一、计算基础数据
（1）待处理烟气
烟气量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）
烟气温度：114℃
烟气中SO2浓度：3600mg/Nm3
烟气组成：
| 组 分 | 分子量 | Vol% | mg/Nm3 |
| SO2 | .06 | 0.113 | 3600（6%O2） |
| O2 | 32 | 7.56(dry) | |
| H2O | 18.02 | 4.66 | |
| CO2 | 44.01 | 12.28(dry) | |
| N2 | 28.02 | 80.01(dry) | |
| 飞灰 | 200 |
二、平衡计算
（1）原烟气组成计算
| 组 分 | Vol%(wet) | mg/Nm3 | kg/h | Kmol/h |
| SO2 | 0.108 | 3226（7.56%O2） | 3797 | 59.33 |
| O2 | 7.208 | 127116 | 3972.38 | |
| H2O | 4.66 | 46214 | 25.59 | |
| CO2 | 11.708 | 283909 | 52.48 | |
| N2 | 76.283 | 1177145 | 42042. | |
| 飞灰 | 200（dry） | 235 | ||
| 合计 | 1638416 | 55091.67 | ||
| 平均分子量 | （0.108×.06+7.208×32+4.66×18.02+11.708×44.01+76.283×28.02）/100=29.74 | |||
| 平均密度 | 1.327kg/m3 | |||
1、①→②（增压风机出口 → GGH出口）：
取GGH的泄漏率为0.5%，则GGH出口总烟气量为1234496 Nm3/h×（1-0.5%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h
泄漏后烟气组分不变，但其质量分别减少了0.5%，见下表。
温度为70℃。
| 组 分 | Vol%(wet) | mg/Nm3 | kg/h | Kmol/h |
| SO2 | 0.108 | 3226（7.56%O2） | 3778 | 59.03 |
| O2 | 7.208 | 1280 | 3952.52 | |
| H2O | 4.66 | 45983 | 2551.78 | |
| CO2 | 11.708 | 2824 | 20.22 | |
| N2 | 76.283 | 1171259 | 41832.68 | |
| 飞灰 | 200 | 234 | ||
| 合计 | 1630224 | 54816.21 |
假设脱硫塔设计脱硫率为95.7%，即脱硫塔出口二氧化硫流量为3778×（1-95.7%）=163 kg/h，二氧化硫脱除量=（3778-163）/.06=56.43kmol/h。
取O/S=4
需空气量=56.43×4/2/0.21=537.14kmol/h×28.86（空气分子量）=15499.60kg/h，约12000Nm3/h。
其中氧气量为537.14 kmol/h×0.21=112.80 kmol/h×32=3609.58kg/h
氮气量为537.14 kmol/h×0.79=424.34 kmol/h×28.02=110.02kg/h。
氧化空气进口温度为20℃，进塔温度为80℃。
3、②→③（GGH出口→脱硫塔出口）：
烟气蒸发水量计算：
1）假设烟气进塔温度为70℃，在塔内得到充分换热，出口温度为40℃。由物性数据及烟气中的组分，可计算出进口烟气的比热约为0.2536kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2520 kcal/kg.℃。
Cp烟气=（0.2536+0.2520）/2=0.2528 kcal/kg.℃
氧化空气进口温度为80℃，其比热约为0.2452 kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2430kcal/kg.℃。
Cp空气=（0.2452+0.2430）/2=0.2441 kcal/kg.℃
Cp水（20~40℃）=1.0kcal/kg.℃
r水（20）=586kcal/kg
r水（40）=575kcal/kg
烟气蒸发水量=[0.2528×（70-40）×1630224+0.2441×15491.12×（80-40）]/[1.0×（40-20）+（586+575）/2]=20841kg/h=1156.55kmol/h
水蒸汽含量=（2551.78+1156.55）/（54816.21+1156.55）=6.63%
40℃水蒸汽饱和蒸汽压=0.00737MPa。
烟气总压102000Pa。
