某公司的玻璃窑炉除尘脱硫方案设计

*玻璃某某玻璃窑炉烟气除尘脱硫设计方案*某某建设单位：*玻璃某某项目名称：玻璃窑炉烟气除尘脱硫工程施工单位：*某某总 经 理：*工程师项目负责：*高级工程师总工程师：*高级工程师工 艺：*教授设 备：*工程师机 械：*工程师电 气：*工程师现 场：*工程师目 录1 项目背景42 设计原如此、依据、指标与X围42.1 设计原如此42.2 设计依据52.3 设计治理目标62.4 工程X围73 脱硫工艺和脱硫剂选择73.1 烟气脱硫方法简介7湿法脱硫技术和脱硫剂的评价与选择92.3 钙-钙双碱法亚硫酸钙法脱硫工艺10反响原理10钙-钙双碱法与钠-钙双碱法与其他低pH值石灰石/石灰法的比拟11配套XP型塔板技术122.4方案确定132.5 工艺流程132.6 工艺设计14除尘脱硫系统14烟气系统15脱硫剂制备环系统16脱硫产物别离系统17除尘系统17控制系统172.7平面与空间设计18总平面设计18总体空间设计182.8 根底处理192.9主要设备清单192.10系统运行分析23本方案达到的主要技术经济指标23水、电、脱硫剂消耗与脱硫本钱241 项目背景*玻璃某某烟尘废气主要来源为生产车间三条燃石油焦熔窑。公司领导一直十分重视环保工作，为了达到国家有关SO2排放总量控制的要求，贯彻执行国家和地方制定的排放标准，拟对现有三条熔窑烟气进展除尘脱硫处理，以使熔窑燃石油焦产生的废气能达标排放。受*玻璃某某的委托，*某某对*玻璃某某的三台熔窑除尘脱硫工程进展方案设计。根据以往的实践经验以与贵公司提供的根底数据和实际情况，本着投资省、效率高、运行安全、可靠、运行费用低、不产生二次污染、对环境友好的宗旨，编制本技术方案。2 设计原如此、依据、指标与X围2.1 设计原如此2.1.1严格执行有关环境保护政策，确保炉窑烟气达到国家和地方排放标准；2.1.2发挥本公司的技术优势，应用本公司的特有技术，在确保处理效果的前提下，尽可能减少工程投资与运行费用；2.1.3满足炉窑运行需要，并留有较大的灵活性和调节余地，适应负荷变化，为了与窑炉运行匹配，脱硫装置的设计保证能快速启动，且在窑炉负荷波动时有良好的适应特性；2.1.4脱硫公用系统脱硫剂制备系统、脱硫产物别离系统按QZ2+QZ3炉窑烟气量设计一套；QZ1单独一套设计2.1.5设计脱硫旁路系统，以便脱硫系统检修时不影响玻璃窑炉正常生产，提高系统安全性；2.1.6采用切实可行的脱水除雾设施，尽可能降低烟气含水率，确保烟气不带水；2.1.1.7所有设备和管道包括烟道的设计都考虑了最差运行条件压力、温度、流量、污染物含量与事故情况下的安全余量；设计选用的材料适应实际运行条件，包括考虑了适当的腐蚀余量，特别是使用两种不同钢材连接时都会采取适当的措施；2.1.1.8脱硫系统的平面布置综合设施布置、物流人流通畅、管理维护方便各种因素，进展合理布置，满足现场需要。2.2 设计依据 国家相关法律法规与标准1国家大气污染物综合排放标准GBI16297-1996；2某某省地方大气污染物排放限值DB44/27-2001；3采暖通风和空气调节设计规XGBJ19-88；4机械设备安装工程施工与验收规XTJ231-78J；5工业管道工程施工与验收规XGBJ235-82；6通风与空调工程施工与验收规XGBJ243-82；7建筑安装工程质量检验评定标准通用机械设备安装工程TJ305-75；8低压配电装置与线路设计规XGBJ54-83；9通用用电设备配电规XGBJ50055-93；10某某省地方水污染排放限值DB44/26-2001。