石灰浆与烟气中的酸性气体HCl、HF、SO2等发生反应。在反应过程的第一阶段，气-液接触发生中和反应，石灰浆液滴中的水份得到蒸发，同时烟气得到冷却；第二阶段，气-固接触进一步中和并获得干燥的固态反应生成物CaCl2、CaF2、CaSO3及CaSO4等。 2.2.2由于烟气温度过高，不利于化学反应及布袋的常用温度，因此必须向反应塔内进行喷水降温。由于烟气中吸收酸性成分的能力是随着温度的降低而增加
烟气全能量回收全干法净化工艺
烟气全能量回收全干法净化工艺 为了节约工业企业的能源,降低其消耗,把好冶炼工序能耗关非常重要。冶炼过程中产生的烟气，往往是高温气体，高温烟气的余热回收情况对冶炼工序能耗高低影响很大。 针对上述状况，我公司开展“高温烟气余热回收，干法净化利用”课题研究，针对转炉高温烟气开展剩余余热回收及全干法净化进行研究、并取得了良好效果。 2.1该工艺转炉烟气处理上的应用 转炉烟气净化系统采用的OG湿法、塔文湿法和LT（DDS）干法有一个共同的缺点，从汽化冷却烟道出来的烟气温度为800～1000℃，进入除尘系统后采用喷水冷却，未回收烟气中800～1000℃以下的低温余热。并浪费大量的水。 为此我公司研发了烟气全能量全干法净化工艺。该系统工艺流程如下： 蒸汽回收系统 ↑
转炉→活动烟罩→汽化冷却烟道→余热锅炉→烟温调节器→布袋除尘器→煤气冷却器→风机→三通阀→煤气回收系统 ↘放散系统 该系统具有下列工艺特点： ①回收转炉烟气全能量，可以利用烟气200-1000℃的余热生产蒸汽发电或并网使用，保证了烟气的余热全部得到回收； ②应用干法布袋除尘技术，烟气粉尘浓度降到10mg/m3以下，保证烟气的有效除尘效率； ③采用袋式除尘器，无静电火花起晕或放电，从而避免了燃爆，解决了安全隐患； ④由于除尘系统不用消耗水，节省了湿法除尘循环水供水、水处理设施及其相关设备的费用，减少了占地面积；
⑤由于系统的阻力低，锅炉烟气阻力小于1000Pa，布袋除尘阻力小于1500Pa，风机设备和供电设备的选型对应缩小，维护简单，故障率低，节省了投资；并且省电； ⑥因为主要不靠喷水降温，减少了烟气中的水蒸气含量，吨钢至少节约直接用水200Kg，并且提高了煤气品质； ⑦更加环保：没有除尘水所以杜绝了水系统的污染；不用投加化学药剂，避免了化学污染；排放浓度降低，除尘效果稳定，减少了大气污染。 ⑧粉尘不与水接触，节省了污泥处理系统的投资，也更好利用； ⑨本工艺可以在在旧有湿法除尘系统基础上改造，煤气鼓风机、三通阀、旋转水封阀等设备均可利旧，可大大降低改造成本。 全能量回收干法除尘与L-T干法除尘对比 （以50吨转炉为例） 项目名称LT干法除尘全能量回收干法除尘 回收蒸汽80Kg/t钢140Kg/t钢 回收煤气100Nm3/t钢100Nm3/t钢 烟气及煤气 中带走水量 100Kg/t钢0-15kg/t钢 除尘水循环水量160t/h （蒸发冷却器用水加煤气冷却 水） 30t/h （烟温调节器及煤气冷却水） 电耗 6.2kwh/t 6.4kwh/t
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 + H2O MgSO3 + SO2 + H2O → Mg(HS O3)2 Mg(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 → 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
高温带腐蚀烟气净化方案
攀枝花钢城集团有限公司西磁分公司二车间湿法除尘系统 实施方案 攀枝花钢企瑞天安全环保有限公司 二〇一三年四月
项目名称： 二车间湿法除尘系统项目设计阶段：实施方案 负责人： 报告审核人： 报告编制人：
工程摘要 1. 工程名称 攀枝花钢城集团有限公司西磁分公司二车间湿法除尘系统项目 2. 工程规模 烟气经洗涤后，固体粉尘排放浓度符合《大气污染物综合排放标准》。 3. 工艺方案 粉尘治理采用引风方式将烟气收集后进行冷却降温，再经洗涤塔去除氧化铁粉尘后经室外高空排放，工艺过程：引风管→喷淋降温→复合洗涤→调节阀→风机→排烟囱； 4. 系统参数 抽风量： 6000～8000m3/h 风机功率： 18.5kw 冷却净化塔组合： 2-□1400×1400×（高6000） 5. 主要技术经济指标 （1）工程费用:68.78万元 其中：设备制造费： 22.86万元 建安费： 21.23万元 措施费： 1.45万元 规费： 4.78万元 （2）其它费用： 1.24万元 （4）税金： 2.84万元 （3）项目总投资： 50.31万元
目录 1．总论 ......................................................................................................................................... ５1．1项目改造背景及必要性....................................................................................................... ５1．2 设计的范围 ......................................................................................................................... ６1．3设计目标 .............................................................................................................................. ７2．生产现状 ................................................................................................................................. ８2．1生产工艺流程简介............................................................................................................... ８2．2现状及存在问题................................................................................................................... ８2．