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(5.630264.757681079.4176.74692076.7469103775.110489.785
5
5
55??+?+++?+=++?+?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。
Mg +F 阻–F 浮=Ma
由于出口段上部气流流速很小
∴ F 阻≈0, F 浮 ＜＜ Mg ∴ F 浮≈0 ∴ a=g=9.8m/s
∴ S=V 0t-21
gt 2
又∵ t=V 0/a=8
.95
=0.51(s) (V 0为流化床截面流速)
∴ S=5×0.51-2
1
×9.8×0.512=1.27m
据此可以确定出口高度
2．加料口计算
单颗粒：粒径d P =0.01m ，查表得气体密度为0.87。 1) 假定加料口位于喉部，此时气体流速设定为u=35m/s 。
∵ 由颗粒受力分析得：F D ＋F 浮－G = M·a
F D =()228
P g
D d v u C ρπ-?
F 浮=M p g ρg /ρP
G=M·g
即：F D + M P g ρg /ρP - M P g = M a ∴ a =
g g M F P
g
P D -+ρρ 又 b
e D R a C /=(查表)
R e =μρu d g P =137781021.23587.001.05
2
=???->500，查表得：a=0.43，b=0 ∴ C D =0.43 ∴ F D =()2
28
P
g
D d v u C ρπ-?
=()2
201.08
87.03514.343.0????
=0.018 P P D M ρπ?=36
1=()0011932.01028.201.014.36133
=????(Kg)
∴22/29.58.92280
87
.08.90011932.0018.0s m a =-?+=
S=V 0t-21at 2；又a
V t 0=0945.029.55
.0==，（初始落料速度，且变为零所需时间）
∴m S 024.00945.029.52
1
0945.05.02=??-?=
2) 若加料口在扩散断末端，此时气体流速设定为u=5m/s
F 浮≈0， ()2
28
P g
D D d v u C F ρπ-?=
又50010
21.2587.001.05
>???=
??=
-μ
ρu
d R g P
e 此时C D =0.43
∴ ()2
28
P g
D D d v u C F ρπ-?= = N 522107.3601.08
87
.0514.343.0-?=????
∴
30758.0=P
D
M F ∴ a 1=g-
2/49.93076.08.9s m M F P
D
=-= S 1为喉部以上至加料口距离，设定为5米。
即：S 1=m t V t a 52
1
021=+ 又V 0=0.5m/s
∴ t 1=0.975s
V t1=V 0+a 1t 1=s m /75.9975.049.95.0=?+ C a (OH)2粒子在喉部运行的时间设为s a V t t 844.129
.575
.9212===
∴2
2221221t a t V S t -?==m 98.8844.129.52
1844.175.92=??-?
∴此法不行（因为喉部高度应在2m 以内），重新计算。
3) 设喉部高度S 2不超过1.5m ，即m t a t V S 5.12
1222212<-=
2
111012
1t a t V S +=
3075
8.0=P
D
M F
∴21/49.9s m M F g a P
D
=-
=； a 2=5.29m/s 2； V 1=V 0+a 1t 1 ∴()m t a t t a V S 5.12
122221102<-+= ① 1110149.95.0t t a V V +=+= 22/29.5s m a = ② 11
2110279.10945.029
.549.95.0t t a t a V t +=+=+=
③ 将②③代入①得：
()()()2
111279.10945.029.52
179.10945.049.95.0t t t S +??-+?+=
m t t 5.102368.0898.0512.8121<++= ∴ t 1<0.367s
∴ m t a t V S 823.0367.049.92
1367.05.02
12211101=??+?<+= 结论：喉部取为1.5米，此时最佳加料口位置距喉部为0.823m
3．脱硫塔主体尺寸的计算
脱硫塔的高度：
脱硫塔的直径：
三、分层喷水层高计算
此装置设置四层喷水管，层高t V h ??=,其中V 为水滴的流速，等于筒体部位烟气流速，即V=5m/s ，t ?为水滴的蒸发时间，计算如下：
()??
? ?
?
+
+?=
?3
1
212327.0118γλρP R B l C d t e y n P
D D (摘自吴树志学位论文)
其中：868.18105.261010056
6
=???==
--∞γ
d
u R e ； 04112
.0104.15106333.066=??==--a P γγ 210825.63-?=λ； C P =4.174； ρD =991.2； FS
FS y Y Y Y B --=
∞
1
假定液滴为35℃时液滴表面为饱和蒸汽压，即Y FS =0.05622；Y ∞为烟气75℃时烟气中水分的分压，计算如下：
已知喷水量为6.42t/h,由干空气表查得75℃时含水的饱和百分比为0.2784，又烟气质量为87.01053.244??，又煤中含水量为：
∴ 烟气中水分分压百分比为：122784
.087.01053.2442.614
=???+
?
% 查表得75℃时饱和水蒸气压力为0.3855 ∴ Y ∞=3855.012.0?
FS FS y Y Y Y B --=
∞101055.005622
.0112
.03855.005622.0=-?-=
()??
? ?
?+
+=
?3
1
212327.0118γλρP R B l C d t e y n P
D D
()
()531212
41004112.0868.18327.0101055.01825.63840172
2.999110--????
? ??
??+?+???=
n l
5178.010
49026.1010495.0825.63810135.455
=?????=--（s ）
∴ 层高m t V h 59.25178.05=?=??=
四、喷嘴布置计算
设计要求：喷射不粘壁，喷射射线不交叉 已知喷嘴雾化角为120±10°，气流引起喷射角度差在10°左右，射程L = 2.5m 。
1．第一层雾化嘴位置：
采用扇形喷嘴，θ
水平
＝60°，锥形实体
()
θ+=0601Sin h ，其中θ为气流造成的角度偏差，即θ＝10° ∴ ()
m S i n S i n L h 35.2705.210600001=?=+?=
2．第二层喷嘴布置：
θ
水平
＝00，采用锥形实体喷嘴：
()
m Sin Sin L h 915.1766.05.2505.210600002=?=?=-?= ()
m Sin Sin L h 35.2705.21060'0002=?=+?=
五、脱硫管路系统设计计算
1．给水总支管的选型计算
其中脱硫水5.8t/h ，消化水0.5t/h （由Ca(OH)2计算获得），总管流速取为V=2m/s ∴脱硫总管D 总mm w V G 322
0010018
.08.55.5945.594=??=??
= 其中：G 为流量，w 为流速。
选管： 选材:
脱硫总管 Dg=40 5.345? 钢材20 无缝钢管 消化水总管 Dg=15 318? 钢 20 无缝钢管
脱硫联箱 Dg=225 7245? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 主管：
第一层 D1g=20 325? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 第二层 D2g=25 5.332? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 第三层 D3g=20 325? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 第四层 D4g=15 318? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 所有母管：
Dg=150 5.4159? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 所有支管：
Dg=10 314? Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 反算流速：
s m w /422.1380010018
.08.55.5942
2＝＝
总?? s m w /71.1190010018
.074.15.5942
21＝＝主?? s m w /26.1250010018
.023.25.5942
22＝＝
主?? s m w /14.1190010018
.016.15.5942
23＝＝
主?? s m w /43.1120010018
.058.05.5942
24＝＝
主?? s m w /604.180010018
.029.05.594221＝＝
支?? s m w /14.280010018
.0387.05.5942
22＝＝
支?? s m w /07.180010018
.0193.05.5942
23＝＝
支?? s m w /53.080010018
.00967.05.5942
24＝＝
支??
