焦化厂烟气除尘脱硫工艺设计

学    校：        吉首大学       

 院    系：  生物资源与环境科学学院

专    业：       环境工程        

班    级：     09级（一）班     

组    次：        第九组         

指导老师：        史凯           

时    间：    2011年12月24日            

第一章   绪论

环境现状

随着经济和社会的发展，燃煤锅炉排放的二氧化硫严重的污染了我们赖以生存的环境。由于中国燃料以煤为主的特点，致使中国目前大气污染仍以煤烟型为主，其中尘和酸雨危害最大。随着环保要求的提高，焦化厂脱硫工艺急需完善。焦化厂焦炉煤气中SO2及其粉尘对大气环境的污染问题日趋严重，甚至影响到我国焦化行业的可持续发展。因此，对焦炉煤气进行脱硫除尘的净化处理势在必行。

目前，火电经过多年的脱硫治理，已初见成效，焦化厂脱硫将是下一个重点治理的领域，也是和企业关注的减排热点和难点。焦化厂烟气具有二氧化硫浓度变化大，温度变化量大，水分含量大，从而使焦炉烟气进行脱硫具有较大难度。生产工艺中将产生焦炉废气。焦炉废气中主要含二氧化硫和粉尘。

目前我国已投运的焦炉烟气脱硫装置采用的脱硫工艺有循环流化床法、氨—硫铵法、石灰石—石膏法、氧化镁法等不同工艺，各自具有不同的优势和局限。

第二章  设计概论

2.1  设计任务

某焦化厂生产时间为6:00～22:00，生产工艺中将产生焦炉废气。每日生产中最大排放废气量为170000m3N/h。焦炉废气中含焦炉粉尘浓度为6g/m3,初始SO2浓度为17.6g/m3，初始废气温度为393K，烟气其余性质近似于空气。要求设计一套烟气脱硫除尘系统，使该锅炉烟气排放达到国家标准中二级的排放标准

2.2  设计依据

2.2.1  废气中所含主要污染物种类、浓度及温度

主要污染物种类：SO 2   , 粉尘。

污染物排放量：最大废气排放量为170000 m3 N/h，其中初始SO 2浓度为17.6g/ m3。含焦炉粉尘浓度为6g/ m3。

初始废气温度为393K。

2.2.2  设计规模

废气处理量：170000 m3 N/h；

初始SO 2浓度：11.6 g/ m3

备注：本方案按最大值计算。

二氧化硫的物质的量n:

n=170000*11.6/(3600*)=8.56 mol/s

2.2.3 设计范围

从车间排气管汇合后出口开始，经装置入口至排风机出口之间，所有工艺设备、连接管道、管件、阀门、电气装置、自动控制设备等。

2.2.4  设计指标

烟气排放标准应执行国家《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）二级标准，详见下图2-1

2-1  大气污染物综合排放标准

由此可以计算出相关的除尘效率和脱硫效率：

总除尘效率计算：

η=（Gc/Gi)×100% = [(Gi-Go)/Gi]×100%

其中： Gi、Go、Gc：分别为除尘器进口、出口和落入灰斗的尘量，单位是mg/m3。

解得：η=（170000*6-170000*0.022）/(170000*6)*100%=99.6%

总脱硫效率计算：

φ=(Ci-Co)/Ci×100%

其中： Ci、Co 、Cc：分别为吸收塔进口和出口处二氧化硫的含量，单位是mg/ m3

解得：φ=(170000*8.56-170000*0.12)/(170000*8.56)*100%=98.6%

2.3  控制系统

本脱硫工艺采用PLC控制系统，脱硫装置实现自动控制、显示、记录整个工艺过程，运行人员在脱硫控制室内通过操作监控界面完成对脱硫装置的起停操作，脱硫装置的控制均能够自动运行。从而达到了操作最优化，运行费用较低，增加了设备的可行性的目的。

第三章    工艺设计

3.1  设计原则

1. 严格执行国家环境保护有关法规，按规定的排放标准，使处理后的废气各项指标达到且优于标准指标。

2. 采用先进、合理、成熟、可靠的处理工艺，并具有显著的环境效益、社会效益和经济效益。

3. 工艺设计与设备选型能够在生产运行过程中具有较大的灵活性和调节余地，确保达标排放。

4. 在运行过程中，便于操作管理、便于维修、节省动力消耗和运行费用。

3.2   废气处理方法选择

3.3   除尘方法及其除尘方法选择

3.3.1   除尘方法

从含尘气体中将烟尘分离出来并加以铺集的装置，称为除尘器或者除尘装置。

除尘器主要由上箱体、中箱体、灰斗、金凤均流装置、支架、滤袋及脉冲装置、卸灰装置等组成。含尘空气从除尘器进风均流装置进入灰斗，并在灰斗导流装置的导流下，大颗粒的粉尘被分离，直接落入灰斗，而较细粉尘均匀地进入中部箱体吸附在滤袋的外表面上，干净气体透过滤袋进入上箱体，并经排风管排入大气，随着过滤工况的进行，滤袋上的粉尘越积越多，当设备阻力达到限定的阻力值（一般设定为 1800Pa）时，由控制装置按设定值，进行脉冲，是滤袋上的粉尘振动，使其脱落至灰斗中，由排放机构排出。