3研究重点 .............................................................................................................................. ８3．环境及工艺条件...................................................................................................................... ８3．1环境条件 .............................................................................................................................. ８3．2工艺条件 .............................................................................................................................. ９3．3工艺状况 .............................................................................................................................. ９4．设计依据及原则...................................................................................................................... ９4．1设计依据法规和规范标准：............................................................................................... ９4．2设计原则 .............................................................................................................................. ９5．技术方案 ..............................................................................................................................１０5．1粉尘污染现状 ...................................................................................................................１０5．2系统解决方案 ...................................................................................................................１２5．3工艺流程及说明................................................................................................................１３5．4 设备选择 ..........................................................................................................................１４6．平面布置 ..............................................................................................................................１６6．1循环水池 ...........................................................................................................................１６6．2设备布置 ...........................................................................................................................１６7．各系统主要设备及参数.......................................................................................................１６8．建设进度 ..............................................................................................................................１７
喷淋塔自动加药装置设计使用说明
喷淋塔自动加药装置设计说明书 一、高锰酸钾几个重要特性 1、高锰酸钾粉末放置时间太长会吸潮板结； 高锰酸钾粉末本身不吸收水分，但其中的少量杂质会吸收水分而结成饼块。 2、高锰酸钾在水中的溶解度为6.4g/100ml； 3、高锰酸钾溶液具有一定的腐蚀性； 4、高锰酸钾溶液具有强氧化性，其作为氧化剂的反应产物是锰的氧化物，是土 壤成分之一，不会造成环境污染； 5、高锰酸钾能破坏部分有机化合物中的碳碳双键（C=C），将这部分有机化合 物降解； 6、高锰酸钾溶液在空气中的保存时间不长。 医学上用于口腔消炎的高锰酸钾溶液浓度为0.002%，其在空气中的存放时间仅有2小时。浓度越高其保存时间会越长。 二、在喷淋塔循环冷却水中投放高锰酸钾的作用 1、利用高锰酸钾的强氧化性杀灭部分细菌、微生物； 2、除去部分有机污染物。 三、原有方案 原有方案采用的是干粉投料的方式，依靠“插板阀+翻板阀”的装置进行投料，在投料的过程中计量不准确。 四、新方案 新方案采用溶液加药的方式。具体做法是：将高锰酸钾粉末投进搅拌罐中配置成一定浓度的高锰酸钾溶液，再用水泵定量抽取到喷淋塔中。采用新方案主要
