600MW机组脱硫脱硝培训教材133页.docx

长沙电厂2600MW机组脱硫脱硝培训教材目 录第一章 绪论第一节 常规湿法脱硫技术第二节 常规脱硝技术第三节 长沙电厂机组概况第二章 脱硫脱硝的理论基础第一节 NOx、SOx的生成机理第二节 烟气脱硫的理论第三节 烟气脱硝的理论第三章 湿法石灰石/石膏脱硫工艺（WFGD）第一节 WFGD工艺流程第二节 石灰石石膏湿法脱硫工艺的描述第三节 影响WFGD工艺性能的主要因素第四章 WFGD的烟气系统第一节 烟气特性及参数第二节 烟气系统流程第三节 烟气系统的主要设备第五章 WFGD的吸收塔系统第一节 吸收塔系统简介第二节 吸收塔工作原理第三节 吸收塔系统的主要设备第六章 WFGD的吸收剂制备系统第一节 系统简介第二节 石灰石卸料、储存与输运系统第三节 湿磨机第七章 WFGD的石膏脱水系统第一节 石膏脱水系统流程第二节 石膏脱水系统的主要设备第三节 石膏脱水系统的工艺特点第八章 WFGD的公用及辅助系统第一节 排放系统第二节 工艺水、废水排放系统第三节 压缩空气系统第四节 管道和阀门第九章 WFGD的热工控制系统第一节 热工控制系统概述第二节 FGD_DCS第三节 现场仪表及执行机构第四节 模拟量控制系统第五节 顺序控制系统第十章 WFGD工艺的运行、维护与故障处理第一节 WFGD的启动与调试第二节 WFGD的启、停操作第三节 WFGD的保护与联锁第四节 WFGD的故障处理第十一章 脱硝工艺第一节 脱硝工艺概况第二节 脱硝工艺的流程第三节 脱硝工艺的监测、电气与控制附录一 脱硝设备供货清单附录二 DCS供货清单附录二 入口烟气氮氧化物含量变化时脱硝效率修正曲线第一章 绪 论比晓夫吸收塔其实也是一种单回路喷淋塔，之所以把它单独列为一个类别，是因为它比较独特，和常规单回路喷淋塔有较大的不同。其主要特点是它把浆液池分为上下两个区，上部氧化区在低pH值环境下运行，提供了最好的氧化条件，下部为新加入的吸收剂区，pH值较高，有利于吸收反应。比晓夫吸收塔具有双回路喷淋塔分为不同pH值区域的优点，但是其塔的结构比双回路喷淋塔简单，只需一个回路。比晓夫吸收塔另外一个特点是它的脉冲悬浮系统，不需要搅拌器，浆液的搅拌靠脉冲泵，长期关机后可以无障碍启动。1) 液注塔液注塔是三菱公司专利技术，上面介绍的三种吸收塔都属于喷淋塔，而液注塔则是完全不同于喷淋塔的一种吸收塔。喷淋塔是使吸收剂（浆液）自上往下喷淋，喷淋层一般设置多层，而液注塔是从下往上喷射，形成树状的液注，液注在上升与下落过程中重复接触烟气，完成吸收反应，喷射层为单层设置。液注塔的结构比喷淋塔更为简单，特别是在喷淋（喷射）层的设置上，喷淋塔的喷淋层为多层，喷嘴的分布和对喷嘴喷射角度都有严格要求，而液淋塔对喷射层无严格要求，技术上容易实现。2) 填料塔填料塔是主要应用于早期的湿法脱硫装置，由于其结垢和堵塞问题难以解决，目前新上的脱硫装置已很少采用填料塔。3) 鼓泡塔鼓泡塔是千代田化工建设研制开发的湿法脱硫技术，以上介绍的五种吸收塔的脱硫机理是一致的，都是通过烟气与浆液雾滴或液滴顺流或逆流接触进行反应，脱除烟气中的SO2，而鼓泡塔的脱硫机理则完全不同，它是将烟气直接通到浆液中，通过烟气在浆液中鼓起的气泡与浆液进行接触反应。在吸收塔的结构上，鼓泡塔与喷淋塔最显著的区别是不设喷淋层、没有浆液循环泵。但是，鼓泡塔插入浆液中的烟气管有很多根，内部件多，结构较复杂，系统阻力也很大。2.2 各种湿法脱硫技术上面所述六种吸收塔，填料塔、板式塔已经淘汰，而双回路喷淋塔、比晓夫吸收塔、液注塔、鼓泡塔均为某个（或两个）公司独有的专利技术，分别为Research-Cottrell和诺尔克尔兹（双回路喷淋塔）、比晓夫（比晓夫吸收塔）、三菱（液注塔）、千代田（鼓泡塔）拥有，其它公司基本上采用单回路喷淋吸收塔。