40℃烟气饱和水蒸汽含量=0.00737/0.102=7.23%
根据以上计算，假设温度下烟气蒸发水量及原烟气含水量之和小于40℃烟气饱和水蒸汽含量。因此，实际出口温度小于40℃。
2）假设出口温度为35℃
烟气蒸发水量=[0.2528×（70-35）×1630224+0.2441×15491.12×（80-35）]/[1.0×（40-20）+（586+575）/2]=24296.6kg/h=1348.31kmol/h
水蒸汽含量=（2551.78+1348.31）/（54816.21+1348.31）=6.94%
35℃水蒸汽饱和蒸汽压=0.00562MPa。
35℃烟气饱和水蒸汽含量=0.00562/0.102=5.51%
根据以上计算，假设温度下烟气蒸发水量及原烟气含水量之和大于35℃烟气饱和水蒸汽含量。
因此，实际出口温度大于35℃，取38.5℃，则烟气蒸发水量为1213.82kmol/h×18.02=21873kg/h，其水蒸汽含量=（2551.78+1213.82）/（54816.21+1213.82）=6.72%
38.5℃水蒸汽饱和蒸汽压=0.00684MPa。
38.5℃烟气饱和水蒸汽含量=0.00684/0.102=6.71%
根据上述计算结果可知，脱硫塔出口温度为38.5℃。
3）反应产生的二氧化碳量
GCO2= 44.01×56.43kmol/h=2483.48kg/h
4）烟气中夹带水量
按烟气总质量的0.005计，夹带量=1630224kg/h × 0.005=8151.12kg/h
5）脱硫塔出口烟气组分
| 组 分 | Vol%(wet) | kg/h | Kmol/h |
| SO2 | 0.004 | 163 | 2.54 |
| O2 | 7.088 | 1280+3609.58×3/4=129187 | 4037.10 |
| H2O | 7.405 | 45983+21873+8151.12=76007 | 4217.93 |
| CO2 | 11.638 | 2824+2483.48=284972 | 75.18 |
| N2 | 74.134 | 1171259+110.02=1183149 | 42225.16 |
| 飞灰 | 234×（1-75%）=58.5 | ||
| 合计 | 1673374 | 56957.91 | |
| 总烟气量 | 1275857Nm3/h | ||
在此过程中新增了原烟气泄漏的0.5%烟气。
| 组 分 | Vol%(wet) | kg/h | Kmol/h |
| SO2 | 0.005 | 163+3797×0.5%=182 | 2.84 |
| O2 | 7.088 | 129187+127116×0.5%=129823 | 4056.96 |
| H2O | 7.392 | 76007+46214×0.5%=76238 | 4230.75 |
| CO2 | 11.370 | 284972+283909×0.5%=286392 | 6507.42 |
| N2 | 74.144 | 1183149+1177145×0.5%=11035 | 42435.22 |
| 飞灰 | 58.5+235×0.5%=59.7 | ||
| 合计 | 1681730 | 57233.19 | |
| 总烟气量 | 1282023 | ||
这一过程烟气量及性质基本不变。
（3）脱硫液及石膏的平衡
CaSO4.2H2O分子量为：172.17
CaSO3.1/2H2O分子量为：129.15
CaCO3分子量为：100.09
1、脱硫剂的需求量
1）烟气中SO2脱除量=56.43kmol/h
2）需纯的石灰石量=56.43 kmol/h
3）考虑到溶液循环过程中的损失，需加入的石灰石量为=（1+2%）×56.43 kmol/h=57.56kmol/h
4）需96.05%的石灰石=57.56×100.09/0.9605=5997.96kg/h
其中：CaCO3量=5997.96×0.9605=5761.04kg/h
其中：杂质量=5997.96×0.0395=236.92kg/h
5）如使用工业水制备30%含固量浆液需水量：
5997.96kg/h/0.3×0.7=13995.24kg/h
6）如使用2.6%含固量的脱硫反应塔塔底浆液旋流分离液制备30%含固量浆液需水量为：
设2.6%含固量旋流分离液的固体物量为X kg/h，以水平衡可列下式：
X/2.6%×（1-2.6%）=（X+5997.96）/30%×（1-30%）
X=398.40kg/h
水量=398.40/2.6%×（1-2.6%）=14924.68kg/h
需2.6%的塔底浆液旋流分离液=398.40+14924.68=15323.08kg/h
30%浆液量=14924.68/（1-30%）=21320.97kg/h
