湿法钙基烟气脱硫吸收塔设计DOC.docx
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湿法钙基烟气脱硫吸收塔设计DOC
一、钙基湿法脱硫工艺2
1工艺简介2
2化学反应过程4
3石灰石湿法烟气脱硫装置5
4FGD运行主要控制参数8
二、工艺设计计算9
1基础资料处理9
2烟气量计算10
3吸收塔设计计算11
4配套设备选型16
三、结垢问题及解决办法18
1脱硫系统中常出现的结垢及固体堆积现象18
2结垢的原因18
3结垢的防止措施20
四、总平面图设计21
1一般规定21
2总平面布置22
3交通运输22
4管线布置23
五、课程设计体会23
六、致谢24
七、附录24
1工艺设计主要依据的标准和规范24
2附图25
八、参考文献25
一、钙基湿法脱硫工艺
1工艺简介
石灰石—石膏湿法烟气脱硫工艺是目前世界上治理工业烟气脱硫工艺中应用最广泛的一种脱硫技术。
目前，其工艺技术完善、运行稳定、脱硫效率高、单塔出力大，脱硫剂—石灰石地理分布广，价格低廉，特别适合工业规模的应用。
石灰石—石膏湿法烟气脱硫工艺流程图如图1所示。
从锅炉引风机后烟道引出的烟气，通过增压风机升压，烟气换热器（GGH）降温后，进入吸收塔，在吸收塔内与雾状石灰石浆液逆流接触，将烟气脱硫净化，经除雾器除去水雾后，又经GGH升温至大于75℃，再进入净烟道经烟囱排放。
脱硫剂石灰石粉则由磨石粉厂破碎磨细成粉状，通过制浆系统制成一定浓度的石灰石浆液，运行时根据FGD处理的烟气量和SO2的浓度，由循环泵不断地把新鲜浆液补充到吸收塔内。
当塔内石膏浆液达到一定浓度后由外排泵排出，经一级旋流、二级真空皮带脱水后，得到含水率低于10%的石膏，装车外运。
由于湿法脱硫的特点，有多种因素影响到吸收洗涤塔的长期可靠运行。
（1）设备腐蚀
化石燃料燃烧的排烟中含有多种微量的化学成分，如氯化物。
在酸性环境中，他们对金属（包括不锈钢）的腐蚀性相当强。
目前广泛应用的吸收塔材料是合金C-276，其价格是常规不锈钢的15倍。
为延长设备的使用寿命，溶液中氯离子的浓度不能太高。
为保证氯离子不发生浓缩，有效的方法是在脱硫系统中根据物料平衡排除适量的废水，并以清水补充。
（2）结垢和堵塞
固体沉积主要以三种方式出现：
湿干结垢，即因溶液或料浆中的水分蒸发而使固体沉积；
或
沉积或结晶析出；
或
从溶液中结晶析出。
其中后者是导致脱硫塔发生结垢的主要原因，特别是硫酸钙结垢坚硬、板结，一旦结垢难以去除，影响到所有与脱硫液接触的阀门、水泵、控制仪器和管道等。
硫酸钙结垢的原因是
和
的离子积在局部达到过饱和。
为此，在吸收塔中要保持亚硫酸盐的氧化率在20%以下。
亚硫酸盐的氧化需在脱硫液循环池中完成，可通过鼓气或者空气等方式进行，形成的硫酸钙发生沉淀。
从循环池返回吸收塔的脱硫液中，还因为含有足量的硫酸钙晶体，起到了晶体的作用，因此在后续的吸收过程中，可防止固体直接沉积在吸收塔设备表面。
（3）除雾器堵塞
在吸收塔中，雾化喷嘴并不能产生尺寸完全均一的雾滴，雾滴的大小存在尺寸分布。
较小的雾滴会被气流所夹带，如果不进行除雾，雾滴将进入烟道，造成烟道腐蚀和堵塞。
早期的除雾器通常用的是金属编织网，容易因雾滴中的固体颗粒沉积而堵塞。
