工艺技术循环流化床烧结烟气工艺设计.docx

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工艺技术循环流化床烧结烟气工艺设计

循环流化床烧结烟气工艺设计

1概述

1.1SO2的污染和控制现况

1.1.1SO2污染状况

20世纪60、70年代以来，随着世界经济的发展和矿物燃料消耗量的逐步增加，矿物燃料燃烧中排放的二氧化硫、氮氧化物等大气污染物总量也不断增加，导致了大范围的酸雨的出现，酸雨中绝大部分物质是硫酸和硝酸。

我国酸雨中硫酸根和硝酸根的当量浓度之比约为64：

1，这表明大量SO2的排放是降水成酸雨的主要原因。

污染最早发生在挪威、瑞典等北欧国家，直至几乎覆盖整个欧洲。

美国和加拿大东部也是一大酸雨区，美国是世界上能源消费量最多的国家，消费了全世界近1/4的能源，美国每年燃烧的矿物燃料排出的二氧化硫和氮氧化物也在世界前位。

亚洲国家，尤其是中国，已成为全球SO2排放最多的国家和地区之一，1995年我国SO2排放量达2341万吨，超过美国当年的2100万吨，成为世界排放SO2第一大国。

冶金行业是我国排放SO2的重点来源之一，约占全国SO2排放总量的5%~6%，烧结工艺过程产生的SO2排放量约占钢铁企业年排放量40%~60%，控制烧结机生产过程SO2的排放，是SO2污染控制的重点。

1.1.2SO2控制现状

为综合控制SO2的污染，国际社会提倡包括煤炭加工、燃烧、转换和烟气净化各个方面技术在内的清洁煤技术。

这是解决二氧化硫排放的最为有效的一个途径。

美国能源部在20世纪80年代就把开发清洁能源和解决酸雨问题列为中心任务，从1986年开始实施清洁煤计划。

日本、西欧国家则比较普遍的采用了烟气脱硫技术。

我国是发展中国家，随着全国燃煤和燃油电厂的持续增长，SO2排放量的不断增加。

《中国环境保护21世纪议程》颁布后，对其中的固定源大气污染的控制，建议采取如下以行动方案。

（1）推广应用循环流化床燃烧脱硫成套技术和火电厂烟气脱硫技术；

（2）发展燃煤电站SO2控制技术，其中包括大型流化床；燃烧脱硫技术、旋转喷雾干燥脱硫技术、路内喷钙技术并建立示范工程；

（3）综合控制SO2面源污染（烟囱高度﹤40m），相应技术包括兴煤燃烧成套技术、循环流化床燃烧技术、湿式脱硫除尘技术和颅内喷钙技术等。

1.1.3中国控制SO2污染的政策

从20世纪70年代以来，削减燃煤窑炉SO2排放量，一直是我国SO2污染控制技术研究的重点，国家“七五”、“八五”、“九五”科技攻关项目中，将燃煤SO2污染控制列为重点研究课题。

1997年1月12日国务院批准了《酸雨控制区和SO2污染控制区划分方案》，要求各污染企业“在2010年前分期分批建成脱硫设施或采取具有相应效果的减排SO2的措施”。

国家环保局《全国环境保护工作（1998~2002）纲要》中明确要求“集中优势力量，对烟气脱硫、高浓度有机废水处理和生态退化防治等技术进行攻关；加强环保科技成果筛选和推广，开发污染防治的成套技术设备，建设一批示范工程”。

2001年10月，国家经济贸易委员会组织制定了《环保产业发展“十五”规划》，并对“十五”期间我国环保产业发展做出了具体规定:

在大气污染防治领域，“重点发展湿法脱硫工艺，以满足大容量、高参数火电机组烟气脱硫的需要；适当发展烟气循环流化床脱硫、喷雾干燥脱硫、炉内喷钙尾部增湿活化脱硫、电子束脱硫等工艺，以适应中小机组和老机组的烟气脱硫。

”

