毕业论文-除尘脱硫一体化设备与工艺处理锅炉烟气工程设计

毕业论文-除尘脱硫一体化设备与工艺处理锅炉烟气工程设计内容摘要：

尘设备的选择 燃油锅炉 烟气中含有 S0 NOX和烟尘等。 这些废气排放量大，排放点多，废气中的粉尘分散度高。 这些废气中的粉尘基本上接近或属于超细粉尘，故在单级除尘系统中，惯性除尘器和中效旋风除尘器是不适用的，如需要采用旋风除尘器，就必须选用高效旋风除尘器。 如果仅从粉尘的粒度来看，湿式除尘器、袋式除尘9 器以及电除尘器都是 燃油锅炉 工业废气净化系统较适合的除尘设备。 但是， 燃油锅炉 工业就单一除尘系统而言，废气量不大，故从设备投资来说一般不采用电除尘器。 又湿式除尘器所需的运行费用大，且 还要进行洗涤液的泥水分离，过程复杂；而袋式除尘器虽然设备费和运行费都高，但是省去了二次处理，过程简单。 综合各方面因素，本设计采用袋式除尘器。 除硫脱氮工艺的选择 几种联合除硫脱氮的新技术 (1) SNOXTM技术 该技术在美国的 Ohio Edison Nile 电站 2 号炉 108MW的旋风炉上实施。 SNOXTM的关键技术包括 SCR(选择性催化还原 ) ， SO2 的转化和 WSA (湿式烟气硫酸塔 )。 该项目是在小容量机组上实现的 ,其中布袋除尘室的纤维过滤器的尺寸和所有过程中使用的设备 都是完全商业化的，以及在脱硝、脱硫过程中的化学原理、酸的凝结都与尺寸无关，所以该示范项目的结果完全适用于任何类型和尺寸的锅炉。 在运行温度下，抽出相应大约 35 MW发电容量的烟气首先通过传统的脉冲布袋室除去大量的颗粒物，这样可以避免频繁的催化剂清洁工作，剩余的大部分烟尘在 WSA 凝结器内被去除。 SNOXTM技术是将烟气在热交换器中加热至405 ℃ 之后，送入 SCR 单元脱硝。 在 SCR 单元中，氨气被喷射进入烟气中，在催化剂的作用下和 NOx 反应生成氮气和水蒸气。 之后，烟气进入第二个催化反应器，将 SO2 氧化为 SO3 ，最后 ,烟气通过烟气热交换器降低温度，再通 过玻璃管冷凝器被水化为硫酸 [5]。 该项目取得了显著效果， 脱硫效率一般可达 95 % ，脱硝率平均能达到 94 %，硫酸纯度超过 I 级酸的美国联邦标准。 该技术除氨气外不消耗其他化学品 ,故不会产生二次污染。 使用布袋室还能高效除灰， SO2 的催化剂在 NOx 的下游，保证了未反应完的 NH3 再继续反应完全，因此 NH3/ NOx 在大于 1. 0 时也不会有 NH3 的泄漏 (脱硝完成后残留在烟气中的 NH3的量 )，较高的 NH3/ NOx 值保证了效率比传统的 SCR高 ；总之，该技术运行和维护费用低，可靠性高。 但是能耗大，投资费用高，而且作为危险品，浓硫酸的储运困难。 故只有在更严格的排放标准出台以及附近有硫酸副产品市场时才有较好的市场前景。 10 (2) SNRBTM技术 该技术在美国 Ohio Edison’s R. E. Burger 电厂示范运行 ， 目的是为了展示SNRBTM技术脱硫、脱硝和除尘的能力。 如图 2 所示 ,该技术本质上是综合运用于脉冲喷射式布袋除尘室 ， 把脱硫、脱硝和除尘三者结合为一体。 高温布袋室处于省煤器和空气预热器之 间 ， 在布袋室的上游喷入钙基或钠基吸附剂脱除 SO2 ， 灰尘和反应后的吸附剂用纤维过滤布袋除去。 圆柱形整体 SCR 催化剂被包裹在布袋室内的布袋里 ， NH3自布袋室上游喷入 ， NOx 在 SCR 催化剂作用下与氨反应被脱除。 在 SNRBTM技术中 ， 布袋室运行温度在 430 ℃ 及以上、 Ca/ S 为 1. 8 以上时使用商业脱水石灰吸附剂能达到大于 80 %的脱硫率 ,而且钙的利用率能达到 40 %～45 %， 大大高于其他传统的干式钙基吸附剂喷射工艺 ， 使用钠基吸附剂 ， Na/ S 为2 时能达到 90 %的脱硫率和 85 %的吸附剂使用率。 在设计温度范围内 (370～480 ℃ )， 保证氨泄漏低于 3. 8mg/ m③ (标准 ) 的情况下能够实现 90 %的脱硝率。 由于在烟气接触 SCR 催化剂以前通过脱硫大大减少了 SO2 的量 ， 因此通过 SCR 催化剂的 SO2 转化为 SO3 的量低于 0. 5 % ， 不会引起下游设备由于硫酸铵沉积导致结渣和腐蚀。 