《脱硫除尘》 - 图文

第1章 工程概况

1.1 设计依据

1.1.1《江苏省电力设计院完成工程项目》

1.1.2《环境工程专业毕业设计任务书——大气污染控制方向》

1.2 设计采用的主要规范和标准

1.2.1《锅炉大气污染物排放标准》 （GB13271－2001）

根据本项目设计要求，项目所属区域为国家规定的一类区。

表1－1 锅炉大气污染物排放标准（GB13271－2001）

污染物浓度限值 锅炉类型 适用区域 （mg/m） SO2 燃煤锅炉 一类区 900 烟尘 80 3烟气黑度 （林格曼黑度，级） 1 过量空气系数α 1.7 1.2.2《环境空气质量标准》 （GB3095－1996 ）

根据本项目设计要求，项目所属区域需达到国家一级标准。

表1－2 环境空气质量标准（GB3095－1996 ）

污染物名称 取值时间 年平均 二氧化硫 SO2 总悬浮颗粒物 TSP

1.3 项目基本情况

1

浓度限值 一级标准 0.02 0.05 0.15 0.08 0.12 浓度单位 日平均 1小时平均 年平均 日平均 mg/m3 （标准状态）

1.3.1 江苏省盐城市东南热电有限公司自备热电站，装有3台蒸发量为75t/h的循

环流化床锅炉和2台15MW的汽轮发电机组，锅炉型号为YG－75/5.29－M3。锅炉系统主要做热电联供使用。主要燃料采用徐州、淮南混煤。3台锅炉共用一个烟囱排放，要求每台锅炉配相宜的除尘脱硫系统。 1.3.2 厂址位置：盐城市东南工业园区内，黄海路（即陈李线）以西。位于盐城

国家级珍禽自然区缓冲区西侧（缓冲区外，实验区内）。

1.4 气候与气象资料

拟建项目所在地区属亚热带湿润、半湿润季风气候。冬季为大陆性冷气控制，较寒冷雨雪少，最多风向为NNE；夏季受大陆性热低压和副热带高压影响，较炎热，雨水集中，最多风向为ESE；春秋季节长而不明显，春季干旱，秋季晴且日照长，全年主导风向为ESE。项目所在地主要气象特征见表1－3。

表1－3 评价区域气象特征表

序号 项目 统计项目 年平均气温（℃） 1 气温 年最高气温（℃） 年最低气温（℃） 2 3 4 5 风速 气压 空气湿度 降水量 年平均风速（m/s） 年平均气压（hpa） 年平均相对湿度（％） 年平均降水量（mm） 全年主导风向 6 风向 冬季主导风向 夏季主导风向

1.5 工程地质条件

特征值 14.4 39.1 －11.1 3.1 1016.6 78 1012.6 ESE NNE ESE 2

项目拟建地属里下河沿海垦区，为海积平原。地面高程（废黄河基准面）0.6-2.2米之间，属低平原区。射阳县境内略呈东高西低，南北高中间低的状态。陆地面积高程差在1.4米左右。从微地形看，由于在陆地形成过程中受河流和海潮作用的差异，形成局部条带状的高地和洼地，高地多为海滩堆积过程中的自然堤，土壤质地偏沙性，洼地则为泻湖延伸部分或为古排水通道，土壤质地偏粘性。

项目所在地地震烈度属7度区，为设防区。

1.6 厂址选择

本项目属锅炉内脱硫。脱硫前的钙粉制备系统、碎煤系统及除尘系统均在锅炉旁边的空地上兴建，并预留空地供后期可能的进一步脱硫系统。

1.7 设计原则

1.7.1采用技术成熟、安全、可靠的工艺和先进、简单、处理效果好的设计，确

保环保设施运行正常，废气达标排放；

1.7.2工程系统充分利用各设备特征，做到布局合理、占地空间小、投资小等特点；

1.7.3工艺合理，选用设备使用寿命长，维护简单、方便，并且处理效果稳定，

确保处理后废气达到国家环保标准排放。

3

第2章 脱硫除尘总体工艺设计

1.1 设计范围

本工程的设计范围为江苏省盐城市东南热电有限公司自备热电站的烟气脱

硫除尘系统。 1.2 设计规模[1]～[3]

1.2.1 烟气脱硫除尘系统： 2.2.1.1设计烟气量（每台锅炉）： （1）锅炉有效利用热Qyz：

查《热工基础》附表2（未饱和水与过热蒸汽表），得 P=5.29Pa，t=150℃时， h=635.27kJ/kg P=5.29Pa，t=450℃时， h=3305.13kJ/kg

