脱硫工艺采纳的汲取塔为喷淋塔， 喷淋塔的尺寸设计包含喷淋塔的高度设计、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多数构成，即喷淋塔汲取区高度、喷淋塔浆液池高度和喷淋塔除雾区高度。 可是汲取区高度是最主要的， 计算过程也最复杂，次部分高度设计需将很多的影响因素考虑在内。 而计算喷淋塔汲取区高度主要有两种方法： （1） 喷淋塔汲取区高度设计（一） 达到必定的汲取目标需要必定的塔高。往常烟气中的二氧化硫浓度比较低。 汲取区高度的理论计算式为 h=H0×NTU (1) 此中： H0 为传质单元高度： H0 =Gm/(k ya) （ka 为污染物气相摩尔差推进力的总 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=(y1-y 2)/ △ym，即气相总的浓度 变化除于均匀推进力△ ym=（△ y1- △y2）/ln( △y1/ △y2)(NTU 是表征汲取困难程度的量， NTU越大，则达到汲取目标所需要的塔高随之增大。 依据（ 1）可知： h=H0×NTU=Gm * y1 y2 Gm * y1 y2 y2* ) k y a ym k y a ( y1 y1* ) ( y2 ln( y1 * y1* ) y2 y2 k y a = kY a =×10 4 G 0.7W 0.25 [ 4 ] kL a W 0 .82 [ 4 ] (2) 此中：y ,y 为脱硫塔内烟气进塔出塔气体中 SO组分的摩尔比， kmol(A)/kmol(B) 1 2 2 y1* , y2* 为与喷淋塔进塔和出塔液体均衡的气相浓度， kmol(A)/kmol(B) k a 为气相整体积汲取系数， kmol/(m 3 ﹒ ) y a x 2，x1 为喷淋塔石灰石浆液出入塔时的 SO2 组分摩尔比， kmol(A)/kmol(B) 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) y1× =mx1, y 2×=mx2 (m 为相均衡常数，或称分派系数，无量纲 ) kYa 为气体膜体积汲取系数， kg/(m 2﹒ h﹒kPa) k La 为液体膜体积汲取系数， kg/(m 2﹒ h﹒kmol/m3 ) 式（ 2）中 为常数，其数值依据表 2[4] 表 3 温度与 值的关系 温度 /10 15 20 25 30 采纳汲取有关知识来进行汲取区高度计算是比较传统的高度计算方式， 固然计 算步骤简单了然，可是因为石灰石浆液在有 喷淋塔自上而下的流动过程中因为石灰石浓度的减少和亚硫酸钙浓度的不停增添， 石灰石浆液的汲取传质系数也在不停变化，假如要算出详细的瞬时数值是不行能的， 所以采纳这类方法计算难以获得比较精准的数值。 以上是传统的计算喷淋塔汲取区高度的方法，别的还有此外一种方法能够计算。 （2） 喷淋塔汲取区高度设计（二） 采纳第二种方法计算，为了更为正确，减少计算的偏差， 需要将实质的喷淋塔运转状态下的烟气流量考虑在内。 而这部分的计算要使用到液气比（ L/G）、烟气速度 u（m/s）和钙硫摩尔比 (Ca/S) 的值。 本设计中的液气比 L/G 是指汲取剂石灰石液浆循环量与烟气流量之比值 L/M3）。假如增大液气比 L/G，则推进力增大，传质单元数减少，气液传质面积就增大，进而时体积汲取系数增大， 能够降低塔高。 在必定的汲取高度内液气比 L/G 增大，则脱硫效率增大。可是，液气比 L/G 增大，石灰石浆液逗留时间减少，并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， 运转成本增大。在实质的设计中应当尽量使液气比 L/G 减少到适合的数值同时有 保证了脱硫效率知足运转工况的要求。 湿法脱硫工艺的液气比的选择是重点的要素，关于喷淋塔，液气比范围在 8L/m3 -25 L/m 3 之间 [5] ，依据有关文件资料可知液气比选择 12.2 L/m 3 是最正确的 数值 [5][6] 。 烟气速度是此外一个要素， 烟气速度增大， 气体液体两相截面湍流增强， 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降落的速度， 使得 体积有效传质面积增大，进而降低塔高。可是，烟气速度增大，烟气逗留时间缩短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。 因此选择比较适合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，逆流式汲取塔的烟气速度一般在 -5ms 范围内 [5][6] ，本设计的具体方案 选择烟气速度为 3.5m/s 。 湿法脱硫反响是在气体、液体、固体三相中进行的，反响条件比较理想，在脱 硫效率为 90%以上时（本设计反案尾 5%），钙硫比 (Ca/S) 一般稍微大于 1，最正确 状态为，而比较理想的钙硫比 (Ca/S) 为，所以本设计的具体方案选择的钙硫比 (Ca/S) 为。 （ 3）喷淋塔汲取区高度的计算 含有二氧化硫的烟气经过喷淋塔将此过程中塔内总的二氧化硫汲取量均匀到汲取区高度内的塔内容积中 , 即为汲取塔的均匀容积负荷――均匀容积汲取率，以 表示。 第一给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫汲取量除于汲取容积，获得单位时间单位体积内的二氧化硫汲取量 ＝ Q C (3) V K 0 h 此中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度， kg/m3 为给定的二氧化硫汲取率 , ％ ; 本设计的具体方案为 95％ 为汲取塔内汲取区高度， m K0 为常数，其数值取决于烟气流速 u(m/s) 和操作温度 ( ℃) ; K0=3600u×273/(273+t) 因为传质方程可得喷淋塔内单位横截面面积上汲取二氧化硫的量 [ 8] 为： G （ y1 -y 2 ）= k y a ×h× ym (4) 此中 : G 为载气流量 ( 二氧化硫浓度比较低，能够近似看作烟气流量 ) ， kmol/( Y1,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） ky 单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推进力的总传质系数， kg/(m 3﹒s) 2 3 a 为单位体积内的有效传质面积， m/m . ym 为均匀推进力，即塔底推进力，△ ym=（△ y1- △y2） /ln( △ y1/ △ y2 ) 所以 =G(y1-y 2 )/h (5) 汲取效率 =1-y 1 /y 2，依据排放标准，要求脱硫效率起码 95%。二氧化硫质量浓 3 度应当低于 580mg/m（标状态） 所以 y 1 ≥ 1 % (6) 又因为 G=×（ 273+t ）/273=u( 流速 ) 将式子（ 5） 的单位换算成 kg/( 2 , 能够写成 =3600× 64 * 273 t u * y1 / h (7) 22.4 273 在喷淋塔操作温度 100 50 75 C 下、烟气流速为 u=3.5m/s 、脱硫效率 = 2 前面已经求得本来烟气二氧化硫 SO2 质量浓度为 a (mg/ m3 ) 且 a= ×10 4 mg/m3 而本来烟气的流量（ 145 C 时）为 20×10 4 3 a (m /h) 换算成标准状态时 ( 设为 V ) 已经求得 V a =×10 5 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 mSO2 =×× 10 4 mg/m3 =×10 4 mg =428.3g V SO2 = 428.3g 64 g / mol 22.4 L/mol =149.91L/s=0.14991 m 3 /s ≈ 0.15 m 3 /s 则依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y1 = 0.15 100% 0.41% 36.30 又 烟气流速 u=3.5m/s, y 1 =%, 0.95,t 75 C 总结已经有的经验，容积汲取率范围在 -6.5 3 [7] ，取 3 Kg（m﹒ s）之间 =6 kg/ （ m ﹒ s） 代入（ 7）式可得 6= 64 273 0.041 0.95 ）/h （ 3600 273 3.5 22.4 75 故汲取区高度 h=≈18.3m （4）喷淋塔除雾区高度（ h3 ）设计（含除雾器的计算和选型） 汲取塔均应装备除雾器，在正常运转状态下除雾器出口烟气中的雾滴浓度应 3 [9] 该不大于 75mg/m 。 除雾器一般设置在汲取塔顶部（低流速烟气垂直部署）或出口烟道（高流速 烟气水平部署 ), 往常为二级除雾器。除雾器设置冲刷水，间歇冲刷冲刷除雾器。 湿法烟气脱硫采纳的主假如折流板除雾器，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， 气体经过波折的挡板， 流线多次偏转， 液滴则因为惯性而撞击在挡 板被捕集下来。往常，折流板除雾器中两板之间的距离为 20-30mm，关于垂直安 置，气体均匀流速为 2－3m/s；关于水平搁置，气体流速一般为 6－ 10m/s。气体 流速过高会惹起二次夹带。 旋流板除雾器 气流在穿过除雾器板片空隙时变为旋转气流，此中的液滴在 惯性作用下以必定的仰角射出作螺旋运动而被甩向外侧， 聚集流到溢流槽内， 达 到除雾的目的，除雾率可达 90％－ 99％。 喷淋塔除雾划分红两段，每层喷淋塔除雾器上下各设有冲刷喷嘴。最基层冲 洗喷嘴距最上层喷淋层（） m，距离最上层冲刷喷嘴（） m。 ② 除雾器的主要设计指标 a. 冲刷覆盖率： 冲刷覆盖率是指冲刷水对除雾器断面的覆盖程度。 