型号
AXX75-5NO.21D
引风机全压
6500Pa
引风机参数
配置方式
2台/炉
风量
160000m3/h
2台为320000m3/h
风量控制方式
一个风门全开
一个变频
现有风机余量
50000m3/h
S02排放浓度
<100mg/Nm3
排放要求
脱硫效率
>85%
烟尘排放浓度
<50mg/Nm3
经济指标
电费
0.495元/度
水费
0.8元/吨
脱硫剂
1.2
气象条件
厂区所在地属亚寒带温暖潮湿季风气候区，冬季漫长寒冷，夏季短促。
其主要气
象要素为：
（1）气温
年平均气温3.2C
绝对最低气温-39.5C
冬季平均最低气温—11.1C
历年最高月平均气温28C
历年最低月平均气温-25C
（2）湿度
夏季平均相对湿度73%
冬季平均相对湿度71%
年平均相对湿度72%
（3）气压
夏季最高气压98.60kPa
冬季最高气压100.50kPa
年平均气压99.64kPa
最大积雪深度24cm
设计雪荷载0.3kPa
（4）风速
1.3
脱硫剂要求
消石灰粉的品质分析数据
对消石灰粉的品质要求：
Ca（OH）2消石灰：
平均粒径（50%的筛余量）
7±3pm
规定表面积（用BET方式测量）N6吃m2/g
纯度，自由活性Ca（OH）2
80±15%
四、技术要求4.1脱硫除尘岛范围脱硫岛包括脱硫吸收塔系统、再循环系统、连接烟道、脱硫剂储运系统、工艺水系统、输送风系统、流化系统、仓泵等；所有的设备、管道、电控、保温、防腐、防护、消防等的设计、制造、供货、运输、安装、培训、调试等。
4.2对脱硫除尘岛总的技术要求在燃用电厂所提供的设计煤种时，脱硫除尘岛能满足本方案书的技术要求。
4.2.1脱硫系统的选择考虑了煤种变化的可能。
按含硫量波动范围±0.5%，脱硫效率大
于85％。
4.2.2
脱硫除尘岛达到技术先进、所有设备的制造和设计符合安全可靠、连续有效运行的要求，设备的可用率不低于98%脱硫除尘岛在Ca/S摩尔比为1.1〜1.25范围内，最低脱硫率保证值不低于85%。
脱硫后除尘器出口粉尘浓度不大于
50mg/Nm3。
五、可达到的技术经济指标承包商按以下要求填写性能保证值。
5.1脱硫除尘岛在下列条件下，脱硫保证效率至5%出口烟气含尘量浓度
屿0mg/Nm3（锅炉运行范围为锅炉最大连续出力,锅炉设计出口烟气量和出口烟气温度为BMC工况下数值。
）
5.2脱硫除尘岛Ca/S（mol/mol）<1.20（硫份为锅炉出口烟气中SO2的摩尔数，
BMC工况）。
5.3脱硫除尘岛吸收塔出口烟气温度约70-80C；
5.4烟气通过脱硫除尘岛的压降€200Pa（从吸收塔进口到烟囱入口）
5.5脱硫除尘岛功率<3X95KW
5.6脱硫后，烟气进入除尘器前烟尘浓度<800－1000g/Nm3
5.7脱硫除尘岛耗水量<3X4.8t/h
5.8在85％纯度的熟石灰条件下，脱硫除尘岛消石灰粉耗量<3X0.28t/h
5.9脱硫剂循环倍率为00
5.10压缩空气耗量<20Nm3/min
5.11脱硫除尘岛设备的噪音不高于85dB（A）（距离设备外1m操作平台1.2m处测试）
5.12设备可用率不低于98%。
5.13吸收塔的漏风率分别为：
<1％
5.14系统的蒸汽耗量约为0.5t/h。
六、脱硫除尘岛的布置
鉴于目前已有两台锅炉上了布袋除尘器，其形式为反吹风类型。
根据我们多年的经验，这种类型的布袋除尘器属于弱清灰能力的除尘器，因此不适应处理高浓度含尘烟气，否则会使除尘器阻力居高不下，影响锅炉的出力。
根据现场实际情况，我们提出两种方案供业主参考。