1.2烟气脱硫技术的发展

目前国内外较为经济实用的脱硫途径包括：

燃烧前脱硫、燃烧中脱硫和燃烧后脱硫即烟气脱硫。

各国研究的脱硫方法已经超过一百多种，其中有的进行了中间试验，有的还处于实验室研究阶段，已用于工业生产的只有十余种。

目前应用的烟气脱硫方法大致上有三类：

干法脱硫、半干法脱硫和湿法脱硫。

根据对脱硫生成物是否可以继续使用，脱硫方法还可分为抛弃法和回收法两种。

根据净化原理和流程来分类，烟气脱硫又可分为下列三种。

（1）用各种液体和固体物料吸收和吸附废气中的SO2；

（2）将废气中的SO2在气流中氧化为SO3，在冷凝吸收制成硫酸；

（3）将废气中的SO2在气流中还原为硫。

1.2.1国外研究动态

为了防治SO2污染和酸雨污染，各国均致力于开发先进的烟气脱硫技术。

目前已形成工业化运行的烟气脱硫技术主要有：

以日本为代表的湿式石灰-石灰石法专利技术，以日本和意大利为代表的湿式氨法专利技术，以美国为代表的氧化镁脱硫工艺技术，以英国为代表的碱式硫酸铝法专利技术，以美国为代表的喷雾干燥法专利技术，以美国和芬兰为代表的喷钙专利脱硫技术，以德国为代表的循环流化床脱硫专利技术，以及以美国为代表达标的荷电干式吸收剂喷射脱硫技术专利技术等。

后四种脱硫技术属干法脱硫技术。

开发的。

该公司是世界上第一台循环流化床锅炉的开发者，现有把循环流化床技术引入烟气脱硫领域，取得了良好的效果，德国的Wulff公司在该技术基础上开发了回流是循环流化床技术，丹麦FLS.Miljo公司开发的气体悬浮吸收技术也得到了工程应用。

CFB工艺是近年来新兴起的具有世界先进水平的脱硫技术。

具有干法脱硫的许多优点，如投资少、占地面积小、流程简单，而且可在较低的钙硫比下达到于湿法脱硫技术相近的脱硫效率，并能同时达到除尘效果。

国外循化床烟气脱硫（CFB）工艺技术是20世纪80年代末由德国鲁奇公司研究开发的，该公司是世界上第一台循环流化床锅炉的开发者，现又把循环流化床技术引入烟气脱硫领域，取得了良好的效果，德国公司在该技术的基础上开发了回流式循环流化床技术，丹麦FLS.Miljo公司开发的气体悬浮吸收技术也得到了工程应用。

CFB工艺是近年来新兴起的具有世界先进水平的脱硫技术，具有干法脱硫的许多优点，如投资少、占地面积小、流程简单，而且可以在较低的钙硫比下达到与湿法脱硫技术相近的脱硫效率，并能同时达到除尘效果。

1.2.2国内研究动态

CFB工艺技术在国际山已趋于成熟。

目前国内在这方面的基础工作已经起步。

清华大学“煤的高效低污染燃烧”国家重点实验室作了约400m3/h烟气量的机理实验研究，东南大学热能工程研究所也完成了模拟中试试验研究，试验规模200m3/h吸烟建筑科技大学1993年率先在国内开展了CBF研究开发，并两次获原冶金工业部科学研究基金赞助，在完成300m3/h烟气量的实验室机理研究的基础上，1997年与鞍山钢铁公司合作，在鞍钢工业窑炉现场完成了5000m3/h烟气量的半工业性试验，取得了阶段性研究成果，在CFB烟气除尘脱硫技术开发领域，居国内领先水平。

2002年又获国家自然科学基金（50174042）赞助，重点研究循环流化床脱硫的工业运行参数。

从烟气脱硫技术看，目前国内外的发展趋势是：

由湿法向干法、半干法发展，由单一脱硫相同式除尘脱硫发展，由单一托流向同时脱硫脱硝发展。

1.3循环流化床脱硫工艺特点

循环流化床烟气脱硫工艺的吸收剂可以用生石灰在现场进行干消化所得到的氢氧化钙细粉，也可用废碱液或电石渣，从而节省费用，减少克能源消耗，是运行费用大为降低。

该工艺是一种干法流程，所以不像湿法、半干法那样需要有许多庞大的贮存罐、易磨损的浆液输送泵等组成复杂的吸收剂制备、输送系统，从而大大简化了工艺流程。

脱硫产物性质稳定，可以作为建筑材料使用，也可以进一步综合利用。

该工艺通过吸收剂的多次再循环，延长吸收剂于烟气的接触时间，提高了吸收剂的利用率，具有流程简单、占地少、投资小等优点，而且能在较低的钙硫比情况下接近或达到湿法工艺的脱硫效率。