冲刷覆盖 率一般能够选在 100 %～300 %之间。 n h 2 tg 2 冲刷覆盖率 %= * 100% A 式中 n为喷嘴数目， 20 个; α为发射扩散角， 90 A 为除雾器有效通流面积 ,15 m 2 h 为冲刷喷嘴距除雾器表面的垂直距离 ,0.05m 2 tg 2 n h * 100% = 20 2 2 所以 冲刷覆盖率 %= A 0.05 1 100% =203% 15 除雾器冲刷周期：冲刷周期是指除雾器每次冲刷的时间间隔。因为除雾器 冲刷时期会致使烟气带水量加大。所以冲刷不宜过于屡次, 但也不可以间隔太长 , 不然易产生结垢现象 , 除雾器的冲刷周期主要是根据烟气特点及汲取剂确立。 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。影响除雾效率的要素好多 , 主要包含 : 烟气流速、经过除雾器断面气流分布的均匀性、叶片构造、叶片之间的距离及除雾器部署形式等。 系统压力降。指烟气经过除雾器通道时所产生的压力损失, 系统压力降越 , 能耗就越高。 除雾系统压降的大小主要与烟气流速、 叶片构造、叶片间距及 烟气带水负荷等要素有关。 当除雾器叶片上结垢严重时系统压力降会显然提升 , 所以经过监测压力降的变化有助掌握系统的状行状态 , 实时察觉缺陷 , 并进行办理。 烟气流速。经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转 , 烟气流速过高易造成烟气二次带水 , 进而降低除雾效率 , 同时流速高系统阻力大 , 能耗高。经过除雾器断面的流速过低 , 不利于气液分别 , 相同不利于提升除雾效率。设计烟气流速应靠近于临界流速。 依据不一样除雾器叶片构造及部署形 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用对保证除雾效率 , 保持除雾系统 稳固运转至关重要。叶片间距大 , 除雾效率低 , 烟气带水严重 , 易造成风机故 , 致使总系统非正常停运。叶片间距选用过小 , 除加大能耗外 , 冲刷的成效也有所降落 , 叶片上易结垢、 拥塞 , 最后也会造成系统停运。 叶片间距一般设计 20 ～95mm。当前脱硫系统中最常用的除雾器叶片间距大多在30～50mm。 除雾器冲刷水压。除雾器水压一般依据冲刷喷嘴的特点及喷嘴与除雾器之 间的距离等要素确立，喷嘴与除雾器之间距离一般小于 1m , 冲刷水压低时 , 冲刷成效差 , 冲刷水压过高则易增添烟气带水 , 同时降低叶片常规使用的寿命。 除雾器冲刷水量。选择除雾器冲水量除了需知足除雾器自己的要求外，还 需考虑系统水均衡的要求 , 有些条件下需采纳大水量短时间冲刷 , 有时则采纳小水量长时间冲刷 , 详细冲水量需由工况条件确立 , 一般情况下除雾器断面上刹时冲刷耗水量约为 1-4m3 / ③ 除雾器的最后设计参数 本设计中设定最基层冲刷喷嘴距最上层喷淋层 3m。距离最上层冲刷喷嘴 3.5m。 数目： 1 套× 1units= 套 种类： V 型 级数： 2 级 作用：除掉汲取塔出口烟气中的水滴，以便减少烟囱出烟口尘埃量。 4) 选材：外壳：碳钢内衬玻璃鳞片；除雾元件：阻燃聚丙烯资料（ PP）；冲刷 管道： FRP；冲刷喷嘴： PP。 表 4 除雾器出进口烟气条件鉴于锅炉 100%BMCR工况进行设计 除雾器进口 除雾器出口 烟肚量 ----------- ------------ 温度℃ 50 ------------ 烟气压力 mmAq 113 93 3 ≤ 75 雾滴含量 mg/mN(D) ------------ 5) 雾滴去除率： % 为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于 3 75mg/Nm（干态），除 雾器的雾滴去除率要达到 % 以上。 6) 除雾器内烟气流速： 6.9m/s a. 重分布速度 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进而去除雾 滴。（均匀颗粒直径大小为 100～200μm）。 所以，烟气流速越高，雾滴去除率越高。可是，被去除的雾滴会从头分布，而 降低雾滴去除效率。这就是雾滴重分布速度的观点。 b．经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，依据汲取塔出口端（即除雾器进口端）雾滴颗粒直径的实质分布状况， 直径大于 17μm的雾滴颗粒一定 100％完整去除。 