ALSTOM、AE、IHI、BHK(巴布科克日立)、B&W、MASULEX湿法脱硫技术公司均采用单回路喷淋吸收塔，比晓夫公司则使用的是比晓夫吸收塔，EEC为鼓泡塔（千代田将日本国外的技术许可转给了EEC）。其实，比晓夫吸收塔也是一种单回路喷淋塔，采用悬浮脉冲搅拌技术和池分离强制氧化技术。1) 比晓夫单回路喷淋塔和鼓泡塔比较鼓泡塔是一种在脱硫原理上完全不同于其它湿法的脱硫技术，在技术上有独到之处，脱硫效率高、除尘性能好、没有喷淋层与循环泵、吸收塔控制简单是它的优点。鼓泡塔是千代田独自研制开发的湿法脱硫技术，而喷淋塔发展历史较长，又为世界上大多数脱硫公司拥有，所以在技术成熟程度，技术开发能力上鼓泡塔不能与喷淋塔相比。鼓泡塔虽然不需要循环泵，但是阻力大，对脱硫风机出力的要求大，在节约电耗上的优势并不明显。其吸收塔结构复杂、内部件多、体积较大，在成本上与喷淋塔相比并不具备优势。由于鼓泡塔业绩较少，脱硫原理较独特，对于业主，鼓泡塔也许是一个全新的概念，要使业主接受这一概念要比喷淋塔困难得多。所以，鼓泡塔还需作进一步考察，目前不宜作为公司引进湿法脱硫技术的首选。比晓夫吸收塔兼有双回路喷淋塔和单回路喷淋塔的优点，它既有双回路喷淋塔将吸收塔分为不同pH值区域的特点，又有单回路喷淋塔结构简单的优点，另外脉冲悬浮系统也是一个非常独特的优点，使比晓夫公司脱硫系统效率高、故障低、可用率高、维护方便。其它公司使用的均为单回路喷淋塔，吸收塔的结构差异不大，技术上也大同小异，在脱硫市场上都具备丰富的经验，技术上差异不是非常明显。2) 国内脱硫公司采用的技术国内从事湿法脱硫的公司主要有龙源、龙净、远达、三融、上海石川岛、国华荏原等公司，采用国外湿法脱硫技术的公司如下：龙源（德国BBP集团Steinmller公司），龙净 （德国鲁奇集团Bischoff（比晓夫）公司），远达（日本三菱），三融（日本川崎），上海石川岛（日本石川岛），国华荏原（日本荏原）。第二节 常规脱硝技术由于炉内低氮燃烧技术的局限性, 对于燃煤锅炉,采用改进燃烧技术可以达到一定的除NOx 效果,但脱除率一般不超过60%。使得NOx 的排放不能达到令人满意的程度,为了进一步降低NOX 的排放,必须对燃烧后的烟气进行脱硝处理。目前通行的烟气脱硝工艺大致可分为干法、半干法和湿法3 类。（1） 干法包括选择性非催化还原法( SNCR) 、选择性催化还原法(SCR) 、电子束联合脱硫脱硝法;（2） 半干法有活性炭联合脱硫脱硝法;（3） 湿法有臭氧氧化吸收法等。就目前而言，干法脱硝占主流地位。其原因是：NOx 与SO2相比，缺乏化学活性，难以被水溶液吸收；NOx 经还原后成为无毒的N2 和O2，脱硝的副产品便于处理；NH3 对烟气中的NO 可选择性吸收，是良好的还原剂。湿法与干法相比，主要缺点是装置复杂且庞大；排水要处理，内衬材料腐蚀，副产品处理较难，电耗大（特别是臭氧法）。2.1 SCR 技术SCR又称选择性催化还原脱硝技术，把2.2 SNCR 技术SNCR又称为选择性非催化还原脱硝技术，还原剂可用NH3或尿素，反应温度为9001100，不使用催化剂，脱硝效率为25%50%，还原剂通常在炉膛内喷射，但需与锅炉厂家配合； 不会导致SO2氧化，NH3逃逸体积分数为1010-61510-6；对空气预热器的影响为不导致SO2 的氧化，造成堵塞或腐蚀的机会为三者最低，没有系统压力损失；燃料对其无影响，此外，它受炉膛内烟气流速及温度分布的影响。2.3 SNCR 与SCR 混合型技术还原剂可使用NH3 或尿素，反应温度前段为9001100，后段为320400，后段加装少量催化剂(成分主要为TiO2，V2O5，WO3) ； 脱硝效率为40%70%； 锅炉负荷不同还原剂喷射位置也不同，通常位于一次过热器或二次过热器后端；SO2氧化较SCR低，NH3逃逸体积分数为510-61010-6；对空气预热器影响为SO2 氧化率较SCR 低，造成堵塞或腐蚀的机会较SCR 低； 催化剂用量较SCR小，产生的压力损失相对较低，燃料的影响与SCR 相同；受锅炉的影响与SNCR 影响相同。