CN102078765A - 电厂湿法烟气脱硫吸收塔 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种电厂湿法烟气脱硫吸收塔，其天方地圆吸收塔，烟气进出口与方塔等径使烟气流畅。氧化空气与预溶解吸收浆液直接进入喷淋区，瞬间完成脱硫。取消罗茨风机，仅用离心风机或自然风。无垢运行，不设除雾器或设置简易金属除雾器，净烟气通道不防腐，取消旁路，塔内涂覆耐高温防腐材料，裸塔兼做旁路。通过不同的顺逆流喷淋区风液配比克服了烟气压损，取消增压风机。浆液池浆液pH值可维持在任意期望值，预期脱硫率99%，运行维护成本降至约10%，厂用电率下降约1.25%。裸塔极易与烟囱整合成脱硫烟塔。提出背景技术随动性好的控制方案及裸塔无延迟单回路控制方案，为实现本工艺功能，改进了制浆工艺，设计了准单回路解耦控制方案。

Description

电厂湿法烟气脱硫吸收塔

技术领域

本发明涉及一种吸收塔工艺、结构，尤其涉及一种电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构。

背景技术

因流体流场在空间的分布总是选择阻力、压损小的路径而出现“短路”现象，通常圆柱型(方型)湿法喷淋吸收塔烟气出入口宽度小于塔体直径，烟气流场在吸收塔膨胀部分(图1剖削部分)出现紊流、滞流、甚至回流，造成此区域喷淋液“扑空”、浪费浆液，徒耗泵功能，使Ca/S增大，总脱硫率降低；紊流区烟气动压小，喷淋液相对下降速度大、含钙量大，CaCO₃容易在塔壁死角沉积结晶，对塔壁冲蚀严重(磨制石灰石浆液晶粒比较粗超尖锐)，穿漏现象经常发生。同时紊流区下部浆液池H₂SO₃含量少，CaCO₃含量大，浆液池PH值不均局部酸性大，氧化不一亚硫酸盐易结垢且影响脱硫率，所需搅拌功率大。通常湿法吸收塔CaCO₃吸收浆液直接输入浆液池(通常方案入口不在循环泵入口塔内附近)，由于相对巨大的浆液池CaCO₃摩尔比很小，又由于石膏等其他颗粒的撞击干扰，大大减小了H₂SO₃氧化、中和速度。

本设计方案克服了上述缺点，并可大幅度降低增压风机、浆液池搅拌器功率、减少吸收塔制安成本，高速、高效地吸收SO₂，因此易于随动即时控制，由于方形喷淋塔，可简化喷淋母管、支管、喷嘴的空间拓扑设计、降低了设计安装难度，且喷淋均匀。

通常吸收塔喷淋液与烟气逆流接触时主要进行SO₂的吸收水解反应，由于不能及时充分中和、氧化，SO₂相对动平衡量较大、释放量较大、吸收率较低：

SO₂+H₂O←→H₂SO₃                                  (1)

H₂SO₃←→HSO₃ ^-+H⁺←→SO₃ ^2-+2H⁺                    (2)

烟气中的氧可氧化亚硫酸氢根(亚硫酸根)离子生成硫酸根离子，但氧化量很少(设计标况烟气含氧量6％，实际运行一般不足6％)：

2HSO₃ ^-+O₂→2SO₄ ^2-+2H⁺                         (3)

由于喷淋液中CaCO₃浓度很低、与烟气逆流接触时间相对很短(一般3-4秒)，如下中和反应极少、主要在浆液池中进行：

CaCO₃+H₂SO₃→CaSO₃+CO₂↑+H₂O                  (4)

CaSO₃+H⁺←→Ca²⁺+HSO₃ ^-                        (5)

CaSO₃+HSO₃ ^-+H⁺←→Ca(HSO₃)₂                   (6)

CaCO₃+SO₄ ^2-+2H⁺→CaSO₄·2H₂O↓+CO₂↑+H₂O      (7)

在液滴降落过程中酸度逐渐增大，且只能得到很少的CaCO₃中和与氧化，(2)式的平衡后抑制了SO₂的进一步吸收，浪费循环泵功率，而降落到浆液池中的SO₃ ^2-要经过一定时间氧化成SO₄ ^2-，之后在浓度极低的石灰石浆液池中进一步中和、生成CaSO₄及石膏晶粒，又由于此过程释放CO₂，其分压比及浓度一定程度地抑制了浆液池中CaCO₃进一步溶解，降低塔内PH值，延长了中和时间、阻滞了石膏的生成速率、增加了浆液池中酸液宿留量及宿留时间，宿留酸液会造成一定量CaSO₃、H₂SO₃重新分解释放SO₂，即(1)式与(5)式平衡方程，同时对吸收塔腐蚀比较严重，酸液分布的不均造成CaCO₃分布不均，PH不易控制、超调，提高时出现异常现象等。出品石膏CaCO₃含量较大含率不均。因此通常设计中浆液池体积及其搅拌功率必须足够大，以使CO₂、氧化风的浓度尽量降低以利于溶解氧化等过程进行，且一定程度地克服了其造成的虚假液位；运行中石灰石必须有足够的过剩量(一般大于设计Ca/S)、浆液驻留时间足够长，脱硫率等各项指标才能达到一定的期望值。

通常为了提高脱硫率需增加吸收浆液比重以提高PH值，造成亚硫酸盐氧化缓慢，石灰石过剩溶解困难，石膏结晶困难、结垢、堵塞，增大运行成本，降低CaCO₃比重，可降低PH值但酸液增多(1)式(5)式动平衡正向发展，脱硫率下降，腐蚀度上升。

为克服上述等通常设计弊端，本发明专利采取如下各设计方案。

发明内容

本发明的目的是提供一种电厂烟气湿法脱硫吸收塔工艺、结构，降低建设、运行、维护维修成本，净化空气，提高脱硫率，为可持续经济发展战略提供有力支撑。

为实现上述目的，本发明提供一种电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺及其结构，包括：

一种电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，浆液池液面以上一定高度以上为方塔，截面为方形或准方形，以下为圆塔或有利于工艺性能的其他体型，原烟道、净烟道按一定比例扩张后等径介入方塔。向吸收塔喷淋区送入大量与烟气同行、同向的氧化风，向浆液池送入少量氧化风或不送氧化风。石灰石吸收浆液分别进入浆液循环管道与浆液池或全部进入浆液循环管道，瞬间完成脱硫。尤其在单氧化区时，可实现净烟气碱性、无酸雾、无亚硫酸盐等无垢运行，因此不设通常的除雾器。为降低水耗等可设置简易金属除雾器，加之大量氧气后续氧化，净烟气通道可不做防腐，通过塔内涂覆耐高温防腐材料吸收塔兼做旁路烟道，可取消与吸收塔配套的旁路烟道及其挡板门、FGD进出口挡板门，可降低增压风机功率约50％或取消增压风机。在环境温度较高时烟道、吸收塔等设备应采取一定散热措施以提高装置性能。

塔内形成多氧化区：吸收氧化区即喷淋区及浆液池氧化区，对于逆式吸收塔或逆流喷淋区，吸收氧化区氧化风管位于该区烟气入口下方、浆液池浆液面上方约1-2米处；对于顺式塔或顺流喷淋区，氧化风管与该区喷淋母管相间布置。喷淋区可用离心风机送入大量氧化风，或利用塔内负压吸入自然风而不用任何风机，风量大于设计风量约120％。浆液池氧化风管位于浆液池上部浆液面以下，比通常技术高，可配置约1/4设计风量氧化残余酸液，大幅度降低罗茨氧化风机功率。当吸收氧化区配风量超过150％设计风量时，形成单氧化区，取消浆液池氧化区。

在逆流喷淋区，氧化风管上侧设有开口向上的喷嘴，该喷嘴上方设有一双圆锥体422，其腰径约是喷嘴内径的4/3；氧化风管下侧设置若干疏水阀或插入浆液池一定深度的排污管。