焦化厂烟气除尘，就是利用各种不同的作用力，如重力、惯性力、离心力、扩散附着力、静电力等，使烟尘从烟气中分离出来加以铺集。

除尘器可分为两大类：干式除尘器：包括重力沉降室、惯性除尘器、电除尘器、布袋除尘器、旋风除尘器。湿式除尘器：包括又喷淋塔、冲击式除尘器、文丘里洗涤剂、泡沫除尘器和水膜除尘器等。

目前，常见的是机械除尘器、旋风除尘器、多管除尘器、水膜除尘器、布袋除尘器和静电除尘器。

3.1对近几年国内外几种烟气除尘技术的主要相关性能参数进行了比较：    

表3-1  几种烟气除尘技术的主要相关性能参数

除尘装

3.3.2  除尘方法选择

我们在合理选择除尘器时必须全面考虑有关因素，如除尘效率、压力损失、一次投资、维修管理等，其中最主要的是除尘效率。我们可以从以下几个问题来考虑选择适当的除尘方法：

a)选用的除尘器必须满足排放标准规定的排放要求；

根据2.2.4设计指标中的计算，我们可以知道该项目为达到国家标准必须满足除尘效率达到97.5%以上。根据表3-1，我们可以判定只能选择袋式除尘器或者静电除尘器两类。

b)粉尘颗粒物的物理性质对除尘器性能无较大影响；

本设计所涉及的烟气与空气性质相似，除含有一定浓度的二氧化硫之外无它。其粒径不定，我们可以暂且估计为一般粒径大小处理：0.1～100μm左右。由此我们仍旧只能选择袋式除尘器或者静电除尘器。

c)气体的含尘浓度；

根据相关参数可知：初始含尘浓度为6g/m3。该浓度相对而言较高，因此我们若要达到要求除尘效率必须采用高效率除尘器。而该情况下，袋式除尘器（0.2～10 g/m3）或者静电除尘器（30 g/m3以下），我们没有必要在其前先设置一个低阻力的预净化设置。

    d）烟气温度和其他相关性质的契合度：

     初始烟气温度为393K，并没有超出任何一项目的使用范围，除了部分袋式除尘器，因此若是我们选择该种方式，必须采用耐高温的滤料类型。

d)其他因素;

 除了空间因素、地理环境等要素外，最为重要的是投资及操作、维修费用。

最终选择：

综合考虑厂型大小，厂内资金等问题，我们决定选择耐高温式的电袋式组合除尘器。

3.4脱硫方法及其脱硫方法选择

3.4.1脱硫方法

（1）石灰石——石膏法烟气脱硫工艺

工作原理：将石灰石粉加水制成浆液作为吸收剂泵入吸收塔与烟气充分接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及从塔下部鼓入的空气进行氧化反应生成硫酸钙，硫酸钙达到一定饱和度后，结晶形成二水石膏。经吸收塔排出的石膏浆液经浓缩、脱水，使其含水量小于10%，然后用输送机送至石膏贮仓堆放，脱硫后的烟气经过除雾器除去雾滴，再经过换热器加热升温后，由烟囱排入大气。由于吸收塔内吸收剂浆液通过循环泵反复循环与烟气接触，吸收剂利用率很高，钙硫比较低，脱硫效率可大于95% 。

（2）旋转喷雾干燥烟气脱硫工艺

 喷雾干燥法脱硫工艺以石灰为脱硫吸收剂，石灰经消化并加水制成消石灰乳，消石灰乳由泵打入位于吸收塔内的雾化装置，在吸收塔内，被雾化成细小液滴的吸收剂与烟气混合接触，与烟气中的SO2发生化学反应生成CaSO3,烟气中的SO2被脱除。与此同时，吸收剂带入的水分迅速被蒸发而干燥，烟气温度随之降低。脱硫反应产物及未被利用的吸收剂以干燥的颗粒物形式随烟气带出吸收塔，进入除尘器被收集下来。脱硫后的烟气经除尘器除尘后排放。为了提高脱硫吸收剂的利用率，一般将部分除尘器收集物加入制浆系统进行循环利用。该工艺有两种不同的雾化形式可供选择，一种为旋转喷雾轮雾化，另一种为气液两相流。       喷雾干燥法脱硫工艺具有技术成熟、工艺流程较为简单、系统可靠性高等特点，脱硫率可达到85%以上。

（3） 磷铵肥法烟气脱硫工艺

磷铵肥法烟气脱硫技术属于回收法，以其副产品为磷铵而命名。该工艺过程主要由吸附（活性炭脱硫制酸）、萃取（稀硫酸分解磷矿萃取磷酸）、中和（磷铵中和液制备）、吸收（ 磷铵液脱硫制肥）、氧化（亚硫酸铵氧化）、浓缩干燥（固体肥料制备）等单元组成。它分为两个系统：

烟气脱硫系统——烟气经高效除尘器后使含尘量小于200mg/Nm3，用风机将烟压升高到7000Pa，先氏管喷水降温调湿，然后进入四塔并列的活性炭脱硫塔组（其中一只塔周期性切换再生），控制一级脱硫率大于或等于70%，并制得30%左右浓度的硫酸，一级脱硫后的烟气进入二级脱硫塔用磷铵浆液洗涤脱硫，净化后的烟气经分离雾沫后排放。

