2土吸收出CO（石灰石
收CO石版）
不
法石灰石灰石
已吸收的sO
rGD工艺过程
HF
口HF的5
飞灰
O4的50
如
SIO1A03
灰＝入口飞灰的20m
Fe0.Cao
MO．MnO等
Caso 2H0*CAS0'12H0 H, O
2去水何销售体品日飞＋CCOI）＋可
理的液
物附着水结品水＋飞（T、F、Me，Na）＋吸收
H
灰十未反应吸位剂＋吸剂酸不溶物SO2等
2
收剂酸不溶物
料
图32－2湿式石灰／石灰石FGD系统总物料平
烟气中通常含有少量的SO，其浓度约为SO浓度的0．5％～1％，当烟气被冷却时，它被
司速结成亚微米气溶胶酸雾。一般吸收塔对它只有50％的去除率，剩余部分进入吸收塔下游
计的的设备中将造成酸腐蚀，从烟囱排出的酸雾以及其他颗粒物由于对光的散射作用形成一种
见的白色烟羽，目前控制这种酸雾的方法主要是，向炉内或烟道中喷入吸收剂减少酸雾的形
料另一种方法是通过除尘脱硫一体化装置过滤除去
烟气在吸收塔内被洗涤时，很快达到水汽饱和，这是水平衡中水耗的主要部分。吸收塔内水
发量取决于煤的组成、人口烟气温度和烟气含水量。平均处理1MW对应的烟气通常蒸发的水
大约为：有GGH时0．1m2／h，无GGH时0．13～0．2m3／h
造成系统水损失的其他原因有：首先，为控制浆液中某些有害成分的浓度而设置的废水排
排放量从每小时几吨到几十吨不等，取决于煤中卤素的含量、浆液有害成分的控制浓度、脱
副产物的处理方式以及对耗水量控制的严格程度
其次，随脱硫副产物带走的附着水和结品水，该项损失的水相对较少。有的系统不单独设置
污口，随副产物带走的液体也是排放可溶性有害物质（如C－）的果道，借以控制工艺浆液中
溶性物质的浓度，
为了保持系统水平衡，必须向系统不断添加水以弥补上列原因所造成的水量损失，但在有些
况下，尤其当锅炉低负荷运行时，补加水量可能超过系统损失的水量。因此，需要将工艺过程
过量的液体临时贮存或排放
采用工业水作补加水、密封水或ME冲洗水时，一般不必考虑工业水中的可溶性盐的影响
工业水中C浓度较高
脱硫产生的副产物与脱除的SO2有一定的比例关系，在抑制氧化工艺中，固体副产物的摩
量大约是131g／mol，因此，理论上脱除1kgSO2可产生干亚硫酸钙／硫酸钙固体物大
5kg。对于强制氧化工艺，石膏副产物摩尔质量是172g／mol，每脱除1kgSO2，干石膏固
理论产出率是2．69kg。实际上这两种工艺的剧产物产出率稍高于此值，因为副产物中还
量的飞灰和吸收剂中的情性物质以及一些未反应的吸收剂
8:47:58
式中，NTU为传质单元数，无量Y。为人口SO2摩尔分率；Y为出口SO摩尔分率
K为气相平均总传质系数，kg／（s?m2）；A为传质界面总面积，m2；G为烟气总质量流量
kg/s
FGD过程是低浓度气体吸收净化过程，适用于本章首页提出的三项假定，因此可以认为上
式基本正确
将式（321）稍作改动则得到以对数表示的脱硫效率（o）与NTU的关系式为
NTU=In(Y/Y)=-IN(-/Y)=-IN(
(3-2-2)
NTU是影响脱硫效率的所有参数的函数。不同的效率所需NTU可根据上式得出，
见表3－2－1，
表321不同的脱破数率所需传质单元数
NTU
脱效率／
NTU
玻效率／
0.5
6.0
3
95.0
982
2
B6.5
5
99,3
23
90.0
6
99.75
式（3－2－1）表明，在相同烟气流量（G）条件下，增大KA乘积，将提高脱硫效率。A是气
液接触总表面积，对于填料塔A等于填料被湿化的表面积加上从填料中下落液滴的表面积；对
于喷淋空塔，A等于所有雾化液滴的总表面积；对于带有多孔筛盘的喷淋塔，A包括液滴的总表
面积加上烟气通过筛盘上液层鼓起的气泡的表面积。通过提高喷淋流量（m2／h）、喷淋密度
m2／（m2?h）］、吸收区有效高度、填料表面积和降低雾化液滴平均直径可以增大A值，提高脱
硫效率。因此A是吸收塔结构设计的关键参数
总传质系数K可以用吸收气体通过气膜和液膜的传质分系数k和k来表示，即
11H
(3-2-3)
K ka klo
ec=Dc/6c
KL=DL/61
式中，Dc、D分别为气膜和液膜的扩散系数；为液膜增强系数