通过对以上3种方法的比较，可以看出SCR 脱硝效果比较好，但是工程造价高，SNCR 工程造价低，但是效率不高，所以目前工程多采用效率和造价均中等的SNCR 与SCR 混合型。1 主体工程概况主机组2600MW国产超临界燃煤发电机组的锅炉由东方锅炉厂制造生产，其型式为超临界参数、变压直流、单炉膛形布置、对冲型燃烧一次中间再热、平衡通风、露天布置、固态排渣、全钢构架悬吊结构锅炉。 设计每台炉配二台三分仓回转式空气预热器和二台四电场电除尘器、锅炉最大连续蒸发量(BMCR) 1903t/h；过热器出口参数25.4MPa(g) 571；汽轮机由东方汽轮机厂制造生产，型式为超临界参数、中间一次再热、单轴三缸四排汽、双背压凝汽式；汽轮机最大连续出力(TMCR) 634.352MW；汽轮机铭牌出力(TRL) 600MW；主汽门进口额定参数24.2MPa(a)/566；采用东方电机厂制造生产的额定功率为600MW、水-氢-氢冷却方式的发电机。2 煤质及参数 本工程燃用山西潞安煤业集团有限公司的平煤和晋城煤业集团有限公司的无烟煤煤质资料见下表：表1.1 长沙电厂工程煤质分析表元素分析收到基碳Car%60.0955.40收到基氢Har2.941.893.592.531.340.951.01.2523.2629.327.788.6表1.2 长沙电厂2600MW机组燃料消耗量注日平均运行小时数按20h考虑年利用小时数按4800h考虑3 炉后设备和脱硫系统入口烟气参数本工程每台锅炉配置两台电气除尘器，除尘效率不低于99.69%。除尘器出口烟气含尘浓度81.9mg/Nm3。每台锅炉配置两台轴流式引风机，两台锅炉合用一座钢筋混凝土砖套筒烟囱其出口直径为8.5m烟囱高度暂定为210.0m。脱硫系统入口烟气参数见下表：表1.3 烟气参数(一台锅炉BMCR工况)本厂采用的脱硫吸收剂为石灰石，其品质为CaO含量大于50%，MgO含量小于3%，粒径按小于20mm。根据计算每年需消耗约3.88万吨石灰石。两台机组共用石灰石耗量见下表：注：日运行小时数按20小时计年利用小时数按4800小时计钙硫比1.03 脱硫效率90%第二章 脱硫脱硝的理论基础第一节 NOx、SOx的生成机理1.1硫氧化物生成机理空气中的硫氧化物主要来源于含硫燃料的燃烧。燃料中的硫，除少量非燃烧性硫(510%)残留在灰分中外，绝大部分都氧化成SO2。不过即使空气过量，也只有0.52%的SO2转化成SO3。煤炭中的可燃硫有两种：有机硫：硫茂、硫醇和二硫化物无机硫：FeS2有机硫构成煤分子的一部分，在煤中均匀分布，而无机硫颗粒尺寸较小，在煤中通常呈独立相弥散分布。低硫煤中主要是有机硫，约为无机硫的8倍；高硫煤中主要是无机硫，约为有机硫的3倍。煤受热后分解时，煤中有机硫和无机硫同时被挥发出来，结合松散的有机硫在低温（700K）下分解，结合紧密的有机硫在较高温度（800K）下分解释出，遇氧全部氧化成SO2，在还原性气氛下，挥发分主要气体H2S反应路线为：无机硫的分解速度很慢，在还原性气氛和温度800K以及足够停留时间的条件下，无机硫将分解成FeS、S2和H2S，其中FeS必须在更高温度（1700K）和更长时间下才能分解成Fe、S2等，并氧化成SO2，在氧化气氛下，FeS2直接生成SO2：SO3除了从SO2与O2直接反应生成外，还可由下列两个途径产生：（1）在火焰高温区内：火焰温度越高，氧原子浓度越大，则SO3生成量越大（2）受热面积上灰和氧化膜的催化作用1.2影响SOx生成量的主要因素（1）燃料中含硫量越多，SO2和SO3生成量也越多（2）过剩空气系数越大，SO3生成量也越多（3）火焰区温度高，氧分子离解成氧原子多，因而SO3生成量也多1.3 氮氧化物的生成机理 在氮氧化物中， NO 占有 90% 以上，二氧化氮占 5%-10% ，产生机理一般分为如下三种： (a). 