75?103?(3305.13?635.27)Qyz=D（hgz－ hgz）==55622.08kJ/s （2－1）

3600 （2）燃料消耗量 M：

已知：η=0.85，Qt=20064 kJ/kg 则 M=

Qyz?Qt?100?55622.08?3.26kg/s?11.736t/h （2－2）

0.85?20064 （3）标况下实际烟气量Vy：

1燃烧所需理论空气量V0： ○

V0=0.0889Car+0.265Har+0.0333Sar －0.0333Oar （2－3）

=0.0889（Car+0.375 Sar）+0.265 Har－0.0333Oar

=0.0889（52+0.375×1.5）+0.265×3.5－0.0333×5 =5.43Nm3/kg

2理论氮体积V0N2： ○

V0N2=0.79 V0+0.8×（Nar/100） （2－4）

=0.79×5.43+0.8×（1.0/100）=4.30 Nm3/kg

3三原子气体体积VRO2： ○

VRO2=0.01866（Car+0.375 Sar） （2－5）

4

=0.01866×（52+0.375×1.5）=0.98 Nm3/kg

4理论水蒸气体积V0H2O： ○

V0H2O=0.111 Har+0.0124 Mt +0.0161 V0 （2－6）

=0.111×3.5+0.0124×8.39+0.0161×5.43=0.58 Nm3/kg

5理论干烟气体积V0g： ○

V0g= VRO2+ V0N2=0.98+4.30=5.28 Nm3/kg （2－7）

6理论湿烟气体积V0y： ○

V0y= V0g+ V0H2O=5.28+0.58=5.86 Nm3/kg （2－8）

7实际烟气量Vy： ○

Vy= V0y+（α－1）V0=5.86+（1.7 －1）×5.43 （2－9）

=9.661 Nm3/kg=113382Nm3/h

其中，根据《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271－2001）燃煤锅炉中烟尘初始排放浓度，过量空气系数α=1.7。 （4）工况下实际烟气量Vy：

t=20℃，P＝1atm

20?273 Vy＝113382×＝121688m3/h （2－10）

273（5）运行温度下实际烟气量Vy：

t=150℃，P＝1atm

150?273Vy＝113382×＝175680 m3/h

273t=120℃，P＝1atm

120?273Vy＝113382×＝163220 m3/h

273t=90℃，P＝1atm

90?273Vy＝113382×＝150760m3/h

273t=140℃，P＝1atm

140?273Vy＝113382×＝171526 m3/h

2732.2.2设计烟气温度： 140℃

2.3 设计介质参数[3]～[4]

5

2.3.1 烟气脱硫除尘系统： 2.3.1.1进口烟气污染物浓度：

2.3.1.1.1燃煤工业锅炉（沸腾炉）污染物产污系数：

（1） 烟尘产污系数G烟尘：

11 G烟尘=1000·Ay·afh· （2－11） ?1000?0.2911?0.55??1?Cfh??K?1?0.03??1 =165.06 kg/t

其中，G烟尘——烟尘产污系数，kg/t；Ay——煤中含灰量，%； afh——烟尘中飞灰占灰分总量的分额，%；

Cfh——烟尘中的含炭量，%； K——锅炉出力影响系数。 上述参数的取值如下表2－1所示：

表2－1 特定燃烧方式下参数取值

燃烧方式 沸腾炉

（2）二氧化硫SO2产污系数GSO2：

GSO2=2×1000×SY×P=2×1000×0.15×0.85 （2－12）

=25.5kg/t

其中，GSO2——SO2产污系数，kg/t；SY——燃煤中含硫量，kg/t； P——燃煤中硫的转化率，%。 2.3.1.1.2系统脱硫除尘效率： （1） 除尘效率η烟尘：

烟尘密度ρ烟尘= G烟尘/ Vy=165.06/9.661=17085mg/Nm3 （2－13） 除尘效率η烟尘=（ρ烟尘－ρ标准）/ρ烟尘 （2－14） =（17085－80）/17085=99.53%

其中，根据《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271－2001），由于项目所

在地属一类区，烟尘排放限值取ρ标准=80 mg/m3。 （2） 脱硫效率ηSO2：

6

K 1 afh/% 50～60 取平均值55 Cfh/% 0～5 取平均值3 Ay/% 29.11

二氧化硫SO2密度ρSO2= GSO2/ Vy=25.5/9.661=2639mg/Nm3 （2－15） 脱硫效率ηSO2=（ρSO2－ρ标准）/ρSO2 （2－16）

=（2639－900）/2639=65.90%

其中，根据《锅炉大气污染物排放标准》（GB13271－2001），由于项目所在地属一类区，二氧化硫排放限值取ρ标准=900 mg/m3。 2.3.1.1.3烟气的质量Gy和密度ρy：

烟气质量Gy=1－Aar/100+1.306αV0+ Gw （2－17） =1－29.11/100+1.306×1.7×5.43+0 =12.764586kg/kg

其中，Aar——燃料的收到基灰分，%；

Gw——当采用蒸汽雾化和蒸汽二次风时的蒸汽耗量，kg/kg，一般情

况下为0。

理论烟气密度ρy=

0

GyVy?12.764586?1.3212 kg/m3 （2－18）

9.661烟气密度ρy=ρ0y－ρ烟尘=1.3212－0.017085=1.304 kg/m3

根据计算，本设计烟气脱硫除尘系统采用的进口烟气参数如下表2－2所示。

表2－2烟气脱硫除尘系统进口烟气污染物浓度（每台锅炉） 序号 1 2 3 4 项目 烟气量 进口粉尘浓度 进口SO2浓度 进口烟温 单位 Nm3/h mg/Nm3 mg/Nm3 ℃ 指标 113382 17085 2639 150 2.3.1.2出口烟气污染物浓度和脱硫除尘效率