2、脱硫塔底固体量
假设干脱硫产物中CaSO4.2H2O与CaSO3.1/2H2O质量比为0.92：0.01。
其摩尔比为：(0.92/172.17):(0.01/129.15)=69.01：1
1）CaSO4.2H2O生成量=56.43 ×172.17×69.01×(69.01+1)=9576.78kg/h
2）CaSO3.1/2H2O生成量=56.43 ×129.15×1×(69.01+1)=104.10kg/h
3）产物中未反应的CaCO3量=5761.04-56.43 ×100.09=112.96kg/h
4）杂质量=236.92kg/h
5）脱除下来的飞灰量=234 ×75%=175.50kg/h
脱硫塔底固体量=G CaSO4.2H2O+G CaSO3.1/2H2O+G CaCO3+G杂质+G飞灰
=9576.78+104.10+112.96+236.92+175.50=10206.26kg/h
| 组 分 | 质量流量kg/h | W% |
| CaSO4.2H2O | 9576.78 | 93.83 |
| CaSO3.1/2H2O | 104.10 | 1.02 |
| CaCO3 | 112.96 | 1.11 |
| 杂质 | 236.92 | 2.32 |
| 飞灰 | 175.50 | 1.72 |
| 合计 | 10206.26 | 100 |
1）CaSO4.2H2O中结晶水量=9576.78/172.17×2×18.02=2004.69kg/h
2）CaSO3.1/2H2O中结晶水量=104.10/129.15×1/2×18.02=7.26kg/h
反应产物中结晶水量为2004.69 + 7.26 = 2011.95kg/h
4、除雾器冲洗水
冲洗水喷淋密度？？（一小时冲洗一次，每次5分钟）
除雾器冲洗水=
5、脱硫反应后塔底最终排出量
物料平衡以不补充新鲜水为条件。设一级旋流器入口浆液浓度为10.8%，下出口浆液浓度为50%，上出口浆液浓度为2.6%，则可算出下出口溶液量为进口量的17.3%；设二级旋流器下出口浆液浓度为20%，上出口浆液浓度为1.3%；真空皮带过滤机固体损失率为0.9%，石膏含固率为90%。
设塔底浆液总流量为X kg/h，排入污水处理系统总流量为Y kg/h，则可列以下平衡方程式：
Y×1.3% + X×17.3%×50%=10206.26kg/h (1) (根据设定和固体物量平衡)
⒃
真空皮带过滤物料平衡：
溢流
固体量为：
17.3%X × 50%×0.9%
17.3%X kg/h（一级旋流器滤液）
⒂
含固率50%
石膏
含固率90%
⒅
可求出石膏量为17.3%X×50%×（1-0.9%）/90%=0.09525 X
溢流量为17.3%X-0.09525X=0.07775X
根据设定及脱硫塔总物料平衡：
塔体输入量：
烟气量=1630224kg/h；氧化空气量=15499.60kg/h；
石灰石浆液量=21320.97kg/h；除雾器冲洗水量=？？
真空皮带过滤机溢流返塔量=0.07775X；
一级旋流器溢流返塔量=（1-17.3%）X=0.827X-15323.08
塔体输出量：
烟气量=1673374kg/h；塔底浆液流量=X kg/h；废水流量=Y kg/h
则平衡方程式为：
1630224 + 15499.60 + 21320.97 + G冲洗水量 + 0.07775X + 0.827X-15323.08
=1673374 + X + Y => G冲洗水量-21652.51=0.09525X + Y (2)
若已知除雾器冲洗水量则可联立方程式（1）和（2）求出X和Y。
假设除雾器冲洗水量为96000kg/h，则
X=108369 kg/h
Y=025 kg/h
6、水平衡验算
G烟气出口带出水 + G塔底排放浆液带出自由水 + G脱硫产物最终带出结晶水 -（ G烟气入口带入水 + G除雾器冲洗水 + G石灰石浆带入水 + G返塔水量）=76007 + 108369×（1-10.8%）+ 2011.95 -（45983 + 96000 + 14924.68 + 17782.76）= -6.342
Cl-平衡计算
一、原始数据：
入塔烟气量：1234496 Nm3/h（dry）× （1-0.5%）=1171113 Nm3/h
O2浓度：5.09%（空气过量系数为1.32）
HCl浓度：60mg/Nm3（6%O2，空气过量系数为1.4）
工艺水中Cl浓度为：4.16mg/L
二、氯平衡计算
1）入塔氯化物量（以Cl为基准）：1.4/1.32 ×1171113 × 60 × 10-6=74.53kg/h
2）工艺水带入的氯化物量（以Cl为基准）：96000 × 4.16×10-6=44.56kg/h
假定吸收塔中Cl浓度为20000mg/L，吸收塔中溶液体积为下载本文