热力型 燃烧时，空气中氮在高温下氧化产生，其中的生成过程是一个不分支连锁反应。其生成机理可用捷里多维奇 (Zeldovich) 反应式表示。 随着反应温度 T 的升高，其反应速率按指数规律增加。当T1500 时 ,T每增加100 , 反应速率增大6-7 倍。 热力型氮氧化物生成机理： O2 + N - 2O + N O + N2 - NO + N N + O2 - NO + O 在高温下总生成 ： N2 + O2 - 2NO 2NO + O2 - NO2(b). 瞬时反应型 ( 快速型 ) 快速型 NOx 是 1971 年 Fenimore 通过实验发现的。在碳氢化合物燃料燃烧在燃料过浓时，在反应区附近会快速生成 NOx 。 由于燃料挥发物中碳氢化合物高温分解生成的 CH 自由基可以和空气中氮气反应生成 HCN 和 N ，再进一步与氧气作用以极快的速度生成，其形成时间只需要 60ms，所生成的与炉膛压力 0.5 次方成正比,与温度的关系不大。 上述两种氮氧化物都不占 NOx 的主要部分，不是主要来源。 分支连锁反应。其生成机理可用捷里多维奇 (Zeldovich) 反应式表示速率增大 6-7 倍。 (c). 燃料型 NOx 由燃料中氮化合物在燃烧中氧化而成。由于燃料中氮的热分解温度低于煤粉燃烧温度，在600 800 时就会生成燃料型，它在煤粉燃烧 NOx 产物中占 6080 。 在生成燃料型 NOx 过程中，首先是含有氮的有机化合物热裂解产生 N、CN、HCN 和等中间产物基团，然后再氧化成 NOx 。由于煤的燃烧过程由挥发份燃烧和焦炭燃烧两个阶段组成，故燃料型的形成也由气相氮的氧化（挥发份）和焦炭中剩余氮的氧化（焦炭）两部分组成。图2.1 氮氧化的生成机理1) 主要影响因素（1） 炉温对NOx生成的影响图 炉温与氮氧化省的关系（2） 过剩空气系数对NOx生成的影响 （3） 预热空气温度对NOx生成的影响2) 降低Nox的方法（1） 改进燃烧技术 空气分级降低NOx排放 低氧燃烧降低NOx排放 浓淡偏差燃烧降低NOx排放 燃料分级降低NOx排放 烟气再循环降低NOx排放（2） 烟气脱硝还原法脱硝 氧化法脱硝第二节 湿法脱硫的原理3.1 吸收原理吸收液通过喷嘴雾化喷入吸收塔，分散成细小的液滴并覆盖吸收塔的整个断面。这些液滴与塔内烟气逆流接触，发生传质与吸收反应，烟气中的SO2、SO3及HCl 、HF被吸收。SO2吸收产物的氧化和中和反应在吸收塔底部的氧化区完成并最终形成石膏。为了维持吸收液恒定的pH值并减少石灰石耗量，石灰石被连续加入吸收塔，同时吸收塔内的吸收剂浆液被搅拌机、氧化空气和吸收塔循环泵不停地搅动，以加快石灰石在浆液中的均布和溶解。3.2 化学过程强制氧化系统的化学过程描述如下：（1）吸收反应烟气与喷嘴喷出的循环浆液在吸收塔内有效接触,循环浆液吸收大部分SO2，反应如下：SO2H2OH2SO3（溶解）H2SO3HHSO3（电离）吸收反应的机理：吸收反应是传质和吸收的的过程，水吸收SO2属于中等溶解度的气体组份的吸收，根据双膜理论，传质速率受气相传质阻力和液相传质阻力的控制，吸收速率吸收推动力/吸收系数（传质阻力为吸收系数的倒数）强化吸收反应的措施：a)提高SO2在气相中的分压力（浓度），提高气相传质动力。b)采用逆流传质，增加吸收区平均传质动力。c)增加气相与液相的流速，高的Re数改变了气膜和液膜的界面，从而引起强烈的传质。d)强化氧化，加快已溶解SO2的电离和氧化，当亚硫酸被氧化以后,它的浓度就会降低,会促进了SO2的吸收。e)提高PH值，减少电离的逆向过程，增加液相吸收推动力。f)在总的吸收系数一定的情况下，增加气液接触面积，延长接触时间，如：增大液气比，减小液滴粒径，调整喷淋层间距等。g)保持均匀的流场分布和喷淋密度，提高气液接触的有效性。