因此，除雾器必须易于保持清洁。
（4）脱硫剂的利用率
脱硫产物亚硫酸盐和硫酸盐可沉积在脱硫剂颗粒表面，从而堵塞了这些颗粒的溶解通道。
这会造成石灰石或石灰脱硫剂来不及溶解和反应就随产物排出，增加了脱硫剂和脱硫产物的处理费用。
因此，脱硫液在循环池中的停留时间一般要达到5~10min。
实际停留时间设计与石灰石的反应性能有关，反应性能越差，为使之完全溶解，要求它在池内的停留时间越长。
（5）脱硫产物及综合利用
半水亚硫酸钙通常是较细的片状晶体，这种固体产物难以分离，也不符合填埋要求。
而二水硫酸钙是大的圆形晶体，易于析出和过滤。
因此，从分离的角度，在循环池中鼓氧或空气将亚硫酸盐氧化为硫酸盐是十分必要的，通常要保证95%的脱硫产物转化为硫酸钙。
2化学反应过程
脱硫塔中烟气和石灰石脱硫剂进行着复杂的反应过程。
烟气中的主要有害成分有SO2、HCl、NOx等；石灰石浆液主要由Ca2+、Mg2+等离子组成。
它们在溶液中相互作用，生成多种反应产物。
烟气中的SO2与石灰石浆液经过一系列的化学反应，最后生成石膏。
湿法烟气脱硫吸收过程多采用双膜理论模型解释。
SO2的吸收过程以膜扩散的方式进行。
在气液相间的物质迁移主要是分子扩散的结果，物质迁移方向与相界面垂直。
化学反应可以简化为下列过程。
石灰石和石灰法湿法烟气脱硫的反应机理
脱硫剂
石灰石
石灰
溶解反应
解离反应
吸收反应
中和反应
总反应
石灰石系统中最关键的反应是
的形成，因为
正是通过
与
反应而得以从溶液中去除。
这一关键步骤也突出了石灰石系统和石灰系统的一个极为重要的区别：
石灰石系统中，
的产生于
浓度和
的存在有关；而在石灰系统中，
的产生仅与氧化钙的存在有关。
因此，为了保证液相有足够的
浓度，石灰石系统在运行时，其pH较石灰系统的低，石灰石系统的最佳操作pH为5.8~6.2，石灰系统为8。
3石灰石湿法烟气脱硫装置
典型的石灰石湿法脱硫系统从功能上可以分为烟气系统、石灰石浆液制备系统、吸收塔系统、石膏脱水系统、废水处理系统、公用系统和事故浆液排放系统。
（1）.烟气系统
烟气系统通常包括一台单独的增压风机、一台气气换热器和电厂现有烟囱。
在增压风机上游和气气换热器再热侧系统出口下游都设有双百叶窗隔离挡板。
在现有旁路烟道上亦安装有两个双百叶窗旁路挡板，这些挡板的开度可以随烟气流量的变化进行调节。
每个烟气挡板可以配置两台密封风机，以防止烟气泄漏。
GGH利用未脱硫的热烟气（一般130℃~150℃）加热已脱硫的洁净烟气（一般46℃~55℃），一般加热到80℃左右，然后排放，以避免低温湿烟气腐蚀烟道、烟囱内壁，并可提高烟气抬升高度。
在烟气离开吸收塔前，会通过一个两级除雾器，以除去烟囱中携带的细小液滴。
沉淀在除雾器上的颗粒不利于烟气流经吸收塔，会影响塔内压降和烟气流向分布。
为了防止固体颗粒积聚在除雾器上，需定期对除雾器进行冲洗。
除雾器设有冲洗水系统，工艺水从喷嘴喷出冲洗除雾器。
（2）.石灰石浆液制备系统
石灰石料应密切主要其水分含量，进入石灰石粉制备系统磨粉机地入磨物料的表面水分一般小于1%，否则就会严重恶化操作，甚至造成糊磨、堵塞。
同时应主要氯化物、氟化物和煤灰等杂质不要混入石灰石料中，以免影响脱硫系统的正常运行和脱硫石膏的品质。