1.4循环流化床法的反应机理

1.4.1固体流态化机理

固体颗粒的流动性差，若采取某种措施使颗粒也像流体一样成呈流动状态，这种操作就成为固体流态化，进行流态化操作的设备交流化床。

当气体自下而上通过床层时，随着床层物料颗粒的特征，床层几何尺寸、气流素等参数改变，其流态化状态不同。

当改变空床气速时，固体流态化过程可大致分为固定床、流化床和气力输送三种情况。

（1）固定床状态：

在一个床内，当空床气速较小时，固体颗粒静止不懂，气体从物料颗粒间的缝隙穿过。

（2）流化床状态：

当床速增加到一定值后，固体颗粒开始松动，且颗粒位置也在一定区间进行调整，床层略有膨胀，床内空隙率开始增加，但固体颗粒仍保持接触，开始进去流化状态，此时的气流速度称为临界流化速度umf，当空床气速超过umf时，颗粒完全悬浮在向上的气流中，并在床层上形成一明显的上界面，即床层的密相段，这是床内气固两项进行传质与传热的主要区域，在密相段中的固体看起来像沸腾着的液体，并且在很多方向具有液体的性质。

（3）气力输送状态：

当空床气速升高到一定值后，流化床上界面消失，床层空隙率剧增，颗粒分散悬浮在气流中，被气流带走，其相应气速成为最大气速ut，或称颗粒的终端速度。

由上可知，要维持床层处于良好的流化床状态和脱硫效果，气流速度应处于umf与ut之间，且保持足够反应时间和较小的压力损失。

1.5化学反应机理

（1）SO2被水吸收的化学反应机理SO2溶于水，发生下列反应

SO2（g）+H2O==H+HSO3

（2）CaO吸收剂的水合反应流化床内此反应吸收剂CaO与喷入的雾化水之间进行，反应式为

CaO（s）+H2O（l）==Ca（OH）2+273.21cal/g（1143.11J/g）

56.0818.01674.096g/mol

由上式知，每克CaO与0.321gH2O反应生成1.3213gCa（OH），放出273.21cal的热量。

CaO的水合反应是一个剧烈放热反应。

当CaO与水接触，CaO对水产生剧烈亲和反应，把水吸进固体孔隙中，激发大量的热，在粒子内部产生强大的膨胀力，使颗粒迅速分裂破碎，变为小颗粒。

（3）CaO与SO2、O2的反应

CaO（s）+SO2（g）+

O2==CaSO4（s）

∆G0144.471.650315.68kal/mol（1320.8kJ/mol）

由热力学观点来看，反应速度受反应条件（如温度，浓度）的严格限制，在760℃以下时，CaO与SO2、O2的反应缓慢，当温度在760℃以上时，此反应变得显著，温度不断升高，反应速度增加非常缓慢。