（2）氧化反应一部分HSO3在吸收塔喷淋区被烟气中的氧所氧化，其它的HSO3在反应池中被氧化空气完全氧化，反应如下：HSO31/2O2HSO4HSO4HSO42氧化反应的机理：氧化反应的机理基本同吸收反应，不同的是氧化反应是液相连续，气相离散。水吸收O2属于难溶解度的气体组份的吸收，根据双膜理论，传质速率受液膜传质阻力的控制。强化氧化反应的措施：a)降低PH值，增加氧气的溶解度b)增加氧化空气的过量系数，增加氧浓度c)改善氧气的分布均匀性，减小气泡平均粒径，增加气液接触面积。（3）中和反应吸收剂浆液被引入吸收塔内中和氢离子，使吸收液保持一定的pH值。中和后的浆液在吸收塔内再循环。中和反应如下：Ca2CO322HSO42H2OCaSO42H2OCO22HCO32H2OCO2中和反应的机理：中和反应伴随着石灰石的溶解和中和反应及结晶，由于石灰石较为难溶，因此本环节的关键是，如何增加石灰石的溶解度，反应生成的石膏如何尽快结晶，以降低石膏过饱和度。中和反应本身并不困难。强化中和反应的措施：a)提高石灰石的活性，选用纯度高的石灰石，减少杂质。b)细化石灰石粒径，提高溶解速率。c)降低PH值，增加石灰石溶解度，提高石灰石的利用率。d)增加石灰石在浆池中的停留时间。e)增加石膏浆液的固体浓度，增加结晶附着面，控制石膏的相对饱和度。f)提高氧气在浆液中的溶解度，排挤溶解在液相中的CO2，强化中和反应。（4）其他副反应烟气中的其他污染物如SO3、Cl、F和尘都被循环浆液吸收和捕集。SO3、HCl和HF与悬浮液中的石灰石按以下反应式发生反应：SO3H2O2HSO42CaCO3 +2 HClCaCl2 +CO2 +H2OCaCO3 +2 HF CaF2 +CO2 +H2O副反应对脱硫反应的影响及注意事项：脱硫反应是一个比较复杂的反应过程，其中一些副反应，有些有利于反应的进程，有些会阻碍反应的发生，下列反应应当在设计中予以重视：a)Mg的反应浆池中的Mg元素，主要来自于石灰石中的杂质，当石灰石中可溶性Mg含量较高时（以MgCO3形式存在），由于MgCO3活性高于CaCO3会优先参与反应，对反应的进行是有利的，但过多时，会导致浆液中生成大量的可溶性的MgSO3，它过多的存在，使的溶液里SO32-浓度增加,导致SO2吸收化学反应推动力的减小，而导致SO2吸收的恶化。另一方面，吸收塔浆液中Mg浓度增加，会导致浆液中的MgSO4(L)的含量增加，既浆液中的SO42-增加，会对导致吸收塔中的悬浮液的氧化困难，从而需要大幅度增加氧化空气量，氧化反应原理如下：HSO31/2O2HSO4 （1）HSO4HSO42 （2）因为（2）式的反应为可逆反应，从化学反应动力学的角度来看，如果SO42-的浓度太高的话，不利于反应向右进行。因此喷淋塔一般会控制Mg离子的浓度，当高于5000ppm时，需要通过排出更多的废水，此时控制准则不再是CL小于20000ppmb)AL的反应AL主要来源于烟气中的飞灰，可溶解的AL在F离子浓度达到一定条件下，会形成氟化铝络合物（胶状絮凝物），包裹在石灰石颗粒表面，形成石灰石溶解闭塞，严重时会导致反应严重恶化的重大事故。c)Cl的反应在一个封闭系统或接近封闭系统的状态下，FGD工艺的运行会把吸收液从烟气中吸收溶解的氯化物增加到非常高的浓度。这些溶解的氯化物会产生高浓度的溶解钙,主要是氯化钙,如果高浓度的溶解的钙离子存在FGD系统中,就会使溶解的石灰石减少,这是由于”共同离子作用”而造成的,在”共同离子作用”下,来自氯化钙的溶解钙就会妨碍石灰石中碳酸钙的溶解。控制CL离子的浓度在1200020000ppm是保证反应正常进行的重要因素。第三节 烟气脱硝的理论由于目前火电厂大多采用SCR脱硝技术，因此，本教材主要从以下三个方面阐述SCR脱硝技术。图2.1 SCR工艺流程1影响SCR 脱硝效率的主要因素（1） 催化剂 不同的催化剂有不同的活性和物理性能, 这就决定了不同的结构和表面积。