石灰石浆液制备时，成品分经仓底的两套叶轮给料机输送到石灰石浆液池，工业水通过水泵和调节阀门注入石灰石浆液池，调节石灰石浆液的密度至1230kg/m3（含固量30%）。
在石灰石浆液泵的出口管道设有密度监测点，从而保证30%的石灰石浆液的制备和供应。
配置合格的石灰石浆液通过石灰石浆液泵输送到吸收塔下部浆液槽，根据烟气负荷、脱硫塔烟气入口的SO2浓度和PH值来控制喷入吸收塔的浆液量，剩余部分返回浆液池。
为了防止结块和堵塞，要使浆液不断流动循环。
（3）.吸收塔系统
吸收塔是烟气脱硫系统的核心装置，要求气液接触面积大，其他的吸收反应良好，压力损失小，并且适用于大容量烟气处理。
进入吸收塔的热烟气经过逆向喷淋浆液的冷却、洗涤，烟气中的SO2与浆液进行吸收反应生成亚硫酸氢根（HSO3-）。
HSO3-被鼓入的空气氧化为硫酸根（SO42-），SO42-与浆液中的钙离子（Ca2+）反应生成硫酸钙（CaSO4），CaSO4进一步结晶为石膏（CaSO4·2H2O）。
同时烟气中的Cl、F和灰尘等大多数杂质也在吸收塔中被去除。
含有石膏、灰尘和杂质的吸收剂浆液的一部分被排入石膏脱水系统。
吸收塔中装有水冲洗系统，将定期进行冲洗，以防止雾滴中的石膏、灰尘和其他物质堵塞元件。
吸收塔主要有喷淋塔、填料塔、液柱塔和鼓泡塔四种类型，将在下一章详细讨论。
（4）.石膏脱水系统
在吸收塔浆液槽中石膏不断产生，为了使浆液密度保持在设定的运行范围内，将石膏浆液（15%~20%固体含量）通过石膏浆液泵打入脱水站。
该站包括一个水力旋流器及浆液分配器，在这里将石膏浆液中的水予以脱除，使底流石膏固体含量达到50%。
在水力旋流器中，石膏浆液流进一个圆柱箱中，并由此流到敞开的各个旋流子中，在此处根据入口压力的大小，可将石膏输送至旋流器的底流，将滤液送入石膏水力旋流器上部的溢流箱内。
底流的石膏被送至真空皮带过滤机进一步脱水至含水小于10%。
溢流含3%~5%的细小固体微粒在重力作用下流入滤液箱，最终返回到吸收塔。
旋流器的溢流被输送到废水旋流站进一步分离处理。
（5）.废水处理系统
在湿式石灰石/石膏FGD工艺中，由于烟气中氯化物的溶解提高了脱硫吸收液中氯离子的浓度，不可避免地要产生一定量废水。
氯离子浓度的增高会引起脱硫率的下降和CaSO4结垢倾向的增大，并对副产品石膏的品质产生影响。
FGD装置的废水主要来自石膏脱水系统的旋流器溢流液、真空皮带机的滤液或冲洗水。
废水处理的工艺大致分为中和、脱重金属、絮凝、浓缩、澄清、污泥处理几部分。
中和是采用Ca（OH）2作为中和剂加入脱硫废水中，一方面可以中和水的酸性，另外还可以脱除F-，并使部分重金属沉淀下来。
接下来向废液中加入有机硫化物，进一步脱除重金属离子。
絮凝的作用是通过添加絮凝剂去除上工段中过剩的硫化物，加速废水中悬浮物的沉降。
絮凝后的废水进入澄清池时进行浓缩分离。
浓缩后的污泥一部分经脱水后抛弃，一部分返回中和池或絮凝池，以提高絮凝池的固体含量，加速絮凝过程。
澄清池的溢流则进入后处理水箱，用稀盐酸调节PH后排放。
（6）.公用系统
公用系统由工艺水系统、工业水系统、冷却水系统和压缩空气系统等子系统构成，为脱硫系统提供各类用水和控制用气。
FGD的工艺水一般来自电厂循环水，并输送至工艺水箱中。
