工业锅炉烟气湿法脱硫技术设计及投资估算

1.工程概况

北京市××环保公司根据国家SO₂总量控制要求和锅炉污染物排放标准及业主要求，拟对山西××厂一台220t/h燃煤锅炉烟气实施脱硫工程。本项目实施后将对周围环境特别对大气污染物的控制治理以及改善周围地区的空气质量起到至关重要的作用，可获得巨大的环境效益和一定的经济效益。北京市××环境公司采用钠碱法脱硫工艺和喷淋旋流塔烟气脱硫技术，提出该烟气处理的解决方案。

2.方案设计技术原则

1）从技术、经济及装置运行稳定性、可靠性上，考虑采用NaOH作为脱硫剂，保证系统脱硫效率在95%以上。达到国家和地方的锅炉烟气排放标准。

2）采用NaOH碱作为脱硫剂，可以从根本上避免产生结垢堵塞现象，并且根据国家相关的政策法规，低浓度的Na₂SO₃溶液没有限制排放。故采用钠碱法进行脱硫可简化脱硫工艺系统，减少一次性投资。

3）采用喷淋旋流洗涤方式可在较小的液气比下获得较大的液气接触面积，进而获得较高的脱硫除尘效率；并且，较小的液气比可以减少循环液量，从而减少循环泵的数量或型号，降低运行成本。对整个系统都考虑了防腐措施，反应塔内壁、管道、泵、搅拌器、储罐内壁、烟道等部位都采用性能良好的防腐材料进行防腐处理。

4）保证本脱硫装置连续运行，年运行时间满足业主要求。同时，设置旁路烟道，以保证锅炉及脱硫系统的安全生产和正常运行。

5）为确保整个系统连续可靠运行，应采用优良可靠的辅机设备，以确保脱硫系统的可靠运行。

6）按现有场地条件，因地制宜布置脱硫系统设备，力求紧凑合理，节约用地。

7）最大限度地循环利用脱硫液，但是由于烟气中含有一定浓度的盐和Cl^-离子，反应塔内部分水分蒸发，因此形成循环液中盐和Cl-离子的积累，由于过高的盐和Cl^-离子浓度会降低脱硫效率和腐蚀反应装置，所以必须达标排放少量的脱硫液，并补充少量工业用水。

8）由于脱硫产物亚硫酸钠产量较小，且回收要建回收设备，增加一次投资。故本项目选用抛弃法。

3.设计条件

锅炉烟气参数如下：

1）烟气温度：150℃；

2）烟气量：400000m³/h（258000Nm³/h）；

3）烟尘浓度：500mg/Nm³；

4）SO₂浓度：2000mg/Nm³；

5）现场锅炉引风机型号；

6）循环沉淀池；

7）提供使用的场地面积及方位。

注：如无法提供第4）条数据，可改为提供燃料消耗量和燃料含硫量来进行估算；新建项目则不必提供第5）、6）条内容。

4.要求达到的排放标准

1）烟尘浓度：100mg/Nm³；

2）SO₂浓度：100mg/Nm³；

3）烟气黑度：1级；

4）烟气温度：加热至80℃。

5.脱硫除尘工艺流程说明

钠碱法脱硫工艺流程如图4-20所示。

图4-20 钠碱法脱硫工艺流程图

1—静电除尘器 2—脱硫塔 3—循环泵 4—旋流器 5—增压风机 6—集水箱 7—旋流泵 8—Na₂CO₃溶液槽 9—搅拌机 10—立式乳液泵 11—脱硫排水泵 12—蒸汽／空气换热器 13—加热风机

（1）脱硫除尘系统运行参数

1）NaOH耗量613kg/h；

2）循环吸收液亚硫酸盐浓度15%；

3）取L/G=3，循环吸收液量774m³/h；

4）循环吸收液不曝气处理；

5）废水量为1m³/h。

（2）脱硫剂制备厂方自有的NaOH溶液用碱液泵打入稀释罐中，加水搅拌成15%的溶液，再由碱液泵送至脱硫使用，每次配制可供4h使用量。

（3）吸收塔及脱硫过程 吸收塔的结构为逆流喷雾泡沫洗涤塔，由于采用NaOH吸收不易发生结垢堵塞，采用喷雾泡沫方式可在较小的液气比下获得较大的液气接触面积，进而获得较高的脱硫除尘效率；并且较小的液气比可以减少循环液量，从而减少循环泵的数量，降低运行成本。锅炉排烟经布袋除尘器（北京地方标准要求）约可除去99%烟尘后进入脱硫除尘器，用特制喷嘴喷雾洗涤进行第一次除尘脱硫。烟气接着上升经过第二层喷嘴组的喷雾洗涤吸收。由于洗涤液被特制的螺旋喷嘴雾化成比表面积极大的雾滴，可以同烟气进行充分的传质、吸收、涤尘过程，喷淋吸收液由吸收塔循环泵供给。净化后的烟气再上升经过一层泡沫板，再一次进行脱硫和旋流脱水后进入烟道。