一般来说, 对于选定的催化剂, 结构越简单, 表面积越大, 越有利于催化剂的布置和反应器内反应物的反应。催化剂活性越高, 氨气与烟气中的NOx反应越剧烈,在一定结构反应器中采用的还原剂(氨) 的剂量越少,即n(NH3)/n(NOx)比值就越小;同样,在相同的n(NH3)/n(NOx) 比值下, 采用活化性高的催化剂有利于小尺寸反应器的运行。总的来说, 在n(NH3)/n(NOx)比值、反应器尺寸一定的条件下,催化剂活性越大,降低NOx 生成量的可能性就越大。（2） 反应温度 反应温度在一定程度上决定着还原剂(氨) 与烟气中NOx的反应速率,同时也影响催化剂的活性。一般来说,反应温度越高, 越有利于SCR系统的运行, 但是,考虑综合效率问题(主要是烟气加热),并不是采用设备的极限温度,而是在一定工况下采用最佳的反应温度,温度范围视SCR 反应器在锅炉尾部的布置位置而定。（3） 烟气在反应器内的空间速度空间速度是SCR 的一个关键设计参数。它是标准温度和压力下的湿烟气在催化剂容积内滞留时间的尺度。空间速度的大小取决于催化剂的结构,决定反应的彻底性, 也就对SCR 系统的效率有所影响。（4） 烟气流型烟气流型在一定程度上取决于催化剂的结构,合理的烟气流型有利于催化剂的充分利用, 也有利于还原剂与烟气中NO x的反应, 进而使得SCR 系统有较高的脱硝效率。2 SCR 装置对锅炉设备的影响1）氨逃逸及其对下游设备的影响 由于氨与NO x 的不完全反应, 会有少量的氨与烟气一道逃逸出反应器, 这种情况称之为氨逃逸。氨逃逸可导致:a) 生成硫酸氨沉积在催化剂和空预器上, 造成催化剂中毒和空预器的腐蚀;b) 造成FGD 废水及空预器清洗水中含NH3 ;c ) 增加飞灰中的NH3 化合物, 改变飞灰的品质。2) SO2转换成SO3 对尾部烟道设备的影响 由于在催化反应器中SO2 将转化成SO3, 反应器下游的SO3 会明显的增加, 特别是在高含尘烟气段布置系统中, 除了可生成硫酸氨以外, 在露点温度下FGD 再热系统中会凝结过量的硫酸, 从而对受热面造成腐蚀。3) SCR 反应器的运行灵活性及可用率 对经常起停的电站来说, 有一点对催化反应器的运行十分关键, 即要确保加氨所需的最低温度300。为此省煤器和反应器均应设计有旁路。机组起动时, 打开省煤器和反应器的旁路, 当烟温达到约300时, 可关闭反应器旁路并打开反应器挡板。随着省煤器前温度的升高, 可逐渐关闭省煤器旁路。带部分负荷运行特性。当机组带部分负荷运行时, 反应器有可能达不到所要求的加氨温度。这样便给反应器投用带来了问题, 特别是高含尘烟气段布置方式。为此, 对省煤器, 用单独的给水循环泵加旁路调节系统; 对烟气再热器, 采用催化剂旁路, 利用单独的风机进行烟气再循环。3 经济性影响 SCR 的主要特点是工艺流程复杂, 改造和运行费用高, 如台山电厂600MW 机组的投资预算为工程静态投资单位造价281元/kW, 工程动态投资单位造价295元/ kW, 约占电厂基建投资的6 %8 %; 脱硝年运行成本为10129元/MWh , 当年脱硝效率为70%时, 每吨NOx 脱除成本8351元。优点是脱硝效率高, 通常脱硝效率可达90 %以上,可以和其他炉内脱硝技术联合使用。第四节 湿法脱硫系统的相关计算4.1物料平衡计算、热平衡计算本节主要阐述简化的物料平衡计算方法，物料点涵盖了一些主流程。（1） 简化条件以下条件在计算方法中被简化1）不包括吸收塔的热损失2）假设烟气带入的粉尘为零3）假设工艺水和石灰石不含杂质4）假设原烟气和净烟气没有夹带物代入和带出系统5）假设没有除雾器冲洗水6）假设没有泵的密封水7）假设工艺系统是封闭的，没有环境物质的进入和流出（2） 物料平衡计算1）吸收塔出口烟气量G2G2(G1（1mw1）(P2/(P2-Pw2)（1mw2）G3（10.21/K）)(P2/(P2-Pw2)G1:吸收塔入口烟气流量mw1:入口烟气含湿率P2：烟气压力Pw2：饱和烟气的水蒸气分压说明：Pw2为绝热饱和温度下的水蒸气分压，该值是根据热平衡计算的反应温度，由烟气湿度表查得。