工艺水由工艺水泵从工艺水箱输送到各用水点。
FGD装置运行时，由于烟气携带、废水排放和石膏携带水而造成水损失。
工艺水由除雾器冲洗水泵输送到除雾器，冲洗除雾器，同时为吸收塔提供补充用水，以维持吸收塔内的正常液位。
此外，各设备的冲洗、灌注、密封和冷却等用水也采用工艺水。
FGD冷却水主要用户有增压风机电机、氧化风机电机、循环浆液泵电机、磨机主轴承、减速器电机，此外，部分冷却水还用于氧化空气增湿冷却。
FGD的工业水一般来自电厂补充水，并输送至工业水箱中。
（7）.事故浆液排放系统
浆液排放系统包括事故浆液储罐系统和地坑系统。
当FGD装置大修或发生故障需要排空FGD装置内浆液时，塔内浆液由浆液排放泵排至事故浆液箱直至泵入口低液位跳闸，其余浆液依靠重力自流至吸收塔的排放坑，再由地坑泵打入事故浆液储罐。
事故浆液储罐用于临时储存吸收塔内的浆液。
地坑系统有吸收塔区地坑、石灰石浆液制备系统地坑和石膏脱水地坑，用于储存FGD装置的各类浆液，同时还具有收集、输送或储存设备运行、运行故障、检验、取样、冲洗、清洗过程或渗漏而产生的浆液。
主要设备包括搅拌器和浆液泵。
4FGD运行主要控制参数
FGD系统在正常运行中，运行人员应该按照表1来控制FGD系统的主要参数。
表1FGD主要控制参数
主要控制参数
优化值
主要控制参数
优化值
脱硫效率
≥95%
烟囱入口烟气温度
≥80℃
吸收剂利用率
≥95%
石膏表面水质量百分比
≤10%
浆液PH值
5~5.5
CaCO3残留质量百分比
≤3%
浆液密度
1050~1150kg/m3
亚硫酸盐质量百分比
≤0.4%
液气比
10~18
石膏中Cl-含量
≤100mg/L
（1）脱硫效率
脱硫效率表示FGD系统能力的大小。
脱硫效率是由许多因素决定的，诸如FGD系统运行的钙硫比、液气比、烟气的状态以及煤种的变化。
但是SO2排放标准则往往要求烟气中SO2的浓度或总量在任何情况下均不超过规定的控制值。
因此，应保证在锅炉的最差工况下，FGD系统运行的最低脱硫效率仍能满足排放标准的要求，同时尽量使FGD系统长期经济运行。
（2）吸收剂利用率
吸收剂利用率指用于脱除的吸收剂占加入FGD系统吸收剂总量的质量分数，即脱硫效率与Ca/S比。
吸收剂的利用率与Ca/S比有密切关系，达到一定脱硫效率时所需要的Ca/S比越低，钙的利用率越高，所需吸收剂数量及产生脱硫产物的量也越少，可大大降低FGD系统的运行费用。
（3）浆液PH值
典型湿法FGD系统中浆液对SO2的吸收程度受气液两相SO2浓度差的控制。
要是烟气中“毫克/升”级的SO2在较短的时间内和有限的脱硫设备内达到排放标准，必须提高SO2的溶解速率，这主要通过调整和控制浆液的PH值来实现。
另外，浆液的PH值不仅对SO2的脱除效率有显著影响，而且对运行可靠性亦有显著影响。
低PH值运行时，一方面SO2排放量显著提高，难以达到排放标准；另一方面，设备腐蚀也会显著加剧，不能保证设备运行安全。
高PH值运行时，SO2含量会显著降低，但PH值太高会使脱硫设备内部固体颗粒堆积而结垢，使设备堵塞，无法正常运行，不能保证设备安全运行。
（4）浆液密度
石灰—石灰石湿法烟气脱硫技术中，由于吸收剂在水中的溶解度很小，它们在水中形成溶液的脱硫容量不能满足工程的要求，故采用含有固体颗粒的浆液来吸收SO2。