k、k是SO2扩散系数和一些影响膜厚的物理变量，如液滴大小、气液相对流速的函数
液膜增强系数受浆液成分或碱度的影响，提高液体的碱度，值增大。因此，可以通过提高
气液之间的接触效果，例如加剧气液之间的扰动来降低液膜厚度，或通过提高浆液的碱度提高
K值，即可提高SO2吸收速率
根据式（3－2－3），当用碱性吸收剂洗涤易溶于水的气体时，H很小、中大，H（kの）一项可
以忽略不计，则1／K≈1／ko，即K≈ko，这说明吸收过程的总传质速率主要取决于气膜的扩散
率，在这种情况下，提高液相碱度对总传质系数K的影响不大。这属于气膜控制过程，石灰
法FGD基本上属于这种类型。而对于石灰石湿法FGD工艺，由于CaCO难溶于水，为提高
aCO2的溶解速率，液相为弱酸性，因此值很小，式（3－2－3）中的H／（k）不能忽略。实际
除了上述的气液界面外，还存在液－固界面，在非常复杂的气液固三相反应的过程中，Ca－
O的溶解速率控制了吸收过程的总速率，因此，石灰石FGD过程主要是液膜控制过程。
二，塔器高度
湿式FGD属于低浓度气体吸收过程
在吸收塔内，气体浓度y逐渐下降而液体浓度逐渐上升，各截面的传质速率NA是变化的。
传质速率式代入质量衡算式，然后根据低浓度吸收过程的特点，气液两相的流率（G和L）及要依据。
一情况下，烟气流量与脱硫效率的关系如
图3－2－6所示
G对？的影响是多方面的，但主要因素是提供
传质表面积和气液接触条件。在已有的FGD装置
上，增加烟气流量既要考虑塔内气流速度提高带
来的一系列问题，还要考虑氧化风机的叠加影响
实际上，设计烟气流量在较大程度上受制于
吸收塔型。通常，逆流式项淋塔烟气流速采用3
图32－6烟气量O与脱效率的关系
5m／s，虽然提高流速，可以改善传质条件，但流
速不可过高，它受到除雾器性能的限制，对于托盘式喷淋塔，流速则须根据多孔盘的水力设计特
性来确定，以防流速太低造成盘上无积液层，流速过高则引起盘上“液泛”
对于顺流式填料塔，由于真传质表面主要依赖填料的润湿面积，而非液滴，在除雾器不过载
和雾沫不进逸的条件下，烟气流速可以采用5～7m／s。对于某些液柱式顺逆流组合塔型，在顺
流段烟气流速高达10m／s，不仅解决了流柱喷淋覆盖度差的问题，而且充分利用顺、逆流的特
点，降低塔高和造价
烟气流量是既定的，在不同的工艺部位的烟气流速是不同的。处于烟道中的烟气流速的确定
要考虑烟道材质、费用和压力损失以及避免飞灰沉积等因素，按照设计规程推荐烟道烟气流速的
范围是10～15m／s，实际工程要求为≤15m／s
吸收塔的入口烟道、塔体之间需要一个特球过渡段。过渡段的烟气流速可能高于或低于原烟
道的流速，这要决定于塔的断面和塔内烟气流速。它的设计要求是压力损失小，降低能量消耗1
入口尺寸适宜，不影响塔的高度和强度；使干湿界面尽量远离入口烟道，避免入口烟道沉积灰
垢；尽可能缓解反应槽液面倾斜，减少液面控制误差特别是确保气流分布均匀，对充分发挥吸
收塔和除雾器的性能十分重要。为此，过渡段的设计有必要通过模拟试验确定或要求设备供应方
提供入口烟气流速分布图
吸收塔（含除雾器）的烟气流速是至关紧要的设计参数。不同的塔型，烟气流速有所差别
一般逆流式吸收塔烟气流速采用2．5～5m／s，较多为3m／s左右。但近年有采用高流速的趋向
当然也不可能过高，突破除雾器功能的上限是不允许的，当水平布置除雾器时，这个流速限值设
计上多采用5m／s
我国近年引进一些大型火电FGD吸收塔的烟气流速列于表3－2－3，供参考。
表3－2－3我国近年引进的一些大型湿式FGD吸收塔烟气流速
电厂名称
塔电厂
略顶电厂期
重庆发电厂
北京一热广系连州
离了
3号、4号
电厂
电5号
吸收塔
流填
液柱式加合空塔
逆流喷解逆液项逆速喷
料婚
流域
空塔
空塔
空
顺流填料婚
收塔流速
/(m/
44
10.0
4,6
3.3
3.3
3.3
4.7-5.2
①对应三种不同产地的
如果除雾器垂直于气流布置时，烟气流速可以放宽至7～8m／s
由表3－2－3可见，从塔型区分，烟气流速相对较低的是逆流式喷排塔，相对较高的是顺流式
真料塔和液柱塔。
液气比
液气比（L／C）的定义是处理单位体积烟气需要循环求液的体积，烟气量以标态体积表示