根据下述标准及所选工艺确定本设计系统脱硫除尘效率和出口烟气污染物浓度：

《锅炉大气污染物排放标准》 （GB13271－2001） 《环境空气质量标准》 （GB3095－1996 ） 有 CSO2＝2639×（0.6590 +0.1）≈1565 mg/m3 C烟尘＝17085×0.10×0.02≈34mg/m3 显然符合要求。

7

第3章 脱硫除尘总体工艺方案论证

3.1锅炉选型

3.1.1根据设计任务书所提供的主要原始资料：

A自备动力电站锅炉改造的基本要求：3台流化床锅炉，蒸发量要求为75t/h，热○

电联供，由设计方选型确定。

B煤源资料：采用徐州、淮南混煤。燃料煤质量表3－1如下： ○

表3－1 燃料煤质量表

项目 低位发热量 全水份 干燥无灰基挥发份 收到基灰份 收到基碳成份 收到基氢成份 收到基氧成份 收到基氮成份 全硫 符合 Qnet，ar（kJ/kg） Mt(%) Vdaf(%) Aar(%) Car(%) Har(%) Oar(%) Nar(%) St, ar(%) 设计煤种 20064 8.39 29 29.11 52 3.5 5 1.0 1.0 3.1.2现选定济南锅炉集团有限公司期下的产品，详见下表3－2循环流化床锅炉型号及主要技术参数表：

表3－2 循环流化床锅炉型号及主要技术参数表 额定蒸发型号 量 (t/h) YG－75/5.29－M3

8

额定蒸汽压额定蒸汽温力（MPa） 度（℃） 给水温度 （℃） 一/二次风预热温度（℃） 75 5.29 450 150 150/150

续表 3－2

排烟温度 （℃） 150 燃料的颗粒度要求（mm） ≤13 设计燃料Ⅰ类烟煤Qydw（kJ/kg） 12669 石灰石颗粒度要求（mm） ≤2 热效率 （％） 85～88 脱硫效率 （％） 85 燃料消耗量 （kg/h） 186949 钙硫比 1.5～2 锅炉外形尺寸（mm） 宽度（包括高度（包括平台） 13800 平台） 19940 锅筒中心标高 27220 本体最高点标高 29450 该锅炉采用了循环流化床燃烧方式，其煤种的适应性好，可以燃用各类烟煤、无烟煤，也可以燃用褐煤等低热值燃料，燃烧效率达95-99%，尤其可燃用含硫量高的燃料。通过向炉内添加石灰石，能显著降低二氧化硫的排放，可降低硫对设备的腐蚀和烟气对环境的污染。由于采用分级燃烧可降低NOx的排放。它的炉灰由于活性好，可以做水泥等建筑材料的掺和料。

该锅炉是一种自然循环的水管锅炉，采用了由惯性分离器和旋风分离器组成的分级循环燃烧系统，炉内为膜式水冷壁结构，过热器分高低二级过热器，中间设喷水减温器，尾部设三级省煤器和一、二次风空气预热器。 锅炉室内双层布置，运转层标高为7米（锅炉标高从0米算起）。锅炉构架全部为金属结构。当使用与地震裂度7度以上的地区时，应对锅炉钢结构进行加固，锅炉亦可按用户要求室外布置。

3.1.3综合上述两点概述，该锅炉基本适合本设计项目的要求。详细计算内容见

2.2.1.1。

3.2脱硫除尘方案概述

我国目前的经济条件和技术条件还不允许象发达国家那样投入大量的人力和财力，并且在对二氧化硫的治理方面起步很晚，至今还处于摸索阶段，国内一些电厂的烟气脱硫装置大部分欧洲、美国、日本引进的技术，或者是试验性的，且设备处理的烟气量很小，还不成熟。不过由于近几年国家环保要求的严格，脱硫工程是所有新建电厂必须的建设的。因此我国开始逐步以国外的技术为基础研

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制适合自己国家的脱硫技术。注意格式？目前烟气脱硫技术种类达几十种，按脱硫过程是否加水和脱硫产物的干湿形态，烟气脱硫分为：湿法、半干法、干法三大类脱硫工艺。湿法脱硫技术较为成熟，效率高，操作简单；但脱硫产物的处理较难，烟气温度较低，不利于扩散，设备及管道防腐蚀问题较为突出。半干法、干法脱硫技术的脱硫产物为干粉状，容易处理，工艺较简单；但脱硫效率较低，脱硫剂利用率低。在此对各类脱硫技术的进行简单介绍。