所述CaCO₃供浆管分支接入浆液池并且入口与匹配的浆液循环母管的入口相距较近，CaCO₃供浆管的浆液量与浆液循环母管流量匹配；或使进入浆液池与循环母管的吸收浆液的管道相对独立并分别控制；或只设计进入循环母管的吸收浆液管道。石灰石吸收浆液应经过预溶解方案处理；较背景技术应增大浆液循环量；即使在塔内安装简易金属除雾器时所有喷淋层也可设置在塔内最顶端；设有特定控制方案对石灰石喷淋液及浆液池浆液PH值进行监控；减少浆液池体积并可大幅度降低其搅拌功率。

喷淋区内吸收、中和、氧化等反应瞬间同时完成，塔内烟速可设计约5-6m/s甚至更高，气液接触时间可设计约1秒，因本工艺结构特点使吸收塔高度大幅度降低，高约25米。

对于顺式吸收塔，或逆式吸收塔在特殊场合如与烟囱整合并采取降低烟速、减少喷淋量等措施时，可不设增压风机。

对于顺逆式或逆顺式塔，形成顺流动力氧化区(70)与逆流动力氧化区(80)，氧化风及喷淋浆液配置70区大于80区并维持相同比例，并可使70区喷淋液初速度大于塔内烟速及80区喷淋液初速度，顺式吸收塔只形成顺流动力氧化区，不设通常的除雾器可实现塔内压损0的突破，因此取消增压风机。为优化吸收塔无垢运行性能，可向80区送入大量额外氧化风并提高该区喷淋液PH值。

该工艺系统消除了供浆瓶颈等响应迟滞，瞬间完成脱硫反应，实现系统响应“0”的突破，提出该系统极其简单的单回路PID控制方案；通过对背景技术工艺系统供浆瓶颈等滞后响应的分析提出其优化控制方案。

对改进的湿式球磨机制浆工艺系统进行各参量解耦分析，提出制浆工艺系统各参量关系明晰化的准单回路PID控制策略，以利于本工艺技术的上述各实施例的实施。

本烟气脱硫工艺所形成的各种吸收塔应用实例，可与烟囱极其简单地整合成一体式脱硫烟塔。

本工艺、结构、控制策略或部分工艺、结构、控制策略，可应用于其他如填料塔、液柱塔、鼓泡塔等湿法烟气脱硫工艺，也可应用于双碱法、氨法、钠减法、海水脱硫法、氧化镁法等其他吸收剂的湿法烟气脱硫装置。

本发明具有如下效益：本发明提供的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，典型应用为天方地圆吸收塔，简洁流畅的造型杜绝了塔内烟气流场的紊流、偏流、回流等现象，升级供浆方式，氧化空气与吸收浆液直接进入喷淋区，取消罗茨风机仅用离心风机或自然风，排烟碱性，因此净烟气通道无需防腐，取消除雾器或安装简易金属除雾器，同时取消了与吸收塔配套的旁路烟道及其挡板门、FGD进出口档板门，通过塔内塔内涂覆耐高温防腐材料，吸收塔兼做旁路烟道，从而降低增压风机功率50％以上，通过将逆流喷淋改为顺逆流(逆顺流、顺流)喷淋克服烟气压损取消增压风机。浆液池浆液PH值可控制在任意期望值，彻底遏制腐蚀、最大限度地提高了石膏品质，并大幅度降低了吸收塔高度至约25米、以及浆液池高度及其搅拌功率，塔内烟气流速5-6m/s或更高，高效吸收(1s)、高效脱硫(0.99)、0延迟，最大限度地降低了Ca/S、电耗。仅需无前馈单回路PID控制。尤其可与烟囱珠联璧合为脱硫烟塔GDS(flue gas desulfurization stack)，简单至极，惟一烟囱尔！同时改进了湿式磨机工艺，实现准单回路PID控制。

裸塔可降低运行成本至10％，降低厂用电率1.25％，年节电3000万度。节煤1万多吨，

为了能更进一步了解本发明的特征以及技术内容，请参阅以下有关本发明的详细说明与附图，然而附图仅提供参考与说明用，并非用来对本发明加以限制。

附图说明

下面结合附图，通过对本发明的具体实施方式详细描述，将使本发明的技术方案及其他效益显而易见。

附图中，

图1为本发明“电厂湿法烟气脱硫吸收塔”一实施例的剖视示意图；

图2为逆流喷淋区氧化风管的喷嘴结构示意图；

图3为本发明“电厂湿法烟气脱硫吸收塔”另一实施例的剖视示意图；

图4为图3中裸塔(脱硫烟道)平面布置图；

图5为背景技术湿法烟气脱硫装置运行曲线示意图；

图6为石灰石制备工艺系统各参量耦合关系图。

具体实施方式

以下结合附图对本发明进行详细描述。

如图1-2所示，为本发明一实施例，本实施例的吸收塔为循环泵供浆顶部喷淋逆流接触烟气吸收式天方地圆吸收塔，其包括：方塔1、截面方形或准方形，位于烟气入口底部以上，设置其上的净烟气出口烟道2、原烟气入口烟道3，方塔1下部为圆塔4(圆柱体，或其他有利于脱硫工艺的体型)，在圆塔内浆液池内上部形成浆液氧化区40，浆液池内下部形成结晶区(40区以下)。方塔1内部喷淋区50形成吸收氧化区，为增大循环量，方塔1内部可设四层喷淋层5，各喷淋层5之间间隔可为1.5m。

在本实施例中，净烟气出口设于方塔1一侧上端，与方塔1等宽，截面方形或梯形，净烟气出口烟道2方形或梯形截面，按一定直线斜率收缩于净烟道，方塔最顶部两侧边角按此(一定)斜率扩张(延伸)至方塔顶部另一侧，或设计成方塔本体，平行且等宽于方塔。原烟气入口相对净烟气出口设于方塔1另一侧或同侧下端(首选对侧)，与方塔1等宽，原烟气入口烟道3按一定直线斜率收缩至原烟道。本塔结构设计可彻底消除塔内烟气紊流、偏流甚至回流等现象，烟气分布均匀，石灰石利用率高，Ca/S低，吸收率高，喷淋液对塔壁冲蚀小，浆液池PH值均匀易控，无石灰石失效等莫名症状。

吸收塔内部设计成两个氧化区：吸收氧化区(喷淋区)及浆液池氧化区。吸收氧化区(喷淋区)在入口烟道3下部浆液池液面41以上合适位置(约1-2米)设置若干喷淋区氧化风管42；浆液池氧化区在浆液面41下方约浆液池高度中部偏上设置若干氧化风管43，当取消该区时塔内形成单氧化区。为防止喷淋液倒灌进入氧化风管42及氧化风机内，42上侧设有若干开口向上的喷嘴421，其上设有双圆锥体422，其腰径约比喷嘴内径大1/3，下锥度值以使所有喷嘴421的氧化风流场均匀分布在喷淋区为宜，上锥度值以喷淋液不进入喷嘴421为宜、同时避免进入相邻喷嘴内。

石膏排放管44对称布置，吸收浆液供浆管45入口相邻循环泵入口，保证大部分或全部吸收浆液直接进入循环母管。

石灰石供浆管及吸收中和：

所述的CaCO₃(石灰石)供浆管数量与浆液循环母管数量相同，每支入口与相邻浆液循环母管入口边缘相距约500mm，具体值以保证大部分CaCO₃吸收浆液进入与之匹配的循环母管、并保证喷淋浆液CaCO₃浓度相同。通过循环泵入口浆液流场将绝大部分吸收浆液吸入浆液循环母管，利用浆液流经循环泵叶片的急速紊流达到混合均匀的目的，进而最大程度地提高烟气中SO₂与液膜中Ca²⁺和CO₃ ^2-的接触率，使中和反应在喷淋区一次瞬间完成。利用循环泵入口紊流流场，使少量石灰石吸收浆液进入浆液池，随着浆液的搅动进一步中和残余酸液。对于多氧化区，上部浆液池PH值可控制在有利于氧化的范围；由于从塔身下部进浆(循环泵入口位置)，下部浆液池可控制在有利于石膏结晶的范围，抑制塔底腐蚀(一般经验认为5.5最佳)。