2.2.2根底数据根底数据列表如下：表2-1窑炉烟气相关根底数据项目名称单位数值数值数值备注炉型QZ1QZ2QZ3数量条111工况烟气流量m3/h标况烟气流量Nm3/h360005000039000排烟温度380450380450380450燃石油焦量吨/天/条333333石油焦含硫量%333窑炉出口烟尘浓度mg/ Nm3600600600窑炉出口SO2浓度mg/ Nm3260026002600年运行时间h876087608760引风机全压Pa580058005800引风机流量m3/h900001200001200002.3 设计治理目标按照某某省大气污染物排放限值DB44/27-2013第二时段标准要求，玻璃窑炉二氧化硫的最高允许排放值为400 mg/Nm3，烟尘140 mg/Nm3，林格曼黑度(级)1。考虑环保总量控制以与越来越严的环保要求，本设计方案的具体治理目标，详见表2-2。表2-2主要设计指标林格曼黑度(级)1二氧化硫排放浓度mg/Nm3400粉尘排放浓度mg/Nm3140脱硫塔脱硫率90脱硫系统阻力降Pa15002.4 工程X围工程X围包括烟气脱硫系统工艺流程确实定、非标设备的设计与制作、电气设计与安装；标准设备的选型与购置等全部工程内容。从系统的完整性角度划分，整个脱硫系统分为：脱硫剂制备系统、脱硫塔吸收系统、烟气系统、脱硫液循环系统、脱硫产物处理系统和电气控制系统。3脱硫工艺和脱硫剂选择3.1 烟气脱硫方法简介近几十年来全世界研究的低浓度SO2脱除方法多达上百种，但真正在工业上应用的仅十多种。 按是否回收烟气中硫为有用物质分，烟气脱硫有回收法和抛弃法二类。回收法是用吸收、吸附、氧化复原等方法，将烟气中硫转化为硫酸、元素硫、液体二氧化硫或工业石膏、亚硫酸钠等产品，其优点是变害为利，但一般需付出高的回收本钱，经济效益低，甚至亏损。抛弃法是将SO2转化为固体残渣抛弃，优点是设备简单，投资和运行费用低，但硫资源未回收利用。按完成脱硫后的直接产物是否为溶液或浆液分，烟气脱硫又可分为湿法、半干法和干法三类。湿法脱硫是用溶液或浆液吸收SO2，其直接产物也为溶液或浆液的方法。半干法是用雾化的脱硫剂溶液或浆液脱硫，但在脱硫过程中，雾滴被蒸发枯燥，直接产物呈干态粉末的方法。干法是利用固体吸附剂、气相反响剂或催化剂在不增加气相湿度下脱除SO2的方法。表2-3列出当前全世界正在应用和开展的主要烟气脱硫方法。据国际能源机构煤炭研究所对全世界17个国家燃煤电厂已安装FGD装置的调查，湿式钙法占FGD总装机容量的75左右，加上其他湿式工艺，湿法工艺占FGD总装机容量的82。近30年来，烟气脱硫技术逐渐得到了广泛的应用。1980年全球电厂烟气脱硫总容量约为30GW，1990年增加到130GW。1998年在全世界226GW装机容量电厂安装的烟气脱硫装置中，有86.6是湿式抛弃法，10.9是干式抛弃法，只有2.3采用了再生回收工艺。综合考虑技术成熟度和经济因素，当前全世界应用最广的还是湿式石灰石脱硫法。截至2003年底，我国火电厂约9000MW机组的烟气脱硫装置投入运行，约15000MW机组的脱硫装置在建。烟气脱硫的机组不到当时火电装机容量的4。在已安装的烟气脱硫装置中，世界上有的工艺技术，我国大局部都有。