（4）Ca（OH）2与SO2的反应

Ca（OH）2（s）+SO2（g）==CaSO3（s）+H2O（g）

此反应在590℃条件下，可以直接完全进行。

对于以除去SO2来说，温度应保持在480~650℃范围内，若反应温度低于480℃时，反应几乎就无法进行。

但是，当气相中存在一定量水分时，即使反应温度小于120℃时，反应也是可以进行的。

KlingSper首先系统研究了温度对脱硫效率的影响，并认为

①温度是此反应最为重要的影响因素。

②反应在420℃以下进行时，脱硫效率受温度影响不大，虽然Ca（OH）2与SO2的反应随温度升高，反应速率有所提高，但温度不超过420℃时，影响不显著。

③CaO、SO2的水合反应是个极快的放热反应，只要温度足够，大多数CaO将迅速反应生成Ca（OH）2。

④SO2在水中溶解受温度限制，但在有碱离子存在时，其溶解度大大增加。

在CFB系统中，水直接吸收SO2的量远远低于Ca（OH）2在湿润状态下吸收SO2的量。

⑤SO2与CaO反应在高于800℃温度下反应剧烈，在较低温度且没有水分湿润条件下，反应不明显。

⑥即使在较低温度下（低于120℃）。

只要存在足够水分，Ca（OH）2与SO2的反应充分。

（5）循环流化床脱硫综合反应机理综上所述，在CFB系统中脱硫的主要化学反应可表示为

CaO（s）+H2O（l）==Ca（OH）2（s）

Ca（OH）2（s）+SO2（g）+H2O（l）==CaSO3（s）+2H2O（g）

CaSO3+

O2==CaSO4

由反应式可以看出，直接影响脱硫效率的因素是氧化钙和水分的含量。

该流比较高时，反应是氧化钙过量，二氧化硫就能得到较高的去除率。

水含量有利于氢氧化钙生成，能促进二氧化硫吸收。

由小试试验结果可知，CFB反应其中喷入的水使氧化钙表面CFB形成氢氧化钙，烟气因为水的蒸发而冷却，氧化钙与水反应很快，床内固体主要是氢氧化钙和脱硫或的产物，气固反应开始发生在吸收剂粒子外表，随着反应进行，反应向内部移动。

由于磨损（特别是在湿润条件下），小粒子不断被烟气带出床外，床中不断发生变化。

维持床中的恒定，是CFB反应器正常运行的基础。

在喷水条件下，粒子的磨损机理对CFB反应器正常运行具有重要意义，而喷水量对粒子磨损破碎机脱硫效率有重要影响。

2设计方案

2.1设计目的

本设计着眼于烧结烟气排放二氧化硫的总量控制，力求实现技术上先进，经济上合理，设计出适合我国国情的烧结机和其他工业窑炉的烟气脱硫新工艺和新装备。

2.2设计参数

装置容量：

处理烧结烟气量10000m3/h

烟气温度：

100~200℃（本设计按160℃工况设计）

烟气压力：

—8000Pa

烟气中二氧化硫浓度：

300~500mg/m3

烟气中含尘浓度：

3.65g/m3

烟气中粉尘真密度：

4.21g/m3

表2粉尘粒径分布表

粒径/μm

>40

40~30

30~20

20~10

10~5

5~1

<1

质量分数/%

58.5

10.7

8.3

9.6

4.9

5.1

2.9

当地气象条件如下。

冬季室外采暖计算温度：

—18℃；

冬季室外通风计算温度：

—10℃；

冬季室外空气相对湿度：

61%；

冬季当地大气压力：

0.1MPa；

冬季室外平均风速：

3.5m/s；

夏季室外通风计算温度：

28℃；

夏季室外相对湿度：

76%；

夏季当地大气压力：

0.099MPa；

夏季室外平均风速：

3.1m/s；

2.3系统方案确定

本设计是在钢铁厂烧结机烟气抽出一部分以后，形成独立的工业性示范子系统，其工艺流程为：

烧结烟气→预除尘器→风机→循环流化床→旋风分离器→去除尘器设备

本次设计，充分考虑占地面积的合理性和充分利用性。

通过初步计算，试验基地的占地面积为140m2。

设计内容的主体为循环流化床系统，主要包括预旋风除尘器，风机，电动机，流化床，进料装置，控制装置（喷雾嘴等），测试装置（压力，温度，湿度等），气流分布板，视孔，旋风除尘器等，还包括在实验过程中要用到的其他必备装置。