常用的石灰石湿法脱硫装置中气液接触时间很短，因此石灰石浆液的初始吸收速率对脱硫装置的脱硫效率有很大影响，其吸收SO2容量亦反映出该吸收剂的脱硫能力。
（5）液气比
液气比是指与流经吸收塔单位体积烟气量相对应的浆液喷淋量，它直接影响设备尺寸和操作费用。
液气比决定酸性气体吸收所需要的吸收表面，在其他参数一定的情况下，提高液气比相当于增加了吸收塔的喷淋密度，使液气间的接触面积增大，脱硫效率也将增大。
要提高吸收塔的脱硫效率，提高液气比是一个重要的技术手段。
（6）烟囱入口烟气温度
如果脱离后饱和湿烟气直接排放不仅对烟囱造成腐蚀，而且还引起环境污染。
因此，脱硫后的湿烟气必须加热到规定温度。
国内普遍采用英国的排烟温度规定，即脱硫后烟囱入口烟气温度不低于80℃。
二、工艺设计计算
1基础资料处理
根据资料列出本电厂风向频率表如表3所示。
表3电厂风向频率表
风向
北风
东北风
东风
东南风
南风
西南风
西风
西北风
静风
频率%
20.0
9.6
8.3
8.0
6.0
7.2
13.1
14.7
13.1
从风向资料中可以看出，北风、西北风和西风频率较高，因此平面布置时应将办公住宿区安排在北方向，烟气污水处理区安排在南方向。
2烟气量计算
（1）烟气量计算
取100g煤为研究对象，煤的组成成分见表4。
表4燃煤成分分析表
成分
C
H
S
O
灰分
水分
合计
含量%
72.1
2.4
3.7
2.2
10.6
8.3
99.3
含量mol
6.008
2.4
0.116
0.275
0.46
生成物CO2、H2O、SO2的摩尔分数分别是6.008mol、1.66mol、0.116mol。
理论燃烧需氧量：
设锅炉燃烧的过剩空气系数a=1.12，取空气湿度为0.0117。
则100g煤完全燃烧所需空气量：
即：
100g煤完全燃烧产生的烟气量：
即：
（2）SO2的流量计算
已知锅炉每小时用煤85t，则标况烟气流量：
SO2的摩尔百分含量：
，
则标况下烟气中SO2的流量为：
根据脱硫率为92%，得到出口SO2的流量为：
（3）石灰石消耗量
每天产生SO2的总量为53016m3，即2375117mol。
设系统钙硫比为1.11，石灰石纯度为90%，则石灰石消耗为：
烟气量计算参数
项目
数字
煤的质量/g
100
过剩空气系数
1.12
空气湿度
0.0117
钙硫比
1.11
3吸收塔设计计算
（1）吸收塔选型
吸收塔是燃煤烟气湿法脱离装置的核心设备，SO2的吸收与脱硫产物—亚硫酸钙的氧化均是在吸收塔内完成的。
根据企业接触形式不同，可把常用的吸收塔类型分为喷淋塔、填料塔、鼓泡塔、液柱吸收塔四种形式。
各种类型吸收塔的类型技术特性对比见于表2。
表2四种类型吸收塔的技术特性对比
项目
喷淋塔
填料塔
鼓泡塔
液柱塔
结构与原理
塔内上部设多层喷嘴，浆液经喷嘴雾化后向下喷淋，SO2吸收区为空塔段，浆液以弥散的雾状通过吸收区与逆流的烟气传质
以球状高分子材料或格栅为填料，浆液自上而下流过填料，在填料表面形成液膜，顺流的烟气流过填料间隙，与液膜发生传质
将烟气垂直鼓入浆液内，烟气以沸腾状从浆液中鼓泡向上逸出，气泡在逸出过程中与浆液传质
吸收区为空塔段，塔内下部喷嘴以液柱形式向上喷射浆液，烟气自径向进入塔内。