对于单氧化区，保持浆液池酸性不是必须的，通过调节直接进入浆液池的吸收浆液量，实际可将PH值控制在任意期望值，彻底遏制腐蚀、得到高品质石膏、极低的Ca/S比。

而鼓泡塔是在酸性浆液中进行各种反应；通常喷淋塔浆液池PH值由于控制超调、负荷变动、循环量变化而无法稳定在最佳值，造成种种弊端，与脱离效率存在不可调和得矛盾，得鱼而失熊掌。

为了有利于控制，可将石灰石供浆管道分成小支分别接入每个浆液循环泵入口和浆液池，并分别用调节阀控制进浆量，以保证喷淋均匀(必要时可安装流量表辅助控制)、合适的浆液池PH值。

SO₂的吸收量决定于浆液的酸度，浆液PH值吸收极限介于4-6之间，因本工艺石灰石溶解时CO₂的释放(直接进入烟气而不是进入浆液池)、吸收、氧化、中和等反应与石膏结晶(几乎全部在浆液池中进行)的空间分离与时间同步，以及吸收氧化中和的同步瞬时性使中间产物存在时间极短甚至不存在，所以吸收具有不可逆性，因此浆液吸收极限得以拓宽。喷淋行程由上至下浆液PH值由高至低，所以可以将喷淋浆液PH值调至6以上甚至远超过6，以使整个行程吸收量最大化。但由于氧化空气直接进入喷淋区氧化，甚至所有亚硫酸盐的氧化都在喷淋区完成，所以在保证脱硫率前提下有必要控制喷淋行程下半部(或末端)喷淋液为酸性(以下各实施例相同)，尤其在单氧化区方案中。可用托盘将即将落入浆液池的喷淋液引至塔外，并测量其PH值，用作监视，并由此控制吸收浆液供浆量，具体值应以排烟呈现碱性、无亚硫酸盐等污垢为定值。

因有部分喷淋区段PH值很高，整个喷淋行程相对短，相对氧化时间短，所以该区氧化空气应尽量多。所以本工艺提及的氧化风量应根据相应工艺在实践中确定最佳值(本发明工艺其他涉及的具体值也宜于实践中确定最佳值)。

特殊应用可将石灰石吸收浆液全部导入喷淋区，并由此调节浆液池PH值，但浆液池必然为酸性，否则氧化效果不理想、结垢，进入循环后影响吸收，石灰石损耗大，石膏品质差，净烟气会携带亚硫酸盐。因本工艺吸收氧化中和同时进行，氧化风低廉，故可用超大量氧化风强制氧化碱性(或微碱性或微酸性)环境的亚硫酸盐，能取得较好的排烟碱性效果，并将浆液池PH值控制在期望值。

所以，在吸收浆液分别注入循环管道和浆液池方案中，可适当增加进入循环母管的吸收浆液量，减少进入浆液池的浆液量。

溶解预案：

为了增加吸收浆液中CaCO₃的活性，使其在喷淋前最大限度溶解，在喷淋末端尽量全部溶解，彻底吸收，加速吸收使各项反应完全彻底，本发明增大浆液循环量(由于扬程的大幅度降低功率基本不增)。L/G增大增加了气液接触几率，以及吸收浆液及大量氧化空气直接进入喷淋区，将使吸收更加彻底、脱硫率得到提高，将促进各项脱硫反应而不会做无用功。同时采用预溶解方案：降低吸收浆液石灰石浓度至1.10g/cm³左右，即石灰石浆液制备系统预先制备足够并充分溶解的吸收浆液(可以用石膏脱水旋流液预先配制，以控制水平衡，而石灰石浆液箱及场地易于制安、规划)；提高石灰石颗粒细度至350目左右(只需降低石灰石旋流站顶流压力)，以加速石灰石溶解，加大预溶解量，进而提高喷淋吸收过程中石灰石有效成份并使残余石灰石完全迅速溶解，从而加快中和吸收等反应速度，使之瞬间完成。

反应机制：

喷淋液在行程中酸度的增加、CO₂瞬时且彻底的释放等有利反应，使过饱和CaCO₃浆液迅速溶解，按当量加入的石灰石在喷淋液吸收末端如部分不溶解中和将使酸度增大，而增大的酸度将促使CaCO₃溶解中和，这个动态平衡促使吸收溶解比较完全，因此循环泵出口循环浆液可维持在CaCO₃过饱和状态，PH值预期可远在6之上。由于过量氧化风的加入、激烈的气液搅拌瞬间完成各项反应，尤其高PH值浆液出现在喷淋行程上部，而亚硫酸盐的产生与氧化主要发生在喷淋行程下部，超大量氧化空气使氧化即时彻底，高PH吸收浆液不会影响亚硫酸盐的氧化。所以高PH值的循环浆液对吸收的影响只是正面的。

多氧化区：

结构配置：

所述塔内多氧化区分为浆液池氧化区及吸收氧化区(喷淋区)。前者氧化风管在浆液池中部略偏上，比通常喷淋脱硫吸收塔氧化区小(本工艺浆液池高度已经降低)，氧化区大小主要决定于残余酸液的多少，风量主要分配到喷淋浆液降落区，且风场均匀以利氧化。该区配风量占总设计氧化风量的1/4以下(决定于酸液残余量)，总设计氧化风量即通常喷淋吸收塔根据脱硫负荷计算设计的氧化风需求量，罗茨风机只需配置通常出力的1/4即可。

吸收氧化区即喷淋区，氧化风管位于方塔下方，浆液面以上1-2米处，位置要求尽量低，但不能被池中浆液淹没及溅射。风管及喷嘴配置保证在方塔截面上均匀分配，喷嘴向上。因为氧化空气是进入负压烟气喷淋区而不是通常吸收塔浆液池，加之气液激烈的接触、局部紊流的扰动，喷嘴密度无需太大就能达到均匀分配、混合的目的，比浆液池氧化风管喷嘴密度要小得多，易于设计安装(通常喷淋塔氧化风喷嘴很密集以使氧化风与液体混合均匀，缩短氧化时间，减少搅拌量，尤其鼓泡塔更加密集复杂，维修维护不便)。配风量大于总设计氧化风量的120％，因吸收塔正常工况为负压运行，无浆液池液压造成的氧化空气压损，所以喷淋区(吸收氧化区)的氧化风机即使不运行也会有相对较高动压的氧化风进入该区，该区氧化风机只需配置大流量通用离心鼓风机即可，对压头几乎没有要求，正常工况(塔内负压时)可切除离心风机；或不配置任何风机仅利用塔内负压吸入自然风(为安全起见，或可配置少量离心风机氧化风以备用)。不用配置减温水、仪表阀门等附属设备，因重量轻可在吸收塔平台上安装若干台风机，减少电厂用地。也不用十分计较更大的风量，可考虑增大风量，尽量使亚硫酸盐全部氧化，同时增加烟气动压。

喷嘴及排污：

为防止喷淋液倒灌氧化风管及风机，喷嘴设计如图2所示，在喷嘴上方安装一双圆锥体，其腰径大于喷嘴内径约1/3，下锥度值宜使所有喷嘴的氧化风流场能均匀分布在喷淋区为宜，上锥度值以使喷淋液不进入喷嘴为宜、同时避免进入相邻喷嘴内。离心风机标高应高于喷淋区氧化风管标高，并使该氧化风管标高在该氧化风系统中最低，在塔内氧化风管下侧设置若干疏水阀，或设置若干插入浆液池一定深度的排污管，其深度保证正常运行时无氧化风泄漏到浆液池或少量泄露。