方案一利用现有除尘器，对其改造，在除尘器前加装脱硫塔，此方案目前仅适用新上的流化床锅炉，对老的煤粉炉，除尘器与锅炉房之间没有距离，无法加装脱硫塔。
方案二在引风机后新增脱硫塔和布袋除尘器，该方案适用3台煤粉炉，其烟囱后还要场地，但对新的流化床锅炉，烟囱后没有布置场地。
除尘脱硫岛采用一炉一塔布置。
除尘脱硫岛的进口烟道与锅炉空预器出口烟道相连接。
除尘脱硫岛横向布置，按工艺流程分别为吸收塔、布袋除尘器和引风机各
系统设置一个消石灰仓，为钢结构，布置在吸收塔和布袋除尘器之间，并设专用运输通道与外侧规划主干道路相连，便于吸收剂的运输和卸料；工艺水箱、仓泵、储气罐等置于布袋除尘器支撑架下方；流化风机、蒸气加热器、气化斜槽均置于吸收塔和布袋除尘器之间，充分利用其地面空间。
整个除尘脱硫岛布置独立成岛。
布置图设计充分考虑本工程现有场地条件、吸收剂运输方便、全厂道路通畅以及锅炉炉后所有设备的安装检修方便。
承包商提供了总系统流程图和布置图，对系统内的主要设备和附件有明确的标示，并指明了与业主方的机械接口。
另外，脱硫除尘岛旁布置灰库。
（详见除尘脱硫岛平面布置图）
七、烟气净化系统工艺流程从锅炉出来的原烟气，由循环悬浮式半干法净化装置底部进入循环悬浮流化床反应器。
同时Ca（0H）2原料经过螺旋给料器与循环灰一起送入反应器，流态化的物料和烟气中的二氧化硫等酸性物质在反应器中发生化学反应，脱除掉大部分的二氧化硫、氯化氢等；烟气经反应器的顶部出口排出后进入袋式除尘器除去大部分细灰，由除尘器除下的细灰和大颗粒大部分经过空气斜槽循环进入反应器，少量经过排灰装置到输灰系统外排。
净化后的烟气经引风机由烟囱排入大气。
系统图如下：
八、工艺原理描述锅炉尾气在循环悬浮式半干法烟气净化系统中得以净化，该系统主要是根据循环流化床理论和喷雾干燥原理，采用悬浮方式，使吸收剂在吸收塔内悬浮、反复循环，与烟气中的S02等酸性气体充分接触、反应来实现脱除酸性气体及其它有害物质的一种方法。
烟气脱硫工艺分7个步骤：
⑴吸收剂存储和输送；⑵烟气雾化增湿调温；⑶脱硫剂与含湿烟气雾化颗粒充分接触混合；⑷二
氧化硫吸收；⑸增湿活化；⑹灰循环；⑺灰渣排除。
⑵、⑶、⑷、⑸四个步骤均在吸收塔中进行，其化学、物理过程如下所述。
1、化学过程：
当雾化水经过双流体雾化喷嘴在吸收塔中雾化，并与烟气充分接触，烟气冷却并增湿，氢氧化钙粉颗粒同H20、S02等反应生成干粉产物，整个反应分为气相、液相和固相三种状态反应，反应步骤及方程式如下：
⑴S02被液滴吸收；
S02（气）+H20^H2S03液）
⑵吸收的S02同溶液的吸收剂反应生成亚硫酸钙；
Ca（0H）2（液）+H2S03液）—CaS03液）+2H20
Ca（0H）2（固）+H2S03（液）—CaS03液）+2H20
⑶液滴中CaS034到饱和后，即开始结晶析出
CaS03液）—CaS03固）
⑷部分溶液中的CaSO：
与溶于液滴中的氧反应，氧化成硫酸钙
CaSO3液）+1/202（液）—CaSO4液）
⑸CaSO4液）溶解度低，从而结晶析出
CaSO4液）—CaSO4固）
⑹对未来得及反应的Ca（OH）2（固），以及包含在CaSO3固）、CaSO4（固）内的Ca（OH）2（固）进行增湿雾化。
Ca（OH）2（固）—Ca（OH）2（液）
SO2（气）+H2C—H2SO3液）
Ca（OH）2（液）+H2SO3（液）—CaSO3液）+2H2O
CaSO3液）—CaSO3固）
CaSO3液）+1/2O2（液）—CaSO4液）
CaSO4液）—CaSO4固）
⑺布袋除尘器脱除的烟灰中的未反应的Ca（OH）2（固），以及包含在CaSO3固）、CaSO4固）内的Ca（OH）2（固）循环至吸收塔内继续反应。