表2-3 当前全世界的主要脱硫方法方 法脱 硫 剂 与 操 作主 要 产 物湿法石灰石/石灰法-石膏法石灰石/石灰法-亚硫酸钙法CaCO3/Ca(OH)2浆液吸收，空气氧化CaCO3/Ca(OH)2浆液吸收CaSO42H2OCaSO31/2H2O间接石灰石法、钠-钙双碱法碱式硫酸铝法液相催化氧化法Na2CO3/NaOH/Na2SO3溶液吸收Al2(SO4)3Al2O3溶液吸收,空气氧化H2O吸收，Fe3+/Mn2+催化氧化再生剂：CaCO3/Ca(OH)2CaSO31/2H2OCaSO42H2OCaSO42H2O海水脱硫海水中CO32-、HCO3-等碱性物质硫酸盐，排入大海回收法钠碱法：威尔曼洛德法 亚硫酸钠法Na2SO3溶液循环吸收，加热分解、补充Na2CO3Na2CO3溶液吸收，浓缩、结晶高浓度SO2Na2SO3氨吸收法：氨酸法 亚硫酸铵法NH3的水溶液吸收，H2SO4分解NH3/NH4HCO3溶液吸收，浓缩、结晶SO2，(NH4)2SO4(NH4)2SO3金属氧化物法：氧化镁法氧化镁法Mg(OH)2浆液吸收，吸收产物枯燥、煅烧ZnO烟灰浆液吸收，酸/热分解/空气氧化SO2SO2/ZnSO4半干法喷雾枯燥法SDA向喷雾枯燥器喷Ca(OH)2浆液，反响、蒸发CaSO4，CaSO3干粉炉内喷钙炉后活化法(LIFAC)炉内喷CaO粉，炉后加水活化，反响、蒸发CaSO4，CaSO3干粉循环流化床烟气循环流化床CFB回流式循环流化床RCFB新型一体化脱硫系统(NID)气体悬浮吸收脱硫GSACaO粉和水喷入循环流化床，反响、蒸发CaO粉和水喷入循环流化床，反响、蒸发Ca(OH)2粉和水混合后进流化床反响、蒸发Ca(OH)2浆液喷入循环流化床，反响、蒸发CaSO4，CaSO3干粉干法荷电干粉喷射脱硫SDSICa(OH)2干粉荷电后喷入烟道反响CaSO4，CaSO3干粉回收法电子束照射法EBA活性炭吸收法催化氧化法SO2、NO被自由基氧化后与水汽成酸，再铵化活性炭吸附、氧化为SO3，H2O再生催化氧化为SO3 ，与H2O生成硫酸硫酸铵、硝酸铵稀H2SO4浓H2SO4 湿法脱硫技术和脱硫剂的评价与选择湿法脱硫技术与脱硫剂是密切相关的。通过以上对湿法脱硫技术和脱硫剂的了解，我们可以得出以下结论：1如果采用氢氧化钠NaOH或碳酸钠Na2CO3脱硫，将存在如下诸多问题：如果将脱硫后的产物回收利用，可采用前面介绍过的威尔曼洛德法、亚硫酸钠法等回收流程，但因存在流程过长、回收费用过高、副产品无销路等问题而不能采用；脱硫剂消耗量大，脱硫本钱很高；增加水处理费用本项目钠碱脱硫剂脱硫后，每年将产生大量亚硫酸钠Na2SO3，如直接排放，大量具有复原性能的SO32-将使环境水体的COD大大，势必造成对环境水体的严重污染，这是绝对不允许的；假如作污水处理后排放，如此处理费用可能不低于烟气脱硫费用，企业难以承受。2氧化镁法、氧化锌法、湿式氨法和碱式硫酸铝法均不适合而不采用。3 石灰石/石灰法、钙-钙双碱法的脱硫产物都是难溶于水的亚硫酸钙或硫酸钙固体，可容易地从脱硫系统中别离出来，不会对环境水体造成严重污染，不存在脱硫废水的处理问题；并且方法需要的全部或主要脱硫剂都是价格低廉的石灰石或石灰，脱硫本钱低，企业能承受；方法技术成熟，可靠性高。因此本项目可从方法中选择一种更好的方法。4为防止设备和管道结垢堵塞，石灰石/石灰法必须采用较低pH值的浆液脱硫，因而单位体积浆液的脱硫量低。为取得高的脱硫率，脱硫浆液的循环量必须很大，因而循环泵的动力消耗很大；钙-钙双碱法脱硫浆液的pH值和单位体积浆液的脱硫量都比该法的高，液气比L/G小，循环泵的动力消耗较小。