1. 干法烟气脱硫

干法烟气脱硫技术包括电子束法、脉冲电晕法、荷电干粉喷射法、催化氧化法、活性炭吸附法、和流化床氧化铜法等。

（1）电子束法。电子束脱硫技术是一种物理与化学方法相结合的的高新技术。它利用电子加速器产生的等离子体氧化烟气中的SO2（NOx），并与注入的NH3反应，生成硫铵和硝铵化肥，实现脱硫、脱硝目的。在辐射场中，燃煤烟气中的主要成分O2、H2O(气)，吸收高能电子的能量，生成大量反应活性极强的活性基团和氧化性物质，如O、OH、O3、H2O。这些氧化性物质与气态污染物进行各种氧化反应，举例如下：

SO2 + 2OH →H2SO4

NO+O→NO2 NO2 + OH → HNO3

生成的H2SO4 和HNO3 与加入的NH3发生如下反应： H2SO4 + 2NH3 →(NH4)2SO4 HNO3+ NH3 → NH4NO3

反应生成的硫铵和硝铵气溶胶微粒带有电荷，很容易被捕集。

电子束法是1970年日本荏原(Ebara)公司首先提出的烟气脱硫技术。上个世纪80年代以来，先后在日本、美国、德国、波兰等国家进行研究并建立了中试工厂。1992～1994年，日本建造了三座小型示范厂，取得了预期的效果。目前，电子束法继续受到许多国家的关注。荏原公司在我国成都电厂90MW机组上实施了电子束脱硫示范工程。1998年1月，系统趋于正常，是当时世界上处理烟气量最大的电子束脱硫装置。

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图号图名？

脱硫工艺流程如图4－27所示，大致由烟气冷却、加氨、电子束照射和副产品收集等几部分组成。电子在高真空的加速管里由高电压加速，然后透射过30～50μm的两片金属箔照射烟气。约130℃的排出烟气经静电除尘后，部分烟气进入喷水冷却塔降温、除尘，使烟温降到适于脱硫、脱硝的温度(～65℃)，再进入同时喷入氨气的反应器脱硫。烟气水露点通常小于60℃ ，所以冷却水在塔内完全被气化，一般不会产生需进一步处理的废水。反应器内的烟气被电子加速器产生的高能电子束照射，发生脱硫、脱硝反应，生成硫铵和硝铵。在反应器中喷水可以吸收反应产生的热量。随后经干式静电除尘器将脱硫副产品与烟气分离，净化后的烟气与未处理的烟气混合升温后送入烟囱排放。

电子束法脱硫效率≥90％，可同时脱硫脱硝，投资较低，副产物可用作肥料，无废渣排放，但运行电耗高，运行成本还受到肥料市场的直接影响。

（2）气相催化氧化法。干式气相催化氧化已实际应用于有色金属冶炼和锅炉烟气脱硫。除尘净化后的含SO2烟气进入催化转化器，在一定温度下通过催化剂作用，将SO2氧化为SO3，继而转化为硫酸加以收集。SO2的氧化反应为：SO2+1/2O2?SO3+放热

实际上，这是一个可逆放热反应，因此降低反应温度和提高反应压力有利于反应的进行。能加速SO2转化反应的催化剂很多，铂的活性最高，但价格昂贵且易中毒，一般不使用；Cr2O3、Fe2O3等金属氧化物也具有一定的活性，但使用温度过高受到限制；只有以SiO2为载体的VO25价格便宜又不易中毒，且在最低温度下(500～550℃)活性最高，目前在硫酸生产被广泛采用。

气相催化氧化法对低SO2（含量低于2％）浓度的锅炉烟气脱硫工艺流程为，

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烟气在500℃左右除尘，再进入催化转化器反应，然后流经省煤器、空气预热器放热降温至230℃左右，最后进入吸收塔，用稀硫酸洗涤吸收SO3，待气体冷却到104℃，则可得到浓度为80％的硫酸。这就要求实际生产中转化反应必须分段进行。在每段中，反应是在绝热条件下进行的，反应后的气体温度必然升高，因此要将气体冷却(即除去反应热)至一定温度后，再进入下一段进行绝热反应，然后再将反应热移去，如此使转化反应和换热两个过程依次交替进行，直到达到要求的最终转化率为止。对于冶炼工业中高SO2（含量高于2％）浓度的烟气，催化反应放热量大，必须将反应热从系统中不断导出，才能保证最适宜的反应温度，因此工程上采用分段转化反应，一般分3～4段。过程是，绝热反应后的气体通过换热器（或管）冷却至一定温度，再进入下一段进行绝热反应、放热，转化反应和换热冷却两个过程依次交替进行，直到实现最终的转化率为止。

2. 半干法烟气脱硫

半干法是利用烟气显热蒸发石灰浆液中的水分，同时在干燥过程中，石灰与烟气中的SO2反应生成亚硫酸钙等，并使最终产物为干粉状。半干法工艺较简单，干态产物易于处理，无废水产生，投资一般低于湿法，但脱硫效率和脱硫剂的利用率低，一般适用于低、中硫煤烟气脱硫。在半干法烟气脱硫技术中主要有喷雾干燥烟气脱硫、循环流化床烟气脱硫和增湿灰循环烟气脱硫等技术。 注意格式