肥料制备系统——在常规单槽多浆萃取槽中，同一级脱硫制得的稀硫酸分解磷矿粉（P2O5 含量大于26%），过滤后获得稀磷酸（其浓度大于10%），加氨中和后制得磷氨，作为二级脱硫剂，二级脱硫后的料浆经浓缩干燥制成磷铵复合肥料。

（4）炉内喷钙尾部增湿烟气脱硫工艺

炉内喷钙加尾部烟气增湿活化脱硫工艺是在炉内喷钙脱硫工艺的基础上在锅炉尾部增设了增湿段，以提高脱硫效率。该工艺多以石灰石粉为吸收剂，石灰石粉由气力喷入炉膛850~1150℃温度区，石灰石受热分解为氧化钙和二氧化碳，氧化钙与烟气中的二氧化硫反应生成亚硫酸钙。由于反应在气固两相之间进行，受到传质过程的影响，反应速度较慢，吸收剂利用率较低。在尾部增湿活化反应器内，增湿水以雾状喷入，与未反应的氧化钙接触生成氢氧化钙进而与烟气中的二氧化硫反应。当钙硫比控制在2.0~2.5时，系统脱硫率可达到65~80%。由于增湿水的加入使烟气温度下降，一般控制出口烟气温度高于露点温度10~15℃，增湿水由于烟温加热被迅速蒸发，未反应的吸收剂、反应产物呈干燥态随烟气排出，被除尘器收集下来。

（5）烟气循环流化床脱硫工艺

烟气循环流化床脱硫工艺由吸收剂制备、吸收塔、脱硫灰再循环、除尘器及控制系统等部分组成。该工艺一般采用干态的消石灰粉作为吸收剂，也可采用其它对二氧化硫有吸收反应能力的干粉或浆液作为吸收剂。

 由锅炉排出的未经处理的烟气从吸收塔（即流化床）底部进入。吸收塔底部为一个文丘里装置，烟气流丘里管后速度加快，并在此与很细的吸收剂粉末互相混合，颗粒之间、气体与颗粒之间剧烈摩擦，形成流化床，在喷入均匀水雾降低烟温的条件下，吸收剂与烟气中的二氧化硫反应生成CaSO3 和CaSO4。脱硫后携带大量固体颗粒的烟气从吸收塔顶部排出，进入再循环除尘器，被分离出来的颗粒经中间灰仓返回吸收塔，由于固体颗粒反复循环达百次之多，故吸收剂利用率较高。

此工艺所产生的副产物呈干粉状，其化学成分与喷雾干燥法脱硫工艺类似，主要由飞灰、CaSO3、CaSO4和未反应完的吸收剂Ca(OH)2等组成，适合作废矿井回填、道路基础等。

典型的烟气循环流化床脱硫工艺，当燃煤含硫量为2%左右，钙硫比不大于1.3时，脱硫率可达90%以上，排烟温度约70℃。

（6）海水脱硫工艺

  海水脱硫工艺是利用海水的碱度达到脱除烟气中二氧化硫的一种脱硫方法。在脱硫吸收塔内，大量海水喷淋洗涤进入吸收塔内的燃煤烟气，烟气中的二氧化硫被海水吸收而除去，净化后的烟气经除雾器除雾、经烟气换热器加热后排放。吸收二氧化硫后的海水与大量未脱硫的海水混合后，经曝气池曝气处理，使其中的SO32-被氧化成为稳定的SO42-，并使海水的PH值与COD调整达到排放标准后排放大海。海水脱硫工艺一般适用于靠海边、扩散条件较好、用海水作为冷却水、燃用低硫煤的电厂。此种工艺最大问题是烟气脱硫后可能产生的重金属沉积和对海洋环境的影响需要长时间的观察才能得出结论，因此在环境质量比较敏感和环保要求较高的区域需慎重考虑。

（7） 电子束法脱硫工艺

 该工艺流程有排烟预除尘、烟气冷却、氨的充入、电子束照射和副产品捕集等工序所组成。锅炉所排出的烟气，经过除尘器的粗滤处理之后进入冷却塔，在冷却塔内喷射冷却水，将烟气冷却到适合于脱硫、脱硝处理的温度（约70℃）。烟气的露点通常约为50℃，被喷射呈雾状的冷却水在冷却塔内完全得到蒸发，因此，不产生废水。通过冷却塔后的烟气流进反应器，在反应器进口处将一定的氨水、压缩空气和软水混合喷入，加入氨的量取决于SOx浓度和NOx浓度，经过电子束照射后，SOx和NOx在自由基作用下生成中间生成物硫酸（H2SO4）和（HNO3）。然后硫酸和与共存的氨进行中和反应，生成粉状微粒（硫酸氨(NH4)2SO4与氨NH4NO3的混合粉体）。这些粉状微粒一部分沉淀到反应器底部，通过输送机排出，其余被副产品除尘器所分离和捕集，经过造粒处理后被送到副产品仓库储藏。净化后的烟气经脱硫风机由烟囱向大气排放。