5 钠-钙双碱法脱硫副反响生成的Na2SO4再生较难，过程需不断补充NaOH或Na2CO3，运行费用较高，且再生液的液固别离也使工艺复杂化；钙-钙双碱法脱硫剂单一只用石灰，不耗钠碱，运行费用低，不存在从脱硫渣中别离出脱硫液的液固别离过程，工艺简单。综上所述，本项目决定采用以石灰作脱硫剂的钙-钙双碱法脱硫技术。2.3 钙-钙双碱法亚硫酸钙法脱硫工艺2.3.1 反响原理常规石灰湿法脱硫工程存在的主要问题是石灰乳直接脱硫过程生成的亚硫酸钙和硫酸钙在水中的溶解度很小，极易达到过饱和而结晶出来，在器壁上形成垢层，严重时将使设备、管道堵塞而无法运行。本公司采用的钙-钙双碱法法脱硫工艺正是在这种状况下被研发出来。该法的脱硫与防垢机理如下：脱硫塔内的反响 ： SO2与亚硫酸钙发生反响CaSO31/2H2O + SO2 +1/2H2OCa(HSO3)2本研究测定了Ca(HSO3)2在30时的饱和浓度为12.4g/100gH2O，不会结晶析出。因此，可以防止CaSO42H2O在塔内结垢。循环池内的反响：Ca(OH)2与脱硫液中Ca(HSO3)2反响，再生出CaSO31/2H2O。Ca(OH)2+Ca(HSO3)22CaSO31/2H2O+H2O其实质就是用亚硫酸钙悬浮液在塔内脱硫，生成溶解度很大的亚硫酸氢钙因而设备不结垢，再用氢氧化钙在循环池内与亚硫酸氢钙反响，再生出亚硫酸钙循环脱硫。在这里，循环池实际上是一个亚硫酸钙的再生反响器。2.3.2 钙-钙双碱法与钠-钙双碱法与其他低pH值石灰石/石灰法的比拟表2-4 钙-钙双碱法与传统钠-钙双碱法的比拟钙-钙双碱法钠-钙双碱法方法的目的防止结垢防止结垢塔内脱硫剂第一碱CaSO31/2H2O(来源于Ca(OH)2)Na2SO3(来源于补充的NaCO3.)塔内脱硫反响CaSO3SO2H2O Ca(HSO3)2Na2SO3+ SO2+ H2O 2NaHSO3防垢机理脱硫生成的Ca(HSO3)2溶解度很大，不会结晶析出。脱硫生成的NaHSO3溶解度很大，不会结晶析出。池内再生剂第二碱石灰 Ca(OH)2石灰 Ca(OH)2池内再生反响Ca(HSO3)2Ca(OH)2 2CaSO31/2H2O 3/2 H2O2 NaHSO3+Ca(OH)2 Na2SO3+ CaSO31/2H2O +3/2 H2O表2-5 钙-钙双碱法与低pH值石灰石/石灰法的比拟钙-钙双碱法低pH值石灰石/石灰法脱硫池内pH6.07.05.56.0反响机理吸收CaSO3+ SO2+H2O Ca(HSO3)2再生Ca(OH)2 + Ca(HSO3)2 2CaSO31/2H2O + H2O吸收 SO2+H2O HSO3-+ H+氧化 HSO3-+1/2O22H+SO42-中和 CaCO3+ 2H+ SO42- +H2O CaSO42H2O +CO2浆液含固量16.5CaSO31115其中CaSO3为30L/G(L/m3)3.05.01026能 耗低高不难看出,与传统钠-钙双碱法相比，钙-钙双碱法的优点是：系统物料单一，只有钙一种物质；工艺简单，无从再生钠碱液中别离出CaSO31/2H2O沉渣的别离过程；不消耗钠碱，脱硫费用低。由表2-5可见，由于钙-钙双碱法操作pH值比低pH值石灰石/石灰法高，浆液有效浓度比石灰石/石灰法高，因此液气比低得多，故能耗低得多。2.3.3 配套格栅型塔板技术由公司研究开发的格栅型塔板具有特殊孔形和分布，它是一种很好的气液传质与除尘器件，国内外未见使用这种塔板进展除尘与脱硫的报道。