2．局部阻力计算（ρ
ωξ??
=?2
2
k
h ）
总路： 直角弯10个，ξ=0.16
77.1612
1000
422.116.02=??
=?k h (P a ) 总路 7.161710＝＝总总路h h ???（P a ） 联想入口 ξ＝0.5
521.50510002
422
.15.0222=??=???ρξw h ＝联入（P a ） 联箱出口 ξ＝1.0
05.146210002
71.10.1222=??=???ρξw h ＝联出（P a ） 主管路弯头 5个直角弯
23410002
71.116.0222=??=???ρξw h ＝弯（P a ） %6.71=η(P a ) 母管入口 ξ＝0.5
73110002
71.15.022
2=??=???ρξw h ＝入（P a ） 母管出口 ξ＝1.0
8.228910002
14.20.122
2=??
=???ρξw h ＝出（P a ） 支路弯头阻力 ξ＝0.16 4个弯头
4.36610002
14.216.022
2=??=???ρξw h ＝支弯（P a ） .14654.366
4=?=?h （P a ） 阀门阻力 ξ总阀＝0.2 闸阀2个:
76.25210002
422.125.022
2=??
=???ρξw h ＝闸（P a ） 2527622?=??=?阀h h （P a ） 止回阀1个, ξ
止回
＝7.0：
3.707710002
422
.10.7222=??=???ρξw h ＝止回（P a ） 主路2个阀门：
5.36510002
71.125.022
2＝＝主路??=???ρξw h （P a ） 7315.3652=?=?h （P a ）
∴局部阻力
7.1617521.50505.146211707318.22896.146552.5053.7077731+++++++++?＝局h
()m P a 8.117556=＝
3．沿程阻力计算：
7.5371310006.110422.18.36
3=???=
?=
--γ
ν
D R e ，K=0.2，
1902
.038
==k d ，查表得λ＝0.031 ∴2.41038
508.92422.1031.0102323
2=????
=???=?d l g v h f λ（mH 2O ） 3229610006.11071.11963=???=?=
--γ
ν
D R e ，K=0.2，952.019==k d ，查表得λ＝0.038
∴94.81019
308.9271.1038.0102323
2=????=???=?d l g v h λ分
（mH 2O ）
1701810006.11021486
3
=???=?=--γ
ν
D R e K=0.2
402
.08==k d 查表得λ＝0.043 ∴5.2108
28.92214043.0102323
2=????
=???=?d l g v h f λ（mH 2O ） 即：Δh 沿=4.2+8.94+2.5=15.6m ； 喷嘴阻力25Kg/cm 2 ；水力高度23m 。
∴ Δh 总=250+23+15.6+1.8=291m
m h h 350291122.1=?=??=?总；Q=()h t /56.72.15.08.5=?+
4．结论
脱硫总管 D g =40
5.345? 钢材20 无缝钢管
消化水总管 D g =15 318? 钢 20 无缝钢管
脱硫联箱 D g =225 7245? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 主管：
第一层 D 1g =20 325? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 第二层 D 2g =25 5.332? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 第三层 D 3g =20 325? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 第四层 D 4g =15 318? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 所有母管：
D g =150 5.4159? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 所有支管：
D g =10 314? C r 18M n 8N i 5N 无缝不锈钢管 泵：流量≥756t/h ，扬程≥350m.
六、旋风除尘器设计计算
408.31072.53??＝汽V 376.19493m ＝
1442738027310453.25++?
?=烟V 417
353
10453.25?
?=35100765.2m ?= 55101888.0100765.2?+?＝旋风入口V hr m 35102714.2?＝
1．采用两个旋风筒布置：
5102714.221
??＝旋V hr m 35101357.1?＝
2
2
i g i V p ??
=?ρξ
g
i i p
V ρξ???=
?2 9783
.07950
2??=
s m 66.16=
∴ s m V 16=λ
2169783.072
??
=?p Pa 56.876= 16
36001013575.15
??=A 29664
.1m = 2．单个旋风布置：
hr m V 35102714.2?＝旋 16
3600102714.25
??=A
D D ab 35.08.0?=
= 1.9664
m D 65.2=
m D a 12.28.0==
m D b 9275.035.0== m D d e 9875.175.0== m D h 2525.285.0== m D H 505.47.11== m
D H 3.522==
m D d c 06.14.0==
m D 166.3225.0016.065.2＝＝耳?++ 94.375.335.08.035.08.022=??=?=D ab m D 75.3= m D a 38.0== 3175.135.0==D b m d e 8125.2= m D h 1875.385.0== m D H 375.67.11== m D H 5.722==
3．重量计算：
圆筒：t 34.28.7108505.465.23=?????-π 圆锥：()22r R h l -+=22795.03.5+= m 36.5=
()r R l S +?=π??
?
??+??=265.206.136.514.3m 22.31= 8.7008.022.31??＝锥G t 948.1＝
()8.7008.06.1??+?h d G e π＝中心管t 24.2= t G 788.534.25.1948.1=++= 25.1?G G ＝旋风 t 235.7= ()
r R r R h V ?++??223
π
＝
锥
()
53.0325.153.0325.13.53
14
.322?++??=3193.15m = h D V ??=
24
π
柱2525.165.24
14.32??=
3
9.6m = 柱锥V V V +=3093.22m ＝
V M ?'灰灰
＝ρ093.22700?=t 465.15= t M M 785.1715.1＝＝灰
灰?' m f a 25.0=-'
∴ m
D 166.3＝耳
4．切割粒径d c50
公式来源及符号意义
(
)
3
.014
.028367.011??
? ??--=T D
n (
)
3
.014
.028********
.267.011??
? ??+?--=
()0686.1768.011?--=752.0=
()
??
?
??+?--=28303.2738075.367.01114.0n 0686.11983.01?-=793.0=
()()()2
1150153465.03?????
?
+=+A V i P n c K K V n D d ρμ ()2
1
6
793.18036.24405.0162.1838793.1575
.310453.193465.03??
???????????=-
()
3793
.11001497.03465.03-???=31071.6-?=
式中 27380+=T K 610453.19-?=μ s Pa ? 65.2=D m
31440m kg ＝石膏。灰泥ρ ()322240m kg OH Ca =ρ
31700m kg ＝煤灰ρ :4C a S O 824.185.03
.174136
518.1=??? hr t ()：2OH Ca hr t 298.085.03
.13
.0518.1＝??
灰： hr t 2277.015.0518.1=?
298
.0824.10847.5298
.02100824.123200847.51650++?+?+?=
P ρ32.1838m kg =
s m V i 16=
()()()()()
??