（8）氨水洗涤法脱硫工艺

  该脱硫工艺以氨水为吸收剂，副产硫酸铵化肥。锅炉排出的烟气经烟气换热器冷却至90~100℃，进入预洗涤器经洗涤后除去HCI和HF，洗涤后的烟气经过液滴分离器除去水滴进入前置洗涤器中。在前置洗涤器中，氨水自塔顶喷淋洗涤烟气，烟气中的SO2被洗涤吸收除去，经洗涤的烟气排出后经液滴分离器除去携带的水滴，进入脱硫洗涤器。在该洗涤器中烟气进一步被洗涤，经洗涤塔顶的除雾器除去雾滴，进入脱硫洗涤器。再经烟气换热器加热后经烟囱排放。洗涤工艺中产生的浓度约30%的硫酸铵溶液排出洗涤塔，可以送到化肥厂进一步处理或直接作为液体氮肥出售，也可以把这种溶液进一步浓缩蒸发干燥加工成颗粒、晶体或块状化肥出售。

表3-2 :  烟气脱硫技术综合评价

我国的石灰石储藏量大，矿石品位较高，CaCO3含量一般大于93%。石灰石无毒无害，在处置和使用过程中很安全，是FGD理想的吸收剂。它脱硫效率高，节省吸附剂，能耗低，性能可靠，生成稳定商用石膏。综合考虑技术成熟度和费用因素,石灰石-石膏湿法烟气脱硫技术具有较大优势。因此我们选择石灰石-石膏法脱硫作为本设计的处理工艺。

第四章工艺系统说明

4.1   概述

电袋式组合除尘器和石灰石-石膏法烟气脱硫技术已经有几十年的发展历史,技术成熟可靠,适用范围广泛,据有关资料介绍,该工艺市场占有率已经达到85%以上。

由于反应原理大同小异，本设计总结了一些通用的规律和设计准则，基本适用于目前市场上常用的各种石灰石-石膏法烟气脱硫技术，包括喷淋塔、鼓泡塔、液柱塔等。

4.2   原理说明

在该工艺中,烟气经过电袋式组合除尘器进行除尘后，再进入脱硫吸收塔，在吸收塔内与20%～30%的石灰石粉浆料或20%左右的石灰乳浊液接触，SO2被吸收生成亚硫酸钙，亚硫酸钙被氧化成硫酸钙即石膏。采用CaCO3为脱硫剂其脱硫效率一般在85%以上，适用于SO2浓度为中等偏低的烟气脱硫；采用Ca(OH)2为脱硫剂,脱硫效率可以达到95%，适用于SO2浓度较高的烟气脱硫。通过添加有机酸可使脱硫效率提高到95%以上。

表4-1 石灰石和石灰法烟气脱硫反应机理

本工程内容主要包括除尘工艺、脱硫工艺和自动控制系统三大部分。下面我们就除尘、脱硫这两个方面进行详细的介绍分析：

5.1除尘工艺

5.1.1   工作原理

电袋式组合除尘器：前级电场预收烟气中70～80%以上的粉尘量；后级布袋除尘装置拦截收集烟气中剩余量的粉尘中，前级电场的预除尘作用和荷电作用，为提高电袋除尘器的性能起到了重要作用两级之间。采用串联布局有机联合两级除尘方式之间又采用了特殊的分流引流装置，使两个区域清楚分开电除尘设置在前，能捕集大量粉尘，沉降高温烟气中未熄灭的颗粒，缓冲匀称气流，滤筒串联在后，收集少量的细粉尘，严把排放关，同时，两收尘区域中不论什么一方发生妨碍时，另一区域仍保持必然的收尘效果，具备较强的相互填补性。