当烟气通过该塔板时，被高度分散，气液接触面巨大，高效将SO2与细尘脱除。比照实测结果明确，在条件完全类同时，单层XP型塔板的脱硫效率和除尘效率分别比单层旋流塔板高出510和20%左右。SO2溶于水生成的亚硫酸和稀硫酸腐蚀性很强，格栅型塔板用国外进口的耐腐蚀材料和专用模具在200吨液压机上压制而成，正常运行条件下10年以上。2.4方案确定按照全面考虑、兼顾开展的思想，提出以下设计方案；本项目采用QZ1一窑一塔结构。QZ2+QZ3为两窑一塔结构。脱硫公用系统脱硫剂制备系统、脱硫产物别离系统按两套设计QZ1为一套，QZ2+QZ3为一套。2.5 工艺流程1、本设计的具体工艺流程。旁路窑炉烟气 热管换热器引风机除尘塔脱硫塔/循环池烟囱石灰 石灰乳池 沉淀池压滤机沉渣外运2、流程说明1) 烟气流程窑炉烟气经热管换热器出来后，通过引风机进入除尘塔除尘后进入二氧化硫吸收系统。在脱硫系统中，烟气先经过入口处急冷喷淋的预脱硫和进一步的除尘，然后进入脱硫塔，在塔内通过三层喷淋和一层格栅塔板完成脱硫洗涤，洁净烟气由塔顶除雾器除雾脱水后经烟囱排放。系统设有旁路烟道，烟道上设有挡板门。2脱硫液流程脱硫液在吸收塔内与二氧化硫充分接触、反响后，在循环池内收集。由循环水泵泵入吸收塔循环使用，完成脱硫后的浆液流入脱硫循环池，与池内不断泵入的新鲜石灰乳液反响，再生出亚硫酸钙，循环使用。为了防止离子浓度富集，局部脱硫液泵入沉淀浓缩池。3脱硫产物别离多余的亚硫酸钙进入沉淀浓缩池，增浓后，上清液回流到石灰乳池中循环使用，脱硫渣被泵泵入压滤机脱水，脱水后的亚硫酸钙作外运处理。2.6 工艺设计2.6.1除尘脱硫系统SO2吸收系统是烟气脱硫系统的核心，主要包括湿法除尘塔、脱硫塔塔体、塔内喷淋层、XP塔板、除雾器、脱硫循环池、脱硫循环泵、搅拌机等设备。本工程脱硫装置吸收塔，按一座逆流式脱硫塔设计，脱硫塔为圆柱体，中间为烟气净化区，设置三层喷淋和一层格栅塔板，顶部为二级除雾区。脱硫循环池设置在脱硫塔外部，采用钢筋砼结构，内衬耐酸瓷片防腐。脱硫塔塔体为碳钢结构，采用玻璃鳞片防腐。塔内件采用耐腐蚀材料，可确保使用10年以上。脱硫塔和整个脱硫液循环系统进展了优化设计，保证脱硫效率与其他各项技术指标达到合同要求。除尘塔塔体工艺尺寸：ZQ1：260012900。ZQ2：280012900。ZQ3：270013050。配套设备：脱硫除尘泵规格：ZQ1：80UHB-UF-50-30，Q=50m3/h、H=30m、P=11KW，2台, 1运1备。ZQ2+ZQ3：80UHB-UF-50-30，Q=50m3/h、H=30m、P=11KW，3台, 2运1备。脱硫塔塔体工艺尺寸：ZQ1：280020500ZQ2+ZQ3：360022000。脱硫循环池工艺尺寸：钢筋砼，ZQ1：4.04.04.0m ，容积为V=48m3。ZQ2+ZQ3：5.05.04.0m ，容积为V=100m3配套设备：脱硫循环泵：ZQ1：tl-250-28-55，Q=250m3/h、H=28m、P=55KW，3台,ZQ2+ZQ3：tl-400-28-75，Q=400m3/h、H=28m、P=75KW，3台,搅拌机：ZQ1：N=7.5kW，ZQ2+ZQ3：N=11kW仪器配置：pH自动控制仪，两套，以设定值控制石灰乳浆液的参加量；ZQ1系统1套，ZQ2+ZQ3系统1套2.6.2烟气系统锅炉烟气经过热管换热器后由风机引入脱硫塔，以保证整个脱硫系统均为正压操作, 并同时防止风机可能受到的低温烟气的腐蚀, 从而保证了风机与至的整个系统安全长运行。