??
?
?
-++-++-+--=
L d B B H L h h H a h d K r C
V ~~~~1~~~31~~~~2~18221
12π
()()()()()
??
?????-++-++-+-?-=64.275.0463.0463.017.164.285.03185.07.18.085.024.01814.32
224405.0=
式中 4.0=c d ， 64.2~
=L
8036.2~~785
.035.08.0785.0=?=?=
b a K A
其中： ()()
2
1
~
~
~~~11H H L h d B c -+--=()()27.164.285.04.011-+--=463.0= ()2
1
6
752.1508036.24405.0162.183872.1565
.2109453.13465.03??
????????????=-c d m μ8.5=
粒径分布估算 回料
()6.34
2=+CaSO OH Ca 灰
原始（进料）
()4.2298
.0824.1824
.10847.524=++=+OH Ca CaSO 灰
估算粒分布
得η＝72.5％
得η＝79.6％
????
????
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烟气循环流化床干法脱硫技术在300MW大型火电机组上的应用 福建龙净环保股份有限公司 二OO四年十二月
目录 1. 前言 (1) 2. 项目概况 (1) 3. 煤质特性及烟气参数 (2) 4. 榆社电厂脱硫除尘系统设计基本介绍 (4) 5. 主要设计参数 (5) 6. 投运情况介绍 (6) 7. 运行参数表 (8) 8. 总结 (8)
1.前言 我国是燃煤大国，全国二氧化硫排放总量的90%由燃煤产生。我国现有的3亿多千瓦发电机组中，约有2.4亿千瓦是火电机组，每年发电耗煤约占全国煤炭消费总量的60％。我国已连续多年SO2排放总量超过2000万吨，已成为世界上最大的排放国，二氧化硫的大量排放，是造成我国酸雨污染加重的首要原因，每年给国家造成的经济损失高达1000亿元以上。因此，控制燃煤电厂二氧化硫的排放是我国控制二氧化硫污染的重点。 燃煤脱硫有三种方式，一是锅炉燃烧前脱硫，如洁净煤技术；二是燃烧过程中（炉内）脱硫，如循环流化床燃烧技术；三是燃烧后脱硫技术，即烟气脱硫(FGD)。由于燃烧前和炉内脱硫的效率率较低，难以达到较高的环保要求。因此目前火电厂，特别是大型火电机组烟气脱硫主要采用炉后烟气脱硫工艺。 目前，我国大型火电厂烟气脱硫主要采用国外应用较成熟、业绩较多的湿法（石灰石/石膏法）脱硫工艺，但由于湿法脱硫工艺的系统复杂、投资较大、占地面积大、耗水较多、运行成本较高，在一些应用场合并不是一种最佳选择。 德国鲁奇能捷斯集团（LLAG）公司最早在上世纪七十年代末开始研制一种能在一定的应用场合替代湿法脱硫工艺的，更为简洁脱硫工艺，他们率先将循环流化床工艺技术用于烟气脱硫，形成了一种有别于石灰石/石膏湿法的，全新的干法脱硫工艺。经过近三十年的不断改进（主要是在90年代中后期），解决了烟气循环流化床脱硫技术在负荷适应性、煤种适应性、物料流动性、可靠性、大型化应用等方面的问题，使烟气循环流化床脱硫（干法）技术得以成熟地进行工业应用。 龙净环保于2002年10月18日，在国内率先引进了德国LLAG公司的烟气循环流化床干法脱硫工艺技术。 2003年底，华能国际为其下属榆社电厂的2×300MW机组选择配套由福建龙净环保股份有限公司负责设计、制造的烟气循环流化床干法脱硫、除尘系统。 现就榆社电厂2×300MW机组配套烟气循环流化床脱硫系统的设计、应用情况简单介绍如下： 2.项目概况 榆社电厂位于山西省的中部地区的榆社县，是个典型的多煤缺水地区，距太原东南方向150公里。一期已建2×100MW燃煤机组。2002年新建二期工程，安装2×300MW空冷燃煤发电机组，配置2台1053 t/h煤粉锅炉。
4.2废气处理工艺选择 综上比较可知，几种主要的湿法除硫的比较可知：双碱法不仅脱硫效率高（>95%），吸收剂利用率高（>90%）、能适应高浓度SO2烟气条件、钙硫比低（一般<1.05）、采用的吸收剂价廉易得、管理方便、能耗低、运行成本低，不产生二次污染，所以本次设计采用双碱法进行脱硫。 4.2.2 工艺说明 脱硫工艺原理： 干燥塔废气经洗涤塔进行降温后，进入旋风除尘器除尘，然后进入双碱法脱硫除尘系统，双碱法脱硫除尘系统采用NaOH作为脱硫吸收剂，将脱硫剂经泵打入脱硫塔与烟气充分接触，使烟气中的二氧化硫与脱硫剂中的NaOH进行反应生成Na2SO3，从脱硫塔排出的脱硫废水主要成分是Na2SO3溶液，Na2SO3溶液与石灰反应，生成CaSO3和NaOH，CaSO3经过氧化，生成CaSO4沉渣，经过沉淀池沉淀，沉淀池内清液送入上清池，沉渣经板框压滤机进一步浓缩、脱水后制成泥饼送至煤灰场，滤液回收至上清池，返回到脱硫塔/收集池重新利用，脱硫效率可达95%以上。 工艺过程分为三个部分： 1石灰熟化工艺： 生石灰干粉由罐车直接运送到厂内，送入粉仓。在粉仓下部经给料机直接供熟化池。为便于粉仓内的生石灰粉给料通畅，在粉仓底部设有气化风装置和螺旋输送机，均匀地将生石灰送入熟化池内，同时按一定比例加水并搅拌配制成一定浓度的Ca(OH)2浆液，送入置换池。 配制浆液和溶液量通过浓度计检测。 2吸收、再生工艺： 脱硫塔内循环池中的NaOH溶液经过循环泵，从脱硫塔的上部喷下，以雾状液滴与烟气中的SO2充分反应，生成Na2SO3溶液，在塔内循环，当PH值降低到一定程度时，将循环液打入收集池，在置换池内与Ca(OH)2反应，生成CaSO3浆液。将浆液送入氧化池氧化，生成CaSO4沉渣，送入沉淀池。向置换池中加Ca(OH)2和NaOH都是通过PH 计测定PH值后加入碱液，脱硫工艺要求的PH值为9~11。 3废液处理系统：
循环流化床半干法脱硫工艺流化床的建立及稳床措施浙江洁达环保工程有限公司吴国勋、余绍华、傅伟根、杨锋 【摘要】 循环流化床半干法脱硫工艺技术要求高，建立和稳定流化床是两个关键点，只有做好恰当的流化床设计和配置合理的输送设备，才可保证脱硫系统的稳定高效运行。 【关键词】 循环流化床半干法脱硫床体 1、简介 循环流化床脱硫工艺技术是较为先进的运用广泛的烟气脱硫技术。该法以循环流化床原理为基础，主要采用干态的消石灰粉作为吸收剂，通过吸收剂的多次再循环，延长吸收剂与烟气的接触时间，以达到高效脱硫的目的，其脱硫效率可根据业主要求从60%到95%。该法主要应用于电站锅炉烟气脱硫，已运行的单塔处理烟气量可适用于6MW～300MW机组锅炉，是目前干法、半干法等类脱硫技术中单塔处理能力最大、在相对较低的Ca/S摩尔比下达到脱硫效率最高、脱硫综 合效益最优越的一种方法。 该工艺已经在世界上10多个国 家的20多个工程成功运用；最大业 绩项目烟气量达到了1000000Nm3/h， 最高脱硫率98%以上，烟尘排放浓度 30mg/Nm3以下，并有两炉一塔、三炉 一塔等多台锅炉合用一套脱硫设备 的业绩经验，有30余套布袋除尘器的业绩经验，特别是在奥地利Thesis热电厂300MW机组的应用，是迄今为止世界上干法处理烟气量最大的典范之作；在中国先后被用于210MW，300MW，50MW 燃煤机组的烟气脱硫。 但是很多循环流化床半干法脱硫项目由于未能建立稳定的床体，导致项目的失败，不能按原有计划完成节能减排的要求。因此很有必要在此讨论一下关于“循