1．电场预除尘作用：

①预除尘降低滤袋的粉尘负荷量即降低了阻力上升率。

②预除尘延长滤袋的清灰周期、节省清灰能耗、延长滤袋使用寿命。

③避免烟气粉尘中粗颗粒磨损滤袋

烟气粉尘中的粗大颗粒经过前级电场沉降和预除尘后，进入后级布

袋的粉尘颗粒小,对滤袋的磨损影响小。当烟气中含有粗颗粒粉尘时

(如循环流化床锅炉烟气),使用电袋可以完全避免滤袋的不正常磨损损坏。

2．电场荷电作用：

①改善滤袋表面的粉层结构：

烟气粉尘通过前级电场电晕荷电后，荷电粉尘在滤袋上沉积的颗粒之

间排列规则有序，同极电荷相互排斥使形成的粉尘层孔隙率高、透

气性好，易于剥落。 

②可降低滤袋阻力 P ：

滤袋阻力 P = 粉尘层①阻力P1 + 表面处理层②阻力P2 + 滤袋结构层③阻力P3。

5.1.2   电袋式组合除尘器技术性能特点

1、适用高比阻粉尘收集，除尘效率具有高效性和稳定性。

电袋除尘器的效率不受高比阻细微粉尘影响，不受煤种、烟灰特性影响，排放浓度容易实现在50mg/Nm3以下，且长期稳定。

2、运行阻力比纯布袋除尘器低500Pa，可以减少引风机功率消耗。

运行阻力比纯布袋除尘器低500Pa，每10000m3/h风量引风机功率可减少1.74KW。

3、清灰周期长、气源能耗小。

由于滤袋收集的粉尘量少，阻力上升缓慢，其清灰周期时间是纯布袋除尘器的2倍以上，压缩空气消耗量不到纯布袋的1/3。

4、延长滤袋使用寿命。

①运行阻力低、滤袋的负荷差压小延长了滤袋使用寿命。

②清灰周期长、清灰次数少延长了滤袋使用寿命。

③在相同运行条件下电袋的使用寿命比纯布袋除尘器的寿命延长2～3年。

5、一次性投资少，运行维护费用低

适量提高过滤风速可减少滤袋、阀件等数量以降低设备成本及费用，运行能耗低和滤袋使用寿命长降低了运行及维护成本。

综上所述，电袋复合除尘器着重解决了当前除尘器常见的三大难题：

①电除尘器的排放难题。

②布袋除尘器的阻力大的难题。

③布袋除尘器袋使用寿命短难题。

5.1.3相关设计参数计算

1.电除尘器部分的设计计算

㈠ 集尘极面积

查各种工业粉尘的有效驱进速度表，煤粉炉飞灰：0.10~0.14m/s,这里取0.12m/s。所以集尘极面积为：

f=(Vg/vd)ln[1/(1-η)]= (6.67/0.12)ln[1/(1-0.8)] =.42m2

式中：Vg——烟气流量，m3N/s;   

η—— 集尘效率,80% ;  

vd ——微粒物有效驱进速度,m/s 。

㈡ 电场段面面积

 对于一定结构的电除尘器，当气体流速增加时，除尘效率降低，因此气体流速不宜过大；但如其过小，又会使除尘器体积增加，造价提高。故一般平均流速为vg   =1.0m/s左右。 故电场段面面积：

fc= Vg/vg  =6.67/1.0=6.67m2

        式中：vg    ——气体平均流速，m/s

㈢ 集尘极与放电极的间距和排数

考虑到集尘板加工方便和极板整数间距，采用电场宽度b=1.82m,电场高度h=1.8m,集尘间距取260mm。则集尘极排数：   

n=(b/△b)+1=(1.82/0.26)+1=8

式中   n——集尘极排数；

           b——电场宽度，m；

         △b——极板间距，m。

所以，实际流速vg=6.67/1.8/1.82=2.04m/s

㈣ 电场长度

L=f/[2(n-1)H]=.42/[2(8-1)*1.8]=3.55m

     式中  L——电场长度，m；

           H——电场高度，m.

㈤  工作电压

U=250△b=250*0.26=65Kv

㈥  工作电流

I=fi=.42*0.0005=0.04A

式中  i——集尘极电电流密度，可取0.0005A/m.

2、袋式除尘器部分的设计

 ㈠ 负荷选择

经过了一级电除尘，含尘浓度很低，所以要选择高负荷。且浓度为1.2g/m3   ，负荷选取范围在10~45m3/(h`m2) ,取40 m3/(h`m2)

 ㈡ 滤袋过滤面积的确定

A=Q/q=170000/40=4250m2

         式中A——滤袋过滤面积，m2

              q——负荷，即每小时每平方米滤布处理的气体量，m3/(h`m2)

              Q——处理含尘气体量，m3/s

  ㈢ 滤袋袋数的确定

                  n=A/(πDL)=4250/（3.14*0.2*5）≈1353个

式中 n——滤袋袋数，个

     A——滤袋过滤面积，m2

     D——单个滤袋直径,取0。2m;

     L——单个滤袋长度，取5m。

㈣ 气体分配室的确定  

A=Q/3600v=170000/3600*2=23.6 m2

    式中A——气体分配室的截面积，m2

         Q——气体处理量，m3/h

         v——气体分配室进口气速，一般取1.5~2 .0m/s

5.2   脱硫工艺

首先根据设计标准所算的总的脱硫标准为：91.48%，而往往当下的简单脱硫工艺的脱硫效率达不到此标准，经研究所得我们可以采取多级处理的方法进行脱硫工艺。

脱硫装置范围内的工艺部分的初步设计，主要包括：烟气系统；SO2吸收系统；吸收剂供应与制备系统；石膏脱水系统；供水及排放系统；废水系统；压缩空气系统；起吊设施；阀门和配件；保温、紧固件和外覆层。以下我们就几个主要系统进行详细介绍：

5.2.1  烟气系统

一、工艺简介

从焦化炉引风机后的总烟道上引出的烟气，接入烟气-烟气换热器降温，通过电袋式除尘器，通过鼓风机加速，继而再进入吸收塔。在吸收塔内脱硫净化，经除雾器除去水雾后，又经烟气－烟气换热器升温至80℃以上，再接入主体烟道经烟囱排入大气。在主体发电工程烟道上设置旁路挡板门，当锅炉启动、装置故障、检修停运时，烟气由旁路挡板经烟囱排放。

