脱硫物料平衡计算表

脱硫物料平衡水平衡计算引言脱硫是指对燃煤等含硫燃料进行处理，去除其中的硫化物，减少大气中的硫化物排放，减少空气污染。

在脱硫过程中，物料平衡是一个重要的参数，用于计算输入和输出的物料流量以及物料的组成。

本文将介绍脱硫物料平衡的计算方法，并给出一个示例。

脱硫物料平衡的基本原理脱硫过程中的物料平衡是根据质量守恒定律进行计算的。

假设脱硫系统中只有一个输入流和一个输出流，则物料平衡可以表示为以下公式：输入物料 = 输出物料其中，输入物料是指进入脱硫系统的物料流量和组成，输出物料是指离开脱硫系统的物料流量和组成。

脱硫物料平衡的计算方法脱硫物料平衡的计算包括以下几个步骤：1.确定输入流的物料流量和组成：根据实际情况，确定进入脱硫系统的物料流量和组成。

物料的组成可以通过化验等方法测定，一般以百分比的形式表示。

2.确定输出流的物料流量和组成：根据实际情况，确定离开脱硫系统的物料流量和组成。

与输入流相似，输出流的物料组成也以百分比的形式表示。

3.物料平衡计算：根据质量守恒定律，将输入物料和输出物料进行比较，并进行物料平衡计算。

物料平衡计算可以采用以下公式：输入物料 = 输出物料根据物料平衡公式，可以得到进一步的更具体的计算公式，如下所示：输入物料流量 × 输入物料组成 = 输出物料流量 × 输出物料组成根据该公式，可以计算出未知的物料流量或组成。

4.检查和修正：完成物料平衡计算后，应该对结果进行检查，确保计算的准确性。

如果有必要，可以对输入物料和输出物料的流量或组成进行修正，以满足物料平衡公式。

示例下面给出一个脱硫物料平衡的示例，以帮助读者更好地理解物料平衡的计算方法。

假设一个脱硫系统的输入流为500 kg，含硫量为3%；输出流的物料流量和组成未知。

我们需要计算输出流的物料流量和含硫量。

首先，根据已知条件可以得到：输入物料流量 = 500 kg，输入物料含硫量 = 3%然后，假设输出物料流量为X kg，输出物料含硫量为Y%。

1M MMMM3MMMM湿法脱硫系统物料平衡一、计算基础数据（1）待处理烟气烟气量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）烟气温度：114℃烟气中SO2浓度：3600mg/Nm3烟气组成：组分分子量V ol% mg/Nm3SO264.06 0.113 3600（6%O2）O232 7.56(dry)H2O 18.02 4.66CO244.01 12.28(dry)N228.02 80.01(dry)飞灰200 石灰石浓度：96.05%二、平衡计算（1）原烟气组成计算组分V ol%(wet) mg/Nm3kg/h Kmol/hSO20.1083226（7.56%O2）3797 59.33O27.208 127116 3972.38 H2O 4.66 46214 2564.59 CO211.708 283909 6452.48 N276.283 1177145 42042.89 飞灰200（dry）235合计1638416 55091.67平均分子量（0.108×64.06+7.208×32+4.66×18.02+11.708×44.01+76.283×28.02）/100=29.74平均密度 1.327kg/m3（2）烟气量计算1、①→②（增压风机出口→ GGH出口）：取GGH的泄漏率为0.5%，则GGH出口总烟气量为1234496 Nm3/h×（1-0.5%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h泄漏后烟气组分不变，但其质量分别减少了0.5%，见下表。

温度为70℃。

组分V ol%(wet) mg/Nm3kg/h Kmol/hSO20.1083226（7.56%O2）3778 59.03O27.208 126480 3952.52H2O 4.66 45983 2551.78CO211.708 282489 6420.22N276.283 1171259 41832.68飞灰200 234合计1630224 54816.212、⑥→⑦（氧化空气）：假设脱硫塔设计脱硫率为95.7%，即脱硫塔出口二氧化硫流量为3778×（1-95.7%）=163 kg/h，二氧化硫脱除量=（3778-163）/64.06=56.43kmol/h。