反应机制：

由于方塔结构无紊流偏流区、增大了浆液循环流量，绝大部分或全部吸收浆液直接进入喷淋区使喷淋液有效成份大幅度提高，气液逆流交锋、高效激烈接触，瞬间同时氧化，等效大幅度而高效率提高了L/G，第一时间及时充分地中和了吸收液中的H⁺，PH值的降低加速了CaCO₃的溶解，使(2)式动态平衡正向增量，进而使(1)式正向发展。同时大量氧气的同时氧化，使SO₃ ^2-几乎不存在，进而使(1)、(2)、(3)式加速正向发展，实际几乎为不可逆方程式，由此大幅度增加了吸收率，已达到极限，遏制了在喷淋液下降过程中因酸度增加而分解逃逸SO₂。同时溶解速度、效率也达极限，最大限度地降低了Ca/S比(高效利用石灰石)，加快了中和速率，从而加速了亚硫酸根的生成，(4)、(5)、(6)正向加速，可以瞬间完成。同时激烈的气液交互冲击大量的泡膜的产生与破碎，几乎使全部CO₂直接而彻底地进入烟气，解除了CO₂对喷淋浆液中CaCO₃溶解的遏制、以及少量发生在浆液池中的溶解对后续溶解的遏制，如下(8)式是单向方程式而不是通常喷淋技术中的动态平衡方程式，加速了各项积极反应。此项性能远优越于鼓泡塔(CaCO₃在鼓泡池中溶解)。

CaCO₃溶解、中和方程式：

CaCO₃+2H⁺→Ca²⁺+CO₂↑+H₂O                 (8)

过量氧化空气逆流补充，瞬间的中和PH值的降低，使氧化即时快速完成，保证了喷淋液自始至终SO₃ ^2-非常低，甚至是不存在的，尤其在喷淋(吸收氧化)区底部，氧化风管附近，由于此区没有烟气或烟气很少，喷淋液酸度不再增加，但遭遇到大量富氧空气而使SO₃ ^2-离子几乎全部氧化成SO₄ ^2-离子，助长了(1)、(2)两式的正向吸收。SO₄ ^2-离子与过量的Ca²⁺离子及时生成不溶性CaSO₄(微溶、PH值提高溶解度提高)并结晶。

Ca²⁺离子的迅速降低促进了溶解，溶解又促进吸收，此时激烈的气液冲突，尤其大量氧化风的加入，“搅拌”效果相当理想，增加了离子间接触几率，加速了各种有利于脱硫的反应。

由于上述各种有利因素促使SO₂的吸收CaCO₃溶解，(1)、(2)两式可直接改写成单向方程，由于及时的中和与氧化，(4)、(5)式(中CaSO₃)实际几乎是不存在的，亚硫酸盐的全部氧化，喷淋蒸发的污垢只有CaSO₄等硫酸盐及其结晶。

单氧化区：

当吸收氧化区(喷淋区)氧化风量提高到设计总量的150％以上时，可以取消浆液池氧化区，即取消罗茨氧化风机，所有的反应都转移到了喷淋区，整个浆液池变成石膏结晶专区，急速的烟流混合着过量的氧化空气对喷淋液激烈冲突，产生大量液膜、高效吸收、瞬间即时完成氧化，促进其他各项脱硫反应加速进行，代替了通常喷淋塔浆液池中脉冲悬浮系统的搅动来加速各种反应。

本方案浆液循环量的增加、喷淋液石灰石浓度的大幅提高，大量氧化风的进入，CaCO₃吸收浆液得以与烟气高效、充分接触，高效地利用了气膜，突破了通常吸收塔L/G极限，尤其适合含硫量大的劣质煤。较高的烟气流速带来的激烈的扰动，液滴破碎细小，增大了吸收液膜面积，紊乱的气流与液流增加了反应离子动能、摩擦撞击几率、反应几率，有利于吸收。成矿学证明：矿床的生成决定于地下岩浆冷却结晶速度、结晶岩石与岩浆的相对流动速度，即结晶离子的动态密度。由于本技术最大幅度地提高了液膜吸收效率，可以缩短气液接触时间即喷淋行程；可以提高烟速，再次减少喷淋区截面面积，以配合浆液池直径(体积)的减少。

为了增大液膜有效面积、增强气液冲击强度以使各反应粒子充分接触反应彻底，本专利方案设计烟速最低为5-6m/s。该区集SO₂的吸收、SO₃ ^2-的氧化、H⁺的中和于一体，气液大面积接触瞬时完全反应，反应机理与鼓泡塔雷同，所以气液接触时间设计为1秒。由此，久梦以求的鱼与熊兼得、义与利同沽，其蹴就唯在东风。

本方案由于鸡犬升天(氧化风与吸收浆液直接进入喷淋区)，与鼓泡塔工艺流程、反应机理略同，性能直逼鼓泡塔，可与之比肩媲美、同日讴歌。而与鼓泡塔的不同是只有石膏结晶在浆液池中进行(或有少量中和)，吸收、氧化、中和以及CaCO₃的溶解、CO₂释放都在喷淋区进行，这精神宗旨的统一与物理过程聚散离合，形散而意不散，正是天□地○的骄傲。鼓泡塔有着0.5秒鼓泡脱硫时间，瞬间完成，98％的脱硫率，99％的CaCO₃利用率，90％的除尘率，空塔(天方地圆吸收塔)方案预期脱硫率在0.99以上，CaCO₃利用率、除尘率等指标期望接近或超过鼓泡塔。低廉的建设运行维护成本与高效脱硫的完美结合不再是梦。

由于通常吸收塔紊流区的存在于烟气滞留，本方案烟速的提高并不能带来更多的水雾、污垢携带量。且大量氧化风的进入冷却了喷淋液降低水雾量及携带石膏等污垢量。随着锅炉设计的日臻完善，能源综合利用的日趋合理高效，锅炉排烟温度将继续降低，目前600MW机组锅炉排烟温度在127℃左右，当降至80℃左右时，喷淋浆液温度很容易维持40℃左右，最宜脱硫，排烟携带石膏等污染物现象将得到更加彻底的根除。

浆液池：

由于紊流液体中离子更容易相互接触，在塔壁、管道凸出滞留区结晶体会接触到更多同类离子因而加速晶体的成长，因此入口烟道底部以下浆液池仍然为圆柱形，如图1所示，以减少凸凹死角，以防相对较大的流速造成迅速结晶，浆液冲蚀塔壁，同时基本杜绝了喷淋液对紊流区以下塔壁(浆液池液面以上圆柱形塔壁)的冲蚀及CaCO3沉积结晶；并且由于烟气分布均匀流速高，两侧塔壁冲蚀现象得到有效缓解。

在单氧化区方案中，浆液池中只有石膏晶粒的继续增长(或有少量中和)，问题简单明了，及时排放石膏降低浆液池密度以利于吸收、氧化、中和反应，提高脱硫率(现代技术的提高不必担心因石膏晶粒小而脱水困难)，减少循环泵、脉冲泵等设备负荷、磨损，降低塔内结晶程度及各种管道堵塞的几率。

其余的工作就是大幅度削减浆液池体、降低液位，期望降低到5米(通常600MW机组脱硫喷淋吸收塔液位在9m-10m)。反应的剥离、浆液量的减少，可大幅度降低搅拌功率。

在多氧化区方案中，喷淋液降落到浆液池后，还有少量的Ca(HSO₃)₂氧化成CaSO₄及其结晶，几乎完全省略了中和、氧化、结晶时间，大大缩短了吸收、中和、氧化、结晶等SO₂脱除周期。氧化区位于浆液池最上部，及时氧化、消灭残余亚硫酸盐以防结垢，提高SO₂吸收率，提高石膏品质。此区需要比较激烈的搅动，可单独设置脉冲管以加强氧化。浆液池浆液不产生CO₂，无氧化空气大量进入(或少量的进入)，因此几乎没有虚假液位现象，气体的减少使离子更加充分接触，使氧化及石膏结晶更加高效进行；同时石膏结晶区(氧化区以下)反应只有石膏晶粒的继续增长，因此可以降低该区脉冲悬浮系统扰动量、减少脉冲泵功率，以达到混合均匀、不沉积、石膏结晶为目的。