二、 设计原则

当锅炉从启动到锅炉处于最大连续蒸发量条件下，该装置的烟气系统都能正常运行，并留有一定的裕量，当烟气温度超过限定的温度时，烟气旁路系统启运。

系统中设置烟气换热器，利用原烟气的热量加热净烟气。在设计条件下能保证烟囱入口的烟气温度不低于80ºC。在烟气脱硫装置的进、出口烟道上设置双挡板门用于锅炉运行期间脱硫装置的隔断和维护，在旁路烟道上装设单挡板门。系统设计合理布置烟道和挡板门，考虑锅炉低负荷运行工况，并确保净烟气不倒灌。压力表、温度计和SO2分析仪等用于运行和观察的仪表，安装在烟道上。在烟气系统中，设有人孔和卸灰门。所有的烟气挡板门易于操作, 在最大压差的作用下具有100%的严密性。

三、 设备选型

由上可知，烟气系统主要设备包括烟气－烟气换热器、烟气挡板、烟道及其附件。

5.2.1.1   烟气－烟气换热器（GGH）

    烟气－烟气换热器采用回转式烟气再热器。蓄热元件采用涂有搪瓷的钢板。采取低泄漏密封系统，减小未处理烟气对洁净烟气的污染。GGH漏风率始终保持小于1%。配有全套清扫装置。保证在烟囱入口的净烟气温度不低于80℃。在任何低负荷情况下，保证GGH出口的烟气温度不低于70ºC。

烟气－烟气换热器参数见烟气系统主要设备清单。

5.2.1.2  烟气挡板

烟气挡板包括入口原烟气挡板、出口净烟气挡板、旁路烟气挡板，挡板的设计能承受各种工况下烟气的温度和压力，并且不会有变形或泄漏。

烟气挡板参数见烟气系统主要设备清单。

5.2.1.3 烟道及其附件

烟道根据可能发生的最差运行条件（例如：温度、压力、流量、污染物含量等）进行设计。烟道壁厚按6mm设计（按规定考虑了一定的腐蚀余量），烟道内烟气流速在10～15m/s之间。

所有不可能接触到低温饱和烟气冷凝液或从吸收塔带来的雾气和液滴的烟道，用碳钢制作，所有可能接触到低温饱和烟气冷凝液或从吸收塔带来的雾气和液滴的烟道，采用可靠的内衬（鳞片树脂）进行防腐保护。旁路烟道（从旁路挡板到烟囱）也采取了防腐措施，防腐材料能够耐受160℃高温烟气(不超过20分钟)。各段烟道设计压力及运行温度和最大允许温度如下：

原烟气烟道（GGH前） 设计压力: -1000～＋4000 Pa；

运行温度: 120℃，最大允许温度160℃。

原烟气烟道（GGH后） 设计压力: -1000～＋4000 Pa；

运行温度: 80℃，最大允许温度120℃。

净烟气烟道（吸收塔后GGH前）设计压力: -1000～＋4000 Pa；

运行温度: 43.3℃，最大允许温度120℃

净烟气烟道（GGH后） 设计压力: -1000～＋4000 Pa；

运行温度: 82℃，最大允许温度120℃。

表5-1  主要设备清单

5.2.2.1  工艺简介

石灰石浆液通过循环泵从吸收塔浆池送至塔内喷嘴系统，与烟气接触发生化学反应吸收烟气中的SO2，在吸收塔循环浆池中利用氧化空气将亚硫酸钙氧化成硫酸钙。石膏排出泵将石膏浆液从吸收塔送到石膏脱水系统。脱硫后的烟气夹带的液滴在吸收塔出口的除雾器中收集，使净烟气的液滴含量不超过保证值。

SO2吸收系统包括：吸收塔、吸收塔浆液循环及搅拌、石膏浆液排出、烟气除雾和氧化空气等几个部分，还包括辅助的放空、排空设施。

5.2.2.2  设计原则

湿式吸收塔或吸收塔系统设计成没有预洗涤塔的液柱塔，没有填料等内部件。SO3吸收设备尽可能模块化设计。包括吸收塔和整个循环浆池。液柱的设计能保证SO2的去除量。

    吸收浆液将从搅拌的吸收塔浆池由泵送至喷嘴系统，浆液向上喷射，并在重力作用下回到反应池，在上升和下降过程中，吸收SO2，吸收浆液将收集在吸收塔浆池内返回喷嘴循环利用。

    吸收塔壳体设计能承受压力、管道推力和力矩、风和地震荷载，以及承受所有其他作用于吸收塔上的荷载。支撑和加强件能防止塔体倾斜和晃动。塔内管道、除雾器支架应有足够的强度和刚度。夹带的浆液将在浆液喷雾系统下游的除雾器中收集。吸收塔循环浆池中无需加入硫酸或其他化合物就能用就地增强浆液氧化的方法完成亚硫酸钙的氧化。吸收塔循环浆池容积保证吸收塔排出石膏的品质要求。尽可能通过消除死角和其他诸如在贮槽中设搅拌器的措施来避免浆液沉淀。

    吸收塔底面能完全排空液体。吸收塔浆液排出系统能在12小时之内排空吸收塔。整个吸收塔整体寿命为20年。

5.2.2.3  设备选型

5.2.2.3.1  吸收塔

吸收塔采用液柱塔。主要性能参数见下：

    a、总体物理参数：

入塔烟气量Q（标态）：170000 m3/h；

入塔SO2质量浓度：11600 mg/m3；

出塔SO2质量浓度：1200 mg/m3；

烟气入口温度为80℃，出口温度为40℃；

烟气流速： 3 m/s ；

据资料石灰石吸收SO2时,浆液pH值在5.4～5.7之间，浆液固体含量为20%～30%，钙/硫比为1.1～1.3可以获得较高的脱硫效率。所以取，浆液pH值为5.6，浆液固体含量为20%，吸收塔内平均温度为80℃，钙/硫比为1.2。