2.4预期目标

本次设计通过对二氧化硫的浓度的控制使二氧化硫总量达标，设计脱硫效率90%以上；在控制二氧化硫达标的同时，也使粉尘排放达到国家标准。

3设计计算

3.1流化床系统

3.1.1空塔气速的确定

临界流化气速的计算公式为

（m/s）（3—1）

式中umf—临界流化气速，m/s

dp—颗粒平均直径，m

ρs—固体颗粒密度，kg/m3

μv—气体运动黏度，m2/s

上式的使用界定条件是雷诺数Re必须小于10，即

（3—2）

当计算出umf的带入式（3—1），计算得Re﹥10，则必须进行修正。

修正方法是，先计算出Re，代入式，则

（3—3）

计算出F值后，再将式（3—1）计算出的umf乘以F，记得所求得临界流化气速。

用生石灰作为吸收剂，其主要成分是CaO。

加入流化床的生石灰粒径为2~3μm，可取为2.5μm，堆积密度ρs=2666.2kg/m3。

在温度为160℃时，烟气（近似取空气）的密度为ρf=0.815kg/m3，黏度。

将上述数据代入式（3—1），得

（m/s）

此时

所以需要修正。

所以，

（m/s）

对于球形颗粒，Cd与Re的关系及ut的表达式如下。

当2

，

（3—4）

其中，Cd为与雷诺数有关的曳力系数。

则

（m/s）

最大流化速度与临界流化速度的比值ut/umf=14.80，根据umf

则uf=2.0umf=2×1.53=3（m/s）

3.1.2流化床直径的计算

将

（3—5）

得D=1.09m

圆整为D=1.10m，用式（3—6）重新核算空塔气速。

（m/s）（3—6）

代入数据，得uf=2.93m/s

3.1.3流化床高度的计算

流化床高度L指从气体分布板到气体出口的高度，由流化床高Lf，稳定段高度Ld以及分离高度TDH确定，即

（1）临界流化床高度L0

根据试验研究结果，确定本设计得流化床内的物料质量ms=272.22kg。

由公式

（m）

上式中ρc为吸收剂的堆积密度，单位kg/m3。

其计算过程如下：

生石灰的真密度为2408.9kg/m3，由试验知，其空隙率大致上为0.49，则其堆积密度为

（kg/m3）

通过试验知沙子的堆积密度ρc砂子=1370.1kg/m3。

所以吸收剂（生石灰与沙子的混合物）堆积密度为

（kg/m3）

根据式

（3—7）

式中dp—固体颗粒的平均直径，m

L0—临界流化床高度，m

DT—流化床直径，m

uf—膨胀比为1.5时的表观气速，m/s

ρf，ρp—分别为气体和颗粒的密度，kg/m3

μ—气体的黏度，kg/m∙s

将各数据代入，得

因为DT=1.100m，所以，

（m），即在静止床高为0.77m以内时，流化床都可以操作。

所以，L0=0.22m符合要求，本设计中取L0=0.25m，就是流化床的静止高度，即临界流化床高度。

（2）流化床高Lf

根据流化床的特性，选取适当的膨胀比R=1.5，所以，

Lf=R×L0=1.5×0.25=0.38（m）。

（3）稳定段高度

在流化床设计中，一般考虑在稀相段高度之上增加一段高度，是床层稳定操作，稳定段高度取决于床层的稳定性以及密相床层的高度变化等，一般由经验来定，本设计中取Ld=1m。