为有效利用脉冲浆液动能，减小压损，防止喷液磨蚀塔底，喷管略向池中心倾斜约5°-10°垂直方向布列，喷管分配避开石膏排放口附近，使浆液主流在方塔下方翻滚，CaCO₃含量较大的浆液首先与进入氧化区的酸液中和，加速CaSO₄的生成与石膏结晶，之后被翻滚到石膏密集区排放。石膏结晶区烟道下方两翼为石膏密集区，密集区各设计一台石膏排浆泵，石膏浆液在此区排出，如图1所示。根据石膏产量轮流工作，如24小时工作制，间歇期可用以维护。

通常喷淋吸收塔所有中和反应生成的大量CO₂由于溶解和浆液压制而不能及时排放到烟气中并驻留相当数量，由于浆液压制造成CO2动压压损，增加了增压风机功耗。本方案由于中和反应完全在喷淋区进行，减少了增压风机功耗。

空塔(旁路烟道)：

通常喷淋吸收塔烟气在喷淋行程中亚硫酸盐(PH值提高溶解度急剧降低)产生较多，不能及时充分氧化结晶，净烟气酸雾、亚硫酸盐蒸汽含量较大；气液接触时间长，喷淋量相对较少，浆液中大量石膏随即蒸发。必须设置除雾器除垢除水雾，以防亚硫酸盐、石膏等杂质对后续设备腐蚀、结垢。运行经验表明，即使防腐，后续设备腐蚀现象仍然非常严重。

本方案L/G相对大幅度的提高、低温介质的增加，喷淋液温度升高程度将减少(但由于热质的增加，浆液池温度将升高)。水雾的增加决定于L/G及气液接触时间，当比值较小时，液体全部蒸发但总量不一定很大，当比值很大时由于浆液温度上升很小、蒸发量很小，此函数有个蒸发量最大的极限值，因此L/G的选择应兼顾喷淋液即液膜温升较小、水雾蒸发量小、以使其携带的污垢很小，本方案L/G的选择应尽量大，使喷淋液蒸发量、温升、水雾携带污垢量减少。同时气液接触时间的大大缩短，大幅度降低了温升，并且大量冷空气首先直接进入喷淋区，对温度逐渐增高的液膜起到逆程冷却作用，适当增加氧化风量，以遏制水雾及其携带石膏、石灰石等污垢的发生。

但烟流的单项持续与浆液的封闭循环将导致浆液温度持续升高，没有散热最终将达到烟气温度，浆液温度只是吸热与散热的动态平衡，决定于其吸热率与散热率，所以必须同时加强散热，以达低温浆液高效脱硫之目的。

散热措施：

机组空预器出口至吸收塔出口烟气通道均不做保温，净烟气通道宜作保温以尽量提高排烟温度，提高烟囱“抽力”。吸收塔、循环母管采取加装散热片等散热措施，下部○塔内可设置若干穿过浆液的通风散热管并通过风机散热，同时起到加强搅拌、加速氧化中和、加速石膏结晶之功能，取代背景技术之与浆液池氧化风管相间布置的氧化分区管。○塔可进一步采取有利于散热的造型、体积。对于冷冻地区可适当保温，主要是吸收塔和浆液管道，通风管冬闭夏启。

净烟气通道防腐问题：

本方案在喷淋液中加入过量的吸收浆液，在淋浴烟气中加入过量的氧化空气，一次性瞬间完成吸收、氧化、中和等反应，其化学进程机制与鼓泡塔相同，几乎无任何副反应生成的COD等产物，不产生CaSO₃等亚硫酸盐蒸发。尤其亚硫酸盐及石膏主要在喷淋行程的下半部产生，亚硫酸盐随即被铲除甚至根本就不存在，因大量浆液与急速烟流相逢造成大量的液膜、紊流，下部石膏在蒸发升腾过程中与烟尘等杂质一起被石灰石碱液冲洗过滤掉，无法到达喷淋行程顶部并排除，加之低温及时排浆，并且CaSO₄溶解度随浆液的酸度降低而降低，因此，净烟气几乎没有石膏硬垢。喷淋浆液行程顶部是PH非常高的浆液，因此净烟气不含酸雾。加之过量氧气后续氧化，空塔真正无垢无腐蚀运行，后续烟道烟囱等设备设施可以不做防腐。

取消除雾器(空塔)：

尤其对于单氧化区吸收塔，喷淋区氧化完全彻底，彻底根除了净烟气携带亚硫酸盐、酸雾等腐蚀性污垢的可能，因此本方案取消除雾器及相关冲水等附属设备，减少了烟道压损(一般600MW机组除雾器正常运行压损在300Pa-800Pa之间)，降低了增压风机功耗，成为名副其实的空塔(对于多氧化区吸收塔，不建议取消除雾器)。在净烟气通道最低处设置排放口及时排放凝结水及污垢并回收碱性浆液。现有技术塑质除雾器通常最高工作温限不超过100℃，因此通常脱硫装置不启动时不能通过烟气，即不能用作旁路烟道使用。本方案取消了除雾器，塔内涂覆耐高温防腐材料，烟气可以在任何时候通过吸收塔直至烟囱，即使不启动FGD喷淋，也不会对吸收装置造成任何损害，因此本方案脱硫装置取消旁路烟道及其挡板门、FGD进出口挡板门，减少了挡板门及过长的FGD烟道，进一步减少了烟道压损(600MW机组总压损在500Pa以上)，同时大量氧化空气进入喷淋区提高了烟气动压，进一步降低了增压风机功耗(通常无GGH的FGD满负荷运行增压风机升压在1800Pa左右)，可配置功率约2500KW的风机，吸收塔兼做旁路烟道(我国脱硫设计习惯性设置旁路烟道，以求主机安全系数)，不会对主机构成任何威胁，真正无隐患安全运行。

当本技术应用于钢铁烧结机等排烟温度较高的装置设备时，或为控制工艺系统水平衡需要，可用不锈钢板或铝板制作简易单级或两级除雾器，截面◇型或其他有利于除雾除垢的形状，适当增加间隙将总压损控制在30Pa以下(即使长期运行也不能超过此值)，如此低廉简易之除雾器现场即可制作，容易加工，无施工火患，易于冲洗更换，虽然除雾效果略差，但不影响取消增压风机，吸收塔做旁路烟道之功能。

喷淋层置顶：

本工艺吸收塔即使在安装简易金属除雾器时(逆流区安装在烟气出口之下)也可将所有喷淋层全部安装在塔内最顶端净烟气出口之上，以增加有效吸收行程。金属除雾器可有效祛除水雾、污垢，而其上水雾污垢已经很少且喷淋液呈现高PH值，此时金属除雾器起到填料塔、隔板塔的作用，可以提高脱硫率、降低Ca/S，尤其在逆流区，可以降低烟气压损。

当不设置金属除雾器时，为控制蒸发量，空塔可在塔内最顶端设置工艺补水兼做减温净化喷淋：降低喷淋液膜温度、吸收捕捉烟气中携带的石灰石微粒等，返回吸收塔的PH值较高的净化水重新参与吸收中和。补水喷淋应防止雾化，并尽量均匀细小，以达最佳收集污垢效果。

天□地○塔：

通常吸收空塔烟气流速设计为3-4m/s，实际由于烟气短路效应中心区域烟气流速可达5-7m/s(按600MW机组燃煤含硫量2.4左右吸收塔直径16米，出入口烟道宽8米计算，则短路截面与吸收塔截面面积之比接近0.6)，所以只消减烟气紊流区而不改变其直径的喷淋方塔(或准方塔)的烟气流速并不能大幅度提升、携带更多的水雾。背景技术相对过大的循环浆液量与过低的CaCO₃密度使气膜吸收效率(单位面积气膜吸收量)徘徊不升，过大的L/G比只能使循环泵劳而无功、雾垢弥漫、徒增烟气压损、空耗风机功能。