Ca（OH）2（固）—Ca（OH）2（液）
SO2（气）+H2C—H2SO3液）
Ca（OH）2（液）+H2SO3（液）—CaSO3液）+2H2O
CaSO3液）—CaSO3固）
CaSO3液）+1/2O2（液）—CaSO4液）
CaSO4液）—CaSO4固）
2、物理过程：
物理过程系指液滴的蒸发干燥及烟气冷却增湿过程，液滴从蒸发开始到干燥所需的时间，对吸收塔的设计和脱硫率都非常重要。
影响液滴干燥时间的因素有液滴大小、液滴含水量以及趋近绝热饱和的温度值。
液滴的干燥大致分为两个阶段：
第一阶段由于浆料液滴中固体含量不大，基本上属于液滴表面水的自由蒸发，蒸发速度快而相对恒定。
随着水分蒸发，液滴中固体含量增加，当液滴表面出现显著固态物质时，便进入第二阶段。
由于蒸发表面积变小，水分必须穿过固体物质从颗粒内部向外扩散，干燥速率降低，液滴温度升高并接近烟气温度，最后由于其中水分蒸发殆尽形成固态颗粒而从烟气中分离。
反应器内循环灰的高倍率循环使循环灰颗粒之间发生激烈碰撞，使颗粒表面生成物的固形物外壳被破坏，里面未反应的新鲜颗粒暴露出来继续参加反应。
客观上起到了加快反应速度、干燥速度以及大幅度提高吸收剂利用率的作用。
另外由于高浓度密相循环的形成，反应器内传热、传质过程被强化，反应效率、反应速度都被大幅度提高。
而且反应灰中含有大量未反应吸收剂，所以反应器内实际钙硫比远远大于表观钙硫比。
在反应器内设置有两级增湿活化装置。
经过增湿活化后原来位于反应物产物层内部的Ca（0H）2从颗粒内部向表面发生迁移，并形成亚微米级细粒，沉积在颗粒表面或与表层产物层相互夹杂。
迁移还改变了当地的孔隙结构。
这些综合效果使反应剂重新获得反应活性。
吸收剂储存输送系统是保证脱硫装置达到设计要求的重要系统。
石灰粉Ca（0H）2由厂外的制粉厂运至厂内，用罐车输送到储粉仓，石灰粉通过储粉仓下部的螺旋给料机送入到空气斜槽，与空气斜槽中的循环灰混合后一同进入反应器，再与塔内烟气以高传质的速度混合反应，脱除烟气中的酸性气体。
烟气反应器内采用工业用水。
喷嘴用气由一台贮气罐供给。
喷水点的位置也经过优化，确保不会出现因水和气的混合不均而造成粘结、设备腐蚀等问题。
九、烟气净化系统描述本系统包括烟气反应器及烟道系统、布袋除尘器系统、灰循环系统、吸收剂存储输送系统、吸附剂存储输送系统、灰输送及储存系统。
1、烟气反应器及烟道系统反应器及烟道系统主要包括反应器、双流体喷嘴、及相关连接烟道。
烟气通过烟道由反应器下部进入反应器。
工业水由双流体雾化喷嘴雾化后喷入反应器，以很高的传质速率在反应器中与烟气混合，起到活化反应离子的作用，同时降低塔内温度，促进反应进行。
活化后的氢氧化钙颗粒以很高的传质速率与烟气中的S02等酸性物质混合反应，生成CaS04和CaS03以及CaCl2等反应产物。
这些干态产物小部分从反应器塔底排灰口排出并经仓泵输送至灰库，绝大部分随烟气进入布袋除尘器。
双流体喷嘴的供水由水泵提供，供气由独立贮气罐供给，水泵用水由水箱供给。
水箱供水由工业水源提供。
为保证良好的雾化效果，每只喷嘴由一台水泵单独供水。
水、气源由业主提供。
本烟气反应器适应锅炉负荷变化范围为70〜110%当锅炉负荷低于70%寸，可根据工艺要求需降低循环物料的量，同时相应调整喷水量，确保系统稳定可靠运行。
2、布袋除尘器系统方案一：
利用现有除尘器改造
保留部分：
布袋除尘器壳体拆除部分：
内部花板、滤袋、反吹装置等新增部分：
脉冲喷吹装置圆形滤袋、袋笼防雨棚改造部分：
将除尘器水平进风改为上进风形式，减小脱硫塔与除尘器之间的布置距离。
改造后布袋除尘器的技术参数如下：
骨口.