环流化床半干法工艺流化床的建立及稳定措施”的相关问题。 2、循环流化床脱硫物理学理论 循环流化床脱硫塔内建立的流化床使脱硫灰颗粒之间发生激烈碰撞，使颗粒表面生成物的固形物外壳被破坏，里面未反应的新鲜颗粒暴露出来继续参加反应，从而客观上起到了加快反应速度、干燥速度以及大幅度提高吸收剂利用率的作用。另外由于高浓度密相循环的形成，塔内传热、传质过程被强化，反应效率、反应速度都被大幅度提高，而且脱硫灰中含有大量未反应吸收剂，所以塔内实际钙硫比远远大于表观钙硫比。 而建立稳定的流化床，就需要有分布均匀的流场和一定高度的床料。可见该技术的重点是：1、建立稳定的流化床；2、建立连续循环的脱硫灰输送系统。而这两个基本项的控制技术就成为了整个脱硫项目成功与否的关键。 首先我们先来了解下循环流化床的动力学特性。 脱硫循环流化床充分利用了固体颗粒的流化特性，采用的气固流化状态为快速流态化(Fast Fluidization)。快速流态化现象即细颗粒在高气速下发生聚集并因而具有较高滑落速度的气固流动现象，相应的流化床称为循环流化床。 当向上运动的流体对固体颗粒产生的曳力等于颗粒重力时，床层开始流化。 如不考虑流体和颗粒与床壁之间的摩擦力，根据静力分析，可得出下式，并通过式(2-1a 、1b)可以预测颗粒的最小流化速度。 ()12 12 3221R c g d c c u d e r p r p f mf p mf -??? ? ????-+= μρρρ＝μ ρ (2-1a) ()2 3μρρρg d Ar r p r p -= (2-1b) 式中： c 1=33.7，c 2=0.0408 mf e R ——对应于mf u 的颗粒雷诺数； p ρ ——颗粒密度，kg/m 3； r ρ ——流体密度，kg/m 3；
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(5.630264.757681079.4176.74692076.7469103775.110489.785 5 5 55??+?+++?+=++?+?χχ ∴χ=5.72(t/hr)
脱硫相关工艺了解及计算公式详解 钠碱法脱硫工艺： 采用氢氧化钠(NaOH，又名烧碱，片碱)或碳酸钠(Na2CO3又名纯碱，块碱)。 1.1.NaOH 反应方程式： 2NaOH+SO2=Na2SO3(亚硫酸钠)+H2O (PH 值大于9) Na2SO3+H2O+SO2=2NaHSO3(亚硫酸氢钠) (5 当PH 值在5-9 时，亚硫酸钠和SO2反应生成亚硫酸氢钠。 >>>> 1.2.Na2CO3反应方程式： Na2CO3+SO2=Na2SO3(亚硫酸钠)+CO2↑(PH 值大于9) Na2SO3+H2O+SO2=2NaHSO3(亚硫酸氢钠) (5 当PH 值在5-9 时，亚硫酸钠和SO2反应生成亚硫酸氢钠。 2双碱法脱硫工艺： >>>> 2.1.脱硫过程： Na2CO3+SO2=Na2SO3+CO2↑ 2NaOH+SO2=Na2SO3+H2O 用碳酸钠启动 用氢氧化钠启动 2 种碱和SO2反应都生成亚硫酸钠 Na2SO3+SO2+H2O=2NaHSO3 (5 当PH 值在5-9 时，亚硫酸钠和SO2反应生成亚硫酸氢钠。 >>>>
2.2.再生过程： CaO(生石灰)+H2O=Ca(OH)2(氢氧化钙) Ca(OH)2+2NaHSO3(亚硫酸氢钠)=Na2SO3+CaSO3↓ (亚硫酸钙)+2H2O Ca(OH)2+Na2SO3=2NaOH+CaSO3↓ 氢氧化钙和亚硫酸钠反应生成氢氧化钠。 3煤初始排放浓度： 按耗煤量按500kg/h，煤含硫量按1%，煤灰份按20%，锅炉出口烟气温度按150℃。>>>> 3.1.烟气量： 按1kg 煤产生16～20m3/h 烟气量，=500×20= 10000m3/h >>>> 3.2.SO2初始排放量： =耗煤量t/h×煤含硫量%×1600(系数) =0.5×0.01×1600= 8kg/h 也可以计算：= 2×含硫量×耗煤量×硫转化率80% = 2×0.01×500×0.8=8kg/h >>>> 3.3.计算标态烟气量： =工况烟气量×【273÷(273+150 烟气温度)】 =10000×0.645=6450Nm3/h 已知标况烟气量和烟气温度，计算其工况烟气量： =标况烟气量×【(273+150 烟气温度)÷273】 =6450×1.55=10000 m3/h
烟气循环流化床（CFB－FGD）干法脱硫工艺 gaojilu 发表于2006-2-20 20:40:31 工艺流程 从工艺流程图表明一个典型的 CFB-FGD 系统由吸收塔、除尘器、吸收剂制备系统、物料输送系统、喷水系统、脱硫灰输送及存储系统、电气控制系统等构成。 来自锅炉的空气预热器出来的烟气温度一般为 120～180℃左右，通过一级除尘器（当脱硫渣与粉煤灰须分别处理时），从底部进入吸收塔，在此处高温烟气与加入的吸收剂、循环脱硫灰充分预混合，进行初步的脱硫反应，然后通过吸收塔底部的文丘里管的加速，吸收剂、循环脱硫灰受到气流的冲击作用而悬浮起来，形成流化床，进行第二步充分的脱硫反应。在这一区域内流体处于激烈的湍动状态，循环流化床内的Ca/S值可达到40～50，颗粒与烟气之间具有很大的滑落速度，颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新，极大地强化了脱硫反应的传质与传热。 在文丘里出口扩管段设一套喷水装置，喷入的雾化水一是增湿颗粒表面，二是使烟温降至高于烟气露点20℃左右，创造了良好的脱硫反应温度，吸收剂在此与SO2充分反应，生成副产物CaSO3·1/2H2O，还与SO3、HF和HCl 反应生成相应的副产物CaSO4·1/2H2O、CaF2、CaCl2等。净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排出，然后进入脱硫除尘器（可根据需要选用布袋除尘器或电除尘器），通过引风机排入烟囱。由于排烟温度高于露点温度20℃左右，因此烟气不需要再加热，同时整个系统无须任何的防腐。 经除尘器捕集下来的固体颗粒，通过再循环系统，返回吸收塔继续反应，如此循环，少量脱硫灰渣通过物料输送至灰仓，最后通过输送设备外排。