烟道均采用普通钢制烟道, 吸收塔入口前的原烟气前段支管烟道由于烟气温度较高,无需防腐处理，后段进塔处于干湿交界，需防腐处理。吸收塔出口后的原烟气烟道由于烟气温度已降至80以下, 接近酸露点, 因此考虑采用玻璃鳞片树脂涂层。吸收塔本身静态部件内侧、吸收塔进口段烟道和吸收塔出口后的全部净烟气烟道, 也基于同样原因, 主要采用玻璃鳞片树脂涂层。1、进口烟道工艺尺寸：ZQ1:横截面1.01.2m；QZ2+QZ3:横截面1.51.5m结构：塔前1.5m为干湿交界段，此段采用碳钢+玻璃鳞片结构。其余为干烟道段，采用普通碳钢。整个烟道采用外部加强筋板。2、出口烟道工艺尺寸：ZQ1:横截面1.01.1m； QZ2+QZ3:横截面1.51.4m结构：采用碳钢+玻璃鳞片结构。整个烟道采用外部加强筋板。3、旁路系统工艺尺寸：原有水泥烟道2.6.3脱硫剂制备环系统脱硫剂制备系统的主要功能是制备合格的石灰乳浆液，并根据脱硫塔系统的需要为其提供足够的流量，达到适宜的脱硫效率。由罐车运来的石灰粉由其自带气泵输送到石灰粉仓中，由仓底旋转给料机送到石灰乳池，其间可实行定量给料。在石灰乳池中与工艺水进展混合直至达到所需的浓度。制备好的浆液通过石灰乳泵送入脱硫循环池。为了防止浆液结块，石灰乳池设有一台立式搅拌机使得浆液持续不停地扰动。脱硫剂制备系统按两套脱硫系统设计。每套系统配两台石灰乳泵供给循环池需要的石灰乳，一用一备。脱硫剂制备系统设计石灰粉仓规格：ZQ1:3.08.0m不包括粉仓底部到地面距离 QZ2+QZ3:3.010.0m不包括粉仓底部到地面距离石灰乳池：钢筋砼，ZQ1:3.23.5m，V=28m3，地下建筑高出地面0.3m。 QZ2+QZ3:3.24.0m，V=32m3，地下建筑高出地面0.3m。配套设备：两台石灰乳泵：四台。40FUH50K，Q=20m3/h,H=20m、P=3.0KW，两用两备搅拌机，2台，功率5.0kw，48r/min。螺旋给料机：N=3.0kW2.6.4脱硫产物别离系统考虑到：国内石膏矿丰富，价格低廉，脱硫石膏难以销售出去；将亚硫酸钙氧化为石膏，消耗动力大，脱硫本钱。基于上述两方面的原因，本方案设计中不将脱硫过程产出的亚硫酸钙渣氧化为石膏硫酸钙。脱硫过程产出的亚硫酸钙渣，通过浓缩池增浓后，直接送至厢式压滤机脱水，再作外运处理。脱硫产物别离系统按ZQ1、ZQ2+ZQ3两系统进展设计。沉淀浓缩池工艺设计功能：接纳循环池排出的脱硫产物，并使其浓缩，浓缩后的脱硫产物送入转鼓式真空过滤机脱水。工艺尺寸：ZQ1：4.05.0m，容积75m3。ZQ2+ZQ3：5.06.0m，容积100m3。结构：钢筋砼。配套设备：厢式压滤机，两台。过滤面积：80m22.6.5除尘系统由除尘塔回流到沉渣池的除尘水经沉淀后，清液流至清液池，由除尘泵打到除尘塔进展循环除尘，浓缩后的除尘由除尘渣浆泵打到箱式压滤机进展别离，清夜返回清液池循环利用。沉渣池工艺尺寸：ZQ1： 8.04.04.0m，ZQ2+ZQ3：8.06.04.0m，除尘渣浆泵：ZQ1：65UHB-ZK-B-20-50，Q=20m3/h、H=50m、P=11KW，2台ZQ2+ZQ3：65UHB-ZK-B-20-50，Q=20m3/h、H=50m、P=11KW，2台厢式压滤机，两台。过滤面积：60m22.6.6控制系统本次工程设计的烟气脱硫工程由于控制参数较多，采用PLC控制系统。1 PH值控制根据脱硫系统的设计工艺，循环池在PH值较低时，增大石灰乳浆液流量；在PH值较高时，减少石灰乳浆液泵的流量。