1湿法脱硫系统物料平衡一、计算基础数据（1）待处理烟气烟气量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）烟气温度：114℃烟气中SO2浓度：3600mg/Nm3烟气组成：石灰石浓度：96.05%二、平衡计算（1）原烟气组成计算（2）烟气量计算1、①→②（增压风机出口→ GGH出口）：取GGH的泄漏率为0.5%，则GGH出口总烟气量为1234496 Nm3/h×（1-0.5%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h泄漏后烟气组分不变，但其质量分别减少了0.5%，见下表。

温度为70℃。

2、⑥→⑦（氧化空气）：假设脱硫塔设计脱硫率为95.7%，即脱硫塔出口二氧化硫流量为3778×（1-95.7%）=163 kg/h，二氧化硫脱除量=（3778-163）/64.06=56.43kmol/h。

取O/S=4需空气量=56.43×4/2/0.21=537.14kmol/h×28.86（空气分子量）=15499.60kg/h，约12000Nm3/h。

其中氧气量为537.14 kmol/h×0.21=112.80 kmol/h×32=3609.58kg/h氮气量为537.14 kmol/h×0.79=424.34 kmol/h×28.02=11890.02kg/h。

氧化空气进口温度为20℃，进塔温度为80℃。

3、②→③（GGH出口→脱硫塔出口）：烟气蒸发水量计算：1）假设烟气进塔温度为70℃，在塔内得到充分换热，出口温度为40℃。

由物性数据及烟气中的组分，可计算出进口烟气的比热约为0.2536kcal/kg.℃，Cp =0.2520 kcal/kg.℃。

（40℃）Cp烟气=（0.2536+0.2520）/2=0.2528 kcal/kg.℃氧化空气进口温度为80℃，其比热约为0.2452 kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2430kcal/kg.℃。