由于经过湿法洗涤后烟气温度已达露点温度（约48℃），流经烟道引风机和烟囱时，会不断产生冷凝水，腐蚀沿途设施及产生白烟。一般应进行烟气再加热，将烟气从48℃加热到80℃。本方案采用蒸汽加热器将20℃空气加热到250℃。再同脱硫后烟气混合达到80℃。这种烟气升温方案比用烟气余热加热系统在防止加热器腐蚀和系统运行可靠性方面要优越，比较适用于工业锅炉脱硫后烟气的加热升温。否则，对于在露点温度下排放的烟气，烟道，引风机，烟囱都必须采取防水和防酸腐蚀的措施。即在烟囱和烟道，内喷涂防水耐酸涂层。引风机也是应选用耐腐蚀的。

（4）脱硫反应 脱硫过程主要化学反应如下：

副反应：

洗涤吸收液吸收SO₂后，pH值迅速下降，通过pH计检测控制注入NaOH溶液调整到pH为6.5后循环使用。

（5）脱硫废液废渣的处理 脱硫塔中生成的反应产物亚硫酸钠和硫酸钠，有较大溶解度，实际上吸收液中除了烟尘外，很少有固体脱硫废渣产生。只要控制循环液中Na₂SO₄含量在10%～12%就可以。对于本方案的废水处理量实际控制在5.5m³/h左右，经混凝，曝气沉淀处理可使其色度、pH、SS、COD、重金属等指标均能达标排放。本厂脱硫除尘废水也可直接排送到工厂废水处理站。(www.xing528.com)

（6）烟气升温蒸汽耗量 烟气量Q₀=258000Nm³/h，T=48℃加热至80℃，求需要加热量和饱和蒸汽耗量加热量ΔQ=H₈₀-H₄₈，烟气的焓可以查表13-11或用C_pT计算得到。

烟气成分

h₈₀=0.136×1.6802×80+0.749×1.2956×80+0.04×1.3153×80+0.07×1.5030×80+0.0016×1.6802×80=108.75kJ/m³

h₄₈=65kJ/m³

H₈₀=h₈₀×258000×（353/273）=108.75×333604=36279435kJ/h

H₄₈=h₄₈×258000×（321/273）=65×303363=19718571kJ/h

ΔQ=ΔH=H₈₀-H₄₈=36279435-19718595=16560864kJ/h

蒸汽耗量G=ΔQ/h^″=16560864/3070=5394=5.4t/h（h^″查表13-9得）

6.主要脱硫及配套设备报价

7.脱硫工程估价

8.运行费用（按一年运行7000h计，一台220t/h锅炉计算）。

1）脱硫剂NaOH的费用：

613kg/h×7000h×1820元/t=781万元/年

2）电费：

559kW×7000h×0.4元/（kW·h）=156.5万元/年

3）水费：

10m³/h×7000h×1元/m³=7万元/年

4）人工费：

4人×1.2万元/年·人=4.8万元/年

因此全年运行费用合计（781+156.5+7+4.8）万元=949.3万元。

所以每千克SO₂脱除费用=9493000元÷3431000=2.77元

9.经济效益及社会效益

1）每年可削减SO₂排放3431t。

2）每年可少交排污费412万元。

3）每年可减少SO₂污染引起的综合经济损失3431t×4300元/t=1475.3万元

10.钠碱法脱硫水平衡计算

已知：Q=400000m³/h，T₁=150℃，x_H=0.07C_S1=2000mg/Nm³，C_S2=100mg/Nm³

脱硫后烟气温度48℃，达到饱和状态。

脱硫塔直径D=3500mm

1）脱硫烟气带入塔内的水量W_Hy：W_Hy=V_y×ρ₁₅₀×x_H=400000×0.8490×0.07kg/h=23772kg/h=23.8t/h

2）冲洗除雾器水W_HM：W_HM=2×0.785×3.5²×1L/（s·m²）×60=1154L/min=1.2t/min

3）排出脱硫产物带出水量W_HP：

脱除SO₂W_SO2=（2000-100）×400000×kg/h=490.4kg/h

生成Na₂SO₃

按脱硫吸收液浓度15%计算排液量W_JP

排出水量W_HJP=kg/h=5471kg/h=5.5t/h

4）注入15%NaOH钠溶液W_Na=4087kg/h带入水量W_HNa=3474kg/h

5）脱硫烟气带出水量W_HW：

经过计算可知，脱硫过程每小时脱硫塔减少水量为3.0t。为了保持塔内液位稳定，脱硫塔必须每小时补充工业用水3.0t。由于本示例是钠碱抛弃法，脱硫排出脱硫产物的排水5.5t/h，不再返回脱硫塔。所以废水量W_FEI=5.5t/h。循环吸收液Cl^-离子浓度主要是烟气中转入循环吸收液，经过4.1.6中5.条的计算，为了维持循环槽中氯离子≤20g/L，每小时排出0.39t/h循环液并补充相等工业用水就能满足要求。所以排放W_FEI=5.5t/h。