喷淋吸收塔可以分为除雾区、喷淋吸收区和氧化区三大部分（下图5-4为喷淋吸收塔简图）

图5-4

具体计算如下：

(一)喷淋吸收区

a)脱硫塔中的烟气温度为80，所以脱硫塔中单位时间内烟气量为：

Qt=((Q/t)T2/T1 =(170000/3600×(80+273))/273≈61.06 m3/s

式中：T1——塔内温度，K；

T2——进气条件下的温度，K。

b)上述得知，接触时间2～5秒为宜，所以选取接触时间为4秒，所以4秒内脱硫塔内存留的烟气量Q4s=4×Qt=4×61.06=244.24 m3。

    因此可知脱硫塔中喷淋吸收区部分的体积约为244.24 m3。

c)由资料查得，水膜除尘器中烟气上升速度取3 ～5 m/s比较合适，故取烟气速度为V=3 m/s，由公式Q=S×v得知，横截面S为：

S=Qt/v=61.06/3≈20.35m2

所以吸收塔高度为：H=Q4s/S=244.24/20.35≈12 m，经圆整得H=12 m。

易得吸收塔直径为：D= = m 

吸收区规格均符合要求（喷淋塔的吸收区高度为5～15m，故符合要求）。

(二)氧化区  

1)石灰石的实际用量计算：

易知，吸收液为石灰石浆液，逆流接触，则在标况下有：

CG1=14.1/=0.22 mol/m3；

CG2=(1200/)×10-3=0.019 mol/m3；

LSO2min CB2=51000×(0.22-0.019)=10251 mol/h；

CaCO3的理论需要量：10251×MCaCO3=1025.1kg/h；

实际CaCO3用量取1.5倍的理论用量，为：1.5×1025.1=1538 kg/h。

2)石灰石制浆耗水量：

由于石灰石用量1538 kg/h，初选浆液固体含量为20%，则水用量为：

(1538/20%)×(1-20%)≈6152 kg/h

即用水体积为：Qv1=6152/998≈6.16 m3/h

3)石灰浆的体积流量为：

Qv2=（1538/20%）/1100≈7.0 m3/h

4)循环的吸收液的体积:

循环的吸收剂一般在槽内停留时间为2个小时 。取则循环的吸收液的体积：V=（7.0+6.16）×2=26.32 m3

每日工程耗算量：

石灰用量：          M1=1.538×16=24.6t/d；

用水量：            M2=6.152×16=98.4t/d。

第六章  辅助系统

6.1   循环泵 

工艺中设有两个循环泵，一个是用来循环浆液，另一个是用来循环水。

循环浆液的泵选择：从喷淋塔部分的计算可知，理论循环量为24m3/h,而实际

循环量是理论量的2.0倍，即该循环泵处理流量就为48m3/h, 可选用IS 80-65-125型循环泵，流量为60 m3/h,扬程为18m，效率为74%，轴功率为3.93kW，配带功率为5.5kW。

6.2   鼓风机

鼓风机设两个，风机1是将经除尘器处理后的烟气鼓入喷淋塔中，风机2是用交处理后的烟气泵入烟囱排放。废气流量为24000m3/h,选用4-72-11型8C，转速为1800r/min，流量为29900 m3/h，效率为91%，功率为30.8kW。

6.3   氧化风机

  氧化风机是为氧化区提供氧气，即要满足需氧量。

  氧化区的需氧量：m=228*32//32=57g/3s

  氧气密度为：1.4g/L，所以理论需氧流量为：57*3600*10-3/1.4=146m3/h

实际上，实际氧气流量为理论值的20倍为：146*20=2920 m3/h

而空气中氧气大约占20%，所以空气量为14600。所以氧化机选择9-26型NO6.3A离心式通风机，其具体参数如下：转速2900 r.p.m，流量17723 m3 /h，全压为9600Pa，内效率70%，内功率22KW.

6.4   吸液泵

 吸液泵两个，一个为泵入石灰石浆，一个是将石膏水吸出。理论用石灰石浆量为20.8m3,即25 m3/h。即选用80QW-65-25-7.5型泵，其具体参数为额度流量为65m3/h，扬程25m，转速2900 r.p.m，功率为7.5KW ，效率为56%，       

6.5   石膏脱水系统

安装两台可连续也可断续运行的真空皮带脱水机，每台真空皮带脱水机出力同时满足锅炉在BMCR工况运行时石膏产量的75%。水后石膏的含水率为≤10％。真空皮带脱水机的辅助设备主要有石膏水力旋流器、真空泵、真空罐、滤饼冲洗水泵和滤布冲洗水泵、冲洗水箱、冲洗水返回泵。设有滤液箱一台及配套搅拌器。

真空皮带脱水机设备参数见石膏脱水系统主要设备清单

石膏储存包括带卸料装置的石膏皮带输送机。

设置石膏储存间一个，容积按锅炉燃用校核煤BMCR工况运行时三天（每天15小时计）的石膏量。石膏堆放时，静止角度（安息角）为45°，在石膏储存间堆积三天石膏量后，可保持石膏运输车辆4.5米通道，保证石膏的运输。