烟气脱硫物料平衡计算输入数据脱硫计算书原始输入数据列表序名称符号单位计算公式或数值来源计算结果号1 煤质分析收到基碳 % 51.38 C ar收到基氢 % 0.56 H ar收到基氧 % 3.35 O ar收到基氮 % 0.22 N ar收到基硫 % 1.36 S ar收到基灰分 % 37.35 A ar收到基全水分 % 5.78 M ar空气干燥基水分 % M ad干燥无灰基挥发份 % V daf收到基低位发热量 kcal/kg 4106.94 Q net.ar2 耗煤量锅炉实际耗煤量(B-MCR) B t/h 44.00机械未完全燃烧热损失 % 3.00 q 4计算耗煤量(B-MCR) Bj t/h 42.6800 3 引风机出口烟气参数3(1) 引风机出口实际烟量 /h 384084.72 mV jpy3 Nm/h 280000.00引风机出口排烟温度 t ? 132.00 yin3 引风机出口飞灰浓度 m mg/Nm 70.00 h引风机出口过剩空气系数 a' 1.36 lfa3(2) 引风机出口干烟气量(6,O) Vs Nm/h 2gy3 引风机出口SO浓度 m mg/Nm 干烟气，含氧量6, 2600.00 2so24 年运行小时数 H h 6500.005 多年平均气压 P mbar 936.906 脱硫及吸收塔相关参数要求脱硫率η % 96.50吸收塔进口烟温 t ? 132.00 py吸收塔出口烟温 t ? 45.50 ck浓缩段出口烟气温度 ? 603 吸收塔出口要求含尘浓度 m mg/Nm 50.00 ck3 吸收塔出口要求含SO浓度 m mg/Nm 91.00 2ck7 摩尔分子量(NH4)2SO4分子量 g/mol 132SO分子质量 g/mol 64 2NH3分子量 g/mol 17O2分子量 32CO2分子量 44N2分子量 28H2O分子量 18烟气参数计算烟气参数计算序号名称符号单位计算公式或数值来源计算结果一烟气量计算031 理论空气量 V Nm/kg 0.0889(C+0.375S)+0.265H-0.0333O 4.65 arararar 300002 燃烧产物理论体积 V Nm/kg V+V+V 4.85 yN2RO2H2O3001) 氮气 V Nm/kg 0.79V+0.008N 3.68 N2ar302) 二氧化物 V Nm/kg 0.01866(C+0.375S) 0.97 arRO2ar3003) 水蒸汽 V Nm/kg 0.111H+0.0124M+0.0161V 0.21 arH2Oar30003 燃烧产物实际体积 V' Nm/kg V+0.0161(a'-1)V+(a'-1)V 6.53yylfalfa30004 干烟气量 V' Nm/kg V+V+(a'-1)V 6.30 gyRO2N2lfa5 烟气含氧量和含湿量计算3001) 烟气中的水分 V' Nm/kg V+0.0161(a'-1)V 0.24 H2OH2Olfa302) 烟气中的氧量 V' Nm/kg 0.21(a'-1)V 0.35 lfaO23) 干烟气中含氧量 n' % V'/V' 5.51 go2O2gy4) 湿烟气中含氧量 n' % V'/V' 5.31 sho2O2y5) 湿烟气中含湿量 n' % V'/V' 4.00 H2OH20y6) 湿烟气中CO含量 n' % 0.01866Car/V' 14.68 shCO22y7) 干烟气中CO含量 n' % 0.01866Car/V' 15.23 gCO22gy8) 湿烟气中SO含量 n' % 0.01866*0.375Sar/V' 0.15 shSO22y9) 干烟气中SO含量 n' % 0.01866*0.375Sar/V' 0.15 gSO22gy010) 湿烟气中N含量 n' % (0.79a'V+0.008N)/V' 76.26 shN2lfa2ary011) 干烟气中N含量 n' % (0.79a'V+0.008N)/V' 79.11 gN2lfa2argy36 总燃烧产物实际湿体积 Vt Nm/h V'*B*1000 279930 shyyj37 总燃烧产物实际干体积Vt Nm/h V'*B*1000 268732 ggyyj3'8 总燃烧产物6%O干体积 Vt Nm/h V*(21-n)/(21-6) 277454 g2y-O2tgygo29 烟气量计算误差 % <1 -0.025二烟气组分计算SO2 kmol/h 18.208O2 kmol/h 664.156N2 kmol/h 9529.965CO2 kmol/h 1834.326H2O kmol/h 499.87三各组分定压比热60?时SO2 J /mol K 41.82660?时O2 J /mol K 29.44860?时N2 J /mol K 28.52860?时CO2 J /mol K 38.56220?时SO2 J /mol K 41.33220?时O2 J /mol K 29.39620?时N2 J /mol K 28.37620?时CO2 J /mol K 38.974 45.500 ?时SO2 J /mol K 41.647 45.500 ?时O2 J /mol K 29.429 45.500 ?时N2 J /mol K 28.473 45.500 ?时CO2 J /mol K 38.711 132.000 ?时SO2 J /mol K 42.715 132.000 ?时O2 J /mol K 29.542 132.000 ?时N2 J /mol K 28.802 132.000 ?时CO2 J /mol K 37.820 四进口水质量 kg/h 8997.738假设烟气出口温度 45.500热平衡计算序号名称符号单位计算公式或数值来源计算结果一进口烟气热量计算1 SO2带入热量 KJ/h 100524.722 O2带入热量 KJ/h 2589870.643 N2带入热量 KJ/h 36231129.064 CO2带入热量 KJ/h 9157492.662723.14为132?