（计算步骤见热平衡计算）2）氧化空气量的计算根据经验，当烟气中含氧量为6以上时，在吸收塔喷淋区域的氧化率为5060。采用氧枪式氧化分布技术，在浆池中氧化空气利用率o2=2530，因此，浆池内的需要的理论氧气量为：S=(G1q1-G2q2)(1-0.6)/2/22.41所需空气流量QreqQreq=S22.4/(0.210.3)G3QreqKG3：实际空气供应量K：根据浆液溶解盐的多少根据经验来确定，一般在2.0-3左右。3）石灰石消耗量计算W1=100qssW1:石灰石消耗量qs：:入口SO2流量s:脱硫效率4）吸收塔排出的石膏浆液量计算W2=172qss/SsW2:石膏浆液量Ss:石膏浆液固含量5）脱水石膏产量的计算W3=172qss/SgW3:石膏浆液量Sg:脱水石膏固含量（1石膏含水量）6）滤液水量的计算W4=W3-W2W3:滤液水量7）工艺水消耗量的计算W5=18(G4-G1-G3(1-0.21/K)+W3(1-Sg)+36qss +WWT 蒸发水量 石膏表面水 石膏结晶水 排放废水（3） 热平衡计算吸收塔反应温度的计算是基于吸收塔范围的物料（不包括GGH），假定吸收塔已经处于热稳定状态。参与热平衡的各种物料流的温度、压力、流量、焓值等按下图编号定义。W4,T2,hl4W5,T5,hl5G3,T3,P3,hg3G2,T2,P2,hg2G1,T1,P1,hg1W2,T2,hl2 吸收塔进口烟气出口烟气石膏浆液氧化空气工艺水滤液水图2.2热平衡计算表2.1热平衡计算带入焓项目带出焓项目1)入口烟气带入焓E1G1hg18)出口烟气带出焓E2G2hg22)氧化空气带入焓E3G3hg39)石膏浆液带出焓E4W2hl23)滤液水带入焓：E4W4hl410)散热损失(T0:环境温度,A散热面积，U:换热吸收)HAUA(T2-T0)4)工艺水带入焓E5W5hl55)反应热Hr8.138104qss6)烟气等温膨胀产生热(R:烟气常数1.986kcal/kg-mol k)HGG1R(273+T4)ln(P1/P2)7)氧化空气等温膨胀产生热HAG3R(273+T4)ln(P3/P2)总的热平衡方程: E1+E3+E4+E5+Hr+HG+HA=E2+E4+HA吸收塔反应温度（T2）的确定步骤：a)计算E1、E3、E4、E5和Hrb)假定吸收塔反应温度（T2）c)计算E2、E4、HA、HG 和HAd)检查总的热量是否平衡e)如果不平衡，重新假定T2，计算热平衡。其中计算E2所用的G2方法如下：步骤1:根据入口烟气的温度及含湿量查到第一点步骤2:沿着平行绝热饱和线查到与100%饱和线的交点步骤3:读出交点的含湿量步骤4:读出交点的温度蒸发量=100%饱和线交点的含湿量-入口烟气含湿量反应温度(T2)=100%饱和线交点的温度步骤4 图2.3 烟气湿度图蒸发量步骤3步骤2步骤1 （4）脱硫效率的计算脱硫效率的计算公式为： =（di-d0）/（di）其中：为脱硫装置的脱硫效率，%；di：为吸收塔入口烟气二氧化硫浓度，ppm；do：为吸收塔出口烟气二氧化硫浓度，ppm；（5）石灰石利用率计算通过采集吸收塔入口烟气流量表、压力表、温度表以及脱硫率数据可以计算出理论石灰石用量，石灰石实际用量可以通过采集石灰石浆液流量表、石灰石浆液浓度表的数据以及石灰石纯度（手动输入）数据进行运算，在CRT上显示计算结果。