3×160t/h 垃圾焚烧炉循环流化床半干法烟气脱硫方案设计 摘要：本文根据某垃圾焚烧厂3×160 t/h 垃圾焚烧厂锅炉具体情况，进行了循环流化床半干法烟气脱硫工程的工艺设计。本工艺利用原有的静电除尘器作为预除尘系统，采用“一电场预除尘+循环流化床半干法烟气脱硫+布袋除尘器”的工艺流程，采用一炉一塔设计，单塔塔径3.1m，塔高22m。脱硫时，设计处理量约为260000 Nm3/h。预计脱硫效率90%，SO2 排放浓度≤80 mg/Nm3，烟尘排放浓度≤20 mg/Nm3。 关键词：烟气脱硫；循环流化床半干法；方案设计。 SDFGD engineering design program for 3×160t/h waste incineration boiler Abstract: In this paper, according to the 3×160t/h waste incineration plant boiler of a factory, a process design of the circulating fluidized bed semi-dry flue gas desulfurization project is proposed. In this program, the original electric field is retained as a pre-precipitator electrostatic precipitators, and the process can be described as “a pre-electric dust + SDFGD + bag filter”. The design is used the one-boiler-and-one-tower process. The single tower diameter is 3.1m. It’s height is 22 m. The capacity is designed for 260000 Nm3/h. Desulfurization effect is expected to 84%. SO2 concentration ≤80mg/Nm3, dust emission concentration≤ 20mg/Nm3. Key words: flue gas desulfurization; circulating fluidized bed semi-dry flue gas desulfurization; design program. 1引言 1.1 设计背景和意义 我国是燃煤大国，连续多年SO2 排放总量超过2000万t，已成为世界上最大的SO2排放国。烟气脱硫是控制SO2 排放最有效、最经济的手段。目前，我国大型火电厂烟气脱硫主要采用国外应用较成熟、业绩较多的石灰石/石膏湿法工艺，但由于湿法工艺系统复杂、投资较大、占地面积大、耗水较多、运行成本较高。而国内诸多中小型企业迫切需要投资少、运行成本低、效率高的脱硫技术。德国鲁奇能捷斯集团(LLAG)公司在上世纪70年代末率先将循环流化床工艺用于烟气脱硫，开发了一种循环流化床烟气脱硫工艺(Circulating Fluidized Bed Flue Gas Desulfurization，简称CFB-FGD；)。经过近30年的不断改进(主要是在90
烟气脱硫 技术方 1
第一章工程概述 1.1项目概况 某钢厂将就该厂烧结机后烟气进行烟气脱硫处理。现烧结机烟气流程为烧结机一除尘器一吸风机一烟囱。除尘器采用多管式除尘器，除尘效率大于90%。主要原始资料如下： 1.2主流烟气脱硫方法 烟气脱硫（简称FGD是世界上唯一大规模商业化应用的脱硫方法，是控制酸雨和二氧化硫污染最为有效和主要的技术手段。 FGD其基本原理都是以一种碱性物质来吸收SO,就目前国内实际应用工程, 按脱硫剂的种类划分，FGD技术主要可分为以下几种方法： 1、以石灰石、生石灰为基础的钙法； 2、以镁的化合物为基础的镁法； 3、以钠的化合物为基础的钠法或碱法； 4、以化肥生产中的废氨液为基础的氨法； 最为普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例在90%以上。而其中应用最 为广泛的是石灰石-石膏湿法和循环流化床半干法烟气脱硫系统。针对本工程，
我公司将就以上两种脱硫方法分别进行设计、描述，并最终给出两方案比较结果。 1.3 主要设计原则 针对本脱硫工程建设规模，同时本着投资少、见效快、系统简单可靠等原则，我方在设计过程中主要遵循以下主要设计原则： 1、脱硫剂采用外购成品石灰石粉（半干法为消石灰粉），厂内不设脱硫剂制备车间。 2、考虑到烧结机吸风机出口烟气含硫浓度为2345 mg/Nd3,浓度并不是很高, 在满足环保排放指标的前提下，脱硫装置的设计脱硫效率取》90%。 3、脱硫装置设单独控制室，采用PLC程序控制方式。同时考虑同主体工程的信号连接。 4、脱硫装置的布置尽可能靠近烟囱以减少烟道的长度，减少管道阻力及工程投资。
第二章 石灰石-石膏湿法脱硫方案 2.1工艺简介 石灰石-石膏湿法脱硫工艺是目前世界上应用最为广泛和可靠的工艺。该工艺 以石灰石浆液作为吸收剂，通过石灰石浆液在吸收塔内对烟气进行洗涤， 发生反应, 以去除烟气中的S02反应产生的亚硫酸钙通过强制氧化生成含两个结晶水的硫酸 钙（石膏）。 图2.1石灰石—石膏湿法脱硫工艺流程图 工艺流程图如图2.1所示，该工艺类型是：圆柱形空塔、吸收剂与烟气在塔内 逆向流动、吸收和氧化在同一个塔内进行、塔内设置喷淋层、氧化方式采用强制氧 化。 与其他脱硫工艺相比，石灰石-石膏湿法脱硫工艺的主要特点为： ?脱硫效率高，可达95%以上； ?吸收剂化学剂量比低，脱硫剂消耗少； ?液/气比（L/G ）低，使脱硫系统的能耗降低； ?可得到纯度很高的脱硫副产品一石膏，为脱硫副产品的综合利用创造了有利 条件； ?采用空塔型式使吸收塔内径减小，同时减少了占地面积； ?采用价廉易得的石灰石作为吸收剂； ?系统具有较高的可靠性，系统可用率可达 97%以上； ?对锅炉燃煤煤质变化适应性较好； ?对锅炉负荷变化有良好的适应性。 2.2 反应原理 原咽吒 Eimn 嗫收塔 ?工艺水 猜坏泵 脈冲捲浮 氧化空宅 节石蕎察液加梳姑 '事空皮出脱水机 吸收剂浆罐