SNRBTM对锅炉运行性能没有影响 ， 占地面积小。 使用钠基吸附剂和足够高的 NH3/ NOx 时 ， 能达到较高脱硫脱硝率 ， 尾部烟道结渣和腐蚀的可能性小 ， 能够在较低出口烟温下运行 ， 进一步加强了能量利用率 ， 提高锅炉效率。 但SNRBTM对脱硫率要求高于 85 %的机组不经济 ， 当脱硫要求较低时 ， SNRBTM则有较大优势。 工艺费用分析表明 ， 从机组容量和燃煤含硫量的角度来说 ， 该技术比传统的干式洗涤器、与布袋结合的 SCR 系统的适用范围更广泛。 (3) 干式一体化 NOx/ SO2 技术 如图 3 所示 ， 干式一体化 NOx/ SO2 排放控制系统包括的 4 项控制技术分别为LNB (低 NOx 燃烧器 ) 、 OFA(燃尽风 ) 、 SNCR(选择性非催化还原 ) 以及 DSI(干吸附剂喷射 ) 加上烟气增湿。 NOx 脱除通过前三者共同完成 ,脱硫则是由 DSI (钠基或钙基 ) 和烟气增湿活化 实现的。 脱硝发生在炉内 ， 脱硫则是在空气预热器和纤维布袋除尘器之间的管道系统内完成的。 为评估各个部分的贡献 ， 先将各部分分开试验 ， 再结合起来试验。 11 SNCR 试验采用喷氨气和喷尿素两种 ， DSI 试验则采用了钙基和钠基两种吸附剂 ， 示范过程中发现 ， 钠基 DSI 和喷尿素的 SNCR 联用有最好协作效果 ， 而且钠基吸附剂以喷碳酸氢钠 (NaHCO3) 效果最好。 LNB和 OFA 能够实现 62 %～ 69 %的脱硝率 ， SNCR 使用静态和可伸缩喷枪在氨气残余为 7. 6mg/ m③ (标准 ) 时能够达到 30 %～ 50 %的脱硝率 ,这样 使总脱硝率超过 80 %。 SNCR 后面的 DSI 系统吸附了烟气中大部分残余的氨气 ， 解决了氨气泄漏问题 ， 该一体化系统对燃煤机组是适用的 ， 而且比传统的 FGD 脱硫加 SCR脱硝更经济。 它能用于任何机组 ,但是更适合较老的中小型机组 ， 其优势在于所有排放控制发生在炉内和烟道内 ， 因此不需要额外的空间。 脱硫脱硝率可以分别达到 70 %和 80 %。 主要市场是燃用低硫煤且需要同时脱硫脱硝的小机组 [5]。 活性炭吸附联合除硫脱氮工艺的原理 在达到处理要求的前提下，我们应当尽量采用相对简单的工艺，以减少经济负 担。 为此我们采用活性炭吸附联合除硫脱氮工艺 ， 如图 1所示 ， 给出活性炭联合脱硫硝工艺的全过程 ， 它主要由吸收 、 解吸和硫回收三部分组成。 进入吸收塔的烟气温度在 120 ℃ ～ 160 ℃ 之间时具有最高的脱除效率。 SO2的脱除率可达到 98 %左右 ， NOx 的脱除率在 80 %左右。 吸收塔内由上下两段组成。 烟气由下而上流过 ，流经吸收塔的第一段时 SO2被脱除 ， 流经第二段时 ， 喷入氨除去 NOx。 活性炭联合脱除 SO2/ NOx 的反应机理 在活性炭的表面 SO2 被氧化吸收形成硫酸。 其反应式 : 2 2 2 2 42 2 2S O O H O H S O   吸收塔加入氨后 ,可脱除 NO ,其反应式为 : 2 3 2 24 4 4 6N O O N H N H O    与此同时在吸收塔内还存在以下的副反应 : 3 2 4 4 4N H H SO N H HS O 3 2 4 4 2 42 ( )NH H S O NH S O SO2脱除反应一般优先于 NOx 的脱除反应。 烟气中 SO2浓度较高时活性炭内进行的是 SO2脱除反应 ， 相反烟气中 SO2 浓度较低时 ， NOx 脱除反应占主导地位。 12 当入口烟气中 SO2浓度较低时 ， NOx 脱除效率高。 SO2浓度越高 ,消耗的 氨就越多 ，这就是吸收塔采用两段式的原因。 此工艺流程采用两个吸附塔间歇运行，一个吸附塔满吸附后停止运行，进入脱附阶段，另一个投入运行，如此 反复 ，达到连续处理的效果。 活性炭的解吸反应机理 活性炭吸收 H2SO4 、 NH4HSO4 和 (NH4 ) 2SO4 后 ,进入再生阶段 ,用高温水蒸气进行加热再生。 解吸过程的化学反应如下 : H2SO4→H 2O+SO3 (NH4)2SO4 →2NH 3+SO3+H2O 2SO3+C→2SO 2+CO2 3SO3+2NH3→3SO 2+3H2O+N2 在此过程中 ， SO2 从解吸塔中释放出来 ， 通过一定的工艺可转换为元素硫或硫酸。 