石灰石利用率的计算公式为：石灰石利用率=理论石灰石用量/实际石灰石用量（6） 热交换效率的计算对于不同的热交换器有不同的计算方法，要求的仪表配置也不同，总的来讲可以归纳为： =Q吸/Q放其中： 为交换器的热效率，%；Q吸： 为被加热烟气吸收的热量，kJ/h；Q放： 为加热介质放出的热量，kJ/h； 第三章 湿法石灰石石膏脱硫工艺（WFGD）第一节 WFGD工艺流程本脱硫工程为华电长沙电厂2600MW机组烟气脱硫系统，主要包括烟气脱硫所需的吸收剂供应与制备系统、烟气系统、吸收塔系统、石膏处置系统、工艺水系统、压缩空气系统、排空系统、废水处理系统等。图3.1 湿法石灰石石膏脱硫工艺流程（1） 吸收剂供应与制备系统包括石灰石的储运系统石灰石粉的磨制分离储存及输送系统。（2） 烟气系统包括引接烟道增压风机换热器挡板门及其密封系统（3） 吸收塔系统包括吸收塔循环浆泵及氧化空气系统（4） 石膏脱水系统包括石膏浆旋流站、废水旋流站以及石膏脱水贮存运输系统（5） 工艺水系统：（6） 压缩空气系统：（7） 排空系统包括事故浆罐事故浆液返回泵地坑及相关设备（8） 废水处理系统：第二节 石灰石石膏湿法脱硫工艺的描述烟气中SO2的去除在吸收塔内进行，吸收塔包括3层喷淋装置和1套两级除雾器，每层喷淋装置对应1台浆液再循环泵。通过增加风机出来的原烟气进入吸收塔后折流向上与喷淋下来的浆液充分接触，烟气被浆液冷却并达到饱和，烟气中的SO2、SO3、HCL、HF等酸性成分被吸收，再连续流经两层锯齿形除雾器而除去所含雾滴。经洗涤和净化的烟气流出吸收塔，通过净烟道进入烟囱排放。粒径020mm的石灰石块经卡车运至脱硫岛，并经卸料斗、皮带输送机、斗式提升机等至石灰石仓储存。仓中的石灰石块再经过出料口和称重皮带给料机，进入湿式球磨机并加水研磨成固体物含量为30%左右的浆液，然后送至石灰石浆液箱。石灰石浆液缓冲系统主要由石灰石浆液箱、石灰石浆液泵等组成，主要是将来自磨机系统的石灰石浆液送往吸收塔。进入吸收塔的石灰石浆液在吸收塔浆池中溶解，通过调节进入吸收塔的石灰石浆液量或吸收塔排出浆液浓度，使吸收塔浆池PH值维持在4.8-5.8之间以保证石灰石的溶解及SO2的吸收。氧化风机送出的氧化空气经过喷水增湿后进入吸收塔，把脱硫反应生成的亚硫酸钙强制氧化生成硫酸钙并结晶生成二水石膏。吸收塔内生成的石膏经石膏排出泵送入石膏水力旋流器进行脱水，旋流器底流浆液为50%水分的固体石膏，流入石膏浆液分配箱。旋流器溢流流入旋流器溢流箱，溢流液中含有2-3%的固体。石膏浆液从浆液分配箱靠重力流到真空皮带脱水机上。真空皮带脱水机将预脱水的石膏浆液进一步脱水至湿度小于10%的石膏。真空皮带脱水机的间歇式工作方式是由FGD的功能决定的。脱水后的石膏通过多点式卸料机输送至石膏仓库储存，分离出来的滤液储存在回收水箱中，由回收水泵打回到吸收塔。石膏水力旋流器溢流自流到旋流器溢流箱，一部分通过废水旋流泵打到第二级水力旋流器即废水旋流器。石膏旋流器溢流箱大部分溢流和废水旋流器底流自流至滤液回收水箱。废水旋流器溢流含有1%重量固体自流到废水处理系统进行净化处理，达标后排放。进入废水处理系统的废水经中和、絮凝、沉淀等处理后，达到国家一类污染物一级排放标准后排至电厂灰渣泵房前池，污泥则通过卡车外运。第三节 影响WFGD工艺性能的主要因素1性能参数要求(二台炉)1) 机组容量2600MW2) 机组耗煤量2238.0t/h3) 设计煤种含硫量(St,ar)0.63%4) 脱硫系统可用率95%5) 脱硫系统年利用小时数4800h6) 系统脱硫效率90%7) 石灰石耗量24.04t/h(设计煤种)8) 钙硫比1.039）副产品石膏产量27.43t/h(设计煤种含水率10%)10) 石膏纯度90%(含水率10%)11) 烟气脱硫系统出口烟温8012) 除雾器出口水雾含量75mg/Nm313) 工艺水耗量2102m3/h(平均)14) SO2浓度排放浓度131.36mg/Nm315) 烟尘排放浓度40.9mg/Nm316) 脱硫部分除尘效率50%17) 脱硫部分厂用电率1.25%18) 工程静态投资33830万元(2003年价格水平)单位投资282元/千瓦(2003年价格水平)2 石灰