（4）分离高度TDH

TDH的计算式为

（3—8）

式中u—流化床操作速度，m/s

代入数据得，

（m）

如果床体太高，会增加相当大的基础投资，且消耗很大的动力，在本设计中去近似TDH的高度的一半，即TDH=7.12m。

为防止粉尘随气流流出流化床，特在流化床的出口处设置挡板。

（5）流化床总高

综上所述，流化床总高为L=Lf+Ld+TDH=0.38+1+7.12=8.50（m）

3.1.4床重计算

（1）流化床出口扬析量的确定

本设计采用扬析量与床重的比例为0.15。

由流化床静止床高为0.25m，可计算出床重为

（kg）

所以，流化床出口扬析量为303.08×15%=45.46（kg/h）。

（2）补充新料量与回料量的确定

根据所选除尘器的除尘效率为85%，除尘器的排放速率为

（kg/h）

二氧化硫在150℃时，密度为1.8719g/L，在200℃时，密度为1.6755g/L。

用内差法，计算160℃时二氧化硫密度为

（kg/m3）

按脱硫效率为95%来计算，装置进口烟气浓度最高为500mg/m3，在T=160℃下，将体积浓度换算为质量浓度，则

C=500×10-6×1.8326×0.95×10000=8.705（kg/h）

设CaO的浓度为x，由主要反应方程

CaO（s）+H2O（l）==Ca（OH）2（s）

Ca（OH）2（s）+SO2（g）+H2O（l）==CaSO3（s）+2H2O（g）

即CaO（s）~SO2（g）~CaSO3（s）

5664120

x8.705y

所以

（kg/h）

（kg/h）

CaO的浓度为7.62kg/h

试验用生石灰成分见下表，可知CaO在生石灰成分中占的比例是71.83%，所以所需生石灰的质量为

（kg/h）

表2生石灰成分分析表

吸收剂名称

粒径/μm

CaO/%

MgO/%

CaSO4/

CaCO3

真密度/g∙cm

生石灰

0~200

71.33

2.50

0.69

3.78

2.4098

试验中沙子加入比例为

砂子质量：

活性石灰=1：

2，

所以固体物料加入总量为

（kg/h）

假设在流化床里面有20%的CaSO3被氧化为CaSO4，则根据反应方程式，生成量

CaSO3+

O2==CaSO4

120136

16.41

所以CaSO4的生成量为

（kg/h）

亦即在流化床中反应1h以后生成的CaSO3质量为

m1=16.41×0.8=13.13（kg/h）

产生的CaSO4的质量为

m2=3.72（kg/h）

所以反应的增量为

m1+m2-x=13.13+3.72-7.62=9.23（kg/h）

综上所述，可知所需要的新物料量为16（kg/h），流化床扬析量为45.46（kg/h）；回料量为20.3（kg/h）

3.2流化床系统的其他构件

3.2.1气流分布板

气流分布板的作用是保证流化床具有良好而稳定地流化床状态。

气流分布板应满足以下四个条件：

（1）均布气流，压降小，不产生“沟流”；

（2）必须使流化床有一个好的初始流化状态，消除“死角”；

（3）在长期的操作中不堵塞和磨蚀；

（4）停运时固体物料不大量下漏。

流化床气流分布板的型式和开孔率对流态化效果影响很大，当开孔率较小时，床层气相密度较为均匀，气泡较小，气固相接触较为密切而气体沟流较小，但阻力较大。

考虑到系统许用压降的情况下，选用单层多孔板形式，其上加一层金属丝网，以减少物料的漏失。

由流化床的半径得气流分布板的面积为

代入数据得

（m2）

3.2.2螺旋进料器的选型

螺旋输送机由螺旋机本体、进出料口及驱动装置三大部分组成。

螺旋机本体由头部轴承、尾部轴承、悬挂轴承、螺旋、机壳、盖板、及底座等组成。

驱动装置由电动机、减速器、联轴器及底座组成。

本次设计选用GX型螺旋输送机。

它是定型产品，螺旋直径有150、200、250、300、400、500、600mm七种，机长3~70m，级差为0.5m，可在环境温度为－20~50℃的条件下，以小于20°的倾角单项输送温度低于200℃的物料。

型螺旋输送机按结构可分为头节、中间节和尾节三部分。

每一部分又有几种不同的长度，依不同的输送长度可组成一台完整的螺旋机。

GX型螺旋输送机按使用场合要求的不同，分为S制法和D制法两种。

S制法—带有实体螺旋面的螺旋，其螺距等于直径的0.8倍;

D制法—带有带式螺旋面的螺旋，其螺距等于直径。

GX型螺旋输送机按驱动装置装配方法不同，分为右装和左装两种。

右装—站在电动机尾部向前看，减速器低速轴在电动机右侧；

左装—站在电动机尾部向前看，减速器低速轴在电动机左侧

本次设计采用S制法，右装。

（1）螺旋直径的计算

螺旋直径为

（3—9）

式中D—螺旋直径，m

Q—输送能力，根据前面所计算得的数据，在这里考虑最大输送量，即假设气流全部把物料从床体内吹出。

Q=305.2×94.4%=288.11（kg）

K—物料特征系数，取0.0645

φ—填充系数，取值范围为0.20~0.25。

计算时取0.20

C—倾角系数，由于是水平放置，C=1.0

ρ—物料真密度，经旋风除尘器收集下来的物料有三部分组成，即未反应完成的生石灰，砂子和反应生成的CaSO3。

取ρ=1t/m3

计算出的D值应圆整到下列直径：

150、200、250、300、400、500、600mm。

代入数据到式（9）中可得到结果为

（m）