从而达到控制的目的。但是， PH值并不是随着石灰乳浆液加药量的增大而迅速改变，它的PH值的改变具有一个时间较长的延时，如果没有采取适当的控制，很容易会导致循环池PH值在理想控制值附近大幅振荡，这样就形成控制失去意义的状况。有鉴于此，本系统的PH值控制，特别作了石灰乳浆液加药量输出幅值的限制，降低PH值振荡的波幅，达到最优的控制状况。2 除雾器冲洗 除雾器冲洗采用连续分层喷淋方式，它所喷淋的时间长短与间隔时间与周期都可以根据需求修改，以保证喷嘴不会堵塞与塔内补水不会太多与太少。2.7平面与空间设计总平面设计总平面设计的原如此是依据脱硫系统的功能划分，减少设施间的相互影响、确保流程流畅，便于操作管理。整个脱硫设施按功能分为脱硫剂制备系统、脱硫产物别离系统、烟气脱硫系统、控制系统。主要设备和构筑物有：石灰乳制备池、石灰乳池搅拌器、石灰乳泵、脱硫塔、进口烟道、出口烟道、脱硫喷淋泵、XP塔板、脱硫循环泵、烟道阀、控制系统与设备根底。平面布置按工艺流程依次展开，明确系统分区，合理。总体空间设计总体空间设计针对本工程构筑物的特点，在总体空间组合上，采取重点与一般相结合的手法，将构筑物按工艺流程要求，有序排列，有机组合，构成一个完整的美丽的空间。2.8根底处理整个系统除设备根底外，还有白泥浆制备池等土建工程内容。因为厂方没有提供本工程的地质、水文勘察报告，因此，对于脱硫塔等大型设备根底处理，待厂方提供工程的地质勘察报告后，再作桩基处理。其他设备根底原如此上按一般根底处理。2.9主要设备清单表2-6主要设备明细表项 目设备名称规格结构数量备注石灰乳制备系统石灰粉仓3.0m8.0m钢制组合件1套石灰粉仓3.0m10.0m钢制组合件1套插板阀2台螺旋给料机N=3.0kw钢制组合件2台石灰乳池3.2m3.5m砼结构1座石灰乳池3.2m4.0m砼结构1座石灰乳池搅拌机5.0kw1台5.0kw1台石灰乳泵40FUH50K， Q=20m3/h,H=20m、P=3.0KW塑料脱硫泵2台40FUH50K， Q=20m3/h,H=20m、P=3.0KW塑料脱硫泵2台管道、管件与阀门UPVC2批二氧化硫吸收系统除尘塔2.6m12.9m碳钢结构1座2.8m12.9m碳钢结构1座2.7m13.05m碳钢结构1座除尘塔防腐玻璃鳞片380m2除尘泵80UHB-UF-50-30塑料泵2台80UHB-UF-50-30塑料泵3台除尘管道UPVC2项脱硫塔2.8m20.5m碳钢结构1座3.6m22m碳钢结构1座脱硫塔防腐玻璃鳞片600m2塔内喷淋层2.8m不锈钢3层3.6m不锈钢3层螺旋喷嘴1.5英寸316L不锈钢78个格栅塔板2.8m不锈钢316L1套3.6m不锈钢316L1套除雾器2.8mPP组合件2套3.6mPP组合件2套脱硫塔防腐玻璃鳞片600m2脱硫塔爬梯、平台、加强筋板2.8m碳钢结构1套脱硫塔爬梯、平台、加强筋板3.6m碳钢结构1套脱硫循环池4.0m4.04.0 m钢筋砼1座5.0m5.04.0 m钢筋砼1座循环池防腐玻璃钢防腐2项循环池搅拌机7.5 kw1台11 kw1台搅拌机平台碳钢结构2项脱硫循环泵tl-250-28-55合金钢3台脱硫循环泵tl-400-28-75合金钢3台管道、管件与阀门UPVC2批冲洗管道、管件2项电动阀DN506台烟气系统引风机120000 m3/h，5800Pa2台变频器250kw2台引风机90000 m3/h，5800Pa叶片不锈钢1台变频器220kw1台脱硫塔进口烟道1.21.0 