如图1所以，本吸收塔只是一段烟道，通畅的造型消除了塔内烟气流阻较大的两侧紊流区，有效地利用了塔内空间，降低了制安成本。入口烟气由于惯性动压并因喷淋液的垂直接触、压迫，使烟气在进入喷淋区后在方塔长轴方向延展，在烟囱较大负压的抽拉下，自然形成较长的向上的气流，截面长方形的方塔造型正是为这个烟气流场“量身定制”，最大限度减少了烟气方塔压损，宽度的限制起到了整流作用，等径的喷淋区出口，后高前低(或等高)，折烟角烟气产生涡流，对烟气流起到减小阻力作用(折烟角可设计成流线型)，因此喷淋区无大范围紊流、滞流、回流发生。烟气在喷淋区的均匀分布、稳定的流场、短暂的旅程急速的烟流大幅度降低了喷淋液行程末端的下降速度，大大地减轻了对塔壁的冲蚀，基本可以杜绝塔壁穿漏现象。

工程初设：

本方案设计烟速5-6m/s，则600MW机组按270万m³/h烟气量计，方塔截面约130m²，可设计烟气流向长13米、宽9米的方塔截面(流通面积为扇区截面加长方形截面，该截面形状设计有力结构稳定)，轴向延长以利于烟气流场均匀分布，适中的宽度以利于原烟道、净烟道的衔接。则下部圆塔直径约为16米。圆塔高为5米的浆液与2米的吸收氧化区氧化风管过渡区，总高度7米。烟气入口设计9X4米，比原烟道截面略大，按一定收缩斜率衔接与原烟道，以之为烟速流场过渡区，以利于均匀流场。入口烟道上缘以上气液接触喷淋行程设计为5-6米。喷淋层间隔1.5米(尽量提高最底层喷淋母管高度)、设计4层喷淋(循环量较通常喷淋塔至少增加约1/3-1/2)，喷淋层总高度4.5米。净烟气出口烟道设计底部宽为9米，高约4.5米，如图1所示，梯形或方形截面，塔顶下倾斜面及两侧收缩面按一定斜率收缩于净烟道至烟囱，空塔总高度约25米。

实践及理论证明，提高烟气流速可提高脱硫率，本方案可考虑继续提高烟速，同时适当增加循环量以增加液膜产量，增大气液接触面积，遏制因烟速提高带来的石膏蒸汽量的增加，从而保证无垢运行。

裸塔：

如图3-4所示，为本发明电厂湿法烟气脱硫吸收塔的另一实施例，其不同上述实施例的是：所述净烟气出口与原烟气入口分别设于方塔1相对两侧的上端，皆为与方塔1等宽设置的方形或梯形出口，净烟气出口烟道2与原烟气入口烟道3分别按一定比例延伸收缩于净烟道与原烟道。方塔1内部通过一隔板10将其等分成两喷淋区，分别为顺流动力氧化区70及逆流动力氧化区80，采用对称结构不对称风液比克服塔内烟气压损。

浆液池浆液面升至方塔下部，隔板下边缘距浆液面6米，与浆液面形成水平方向的烟气通道。下部圆塔4可设计成等径方塔或其他有利于脱硫的体型。对于600MW机组，参照上述实施例，考虑到占地及下部空间的利用，下部圆塔设计直径为13米，高度为5米，浆液池总高度6.5米，可针对此特异浆液池设计特定方向的脉冲悬浮系统喷嘴以使充分混合。

本实施例的顺、逆两个喷淋行程是一个完整的吸收行程，是对吸收行程及进程在时空上的分割。所以气液接触总时间增加一倍，烟速及浆液循环总流量设计如实施例一所述，塔身总截面9×26m，本方案(裸塔)烟气出入口烟道设计造型及尺寸如上一实施例净烟气出口方案。70区氧化风管42与喷淋母管相间布置，喷嘴均朝下。80区氧化风管42在浆液面41以上1-2米处，喷嘴及排污方案如实施例一，吸收塔的总高度约25米。

喷淋浆液及氧化风分为两部分，顺流动力氧化区70，分配约2/3的喷淋量及氧化空气量，上部侧面为烟气入口；逆流动力氧化区80，分配约1/3的喷淋量及氧化空气量，上部侧面为烟气出口。由此塔内烟气压损可突破0，即使在安装简易金属除雾器时(压损极小)，也可取消增压风机。

如图4所示，为本实施例脱硫装置(裸塔)13形似烟道，空内虚外，集旁路烟道、脱硫装置于一体，实为脱硫烟道，可以像烟道一样布置在引风机133与烟囱130之间。脱硫概念得到高度概括，脱硫技术得到高度升华。根据场内实际情况对脱硫装置进出口甚至塔身造型适当调整以使塔内烟气流场尽量均匀。

裸塔运行原理如下：

在无气体阻力下，设喷淋液初速度为0m/s，喷淋液在重力加速度(9.8m/s²)作用下行程时间约1秒，末端速度近9.8m/s，约在1.2米处、0.5秒时与烟气并驾齐驱，为使喷淋动力效应更加明显，70区喷淋初速度设计值应超过烟速，80区则应尽量小。在顺流动力氧化区，相对烟气，喷淋液较大的速度、较大的质量、密度，将传递很大的动能增加烟气动压(E＝0.5mv²)，使烟速在行程末端得到很大提高。但由于烟气流量、传动机制等限制，实际烟压并不能得到很大的提高。按气体定律PV＝nRT，体积(烟速)与静压成反比(期间设温度不变)，也即烟速在塔内增大到一倍时，静压将降低一半，一般塔内负压运行，即绝对压力略小于大气压，由于喷淋烟速即烟气负压甚至流量得到很大提高，经验印象表明这是不可能的。喷淋液对烟气的作用是摩擦传动，虎行从风，类似射流泵原理(但射流泵本身效率并不高，相对需要很大的气体液体流速及很大的流量才能得到一定负压)，虽然期间会产生液膜增大动能传输，但液膜柔弱可欺，扶风无力，也不可能扭转传递“效率”很低的局面。而活塞或螺杆式空压机理论上可以将全部外力转换为空气静压(实际存在各种效率)，进而供应压力很高的压缩空气，传动原理是密闭压缩式，符合密闭气体定律，传递力无系数因子。因为烟气流量(体积)在整个烟气系统中受制于功率很大的送风机引风机，气液传功机制使很大的流速差只是摩擦生热了。因此设计较大的流速差升压烟速是得不偿失的，静压、流速并不能大幅度提高，估算小于1％(动压+静压的总机械能)，烟压的提升约在1000Pa左右，烟速设计宜以脱硫率为目的，其次考虑占地及建造成本。但烟压毕竟有了“进展”，相对开环的(非密闭)烟气系统，顺流区“射流泵”增加烟气动压(使烟气升压)的同时将增加烟气流量(在整个烟气系统工况各种风门无动作条件下)，也即增大了烟气总机械能，虽然相对功率巨大的送引风机只是微量。

动力氧化风在70、80区行程始端介入(喷嘴初速度应大于烟速)，将给烟气带来一定量的动压与静压，其作用机制不同于喷淋浆液，他将完全融合于烟气，这时系统机械能(关于气体质量的静压+动压)是守恒的，因为几乎没有摩擦生热等无用功耗以及质量流失，所以传递效率比较高。但氧化风量相对烟气非常小，一般吸收塔氧化风总量在2万m³/h以下，离心氧化风机即使增加几倍风量也是杯水车薪，且离心风机的静压头很有限，但毕竟有了“进展”，众人拾柴总比一人救火力量大，所以该区将之同时设计成“射流泵”，名曰动力氧化区。

对于逆流喷淋区，同样因为摩擦及液膜传动机制，喷淋不会带来更大的烟气流速、气压损失，但毕竟气液相对速度差的增大，加剧了摩擦、冲撞，增加液膜的产生，一定程度增加了动能传递，相同工况下其压损值要比顺流区压升值多许多，为弥补此压损，本方案设计了两侧2/1不对称配风、配液及对称结构方案，弥补了烟气压损，实践了吸收塔内烟气压损“0的突破”。