一、工艺概述循环悬浮式半干法烟气脱硫技术兼有干法与湿法的一些特点，其既具有湿法脱硫反应速度快、脱硫效率高的优点，又具有干法无污水排放、脱硫后产物易于处理的好处而受到人们广泛的关注。 循环悬浮式半干法烟气脱硫技术是近几年国际上新兴起的比较先进的烟气脱硫技术，它具有投资相对较低，脱硫效率相对较高，设备可靠性高，运行费用较低的优点，因此它的适用性很广，在许多国家普遍使用。 循环悬浮式半干法烟气脱硫技术主要是根据循环流化床理论，采用悬浮方式，使吸收剂在吸收塔内悬浮、反复循环，与烟气中的S02充分接触反应来实现脱硫的一种方法。 利用循环悬浮式半干法最大特点和优势是：可以通过喷水（而非喷浆）将吸收塔内温度控制在最佳反应温度下，达到最好的气固紊流混合并不断暴露出未反应的消熟石灰的新表面；同时通过固体物料的多次循环使脱硫剂具有很长的停留时 间，从而大大提高了脱硫剂的利用率和脱硫效率。与湿法烟气脱硫相比，具有系统简单、造价较低，而且运行可靠，所产生的最终固态产物易于处理等特点。 二、技术特点循环悬浮式半干法烟气脱硫技术是在集成浙大和国外环保公司半干法烟气脱硫技术基础上，结合中国的煤质和石灰品质及国家最新环保要求，经优化、完善后开发的第三代半干法技术。它是在锅炉尾部利用循环流化床技术进行烟气净化，脱除烟气中的大部分酸性气体，使烟气中的有害成分达到排放要求。 与第一、第二代半干法相比，第三代循环悬浮式半干法烟气脱硫技术具有以下特占： 八、、? 1、在吸收塔喉口增设了独特的文丘里管，使塔内的流场更均匀。 2、在吸收塔内设置上下两级双流喷嘴，雾化颗粒可达到50µm以下，精确 的灰水比保证了良好的增湿活化效果，受控的塔内温度使脱硫反应在最佳温度下进行，从而取得较高的脱硫效率，较长的滤料使用寿命。 3、采用比第二代更完善的控制系统，操作更简捷。 4、采用成熟的国产原材料和设备，降低成本，节约投资. 5、占地少，投资省，运行费用低，无二次污染。 6非常适合中小型锅炉的脱硫改造。 7、输灰采用上引式仓泵，耗气量小，输灰管路不易堵塞，使用寿命长。同时，在仓泵和布袋之间增设中间灰仓，使仓泵运行更稳定、可靠。 8、固体物料经袋式除尘器收集，再用空气斜槽回送至反应器，使未反应的脱除剂反复循环，在反应器内的停留时间延长，从而提高脱除剂的利用率，降低运行成本。 9、根据烟气净化需要，添加适量的活性炭等添加剂可改变循环物料组成，有效的吸附脱除二噁英和重金属等毒性大、难去除的污染物，达到特殊净化效果。 由于采用了大量的技术改良和优化，目前掌握的第三代半干法烟气脱硫技术克服 了第一代半干法脱硫装置易塌床、易磨损、系统阻力大、运行不可靠及第二代半干法
一、循环流化床锅炉及脱硫 1、循环流化床锅炉工作原理 煤和脱硫剂被送入炉膛后，迅速被炉膛内存在的大量惰性高温物料（床料）包围，着火燃烧所需的的一次风和二次风分别从炉膛的底部和侧墙送入，物料在炉膛内呈流态化沸腾燃烧。在上升气流的作用下向炉膛上部运动，对水冷壁和炉内布置的其他受热面放热。大颗粒物料被上升气流带入悬浮区后，在重力及其他外力作用下不断减速偏离主气流，并最终形成附壁下降粒子流，被气流夹带出炉膛的固体物料在气固分离装置中被收集并通过返料装置送回炉膛循环燃烧直至燃尽。未被分离的极细粒子随烟气进入尾部烟道，进一步对受热面、空气预热器等放热冷却，经除尘器后，由引风机送入烟囱排入大气。 燃料燃烧、气固流体对受热面放热、再循环灰与补充物料及排渣的热量带入与带出，形成热平衡使炉膛温度维持在一定温度水平上。大量的循环灰的存在，较好的维持了炉膛的温度均化性，增大了传热，而燃料成灰、脱硫与补充物料以及粗渣排除维持了炉膛的物料平衡。 煤质变化或加入石灰石均会改变炉内热平衡，故燃用不同煤种的循环流化床锅炉在设计及运行方面都有不同程度的差异。循环流化床锅炉在煤种变化时，会对运行调节带来影响。试验表明，各种煤种的燃尽率差别极大，在更换煤种时，必须重新调节分段送风和床温，使燃烧室适应新的煤种。 加入石灰石的目的，是为了在炉内进行脱硫。石灰石的主要化学成份是CaO ．而煤粉燃烧后产生的SO2、SO3等，若直接通过烟囱排入大气层，必然会造成污染。加入石灰石后，石灰石中的的Cao 与烟气中的SO2、SO3等起化学反应，生成固态的CaSO3 、CaSO4 （即石膏），从而减少了空气中的硫酸类的酸性气体的污染。另外，由于流化床锅炉的燃烧温度被控制在800－900 ℃范围内，煤粉燃烧后产生的NOx 气体也会大大减少硝酸类酸性气体。 2、循环流化床锅炉的特点 可燃烧劣质煤 因循环流化床锅炉特有的飞灰再循环结构，飞灰再循环量的大小可改变床内（燃烧室）的吸收份额，即任何劣质煤均可充分燃烧，所以循环流化床锅炉对燃料的适应性特别好。
烟气脱硫设计计算 1130t/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/Nm 3 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(HSO3)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
半干法脱硫技术介绍 一、概述 循环流化床烟气脱硫工艺是八十年代末德国鲁奇(LURGI)公司开发的一种新的半干法脱硫工艺，这种工艺以循环流化床原理为基础以干态消石灰粉Ca（OH）2作为吸收剂，通过吸收剂的多次再循环，在脱硫塔内延长吸收剂与烟气的接触时间，以达到高效脱硫的目的，同时大大提高了吸收剂的利用率。通过化学反应，可有效除去烟气中的SO2、SO3、HF与HCL等酸性气体，脱硫终产物脱硫渣是一种自由流动的干粉混合物，无二次污染，同时还可以进一步综合利用。该工艺主要应用于电站锅炉烟气脱硫，单塔处理烟气量可适用于蒸发量75t/h～1025t/h之间的锅炉，SO2脱除率可达到90%～98%，是目前干法、半干法等类脱硫技术中单塔处理能力最大、脱硫综合效益最优越的一种方法。 二、CFB半干法脱硫系统工艺原理 Ca（OH）2+ SO2= CaSO3 + H2O Ca（OH）2+ 2HF= CaF2 +2H2O Ca（OH）2+ SO3= CaSO4 + H2O Ca（OH）2+ 2HCl= CaCl2 + 2H2O CaSO3+ 1/2O2= CaSO4 三、流程图 四、CFB半干法脱硫工艺系统组成 1. 脱硫剂制备系统 2. 脱硫塔系统 3. 除尘器系统 4. 工艺水系统 5. 烟气系统
6. 脱硫灰再循环系统 7. 脱硫灰外排系统 8. 电控系统 五、CFB半干法脱硫工艺技术特点 1. 脱硫塔内烟气和脱硫剂反应充分，停留时间长，脱硫剂循环利用率高； 2. 脱硫塔内无转动部件和易损件，整个装置免维护； 3. 脱硫剂和脱硫渣均为干态，系统设备不会产生粘结、堵塞和腐蚀等现象； 4. 燃烧煤种变化时，无需增加任何设备，仅增加脱硫剂就可满足脱硫效率； 5. 在保证SO2脱除率高的同时，脱硫后烟气露点低，设备和烟道无需做任何防腐措施； 6. 脱硫系统适应锅炉负荷变化范围广，可达锅炉负荷的30%～110%； 7. 脱硫系统简单，装置占地面积小； 8. 脱硫系统能耗低、无废水排放； 9. 投资、运行及维护成本低。