下水蒸5 水带入热量 KJ/h 24502100.04 气焓值(KJ/KG) 带入总热量 Q1 KJ/h 72581117.12二出口烟气热量计算SO2带出热量 KJ/h 1207.58O2带出热量 KJ/h 889322.43N2带出热量 KJ/h 12346231.66CO2带出热量 KJ/h 3230920.29带出总热量 Q2 KJ/h 16467681.96三进口出口热量差值 KJ/H 56113435.16四出口水蒸气含量计算?饱和气压 Kpa 9.786水的汽化潜热+显热 KJ/Kg 2406.50饱和水蒸气压力修正系数 0.90进口烟气压力 Kpa 93.69引风机出口压力 Kpa 1.30吸收塔阻力 Kpa 1.10出口烟气压力 Kpa 93.89出口烟气湿含量 kg/m3 0.0831798出口烟气水蒸气质量 kg/h 23284.49水进口温度 ? 假设环境温度为20? 20.00五出口水蒸气热量 Q3 KJ/H 56034136.66六误差 % <1 0.14七烟气出口带走水量 kg/h 14286.76八浓缩段出口热量 1 SO2带入热量 KJ/h 45693.05 2 O2带入热量 KJ/h 1173484.03 3 N2带入热量 KJ/h 16312251.12 4 CO2带入热量 KJ/h 4244116.845 带走总热量 KJ/h 21775545.036 浓缩段与入口热量差值 KJ/h 50805572.097 浓缩段出口水蒸气汽焓值KJ/kg 查水蒸气性质表 2608.79 8 浓缩段出口带水 kg/h 19474.76 9 浓缩段带走水量 kg/h 10477.03物料平衡计算名称单位计算公式数值脱硫效率 0.965烟气量 Nm3/h 280000O2 0.0573SO2 mg/Nm3 2600SO2脱除率 g/h 702520烟气温度 ? 132年运行小时 6000SO2质量 g/h 728000SO2分子量 64NH3分子量 17(NH4)2SO4分子量 132O2分子量 32液氨浓度 0.996液氨使用效率 0.97液氨消耗量 t/h 0.3863016硫铵生成量 t/h 1.4489475理论O2消耗量 kmol/h 5.4884375实际O2消耗量 kmol/h 16.465313 空气耗量 Nm3/min 29.271667 塔内气速m/s 2.83 设计塔径 m 7.206857 液气比 L/Nm3 3 循环浆液量 m3/H 840 吨硫酸氨的消耗液量 t 0.2666085氧化风机计算名称数值单位 1 理论流量 29.27166667 Nm3/min设计流量 32.19883333 Nm3/min设计温度 20估计阻力 0.034168475设计工况流量 0.734797748 m3/s设计流速 6~8 7 m/s设计管径 365.6790332 mm选择管径 DN 350 2 压力1m水柱压力 9560.204082 Pa塔内密度 1.3538 t/m3氧化塔内阻力 0.130396738 Mpa浓缩段阻力 0.028473729 MPa管道内阻力计算体积流量V, 200 m3/h管道长度l, 12 m弯头数 5 个弯头当量长度 40 m总的沿程长度 52 m流速u, 7 m/s绝对粗糙度 0.0000001 mλ, 0.0049411690.397261991 m 水头损失H,沿程阻力损失 0.005141605 Mpa理论总的阻力损失 0.164012072 Mpa设计压力系数 1.2设计选型压力 0.196814487 Mpa循环泵计算名称数值单位总的循环流量 840 m3/h 1 一级循环泵流量 560 m3/h 流速选择 1.5~2.5 2.2 m/s计算管径 300.12114 mm选择管径 DN 300 mm实际流速u 2.2017771 m/s2 一级循环泵压力1m水柱压力 9560.2041 Pa 2.1 管道内阻力计算体积流量V, 560 m3/h管道长度l, 16.272 m弯头数 6 个弯头当量长度 48 m三通数 2 个三通当量长度 13.6 m阀门数量 3 个阀门当量长度 240 m大小头数量 2 个大小头当量长度 60 m总的沿程长度 377.872 m实际流速 2.2017771 m/s绝对粗糙度 0.0003 mλ 0.0196275.9923117 m 水头总损失H吸收塔进口高度 20.35 m 2.2 理论管道总的阻力 26.342312 m 2.3 喷嘴进口压力 14 m 2.4 循环泵进口扬程 11 m设计压力系数 1.2 2.5 设计选型压力 35.210774 Mpa3 二级循环泵流量 280 m3/h流速选择 1.5~2.5 1.6 m/s计算管径 248.84731 mm选择管径 DN 250 mm实际流速u 1.5852795 m/s4 二级循环泵压力1m水柱压力 9560.2041 Pa 4.1 管道内阻力计算体积流量V, 280 m3/h管道长度l, 20.556 m弯头数 10 个弯头当量长度 80 m三通数 4 个三通当量长度 27.2 m阀门数量 5 个阀门当量长度 400 m大小头数量 2 个大小头当量长度 60 m总的沿程长度 587.756 m实际流速 1.5852795 m/s绝对粗糙度 0.0003 mλ 0.02052786.0642977 m 水头总损失H吸收塔进口高度 22.15 m 4.2 理论管道总的阻力 28.214298 m 4.3 喷嘴进口压力 14 m 4.4 循环泵进口扬程 11 m设计压力系数 1.2 4.5 设计选型 37.457157 Mpa塔内阻力计算名称单位数值塔阻力 Pa 797.87485填料层阻力 Pa 107.50702多孔阻力 Pa 36.158675总阻力 941.540541035.6946其中300?烟气粘度 0.0000282400?烟气粘度 0.000031744?烟气粘度 1.924E-05烟气密度 kg/m3 1.32烟气流速 m/s 2.83Re 1059043.7摩擦系数λ 0.2548265 填料层阻力 107.50702。