顺逆式裸塔——我们的首选：

隔板通道处烟速比较高，受惯性离心作用及隔板压迫，烟气的俯冲及溅射的浆液起到液柱塔的作用，而此时烟气还含有约1/3的SO₂，适当调高浆液池PH值，可增加吸收量。所以顺逆式(顺式)裸塔比逆式(逆顺式)裸塔同样工况下脱硫率稍高，同时，酸雾、亚硫酸盐、污垢将进一步减少、杜绝。而逆式裸塔和顺逆式裸塔由于烟气在出口之前有高PH值喷淋液洗涤，所以比顺式或逆顺式裸塔烟气携带的酸雾、亚硫酸盐、污垢量小。为优化顺逆式裸塔无垢运行性能，可使80区喷淋浆液石灰石浓度大于70区的，同时向逆流动力氧化区送入大量额外氧化风。综上所述，顺逆式裸塔集高效脱硫、塔内烟气0压损、排烟无垢无酸雾等诸多优点于一身，更适合取消除雾器，是我们的首选。

裸塔另类方案：

1】本方案也可设计成先逆后顺形式，以保证烟气压损接近0为原则。

2】为了确保“0的突破”，本裸塔方案可适当增大顺逆流动力氧化区喷淋量(氧化空气量)的比值；适当降低进入逆流动力氧化区烟速及该区烟速。

3】为了增加主机安全运行系数、降低建设投资，裸塔方案可只设计顺流动力氧化区，即顺式塔。

4】特殊场合可设计成逆式裸塔。为了克服喷淋液造成的压损，可增加低廉的氧化风；适当减少浆液喷淋量及初速度，不设除雾器，降低入口及塔内烟气流速，以静压的增加存储、动压压损的减少来克服逆流烟气阻力，可考虑1-2m/s的烟速甚至更低，2-3秒的气液接触时间，达到塔内烟气微压损，进而取消增压风机。液柱塔及喷淋塔加装托盘的实践证明，较低的烟速较长的接触时间能够达到同样的脱硫效率。

脱硫烟塔：

本工艺结构的各种具体实施方案可极其方便地整合烟囱构建一体式脱硫烟塔，天艺一号，秀外慧中，一干揭起，独霸天下。

1】在裸塔整合烟囱方案中，逆式裸塔与烟囱的集成，简洁明了，最具诱惑。为了克服烟气压损，可增大低廉的氧化风量，同时可扩大烟囱直径来提高抽力，以及简洁的烟气通道为方案的实现提供了可能。对于两台及其以上的机组公用的烟囱(此时吸收塔公用)，则必须在吸收塔入口处分别加装挡板门，否则，在一台机组停运时，由于喷淋浆液的压力，可能使部分烟气倒流入停运机组烟道，这些烟气酸性很强、亚硫酸盐、石膏等污垢含量大。或者在这些机组烟气进入吸收塔之前合并为一条原烟道，则不用加装任何挡板门。

2】顺式裸塔与烟囱的整合最具动力特性。可将烟囱底部设计成三部分，两侧为两台机组的顺流裸塔，中间为公用烟气出口通道，直通烟囱出口。也可将多台机组的烟气合并成一条烟道之后进入顺流吸收烟塔，此时烟囱底部设计成两部分：一个顺流塔与一个烟气出口通道。

3】逆顺式脱硫烟塔，这种组合烟气通道复杂，占地大，且逆顺式裸塔诸多性能不及顺逆裸塔，我们不建议这种“二重奏”。

4】顺逆式裸塔，熠熠生辉，他与烟囱的整合应是日月合璧、秦晋连珠，只要在上述顺式脱硫烟塔整合方案的前一种方案中分别在两个原烟气入口处加一挡板门，并将中间烟气通道改为逆流喷淋区，即可防止停运时对方的入侵；最佳方案是将多台机组烟气合并成一条原烟道再依次进入脱硫烟塔顺流区、逆流区、烟囱出口，无需加任何挡板门。

方案说明：

上述各种实施例都是本发明工艺、结构的具体应用，涉及的具体设计方案、技术但没提及的可(应)相互参照。

系统响应分析与控制：

本专利技术吸收浆液及氧化空气直接进入喷淋区，反应进程良以群聚，鸡犬升天，莠以类别，分道扬镳。大大提高了脱硫率等被控量的响应时间，随动性好，彻底改善了工艺系统响应滞后的难题，阶跃响应时间约在2-3秒左右(浆液循环时间)，大大提高了工艺系统的可控性、稳定性，避免了超调的各种不良后果。

常规喷淋塔工艺系统响应分析：

通常喷淋塔钙硫比设计为1.02～1.06，并将其设计为前馈自动控制系统，但实际应用中由于脱硫率对石灰石供浆响应的严重滞后难以实现而束之高阁，维以把玩。

SO₂的吸收量决定于浆液的酸度，PH值吸收极限介于4与6之间，浆液的PH值依靠石灰石吸收浆液流量调节，由于吸收反应在喷淋行程中完成，所以喷淋液的酸度即CaCO₃浓度及循环流量决定了吸收量，控制了CaCO₃的循环量当量也就控制了脱硫率，但加入吸收塔的石灰石浆液流量当量不等于即时循环当量，存在瓶颈效应。这就是通常吸收塔响应滞后、控制超调、Ca/S前馈无法投用的原因。

通常湿法吸收塔将石灰石浆液注入浆液池搅拌后再经过循环泵形成喷淋液，搅拌能力决定了浆液的混合均匀程度，从而决定了系统不可预期波动的程度，吸收浆液混合均匀所需时间τ越长，搅拌能力越弱，同时将导致随机的滞后时间与波动，造成紊乱甚至根本无法调节，时间越短系统越趋于稳定，易于控制，但搅拌功率越大。忽略其他因素，此时SO₂吸收量Q是一定时间τ内供浆量平均流量U的函数，Q＝f(U、τ)，而不是瞬时流量V的函数，平均值U是供浆流量V与τ的函数。由于浆液池体积的存在，喷淋浆液石灰石流量当量不能随供浆石灰石流量当量的变化而即时随动，这个系统瓶颈决定了供浆系统响应的滞后时间ξ的特性，体积越小，系统随动性越好、调峰能力越强，否则滞后严重、控制困难。由于浆液循环时间及吸收时间相对很短，因此系统响应时间就决定于τ与ξ，但二者是同时发生，系统响应延迟时间就决定于迟滞时间长的特性，但干扰是叠加性的，使系统越发难以控制。

脱硫率η是SO₂吸收量Q与烟气含硫量G的比值：η＝Q/G。因此，脱硫效率就决定于Q逼近G的程度，理想的脱硫率在理想状态下喷淋浆液CaCO₃当量流量近似等于计算负荷需求量，在脱硫负荷长期稳定、浆液池石灰石供需动态平衡下，即为CaCO₃供浆当量流量。此时假设τ值足够小，600MW机组80％脱硫负荷运行，浆液池一般约2000m³，循环泵循环总量一般不超过1500m³/h，石灰石供浆量为24m³/h(按石耗6～8t/h，浆液浓度δ30％，密度ρ1.2g/cm³计)，则喷淋浆液石灰石浓度δ必须维持在0.48％(吸收塔浆液密度一般维持在1.08g/cm³)左右才能保证石灰石喷淋量为6～8t/h，保证预期脱硫率，运行期间石灰石供浆流量用于提高喷淋回流浆液石灰石浓度(视为0)，从而达到与循环输出的动态平衡，这个0.48％决定了浆液池的PH值并单值对应。假设此时出现满负荷阶跃扰动并保持足够长期稳定运行，石耗增至8～10t/h，则必须将浆液池石灰石浓度δ提高到0.6％(这期间循环泵满负荷运行，如果循环量减少，则浆液石灰石浓度需相应提高，PH值相应提高，以达到吸收所需石耗)，即浆液池浓度δ提高0.12％，需要额外注入约2.6T石灰石，也即在阶跃扰动前后动态平衡过渡期间，需要多加入7.3m³石灰石浆液以弥补浆液池浓度的提高。此时需要提高浓度的不仅是喷淋回流量，而主要是浆液池浆液，这是系统响应滞后瓶颈现象的决定性因素。