附件一循环流化床干法脱硫工艺描述 1.循环流化床干法脱硫系统（CFB — FGD ）概述 CFB- FGD烟气循环流化床干法脱硫技术是循环流化床干法烟气脱硫技术发明人--- 世界著名环保公司德国鲁奇能捷斯公司（LLAG ）公司具有世界先进水平的第五代循环流化床干法烟气脱硫技术（CirculatingFluidizedBedFlueGasDesulphurization，简称 CFB-FGD），该技术是目前商业应用中单塔处理能力最大、脱硫综合效益最优越的一种干法烟气脱硫技术。该技术已先后在德国、奥地利、波兰、捷克、美国、爱尔兰、中国、巴西等国家得 到广泛应用，最大机组业绩容量为660MW。简要介绍如下： 1.1 发展历史 德国鲁奇能捷斯（LLAG ）公司是世界上最早从事烟气治理设备研制和生产的企业，已有一百多年的历史（静电除尘器的除尘效率计算公式一一多依奇公式，就是该公司的 工程师多依奇先生发明的）。LLAG在上世纪六十年代末首先推出了循环流化床概念，此后把循环流化床概念应用到四十多个不同的工艺。LLAG在发明循环流化床锅炉的基 础上，首创将循环流化床技术（CFB）应用于工业烟气脱硫，经过三十多年不断的完善和提高，目前其循环流化床干法烟气脱硫技术居于世界领先水平。 LLAG公司的循环流化床干法烟气脱硫技术（CFB-FGD）的应用业绩已达150多台套，居 世界干法脱硫业绩第一位。 （90年代初，全世界还只有LLAG公司拥有循环流化床烟气脱硫技术。目前，全世界除了直接转让鲁奇能捷斯公司的烟气循环流化床技术的公司外，其它所有的烟气循环流化床脱 硫技术均来自于鲁奇能捷斯公司 90年代初从鲁奇公司离开的个别职工所带走的早期技术。）2001年10月，福建龙净首家技术许可证转让 LLAG公司的CFB-FGD技术;
循环流化床半干法脱硫降低运行成本探讨 摘要本文通过对活性灰与脱硫灰混合制浆的实验叙述，并对实验结果进行分析，阐述了活性灰与脱硫灰混合制浆的可行性与经济性。 关键字循环硫化床；脱硫；活性灰；脱硫灰；混合制浆 The Running cost reducing of Circulating Fluid Bed-flue Gas Desulfurization YANG JianMingMA LiMin Panzhihua Steel City Groap Cooperation Branch Office617023 Abstract Throng the mixed pulping expriment of activated carbon and FGD residues，and analyzinng the expriment results，the article expatiates the feasibility and affordability of mixed pulping expriment of activated carbon and FGD residues. Keywords circulating fluidbed;desulfurization;activated carbon;FGD residues; mixed pulping 0 引言 环境保护在当下既是建设和谐社会的一项理念和政策，又是建设可持续发展的一项制度和技术，已广受世人关注[1]。近年来我国SO2排放量逐年上升，已成为制约经济和社会发展的重要因素。而烟气脱硫是控制SO2排放最有效的手段[2]。循环流化床烟气脱硫采用脱硫、除尘一体化工艺，具有系统简单、造价低、维护费用低、脱硫效率高等优点，是我国应用最多的半干法脱硫技术。攀钢钒有限公司烧结机脱硫系统也是采用此技术进行脱硫，工艺流程如图1。 图1 脱硫工艺流程图 烟气通过脱硫塔底部的文丘里管的加速，进入循环流化床，物料在循环流化床里，气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，充分接触，不断反应后的脱硫产物和未反应的脱硫剂，经旋风分离器回收装置回收，返回脱硫塔内继续循环利用。脱硫后的烟气经布袋除尘器净化后排出大气。
氨法脱硫计算过程 风量（标态）：，烟气排气温度：168℃： 工况下烟气量： 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： 塔内烟气流速：取 D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。 底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2 塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。 （2）脱硫泵流量计算： 液气比根据相关资料及规范取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。） ①循环水泵流量： 由于烟气中SO2较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。裕量为： 119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h， 参考相关资料取泵流量为140 m3/h。配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。 （3）吸收区高度计算 吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。 2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为 3.7米-3.8米进行设计。吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算 浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。总高为10.71米。 （5）除雾段高度计算 除雾器设计成两段。每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层(4.13)m 。冲洗水距离2.5米，填料层与冲洗水管距离为2.5米，上层除雾至塔顶距离1.9米。 除雾区总高度为： 如果脱硫塔设计为烟塔一体设备，在脱硫塔顶部需安装一段锥体段，此段高度为 1.65米，也可更高一些。 （6）烟囱高度设计 具有一定速度的热烟气从烟囱出口排除后由于具有一定的初始动量,且温度高于周围气温而产生一定浮力，所以可以上升至很高的高度。