综上所述，除雾区的最后高度确立为 3.5m，即 h3=3.5m （5) 喷淋塔浆液池高度设计（设高度为 h2） 浆液池容量 V1 依据液气比 L/G 和浆液逗留时间来确立，计算式子以下： V1 L VN t1 G 此中 L/G 为 液气比 ,12.2L/m 3 V N 为烟气标准状态湿态容积，VN=Vg=39.40m3/s T [8] 1 =2-6 min , 取 t ==168s 1 由上式可得喷淋塔浆液池体积 V! =(L/G) ×VN×t ! =×× 168=80.02 m3 选用浆液池内径等于汲取区内径，内径 D2 = Di =3.8m 而 V1=×× D2× D2×h2=×××× h2 所以 h 2=7.06m （6) 喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为 h4 ） 依据工艺技术要求，出进口流速（一般为 12m/s-30m/s ）确立出进口面积，一般希 望进气在塔内能够分布均匀， 且烟道呈正方形， 故高度尺寸获得较小， 但宽度不 宜过大，不然影响稳固性 . 所以取进口烟气流速为 20m/s，而烟气流量为 36.30 m 3/s ， 可得 h42 m2 25m / s 36.30m3 / s 所以 h 4=1.20m 2× =2.40m(包含进口烟气和净化烟气出进口烟道高度 ) 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 h2 ( 单位m)、喷淋塔汲取区高度 h ( 单位 m)和喷淋塔的除雾区高度 h3（单位 m）相加起来的数值。别的，还要将喷淋塔烟气进口高度 h4 （单位 m）计算在内 所以喷淋塔最后的高度为 H= h+h 2+h3 + h 4=+++=31.43m取圆整值 32m 喷淋塔的直径设计 依据锅炉排放的烟气，计算运转工况下的塔内烟气体积流量，此时要考虑以 下几种惹起烟气体体积流量变化的状况： 塔内操作温度不高于进口烟气温度， 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节余氮气使得烟气体积流 量增大。喷淋塔内径在烟气流速和均匀实质总烟肚量确立的状况下才能算出来， 而过去的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量， 为了更为正确， 本方案将浆 液蒸发水分 V2 (m3/s) 和氧化风机鼓入空气氧化后节余空气流量 V3 (m3/s) 均计算 在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量。 3 （1） 汲取塔进口烟肚量 Va (m /s) 计算 该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为： (m3/s) 但是，该计算数值实质上只是指烟气在喷淋塔进口处的体积流量， 而在喷淋塔 内缓期温度会跟着逗留时间的增大而降低， 依据 PVT气体状态方程， 要算出瞬时 数值是不行能的，所以只好算出在喷淋塔内均匀温度下的烟气均匀体积流量。 （2） 蒸发水分流量 V2 (m 3/s) 的计算 烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗， 温度降低，汲取液蒸发， 烟气流速快速达到 饱和状态，烟气水分由 6%增至 13%，则增添水分的体积流量 V 2 (m 3/s) 为： V2=×(m3/s)=(m 3 /s) （标准状态下） （3） 氧化空气节余氮肚量 V3 (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可以够忽视的，所以应当将这部分空气计算在内。 假定空气经过氧化风机进入喷淋塔后， 中间的氧气完整用于氧化亚硫酸钙， 即 最后这部分空气只是剩下氮气、 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。 ( 假定空气中每千克含有千克的氧气 ) 又 VSO2=0.15 m3/s 质量流率 GSO2= 0.15 1000 64g / s =0.42857kg/s 0.43 kg/s 22.4 依据物料守蘅 , 总合需要的氧气质量流量 GO2=×0.5kg/s=0.214Kg/s 该质量流量的氧气总合需要的空气流量为 G空气 = GO2/=0.932 Kg/s 标准状态下的空气密度为 1.293kg/ m 3 [2] 故 V 空气 =(m3/s)= (m 3/s) V = ×V 3 3 空气 =×0.72 m /s=0.56 m /s 3 综上所述，喷淋塔内实质运转条件下塔内气体流量 V g=Va+V2+V3=++(m3/s)=(m 3/s) （ 4） 喷淋塔直径的计算 假定喷淋塔截面为圆形，将上述的要素考虑进去此后，能轻松的获得实质运转状 态下烟气体积流量 Vg，进而选用烟速 u，则塔径计算公式为： D Vg i = 2 × u 此中： V g 为实质运转状态下烟气体积流量， 39.40 m 3 /s u 为烟气速度， 3.5m/s 所以喷淋塔的内径为 Vg =2× 39.40 D i = 2 × 3.14 =3.786m≈ 3.8m u 3.5
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