（1） 旋转喷雾干燥法。这是美国JOY公司和丹麦NIRO公司1978年联合开发

的脱硫工艺，已有超过10％的脱硫市场占有率。喷雾干燥法脱硫率一般为85％，高者可达90％以上，多用于低硫煤烟气脱硫，其工艺流程如图4－28所示。将石灰Ca(OH) 2或NaC2O3等制成的浆液喷入雾化干燥反应器，雾化后的碱性液滴吸收烟气中SO2，同时烟气的热量使液滴干燥形成石膏固体颗粒，再用袋式除尘器将固体颗粒分离。Ca(OH) 2吸收SO2的总反应为：

Ca(OH) 2＋SO2＋HO2→CaSO3·2 HO2 CaSO3·2 HO2＋1/2 O2→CaSO4·2 HO2

常用的雾化装置有压力喷嘴和高速旋转(10000～50000r/min)离心雾化器两

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种。雾化液滴及其分布要细而均匀，喷嘴或雾化轮应耐磨、耐腐蚀、防堵塞。吸收剂除用Ca(OH) 2或NaCO3之外，石灰石、苏打粉、烧碱等也可用作吸收剂。石灰脱硫常将固体颗粒循环使用以提高吸收剂利用率，钠脱硫则一次通过吸收器即可完全反应。石灰的实际用量通常是理论计算量的2.5倍左右，循环使用可降至1.5倍，钠吸收剂利用率较高，一般为1.1倍。袋式除尘器被广泛用于喷雾干燥系统的固体捕集，因为沉积在袋上的未反应的石灰可与烟气中残余SO2反应，脱硫率占系统总脱硫率的10％～20％，滤袋可以看成一个固定床反应器。

影响脱硫率的因素有烟气温度、速度、湿度和SO2浓度等。反应器入口烟温为150℃左右，较高的入口烟温，可以增加浆液含水量，改善反应器内干燥阶段的传质条件，使脱硫率提高。出口烟温一般为80～100℃，要求比绝热饱和温度高10～30℃。出口烟温越低，则固体颗料中残留水分越多，传质条件越好，脱硫率越高。烟气进口SO2浓度越高，需要更高的Ca/S才能达到较高的脱硫率。反应器内烟气流速约1.5m/s，石灰系统的烟气停留时间为10～12s。 工艺流程如下：

补充图号图名

（2） 炉内喷钙－炉后增湿活化脱硫。这是由芬兰Tampella公司和IVO公司开

发的一种脱硫率较高、设备简单、投资低、能耗少的脱硫技术。其特点是除了将石灰石粉喷入炉膛中850～1150℃烟温区，完成式(4－52)和式(4－

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53)的反应之外，在空气预热器后增设了一个独立的活化反应器，在这里喷雾化水或蒸汽使烟气中未反应的CaO增湿活化，进行水合反应生成Ca(OH) 2，接着与烟气中SO2反应生成CaSO3，部分CaSO3进一步氧化成CaSO4，总反应可表示为：

CaO＋H2O＋SO2＋1/2O2→CaSO4＋H2O

烟气经过加水增湿活化和干脱硫灰再循环，可使总脱硫率达到75％以上，若将干脱硫灰加水制成灰浆喷入活化器增湿活化，可使总脱硫率超过85％。 (3)循环流化床烟气脱硫技术

循环流化床烟气脱硫（CFB-FGD）技术是20世纪80年代后期由德国Lurgi公司研究开发的。目前该技术的200MW烟气循环流化床脱硫系统已投入运行。德国的Wulff公司在该技术基础上开发了回流式循环流化床烟气脱硫技术。此外，丹麦FLS.Miljo公司开发的气体悬浮吸收技术也得到了应用。

循环流化床烟气脱硫系统由石灰浆制备系统、脱硫反应系统和收尘及引风系统组成，其主要设备为流化床反应器、带有特殊预除尘装置的电除尘器、水及蒸汽喷入装置，引风机等设备。其工艺过程为从锅炉出来的烟气进入GSA反应器的底部与雾化的石灰浆混合，反应器内的石灰浆在干燥过程中与烟气中的SO2及其它酸性气体进行中和反应。烟气经旋风分离器分离粉尘后进入电除尘器或滤袋式除尘器，然后符合标准的清洁气经烟囱排放到大气中。含有脱硫灰和未反应完全的石灰的流化床床料在旋风分离器中分离，其中99%的床料经调速螺旋装置送回反应器中循环，只有大约1%的床料作为脱硫灰渣排出系统。脱硫灰的循环意味着未反应的石灰可以继续进行脱硫反应，并且脱硫灰的循环可以更好地分散雾化石灰浆，促进脱硫反应的进行。主要控制参数有床料循环倍率、流化床床料浓度、烟气在反应器及旋风分离器中停留时间、钙硫比、反应器内操作温度等。主要特点如下：（1）没有喷浆系统及浆液喷嘴，只喷入水和蒸汽；（2）新鲜石灰与循环床料混合进入反应器，依靠烟气悬浮，喷水降温反应；（3）床料有98%参与循环，新鲜石灰在反应器内停留时间累计可达到30min以上，使石灰利用率可达99%；（4）反应器内烟气流速为1.83~6.1m/s，烟气在反应器内停留时间约3 s，可以满足锅炉负荷从30%~100%范围内的变化；（5）对含硫量为6%的煤，脱硫率可达92%；（6）基建投资相对较低，