液柱上行至最高点，而后弥散开来，以水幕形式下落，浆液在上下行程中与上行烟气传质
脱硫率
>95%
>95%
90%左右
>95%
优缺点
液气比最小，液气接触面积大，塔内结构简单，系统压力损失小，但喷嘴易堵塞、磨损，对脱硫剂粒径要求高
易结垢、堵塞，系统阻力较大，对石灰石粒径和烟气含尘量要求较高
不需浆液循环泵、喷嘴，气液接触面大，不受烟气含尘量影响，但系统阻力大，装置体积相对较大
喷嘴孔径较大，不易堵塞，对脱硫剂粒径及烟气含尘量要求低，工作稳定
由于喷淋塔结构简单，操作与维护方便，脱硫效率高而且在工程上的应用比较成熟，喷淋塔成为湿法脱硫工艺的主流塔型。
因此本工艺选择喷淋塔脱硫技术。
（2）吸收塔设计计算
1）吸收塔直径设计
吸收塔的直径（D）可由吸收塔出口实际烟气体积流量和烟气流速确定，烟气流速通常为3.0~4.5m/s，工程实践表明，3.6~4.2m/s是性价比较高的流速区域，因此，本工程的实际烟气流速设为4.0m/s。
吸收塔直径计算公式为：
式中Q为烟气体积流量，m3/h；v为烟气流速，m/s；A为烟气过流断面面积，m2。
设塔内的操作温度为50℃，则此条件下的烟气流量为:
则吸收塔直径为：
，取8.3m。
2）喷淋塔塔高设计
①吸收区高度（h1）：
吸收区高度h1一般指烟气进口水平中心线到喷淋层中心线的距离。
容积吸收率的定义为：
含有二氧化硫的烟气通过喷淋塔，塔内喷淋浆液将烟气中的SO2浓度降低到符合排放标准的程度，将此过程中塔内总的二氧化硫吸收量平均计算到吸收区高度内的塔内容积中,即为吸收塔的平均容积负荷—平均容积吸收率，以
表示。
其表达式如下：
其中，
—平均容积吸收率，kg/（m3
）；
C—标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3；
V—吸收区容积，m3；
—给定的二氧化硫吸收率（％）；本设计方案为92％
h1—吸收塔内吸收区高度，m；
K0—常数，K0=3600v×273/（273+t）其数值取决于烟气流速v（m/s）和操作温度（℃）；
将
的单位换算成kg/（m
.h），可以写成：
=
在喷淋塔操作温度为
，烟气流速为v=4.0m/s、脱硫效率
=0.92，又烟气流速y1=0.3197%。
总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5Kg/（m3﹒h）之间，取
=6kg/（m3﹒h），代入上式可得：
故吸收区高度h1=15.8m。
如果仅从脱硫技术角度考虑，设计时
应取低值以求保险；但如果考虑经济因素，
低则塔容积增大，会使投资、运行维护费用等增加。
在吸收区中，喷嘴布置分为2~6层，喷淋层间距0.8~2m，脱硫率要求低时可减少，低负荷时可停运某一层。
本设计方案喷淋层设为4层，间距2m。
②烟气进口高度h2，出口高度
：
根据工艺要求，进出口流速（一般为12m/s-30m/s）确定进出口面积，一般希望进气在塔内能够分布均匀，且烟道呈正方形，故高度尺寸取得较小，但宽度不宜过大，否则影响稳定性。
其计算公式如下：
式中：
u—烟气入口气速，一般取14~15m/s；本设计取15m/s；
L—烟气进、出口宽度；