但是，高度设计必须看当地气候情况以及设备建在什么位置，如果远离市区，且周围没有敏感源，高度可与塔体一并进行考虑。一般烟塔总高度可选60-80米。 （7）氧化段高度设计 氧化段主要是对脱硫液中亚硫酸盐进行氧化，此段主要以计算氧化段氧化时间。 （8）氧化风量设计 1、需氧量A （kg/h ）=氧化倍率×0.25×需脱除SO 2量（kg/h ）氧化倍率一般取1.5---2 2、氧化空气量（m 3/h ）=A ÷23.15%（空气中氧含量）÷（1-空气中水分1%÷100）÷空气密度1.29 （9）需氨量（T/h ）根据进口烟气状态、要求脱硫效率，初步计算氨水的用量。 式中： W 氨水——氨水用量，t/h C SO2——进口烟气SO 2浓度，mg/Nm 3 V 0——进口烟气量，Nm 3/h η——要求脱硫效率 C 氨水——氨水质量百分比 （10）硫铵产量（T/h ） W3=W1×2 ×132/17。W3:硫胺产量，132为硫胺分子量，17为氨分子量
1、前言 循环流化床燃烧是指炉膛内高速气流与所携带的稠密悬浮颗粒充分接触，同时大量高温颗粒从烟气中分离后重新送回炉膛的燃烧过程。循环流化床锅炉的脱硫是一种炉内燃烧脱硫工艺，以石灰石为脱硫吸收剂，与石油焦中的硫份反应生成硫酸钙，达到脱硫的目的。较低的炉床温度（850℃～900℃），燃料适应性强，特别适合较高含硫燃料，脱硫率可达80%～95%，使清洁燃烧成为可能。 2、循环流化床内燃烧过程 石油焦颗粒在循环流化床的燃烧是流化床锅炉内所发生的最基本而又最为重要的过程。当焦粒进入循环流化床后，一般会发生如下过程：①颗粒在高温床料内加热并干燥；②热解及挥发份燃烧；③颗粒膨胀及一级破碎；④焦粒燃烧伴随二级破碎和磨损。符合一定粒径要求的焦粒在循环流化床锅炉内受流体动力作用，被存留在炉膛内重复循环的850℃～900℃的高温床料强烈掺混和加热，然后发生燃烧。受一次风的流化作用，炉内床料随之流化，并充斥于整个炉膛空间。床料密度沿床高呈梯度分布，上部为稀相区，下部为密相区，中间为过渡区。上部稀相区内的颗粒在炉膛出口，被烟气携带进入旋风分离器，较大颗粒的物料被分离下来，经回料腿及J阀重新回入炉膛继续循环燃烧，此谓外循环；细颗粒的物料随烟气离开旋风分离器，经尾部烟道换热吸受热量后，进入电除尘器除尘，然后排入烟囱，尘灰称为飞灰。炉膛内中心区物料受一次风的流化携带，气固两相向上流动；密相区内的物料颗粒在气流作用下，沿炉膛四壁呈环形分布，并沿壁面向下流动，上升区与下降区之间存在着强烈的固体粒子横向迁移和波动卷吸，形成了循环率很高的内循环。物料内、外循环系统增加了燃料颗粒在炉膛内的停留时间，使燃料可以反复燃烧，直至燃尽。循环流化床锅炉内的物料参与了外循环和内循环两种循环运动，整个燃烧过程和脱硫过程就是在这两种形式的循环运动的动态过程中逐步完成的。 3、循环流化床内脱硫机理 循环流化床锅炉脱硫是一种炉内燃烧脱硫工艺，以石灰石为脱硫吸收剂，石油焦和石灰石自锅炉燃烧室下部送入，一次风从布风板下部送入，二次风从燃烧室中部送入。石灰石在850℃～900℃床温下，受热分解为氧化钙和二氧化碳。气流使石油焦、石灰石颗粒在燃烧室内强烈扰动形成流化床，燃料烟气中的SO2与氧化钙接触发生化学反应被脱除。为了提高吸收剂的利用率，将未反应的氧化钙、脱硫产物及飞灰等送回燃烧室参与循环利用。按设计，II电站CFB锅炉钙硫比达到1.97时，脱硫率可达90%以上。 高硫石油焦在加热到400℃就开始有硫份析出，经历下列途径逐步形成SO2，即硫的燃烧过程： S--→H2S--→HS--→SO--→SO2 硫的燃烧需要一定的时间，石油焦床内停留时间将影响硫的燃烧完全程度，其随时间同步增长。同时床温对硫的燃烧影响很大，硫的燃烧速率随床温升高呈阶梯增高。 以石灰石为脱硫剂在炉膛内受高温煅烧发生分解反应： △CaCO3--→CaO + CO2 - 179 MJ/mol 上式是吸热反应。由于在反应过程中分子尺寸变小，石灰石颗粒变成具有多孔结构的CaO颗粒，在有富余氧气时与床内石油焦的析出硫分燃烧生成的SO2气体发生硫酸盐化反应：CaO + SO2 + 1/2 O2--→CaSO4 + 500 MJ/mol 使Ca0变成CaSO4即达到脱硫目的。但是生成的CaSO4密度较低，容易堵塞石灰石的细孔，使SO2分子不能深人到多孔性石灰石颗粒内部，所以，Ca0在脱硫反应中只能大部分被利用。 4：影响脱硫的因素与清洁燃烧控制 影响脱硫的因素有许多，一部分属于设计方面的因素，诸如给料方式的不同会有不同的脱硫效果；炉膛的高度影响脱硫时间等。另一部分属于运行方面的因素，如Ca／S摩尔比、床温、物料滞留时间、石灰石粒度、石灰石脱硫活性等，本文仅从运行角度，对II电站CFB锅炉的脱硫工艺进行研究分析。 4.1：Ca／S摩尔比的影响 当Ca／S比增加时，脱硫效率提高。由于II电站CFB锅炉燃烧用高硫石油焦的硫含量基本上为4％～4.5％，
大家先来看一道2017年的大气知识题： ?2017-1-P-50 50.关于循环流化床干法烟气脱硫，在正常运行条件下，以下哪些说法是正确的？【】（A）循环是指烟气循环（B）循环是指灰渣循环 （C）脱硫塔内温度越高，脱硫效率越高（D）塔内流速越低，脱硫效率越高 解析： 《教材上册（第四版）》P197，CFB-FGD借助循环流化床原理，通过脱硫剂（灰渣）的多次循环利用，增大脱硫剂与烟气的接触时间，从而提高脱硫剂的利用率，故A选项错误、B选项正确；《教材第1分册（第三版）》P759，近绝热饱和温度越低，浆液蒸发慢，液相存在时间长，脱硫剂与烟气中二氧化硫的离子反应时间长，脱硫效率高，另一方面必须保证脱硫剂到达脱硫塔出口前完全干燥，以及整个脱硫系统在露点以上安全运行，否则将引起系统黏壁堵塞和结露，这要求近绝热饱和温度大于℃，故C选项错误；塔内流速越低，接触时间长，脱硫效率越高，D选项正确。 张工培训答案：【BD】 上面这道题的“C选项”涉及到的是“CFB-FGD”设计参数对脱硫性能的影响因素，那么，现在咱们来看看《第一分册（第三版）》P759关于该部分知识点的介绍是怎么样的（如下）：
再来看看《教材上册（第四版）》，P197也有关于“烟气循环流化床脱硫技术”相关知识点的介绍，但是相对于《第三版》教材来说，删除了“烟气循环流化床脱硫技术”的反应机理、主要性能设计参数及性能影响因素两个最重要的知识点，而2017年第一天下午的多选题-50题恰好就考到了，这充分说明：并不是第三版教材中删掉的内容就不考了，注册环保工程师考试的内容范围是不固定的，而且每年考试的范围比较广。 针对上述问题，笔者在张工培训注册环保工程师大气精讲班上特意补充了上述内容（如下），还请各位小伙伴们能补充到复习教材的相应位置处哦：