是为了使投药量更加准确、高效。 1、新方案目标参数 ①喷淋塔内高锰酸钾浓度控制在0.05%~0.2%范围内； ②搅拌罐内高锰酸钾的浓度控制在5g/100ml左右； ③喷淋塔每周换水量大于50%，每月清空一次； ④每季度（或半年）人工加高锰酸钾粉料1次（配套料位计，能发出少料 警报）。 （③喷淋塔每天运行8小时，每隔4小时更换部分循环水，每天2次。 ④搅拌罐每天自动加高锰酸钾并且自动补水1次； ⑤每周（5天）人工加高锰酸钾粉料1次（配套料位计，能发出少料警报）。） 2、新方案中需要解决的几个问题： ①搅拌罐中的高锰酸钾溶液如何保证浓度？ 解决方法：用小型螺旋机来投放高锰酸钾粉末，通过控制螺旋输送机的运转时间来控制每次的投放量，而且螺旋机自带破拱机构，可以防止粉末板结，保证粉末的输送连续、均匀；另外，用液位传感器来控制每次的补水量。 ②从搅拌罐到喷淋塔的高锰酸钾溶液投放量如何保证？ 解决方法：用计量泵定量加药。 ③如何避免设备被高锰酸钾溶液腐蚀？ 解决方法：搅拌罐采用SUS321不锈钢材料，喷淋塔采用SUS304不锈钢材料，输送管道采用SUS321不锈钢管。 3、新方案所需的设备 新方案所需的设备主要有：搅拌罐、小型螺旋输送机、搅拌器、液位计、液
危废焚烧热工计算简表(100%负荷)
热工计算结果简表(100%负荷) 序号内容符号单位数据备注一处理量 1焚烧处理量T/h T2500折算2废物低位热值3536.9875 二处理物料成份 2C%0.31 3H0.06 4O0.21 5N0.008 6S0.01 7CL0.02 8F 9A0.21 10W0.172 合计1 三理论燃烧产物 11CO20.578666667 12H2O0.88 14N2 2.920622222 15SO20.007 16HCL0.0126 17HF 18飞灰（灰分10％）0.021 19灰渣0.189 四实际燃烧产物 20过量空气系数 1.8 21理论烟气量NM3/Kg 4.3986 22理论空气量NM3/Kg 3.6739 23运行烟气量NM3/Kg7.3377 24运行空气量NM3/Kg 6.613 25二燃室出口氧量湿态%0.084 干态%0.096 26一次风风量NM3/h11022 27二次风风量NM3/h5511 二燃室出口烟气成份
28CO2NM3/h1446.7 29N2NM3/h13106.3 30O2NM3/h1543 31H2O NM3/h2199.3 32SO2NM3/h17.5 33HCL+HF NM3/h31.5 34飞灰52.5合计18344.3 设备计算结果 回转窑 35回转窑几何尺寸D×L mφ3.5X13 36耐火材料厚度mm300 37烟气流通面积Fy m2 6.60185 38有效容积V m385.8 39容积热负荷Q/V KJ/ m3h435249 40出口烟气温度T℃1000 41烟气体积Vy Nm3/h16507 42回转窑烟气流速W m/s 3.24 二燃室 43二燃室几何尺寸?×H mφ4.5X18m 44耐火材料厚度mm450 45烟气流通面积Fy m210.17 46有效容积V m3146.5 47容积热负荷Q/V KJ/ m3h239436 48出口烟气温度T℃1150 49烟气体积Vy Nm3/h18344 50烟气流速W m/s 2.61 51烟气停留时间t s 6.89 余热锅炉 52进水温度t1℃20 53出口蒸汽压力Pe MPa 1.3 54饱和蒸汽温度℃191.61 55烟气进口烟温T℃1150 56进口烟气体积18344 57出口烟温T℃550 58SNCR喷入水体积Nm3/h236.36 59出口烟气体积Vy2Nm3/h19040 60蒸发量D Kg/h6462
转炉干法烟气量计算
烟气量计算 氧气顶吹转炉净化回收系统中炉气量的大小主要取决于吹氧量及铁水碳含量的大小，单位时间内产气量的大小主要取决于脱碳速度，供氧强度越大，脱碳速度越快，产气量就越大。在整个吹炼过程中，炉气量、炉气温度和成分也是不断变化的，其变化关系如图所示。 炉气量、温度、CO 和2CO 含量与吹氧时间的关系 1.炉气量计算 在进行除尘系统蒸发冷却器设计时，根据最大炉气量换算成的最大烟气量来计算系统设备。因此，首先应计算出最大炉气量，最大炉气量的计算方法有两种。 ①按最大脱碳速度计算。根据碳平衡原理，最大炉气量'0V : 2 1 60124.22'0CO CO C Gv V ??+? ?= 式中，'0V 为最大脱碳速度时产生的最大炉气量，m 3/h ；G 为炉役后期最大铁水装入量，kg ；C v 为最大脱C 速度，%/min ；22.4为气体物质的摩尔体积常数，L/mol ；
12为C 的相对原子质量；CO ?、2CO ?分别为炉气中CO 、2CO 气体的体积分数，%。 ②按经验公式计算。此公式是日本按“OG 法”实践经验整理的，计算公式如下： () 8.160 124.2221'0??-=t G V C C ωω 式中，'0V 为最大炉气量，m 3/h ；C 1ω、C 2ω为铁水和终点钢水中碳的质量分数，%；t 为吹氧时间，min ；G 为炉役后期最大铁水装入量，kg ；1.8为经验系数，假设平均炉气量为1，考虑强化冶炼和加矿石时炉气量突然增大的因素，取最大值为1.8倍。 2.干烟气量计算 炉气离开转炉炉口进入烟罩时吸入空气，使炉气中的CO 燃烧变为2CO ，它本身的体积并未增加。但是由于吸入空气带入相应的氮气使烟气量增加，如下式： 222288.188.12 1 N CO N O CO +→++ 式中，1.88表示从空气中吸入1/2份氧气带入1.88份氮气。 设'0V 为原始炉气量，则吸入空气部分燃烧后的干烟气量为0V : ()'0088.11V V CO ??+= 式中，?为吸入空气的燃烧系数： 论空气量 炉气完全燃烧所需的理实际吸入的空气量 = ? 采用未然法，?<1，即炉气不完全燃烧。 3.湿烟气量计算 转炉烟气经汽化冷却烟道冷却后进入蒸发冷却器，蒸发冷却器作为干式冷却设备，内装有双介质喷嘴，喷入一定比例的水和蒸汽，利用水的汽化潜热将烟气温度迅速降低。烟气经降温冷却后变成湿烟气，则改变了烟气的特征，因此烟气量必须经过校正，作为选择风机和电除尘器的依据。 蒸发冷却器单位时间的喷水量是由转炉烟气中热含量在蒸发冷却器中的减少量来确定的，以达到蒸发冷却器出口的理想温度。单位时间喷水量计算如下：
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 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。 根据（1）可知：h=H0×NTU=)ln() ()(***2 2*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)