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不需专职人员进行操作和维护；（7）存在的问题是生成的亚硫酸钙比硫酸钙多，亚硫酸钙需经处理才可成为硫酸钙。

循环流化床烟气脱硫技术是近几年新兴起的具有开发前景的烟气脱硫技术，它具有投资相对较低，脱硫效率高，运行可靠，操作维护方便的优点，是值得进一步开发的脱硫技术。此项技术在国际上已基本成熟，目前在我国处于工业示范阶段，其应用前景广阔。

3. 湿法烟气脱硫

已商业化或完成中试的湿法脱硫工艺包括石灰(石灰石)法、双碱法、氨吸收法、磷铵复肥法、稀硫酸吸收法、海水脱硫、氧化镁法等10多种。其中，又以湿式钙法占绝对统治地位，其优点是技术成熟、脱硫率高，Ca/S比低，操作简便，吸收剂价廉易得，副产物便于利用。

（1）石灰或石灰石法。该工艺以石灰（Ca(OH) 2）或石灰石（CaCO3）浆液吸收烟气中的SO2，脱硫产物亚硫酸钙可用空气氧化为石膏回收，也可直接抛弃，脱硫率达到95％以上。吸收过程的主要反应为：

CaCO3＋SO2＋1/2 H2O→CaSO3·1/2HO2＋CO2↑ Ca(OH) 2＋SO2→CaSO3·1/2 H2O＋1/2HO2 CaSO3·1/2 HO2＋SO2＋1/2H2O→Ca(HSO3)2

废气中的氧或送入氧化塔内的空气可将亚硫酸钙和亚硫酸氢钙氧化成石膏： 2CaSO3·1/2 HO2＋O2＋3HO2→2CaSO4·2 HO2 Ca(HSO3)2＋1/2O2＋H2O→CaSO4·2 H2O＋SO2↑

修改图号

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回收式石灰或石灰石脱硫工艺流程如图4－29所示。吸收塔内的吸收液与 除尘后进入的烟气反应后，被送入氧化塔内制取石膏。烟道气脱硫常用的吸收塔有：湍球塔、板式塔、喷淋塔和文丘里/喷雾洗涤塔等。

石灰或石灰石的吸收效率与浆液的pH值、钙硫比、液气比、温度、石灰石粒度、浆液固体浓度、气体中S02浓度、洗涤器结构等众多因素有关，主要因素有：（a）浆液pH值。研究表明，硫酸钙的溶解度随pH值的变化比较小，而亚硫酸钙的溶解度随pH值降低则增大。当浆液的pH值低时，溶液中存在较多的亚硫酸钙，在CaCO3颗粒表面液膜中，溶解的CaCO3使液膜的pH值上升，使得亚硫酸钙在液膜中析出，沉积在CaCO3颗粒表面，抑制其与SO2的传质过程。因此，石灰的传质阻力比石灰石要小，若采用石灰石，则需要延长接触时间，增加持液量和减少石灰石粒径，以便获得相应的脱硫率。一般石灰石系统的最佳操作pH＝6，石灰系统pH＝8。；（b）液气比。由于反应中Ca2+持续地被消耗，这就需要吸收器有较大的持液量，即保证较高的液气比。显然，脱硫率随液气比增大而提高，但能耗也相应增加，当液气比大于5.3L/m3时，脱硫率平均为87％；（c）石灰石的粒度。粒度越小，表面积越大，脱硫率与石灰石的利用率越高，但石灰石的磨粉耗能越大；（d）温度。降低吸收塔中的温度，脱硫率提高。吸收塔中的温度主要受进口烟温的影响，一般进口烟温要低于35℃。

石灰(石灰石) 吸收法的主要问题是，吸收剂和生成物液桨容易在设备中结垢和堵塞，主要原因有：（a）反应生成物CaSO3·1/2H2O是一种软垢，它在石灰石系统pH≥6.2，石灰系统pH≥8.0时形成，易被人工清除，也可通过降低溶液pH值使之溶解；（b）在石灰系统中，较高pH值下烟气中CO2与Ca(OH)2生成CaCO3沉积物，当进口浆液的pH≥9时，CO2的再碳酸化作用尤为明显，但石灰石系统不存在CO2再碳酸化问题；（c）吸收塔中形成的部分亚硫酸钙和亚硫酸氢钙被烟气中残余O2氧化，最终在容器壁面和部件表面上形成很难清除的CaSO4·2H2O硬垢。最有效解决结垢的办法是采用添加剂，如氯化钙、硫酸镁、己二酸、氨等。添加剂除了有抑制结垢、堵塞作用，还能提高吸收SO2的效率。