m碳钢结构1项脱硫塔进口烟道1.51.5 m碳钢结构1项脱硫塔出口烟道1.11.0 m碳钢结构1项脱硫塔出口烟道1.51.4 m碳钢结构1项旁路烟道原有进、出口烟道防腐玻璃鳞片800m2加热风机100000 m3/h，900Pa叶片12Mn2台变频器37KW风机类3台旁通风机80000 m3/h，900Pa叶片12Mn3台变频器30KW风机类3台加热管道&5，Q2351项热管换热器Q=120000 m3/h1台热管换热器Q=90000 m3/h1台热管换热器Q=80000 m3/h1台烟气阀门电动式5个烟气闸阀电动式5个烟气闸阀手动式5个除尘脱硫产物别离系统浓缩沉淀池土建局部4.05.0m钢筋砼1座浓缩沉淀池土建局部5.06.0m钢筋砼1座浓缩沉淀池钢结构局部4.05.0m含中心管、反射板碳钢制件1项浓缩沉淀池钢结构局部5.06.0m含中心管、反射板碳钢制件1项浓缩沉淀池进出口管道、阀门UPVC，1.6mpa2项脱硫渣压滤机过滤面积80m2液压压紧，自动保压，自动拉板，明流双出液。2套脱硫渣浆泵65UHB-ZK-B-20-5011kw塑料泵4台灰渣压滤机过滤面积60m2液压压紧，自动保压，自动拉板，明流双出液。2套沉灰池8.04.04.0m钢筋砼1座沉灰池8.06.04.0m钢筋砼1座除尘渣浆泵65UHB-ZK-B-20-5011kw塑料泵4台出渣管道阀门UPVC1项电控系统pH仪PC31002套PLC控制系统2套仪表柜2个工程师站DELL 商用机2套组态软件2套电控柜10个电缆1项桥架1项2.10系统运行分析2.10.1 本方案达到的主要技术经济指标本方案达到的主要技术经济指标如表2-7所示，按年运行8760小时计表2-7主要技术经济指标序号项 目 名 称指 标备 注1窑炉出口烟气流量ZQ1:36000Nm3/hZQ2:50000Nm3/hZQ3:39000Nm3/h3石油焦耗量ZQ1:33t/dZQ2:33t/dZQ3:33t/d4石油焦含硫3.0%5窑炉出口SO2浓度2600mg/Nm36脱硫塔内脱硫效率90 %7排放烟气SO2浓度400mg/Nm38排放烟气烟尘浓度140mg/Nm3SO2脱除量400kg/h 3504t/a9Ca/S1.0510生石灰粉(CaO)用量459kg /h4020t/a11耗水量8t/ h70080t/a12脱硫渣产量860kg/h7533.6t/a13亚硫酸钙浆液浓度16.5%14脱硫塔阻力1500Pa2.10.2 水、电、脱硫剂消耗与脱硫本钱按年运行8760小时计项 目耗 用 量单 价费 用每 小 时每 年每 小 时每 年工业水8t/h7.008万t/a0.5元/ t4.0元/h3.5万元/a电(1)859kwh/h752.48k万kwh/a0.5元 /kwh429.5元/h376.24万元/a石灰粉0.459t/h4020t/h500元/t229.5元/h201万元/a维护管理3.0万元/a工人工资9人，3.0万元/年人27.0万元/a合计支出每年每炉脱硫总费用610.74万元/a年脱硫量0.4t/h8760h/a3504t SO2/a3504tSO2/a脱硫本钱610.74万元/a3504t SO2/a1742元/t SO21742元/t SO2注1：电价按发电本钱价0.5元 /kwh计。由上表可以看出，本项目每年脱除SO23504t/a，脱硫系统总支出610.74万元/a；脱硫本钱1742元/t SO2。