6.6   自动控制系统

本方案所采取的控制系统采用当下普遍使用的系统——可编程逻辑控制器(PLC)系统的自动控制，以实现治理系统的操作最优化，降低运行费用，增加设备运行的可靠性。

PLC（Logic Controller）,是一种专门为在工业环境下应用而设计的数字运算操作的电子装置。它采用可以编制程序的存储器，用来在其内部存储执行逻辑运算、顺序运算、计时、计数和算术运算等操作的指令，并能通过数字式或模拟式的输入和输出，控制各种类型的机械或生产过程。PLC及其有关的外围设备都应该按易于与工业控制系统形成一个整体，易于扩展其功能的原则而设计。

该工艺中，用自动控制系统来控制反应的pH值。最佳反应pH范围在7.0--8.0，所以当pH在这个范围内时，阀门1打开；而当pH<7.0，或pH>8.0时，阀门1关闭。

第七章   辅助设备

7.1  供电   

焦化厂设置配电所一座，采用单电源单母线分段的主接线，配电电压为35kV，由此向各车间变电所及10kV高压电动机供电。配电所内采用箱式交流金属封闭开关柜，操作电源为直流220V，由免维护铅酸电池屏供电。本企业3个车间变电所，各设两台10/0.4kV变压器，低压变电所一座，低压母线亦采用单母线分段制方式。分别为煤焦变电所、空压站变电所、煤气净化变电所。

7.2  供水

 焦化厂供水由位于厂区西边的河水供应

7.3  采暧

各车间、办公室均设置集中采暧。生产、行政辅助设施、生产车间采暧热媒均采用0.3MPa蒸汽。其它建筑和采暖热煤为95～70℃。煤运输栈桥、转运站及筛焦系统等放散粉尘的车间均采用光面排管散热器采暧，其它厂房均采用铸铁600型对流定向散热器，对于远离采暖管网的大门，地中衡及熄焦操作室采用电暖气采暖。

设备一览表：

设备运行按四班制，每班2人；其中化验计量师兼职1名；设备维修人员兼职2名；管理人员兼职1名。合计8人

第九章  投资预算

9.1 固定投资

设备投资费用:

  50+20+0.3+0.15+1+0.4+0.7+0.03+5+10+6+10+2=105.58万元/a

9.2 运行费用

运行费用主要包括水、电费、人工费及设备折旧费，各项费用计算如下：

水费：

200000 t/a×2.3元/t=46万元/a；

电费:

      用电量为所有设备加起来的电量，约300Kw.则电费为：

300 KWh/a×0.60元/kWh=180万元/a；

3、人工费:

人工工资20000元/年计，共计16万元/a；

石灰石消耗费: 年石灰石消耗量为5717.2t,价格为45元/吨,则总费用为:

7623t/a×45元/t=34.3万元/a；

5、设备折旧费:

主要设备使用寿命以10年计，年折旧费约10万元/a；

6、维修费:

以设备费的3%计，约3万元/a；

7、总运行费用：

46+180+16+34.3+10+3=2.3万元/a

9.3 总投资费用：

固定投资+运行费用=105.58+2.3=394.88万元/a

第十章   效益估算

10.1  环境效益

根据年生产365天、日工作16小时（即机组年利用小时数为5500h）的生产能力估算，废气经处理后，每年可减少向大气环境排放粉尘量为838.4t，减少排放二氧化硫1463.3t，环境效益显著。

10.2  经济效益

1.石膏收益

该方法每年可以获得石膏总量为3933.4 t/a;售价为 20元/吨，所以可收益金额为：3933.4×20=7.9万元/a

2．热能回收效益：烟气初始温度T1：373K ， 经过热交换后温度T2：303K

则每年可利用热能：

Q1=1.4×1.29×24000×16×365×70=17.7×109 kJ

将这部分热量一部分用于提升净化后烟的抬升高度，另一部分用于焦化厂生活用水的加热。可加热的水量计算如下：

气化所需的热量Q可分为两部分：一部分热量是水分从20℃升温到100℃，吸收的热量为Q1；另一部分热量是这部分煤水分从100℃的液态水气化成100℃的水蒸气，吸收热量为Q2，则有

Q=Q1+Q2 = C水*m水*△T水 + m水R水气化热 =4.202*m水*80+m水*2258.4

废气可提供的热量  Q1=Q=17.1×109 kJ,则每年可加热水量m水为：6590t

10.3  综合效益

收益金额-总投入费用=7.9-471.261=-463.361万元/a

 虽然该工艺未造成一定的经济效益,但具有一定的社会效益,提供了一定的工作岗位,解决了部分人的就业问题，且为中国环境总是减轻了负担。

参考文献：

  《污染防治技术》第四卷14期   黄超------中小型燃煤炉烟气脱硫方法

  《大气污染控制工程》赫吉明、马广大等主编  高等教育出版社

 《环境工程设计手册》 魏先勋主编  湖南科学技术出版社  2002年

  《中华人民共和国国家标准化大气污染物综合排放标准》  GB 16297-1996