（2）双碱法。双碱法是针对石灰或石灰石法易结垢和堵塞的问题发展的一种脱硫工艺，又称钠碱法。首先采用钠化合物(NaOH、Na2CO3或Na2SO3)溶液吸收烟气中的SO2，生成Na2SO3和NaHSO3，接着用石灰或石灰石使吸收液再生为钠溶液，并生

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成亚硫酸钙或硫酸钙沉淀。由于吸收塔内用的是溶于水的钠化合物作为吸收剂，不会结垢。然后将离开吸收塔的溶液导入一开口反应器，加入石灰或石灰石进行再生反应，再生后的钠溶液返回吸收塔重新使用。吸收反应为： Na2CO3＋SO2→Na2SO3＋CO2↑修改上下标 2NaOH＋SO2→Na2SO3＋H2O Na2SO3＋SO2＋H2O→2NaHSO3

如果将亚硫酸钙进一步氧化，才能回收石膏。此法的脱硫率也很高，可达95％以上。缺点是吸收过程中，生成的部分Na2SO3会被烟气中残余O2氧化成不易清除的Na2SO4，使得吸收剂损耗增加和石膏质量降低。电站锅炉烟气中，大约有5％～10％的Na2SO3被氧化为Na2SO4。如果溶液中的OH-和SO2-保持足够高的浓度： Na2SO4＋Ca(OH)2＋2H2O→2NaOH＋CaSO4·2H2O

则可除去Na2SO4。若吸收塔采用稀硫酸来除去硫酸钠，这也要增加硫酸消耗： Na2SO4＋HSO4＋2CaSO3＋4H2O→2CaSO4·2H2O＋2NaHSO3

双碱法工艺流程

补充图号图名

综上所述，循环流化床烟气脱硫工艺在占地、造价、操作、调节、维护、副产

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品无二次污染等方面的优点，并鉴于本项目使用循环流化床锅炉及所选锅炉型号，相关技术要求和燃料煤的性质以及系统所需脱硫除尘效率，因此应选用循环流化床烟气脱硫技术。该工艺对含硫量为6%的煤，脱硫率可达92%，因此越来越受到业主方的广泛青睐。现在各国都在积极研究循环流化床烟气脱硫技术，并使之逐步向设备大型化、系统简单化、控制自动化发展，所以国内循环流化床烟气脱硫技术应用的比例也在逐步提高。随着对循环流化床烟气脱硫工艺的深入认识、研究和改进以及对脱硫灰综合利用的开发，循环流化床烟气脱硫工艺将会有更加广阔的应用前景。

3.2.2除尘系统：

循环流化床锅炉烟尘的基本特点:

循环流化床锅炉燃煤适应性强，炉内喷钙脱硫率高达90％以上，由于炉内温度较低，NOX很少形成，排放可基本达标。另外，它能在低负荷下正常运行，特别适用于中、小型机组、热电厂和调峰机组使用。正因为如此，它被称为环保节能型锅炉。 由于炉内掺钙脱硫而使烟尘中钙的化合物含量大量增加，导致烟尘比电阻增高。由于掺钙和脱硫，增加了大量的粉尘，使得烟气的含尘量大幅度地增加，对提高除尘效率带来负面影响。循环流化床锅炉烟尘有3个明显的特点：（1）比电阻高，容易产生反电晕现象；（2）进口含尘量大，容易产生电晕封闭；（3）灰尘粘度较大，细粉尘多容易造成阳极板和阴极线沾灰。

用于这种工况条件下的电除尘器除了常规电站电除尘器的通用要求以外，如何防止反电晕和电晕封闭现象的产生，防止结露，减少漏风，如何减少或防止阳极板、阴极线粘灰，如何减少电场温降，提高零部件寿命及可靠性，改善极配型式等是保证设计除尘效率和运行安全可靠的技术关键。 2 保证除尘效率应采取的要求

根据循环流化床锅炉烟气条件，在电除尘器设计中应采取以下技术措施，以确保电除尘器的效率、寿命及可靠性。 2．1 正确的选型

选择电除尘器的规格大小，布置方式是保证除尘效率的关键。选型过大，会增加投资，造成浪费。选型过小，使烟气排放达不到标准，满足不了设计要求，后果会更加严重。合理选定电除尘器的主要参数，如表观驱极速度和电场内的标准风速以及比集尘面积等，从而确定保证除尘效率达到设计要求的电除尘器规格大小。根据

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现场的具体条件来确定电除尘器的布置方式（特别是进、出口封头的方式）。电除尘器的选型必须根据工程的具体情况确定，不能简单套用。同型号的锅炉由于工况的区别电除尘器规格可相差1／3以上。

从上述问题出发, 并且如上述2.3.1.1.2计算所示，系统除尘效率η烟尘＝99.53％，另外考虑系统工程造价的影响及各除尘器性能条件，拟采用二级除尘技术：旋风除尘器+静电除尘器