再生过的活性炭 由于含有相当数量的水分，降低了吸附剂的性能，需要用热空气对吸附层进行干燥。 流程图如下 ： 烟气风机去后续装置吸收塔1C l a u s 装置硫硫冷凝器高温水蒸气吸收塔2高温水蒸气 图 联合除硫脱氮工艺流程 13 3 设计条件 计算 及排放标准 设计条件 计算 基本资料 现从《大气污染控制工程》查得重油的组成（质量比）如下： C=%； S=%；H=%水分 =%。 灰分 ﹪。 从《燃料及燃烧》（第二版）查得燃油锅炉热效率 =75%，空气过剩系数 为 α=，重油的低位发热量 Q低 =39900kj/kg,水的蒸发热 从《第一次全国污染源普查产排污系数手册》第十册中查得工业废气量、 SO烟尘、氮氧化物的产污系数如下： 表 重油蒸汽锅炉产污系数 主要 污染物 工业废气 3 /Nmt原 料 SO2 /kg t原 料 烟尘 /kg t原 料 氮氧化物 /kg t原 料 产污系数 19S 注 ： ① 二氧化硫的产排污系数是以含硫量（ S％）的形式表示的，其中含硫量（ S％）是指生物质收到基硫分含量，以质量百分数的形式表示。 例如生物质中含硫量（ S％）为 ％，则S=。 污染物产生量计算 已知重油的低位发热量 Q低 =39900kj/kg,水的蒸发热为 ，则蒸发量为 35t/h 的锅炉所需热量为 3510179。 =89． 99106 kJ/h，需重油量为 68 9 .9 9 1 0 3 0 0 7 k g /h 3 .0 1 t/h3 9 9 0 0 7 5 ＝ ＝％ 由表一的产污系数可计算各污染物的排放量（以 1 小时计）： 工业废气量为 =310 3 /Nmh SO2为 19= /kgh 烟尘为 = /kgh 14 NOX为 = /kgh 由此可得各污染物的排放浓度为： 26 339 1 . 5 0 1 0 1 9 7 8 /4 6 . 2 5 1 0S O NC m g m 6 339 . 8 7 1 0 2 1 4 /4 6 . 2 5 1 0 NC m g m烟 尘 6 3310 2 3 5 /4 6 . 2 5 1 0XN O NC m g m  废气排放标准 废气经处理后达到广东省地方标准《大气污染物排放限值》 (DB44/ 272020)中第二时段一级标准。 表 大气污染物排放限值 主要污染物 SO2 NOX 烟尘 原污染物浓度（ mg/m3） 1978 235 214 排放标准（ mg/m3） ≤850 ≦ 120 ≤120 15 4 设备选型和工艺计算 除尘器的选型及计算 本设计采用 ZC 型反吹扁袋式 除尘器， 布袋滤料选用玻璃布丝（斜纹）。 处理气体量计算 取进入除尘器的气体温度为 CC 00 11090  除尘器内气体的温 度： Ct c 0100211090  当地气压 atmp 10  ，压力损失取 Pap 1000 则环境大气压 ： K P aPappp a 0 2 3 2 410001 0 1 3 2 40  处理的气体量（通过除尘器的气体量） ： 3 3 3( 2 7 3 ) 1 0 1 . 3 2 4 ( 2 7 3 1 0 0 ) 1 0 1 . 3 2 44 6 . 2 5 1 0 6 2 . 5 7 1 0 /2 7 3 2 7 3 1 0 2 . 3 2 4cSNatQ Q m hp      Q —— 3 /Nmh处 理 气 体 量 ， SQ —— 3 /Nmh生 产 过 程 产 生 的 气 体 量 ， ap ——环境大气压 ， KPa 过滤面积确定 取过滤风速为 / minvm 过滤总面积 ： 3 26 2 .5 7 1 0 6 5 1 .7 760 6 0 1 .6QAmv    考虑到到漏风、清灰、维修等因素需增加三项附加值。 ：本设计漏风率为 0，故不需加漏风附加。 ：考虑到清灰时停止过滤的情况，应附加清灰时间占运行时间百分比。 取 运行时间为 50 小时，清灰时间为 1 小时，则应附加 2% ：考虑到更换部件、检查和维修的情况，应附加停止过滤的滤料面16 积占总面积的百分比，本设计附加 5%。 故加附加值后过滤总面积 2651 .77 (1 )。