序号
名称
单位
参数
备注
1
设计除尘效率
％
为9.99
<50mg/Nm3
2
分室数
个
3
3
每台除尘器灰斗数
个
6
4
总过滤面积m2
5697
5
过滤风速m/min
0.88
6
漏风率
％
2
7
滤袋数量
条
1512
8
脉冲阀数量
只
108
9滤袋材质
PPS/550g/m2PTFE
浸渍
©150>8000
10滤袋规格
11滤袋允许连续使用温度C<160
13喷吹气源压力
MPa
0.4
14压缩空气耗量
Nm3/min
0.5~0.7MPa
15压缩空气压力
MPa
0.6
16喷吹时阀体阻力
kPa
0.05
〜0.15
17脉冲阀耐压值
MPa
1.0
12滤袋允许最高使用温度C
180
18喷吹时间s0.10
21除尘器正常阻力Pa
<1800
22除尘器最大阻力Pa
方案二：
新建布袋除尘器。
布袋除尘器采用具有强力清灰能力的长袋脉冲布袋除尘器，该类型除尘器已在多个半干法脱硫系统中应用，除尘器阻力在1200—1500Pa,排放浓度低于
50mg/Nm3是目前国内外的主流技术。
该除尘器有以下特点：
除尘器可实现离（在）线清灰方式，共分成12室。
分两排布置、每排6个室，两排之间为进风和出风总风道。
进出风总风道采用隔板严密分隔。
隔板上设有旁路提升阀（即内置式旁路），密封性好，泄漏率为零，能满足严格的环保要求。
整个除尘器烟道系统结构紧凑。
烟气进气方式合理，保证各室烟气均匀，并使烟气均匀地流过布袋，同时具有大颗粒粉尘预分离措施。
除尘器中箱体下部及灰斗内都设有挡风板，其作用是减小气流对滤袋的冲刷。
并在此处使气流速度降低，形成沉降室，使大颗粒粉尘依靠重力的作用落入灰斗，减小滤袋的过滤负荷。
除尘器每仓室的进风管上设有一台手动蝶阀，可调节进入各室的烟气量，避免某些袋室处理的烟气量过大，引起滤袋过早破损。
每个上箱体出口设有气动提升阀，可实现离线清灰。
与进口手动蝶阀配合，还可实现除尘器不停机状态下的在线检修，不影响锅炉的正常运行。
每室共150条滤袋，分10排布置，每排15条滤袋。
整个除尘器共计1800条滤袋。
滤袋尺寸为①150X7000mm布袋的上端有加强的翻边和钢箍，布袋的下端设计有加强的翻边和双层底面。
滤袋靠袋口的弹性涨圈嵌在花板上，将含尘气体和干净气体完全分隔开，不需绑扎。
布袋固定在花板上，吊在下面，插入袋笼，保持圆筒形状。
袋笼采用20#钢冷拔钢丝制成，表面喷涂有机硅，每间隔200mm设反撑环。
袋笼采用两接结构，安装拆卸方便，连接牢固。
保证袋笼的垂直度和同心度。
花板的开孔采用激光切割工艺加工，并清理各孔的锋利边角和毛刺，花板孔径
156土0.1mm花板孔中心偏差＜0.5mm花板表面平整光洁，无挠曲、凹凸不平等缺陷，其平面度偏差区间全长不大于1/1000。
每台除尘器设6个灰斗，每两个过滤室一个灰斗。
灰斗斜壁与水平面的夹角不小于60º,相邻壁交角的内侧，做成圆弧形，圆角半径为200mn，以保证灰尘自由流动。
灰斗有良好的保温措施，灰斗的加热采用电加热方式，电加热器采用板式电加热器，保证灰斗壁温度高于烟气露点温度。
选用的电加热器，性能可靠，稳定运行
灰斗配置压缩空气炮清堵装置，能有效地破拱，保证了除尘器灰斗卸灰的顺利进行。
每只灰斗有一个密封性能良好的捅灰孔，用于事故放灰，并便于操作。
灰斗有低、高、高高料位指示，料位开关的布置考虑能对其进行方便的安装和维护。
每只灰斗设一个300mrK300mn排灰口，并且设有一个500mm＜600mm：
形人孔门＜
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