Q—高温状态下烟气进口流量为：
。
烟气进出口宽度占塔内径的60%~90%。
本设计取入口宽度为内径的80%，出口宽度为内径的60%。
则：
L入=8.3×0.8=6.64m
L出=8.3×0.6=4.98m
所以由上面公式得：
h2=293.9÷15÷6.64=2.95取3.0
=293.9÷15÷4.98=3.91取4.0
③浆液池高度h3：
浆池容量V1的计算表达式如下：
式中：
L/G—液气比，取15L/m3；
Q—烟气标准状态湿态容积，m3/h，Q=191.96m3/s；
t1—浆液停留时间，4~8min，取t1=4min=240s。
由上式可得喷淋塔浆液池体积：
V1=（L/G）×Q×t1=15×191.96×240/1000=691m3
选取浆液池内径略大于吸收区内径，内径D=
9m。
根据V计算浆液池高度h3：
吸收塔高度参考表
项目
范围
吸收塔入口宽度与直径之比/%
60—90
入口烟道到第一层喷淋层的距离/m
2—3.5
喷淋层间距/m
1.2—2
最顶端喷淋层到除雾器的距离/m
1.2—2
除雾器高度/m
2.0—3.0
除雾器到吸收塔出口的距离/m
0.5—1
吸收塔出口宽度与直径之比/%
60—100
④除雾区高度h4：
除雾区分为2层，本设计高度确定为3.0m，即h4=3.0m。
5烟道入口到第一层喷淋层的距离h5=2~3.5m；本设计取3m。
6烟气进口底部至浆液面的距离h6：
一般定为0.8~1.2m为宜，本设计方案取1m。
7最顶层喷淋层到除雾器的距离h7=1.2~2m；本设计取1.2m。
⑧除雾器到吸收塔出口的距离h8=0.5~1m；本设计取0.6m。
因此喷淋塔最终的高度为：
H=0.6+1.2+1+3+6+10.9+4.0+3.0+8+=37.6整值38m。
吸收塔设计计算参数
项目
数值
烟气流速m/s
4
塔内的操作温度/°
50
二氧化硫吸收率（％）
92%
烟气流量m3/s
293.9
吸收塔直径
8.3
烟气标准状态湿态容积m3/h
191.96
浆液停留时间/min
4
浆液PH值
5~5.5
浆液池直径/m
9
吸收区高度/m
15.8
烟气进口高度/m
3.0
烟气出口高度/m
4.0
浆液池高度/m
10.9
除雾区高度/m
3
烟道入口到第一层喷淋层的距离/m
3
烟气进口底部至浆液面的距离/m
1
最顶层喷淋层到除雾器的距离/m
1.2
除雾器到吸收塔出口的距离/m
0.6
喷淋塔最终的高度/m
38
4配套设备选型
（1）再循环系统设计
本设计中的烟气含硫量较低，循环泵可采用单元制。
吸收塔内喷淋层设计为4层，每台循环泵对应一层喷淋层；运行的再循环泵数量根据吸收浆液流量的要求确定，以达到每台锅炉负荷的吸收效率。
4层喷淋布置能够满足整套装置对脱硫效率的要求。
循环浆液量为要脱除SO2的量与单位循环浆液吸收SO2能力的比值。
本设计中要脱除的SO2量为0.92×85×1000×64/1000=5004.8kg/h，单位体积循环浆液吸收SO2的能力约为0.20g/L，可计算得出循环浆液量为5004.8/0.20=25024m3/h。
本设计中采用4台浆液循环
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