1湿法脱硫系统物料平衡一、计算基础数据（1）待处理烟气烟气量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）烟气温度：114℃烟气中SO2浓度：3600mg/Nm3烟气组成：石灰石浓度：96.05%二、平衡计算（1）原烟气组成计算（2）烟气量计算1、①→②（增压风机出口→ GGH出口）：取GGH的泄漏率为0.5%，则GGH出口总烟气量为1234496 Nm3/h×（1-0.5%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h泄漏后烟气组分不变，但其质量分别减少了0.5%，见下表。

温度为70℃。

2、⑥→⑦（氧化空气）：假设脱硫塔设计脱硫率为95.7%，即脱硫塔出口二氧化硫流量为3778×（1-95.7%）=163 kg/h，二氧化硫脱除量=（3778-163）/64.06=56.43kmol/h。

取O/S=4需空气量=56.43×4/2/0.21=537.14kmol/h×28.86（空气分子量）=15499.60kg/h，约12000Nm3/h。

其中氧气量为537.14 kmol/h×0.21=112.80 kmol/h×32=3609.58kg/h氮气量为537.14 kmol/h×0.79=424.34 kmol/h×28.02=11890.02kg/h。

氧化空气进口温度为20℃，进塔温度为80℃。

3、②→③（GGH出口→脱硫塔出口）：烟气蒸发水量计算：1）假设烟气进塔温度为70℃，在塔内得到充分换热，出口温度为40℃。

由物性数据及烟气中的组分，可计算出进口烟气的比热约为0.2536kcal/kg.℃，Cp =0.2520 kcal/kg.℃。

（40℃）Cp烟气=（0.2536+0.2520）/2=0.2528 kcal/kg.℃氧化空气进口温度为80℃，其比热约为0.2452 kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2430kcal/kg.℃。

湿法脱硫系统物料平衡一、计算基础数据（1）待处理烟气阜康2×135MW机组烟气参数（示例）（2）石灰石分子量石灰石粉中CaCO3的含量91.89%，MgCO3含量1.43%，其余惰性物质含量6.68%。

计算石灰石粉平均分子量：CaCO3分子量为：100.09M=1/(91.89%/ M caco3+1.43% /M Mgco3)=106.85二、石膏浆液平衡计算1、脱硫剂的需求量烟气中SO2量=Q标态、干烟气×C SO2×[(21-6)/(21- O2)]/64=24.28kmol/h依次计算出SO3、HCl、HF等酸性物质的量：0.15、0.56、0.41 kmol/h 烟气中SO2等酸性物质脱除量=N SO2+N SO3+N HCl +N HF=25.40 kmol/h需求石灰石量=K钙硫比×M平均分子量×（N SO2×ηSO2+ N SO3×ηSO3+ N HCl×ηHCl /2+ NHF×ηHF/2）=2795.59 kg/hηSO2、ηSO3、ηHCl、ηHF等脱除效率根据工程需要取值。

K钙硫比=1.03(湿法脱硫一般取1.02～1.05)2、脱硫系统总固量方程式：吸收: S02+ H20〈==〉H2S03S03+ H20〈==〉H2S04中和: CaCO3+ H2S03〈==〉CaS03 +CO2+H20CaCO3+H2S04〈==〉CaS04 +2H20Ca（OH）2+2HCl〈==〉CaC12 +CO2+H20氧化: 2CaS03+02〈==〉2CaS04结晶: CaS04+2H20〈==〉CaS04·2H20CaSO4.2H2O分子量为：172.17CaSO3.1/2H2O分子量为：129.15脱硫塔浆池底部含固量应包括以下几部分：石膏（CaSO4.2H2O）、CaSO3.1/2H2O、CaCO3、粉尘、石灰石中杂质、其它（MgCO3、CaF2、MgF2等）详见下表：例如：(以CaSO4.2H2O计算为例)CaSO4.2H2O生成量=[（24.28+0.15）-（0.05+0）] ×172.17×0.997=4180.44kg/h 则：石膏排出量（m石膏）=[4520.36-废水中含固量（m废水）]/90% (1)3、氧化风量计算：氧化风量中O2转移效率按30%计算：Q O2=N SO2×ηSO2/2×22.4/0.21/0.3计算得：Q O2=4316Nm3/h4、蒸发水量的计算烟气喷淋塔烟气换热主要对象为：喷淋浆液中的蒸发水量。