一级除尘——旋风除尘器：

旋风除尘器是利用旋转的含尘气体所产生的离心力，将粉尘从气流中分离出来的一种干式气－固分离装置。该类分离设备结构简单，制造容易，造价和运行费用较低，对于捕集5～10μｍ以上的较粗颗粒粉尘，净化效率很高，在电力工业部门应用极为普遍。旋风除尘器通常用于粗颗粒粉尘的净化，或用于多级净化时的初步处理。其特点主要包括：

1、○一般旋风除尘器结构简单，器身无运动部件，不需特殊的附属设备，占地面积小，

制造、安装投资较少。

2、操作维护简便，压力损失中等，动力消耗不大，运转、维护费用较低。 ○

3、操作弹性较大，性能稳定，不受含尘气体的浓度、温度限制。对于粉尘的物理性○

质无特殊要求，同时可根据化工生产的不同要求，选用不同材料制作，或内衬各种不同的耐磨、耐热材料，可用以净化含高磨蚀性粉尘的气体，以提高使用寿命。

4、可以承受高压（正压和负压）○，用以对高压气体进行除尘。 5、采用干式旋风除尘器，可以捕集干灰，便于粉料的回收利用。 ○

二级除尘——静电除尘器：

静电除尘器消耗的能量比其它除尘器少，气流压力损失一般为10～50毫米水柱，除尘效率高达90～99.9％，适用于去除粒径0.05～50微米的尘粒，可用于高温、高压的场合，能连续操作。其原理:用强电场使灰尘颗粒带电,在其通过除尘电极时,带正/负电荷的微粒分别被负/正电极板吸附,即达到除尘目的.

(1)静电除尘器除尘效果好 ，可达 99% 以上，其中大部分型号的FSD—高效静电除尘器甚至可达到无尘、无烟、无雾的理想效果；

(2)静电除尘器造价适中，使用寿命长，至少使用 8-10 年以上； (3)静电除尘器运行稳定，不结露，不爬电，故障率极低；

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(4)静电除尘器运行费用低 ，属于低耗能高效率产品 3.2.3 总结

综合上述两点3.2.1和3.2.2，初步得出本项目脱硫除尘方案：

选用循环流化床烟气脱硫技术，从锅炉出来的烟气进入GSA反应器的底部与雾化的石灰浆混合，反应器内的石灰浆在干燥过程中与烟气中的SO2及其它酸性气体进行中和反应。烟气经旋风分离器分离粉尘后进入静电除尘器或旋风除尘器，然后符合标准的清洁气经烟囱排放到大气中。含有脱硫灰和未反应完全的石灰的流化床床料在旋风分离器中分离，其中99%的床料经调速螺旋装置送回反应器中循环，只有大约1%的床料作为脱硫灰渣排出系统。 本系统脱硫除尘工艺流程图简示如下：

补充图号

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第四章 社会和环境效益

4.1 社会效益

本项目主要是实现集中供热、热电联供、用热效率高的取代效率低的小锅炉，节能效果显著，并可提高盐城东南纺织工业园区热力供应和电力供应的可靠性，具有良好的社会效益。项目占地1500m2，建成后，可年节约标煤量2.754万吨，年供热量90.042万吉焦，年供电量1684.98万千瓦时。

项目总投资1768.67亿元，建成后，年销售利润175.68万元，投资回收年限10.06年，内部收益率13.57%，年节约标准煤量27540万吨，投资利润率11.15%，投资利税率15.27%。

4.2环境效益格式？

本设计所在地属盐城东南纺织工业园区，是正在快速发展的江苏省乡镇企业示范工业园区。该项目是在园区内经过技术改造建设一座环保热电厂，实现集中供热，同时使园区内高污染的小型锅炉停运，消除大量分散的燃料和灰渣存储场地场地等由此带来的污染。

并且，循环流化床锅炉出口烟气经过脱硫除尘处理后经烟囱高空达标排放，有效保证了附近珍禽自然保护区的空气质量。

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第四章 社会和环境效益

4.1 社会效益

本项目主要是实现集中供热、热电联供、用热效率高的取代效率低的小锅炉，节能效果显著，并可提高盐城东南纺织工业园区热力供应和电力供应的可靠性，具有良好的社会效益。项目占地1500m2，建成后，可年节约标煤量2.754万吨，年供热量90.042万吉焦，年供电量1684.98万千瓦时。

项目总投资1768.67亿元，建成后，年销售利润175.68万元，投资回收年限10.06年，内部收益率13.57%，年节约标准煤量27540万吨，投资利润率11.15%，投资利税率15.27%。

4.2环境效益格式？

本设计所在地属盐城东南纺织工业园区，是正在快速发展的江苏省乡镇企业示范工业园区。该项目是在园区内经过技术改造建设一座环保热电厂，实现集中供热，同时使园区内高污染的小型锅炉停运，消除大量分散的燃料和灰渣存储场地场地等由此带来的污染。

并且，循环流化床锅炉出口烟气经过脱硫除尘处理后经烟囱高空达标排放，有效保证了附近珍禽自然保护区的空气质量。

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