如按Ca/S前馈预先控制30m³/h的吸收浆液流量，给予浆液浓度提高的有效流量为6m³/h(按循环浆液石灰石全部用于吸收计算)，即使始终按此速度提高浓度，达到新的动态平衡也需要1h多时间。

因供浆当量与循环当量的瓶颈循环当量不能马上提高，随着浓度的逐渐提高，有效流量逐渐减少：

实际所需时间ξ＝p∫dδ/v(t)|(δ⁰，δ′)

dδ：即时浓度，即时所需额外石灰石量的函数

V(t)：有效流量，即时供需当量流量差

δ⁰：扰动前CaCO₃浓度

δ′：扰动后CaCO₃浓度

p：系数

有效流量V(t)是即时供需当量流量差，决定于浓度δ的增长，是浓度δ单值递减函数，经验公式：V(t)＝ke^-t。所以新的动态供需平衡必须用微分增量控制陡然加入来实现，否则将是无限期的。

但Ca/S前馈、脱硫率η反馈的PID调节由于瓶颈迟滞，供浆流量也难以掌控，再加上搅拌造成的喷淋石灰石当量浓度的波动，浆液PH极易超调，引起震荡。

实际运行大部分中和反应在浆液池中进行，进入循环的石灰石浓度要低于上述浓度，但系统迟滞基本等效，只是中和反应转移了位置，而位置的转移只是影响了吸收中和时间。也因此降低了脱硫能力(喷淋末端酸度很大)，增强了腐蚀强度与几率。

如图5所示，实际运行τ值无法做到足够小，瓶颈ξ导致的迟滞等问题变得更加复杂、严重，不均匀混合使脱硫率出现不可预期的波动，以及各种副作用。τ值只能尽量做小：增大搅拌能力、扩大吸收浆液应急供浆能力来缩小系统响应时间。同时浆液池越小，ξ越小，石灰石浓度变化越快，系统响应越快。但不利于石灰石溶解，离子、粒子浓度大而活性差，不利于亚硫酸盐氧化、中和等反应，进而影响吸收；浆液停留时间短(避免浓度过大)影响石膏结晶。

实际运行脱硫负荷也无法保持长期稳定，由于煤质变化及供电调度需求往往在几秒至十几秒钟内大幅度变化，尤其目前电煤紧张，煤源复杂，煤质良莠参差，电业调度负荷频繁大幅度变化，导致烟气量及含硫量大幅变化，此时脱硫负荷稳定周期T值远小于ξ值及τ值，石灰石喷淋当量流量只是一条平缓曲线。虽然辅以PH值控制，但PH决定于δ，而δ值又受脱硫负荷、循环量变化影响，并受控于瓶颈效应，常规吸收塔控制系统无法随动脱硫负荷快速波动，导致δ不可预期的变化，致使大量SO₂偷袭式排入大气，同时难免导致吸收池、除雾器等设备CaCO₃、石膏、亚硫酸盐沉积、结晶、结垢，或酸度过大。这沉积的钙，各种盐、亚盐像沉疴一样带来诸多弊病，往往使脱硫率居下不上，PH值居上不下等等。种种弊端阻挠了脱硫率的攀升、妨碍了“温室效应”的建设、遏制了脱硫环保业的发展。

常规喷淋塔工艺系统优化控制方案：

综上分析用实时计算浆液池浆液所需补充的石灰石吸收浆液量做微分D前馈控制、浓度δ做反馈(但δ难以测量，宜用脱硫率η作反馈，PH值宜做监视，不宜参与控制)，能得到比较稳定理想的控制效果，随动性、波动性大为改善。对于频繁波动负荷，微分系数应小一些，以适应负荷上下波动。同时应提高石灰石供浆管道的应急能力。

空塔、裸塔工艺系统响应分析与控制：

最佳的系统响应特性是抛掉浆液池概念，彻底解决系统瓶颈，将吸收浆液(或绝大部分)直接接加入循环管道，利用循环泵同时搅拌，实现系统响应时间ξ、τ“0”的突破(只是循环流程及吸收反应的迟滞)，即本发明工艺、结构，由此控制已是水到渠成，马到成功，只需采用脱硫率η作反馈、调节输出供浆量的PID单回路即可，简单明了，无需前馈，轻若泛舟。这是其他脱硫装置所无与伦比的。

石灰石浆液制备工艺系统特性解耦控制策略方案：

工艺简介：

本发明结构工艺优先选用磨机浆液池代替磨机浆液箱，取消回收水池及其渣浆潜水泵、搅拌器、仪表阀门管道，浆液池深度2.1米，同时可以降低磨机基础、旋流站、石膏脱水系统(一般设置在磨机上方，本方案可降至10米层，大于真空虹吸高度)，以及厂房高度；制浆磨机采用湿式球磨机，石灰石粒度在350目左右(满足裸塔需要)。石灰石旋流器一般顶流工作压力需要维持在150Kpa左右来保证合格的浆液(本方案调低)，磨机浆液池渣浆循环泵在设计工况下、正常运行时出力一定(不用变频泵)，所以制浆工艺系统可不设自动调节阀门，代之以节流孔板，只需调试时将旋流器顶流压力调至合适值即可。系统成品浆液可采取间歇式输出或连续输出。旋流站底流浆液回流至磨机入口与磨机浆液池。

如图6所示，磨机工艺系统存在控制量与扰动量间的相互耦合，一般采用磨机浆液箱液位控制与给料速率控制，但没有解除耦合，各参量相互影响，被控量难以控制，实际运行中“习惯性”失控，跑冒滴漏，基本手动。本控制方案通过定值分段自动调节控制解除了各参量耦合关系、控制量简化归一，使控制思想提纲挈领、脉络清晰，达到浆液池密度与液位的双重给定值自动控制。

各耦合参量关系明晰及控制策略：

扰动量：旋流器输出成品浆液的启停，即磨机入口回流与磨机浆液池回流密度与流量的变化，启、停、维修维护、溢流收集、清扫地面废液的收集等引起的浆液池密度与液位的变化，球磨机内钢球工况的变化。

被控量：浆液池浆液密度(一般密度1.4g/cm³)；浆液池浆液液位(一般1.6-1.9米)。

控制量：石灰石流量、工艺水流量，

输出量：成品石灰石浆液，

湿式球磨机本身工艺要求进口工艺水流量与石灰石流量保持固定的比例，一般为1∶3，因此，控制系统中将进口工艺水及石灰石流量锁定，自动调节中只需调节任意参量即可。间歇式输出会造成更大的扰动，因期间磨机入口回流量及磨机浆液池回流量波动较大。因磨机入口石灰石及工艺水总体积流量相对磨机浆液池工艺水体积流量及回流体积流量比较小，但密度较大，对磨机浆液池液位影响比较小，因此用磨机入口石灰石流量调节磨机液池浆液密度；用磨机浆液池工艺水流量调节其液位。该工艺水流量需要有足够的过剩量，用以支持快速应急调节。通常浆液池液位2米高，设置一安全液位区段，如设定1.6米——2.0米，当液位逾越此安全区时，自动投入液位自动调节PID，短时间内使液位回归正常(可设定1.8米)，稳定一定时间后自动切除液位自动调节，保持磨机浆液池工艺水流量不变。在磨机制浆过程中，自始至终保持密度调节系统投入自动，用以维持浆液池浆液密度。对于较大的液位扰动，控制程序短时间内将液位恢复正常并退出，密度调节系统的连续工作保证了负荷供应及其质量。液位调节应急式投入、切除，割断了与密度的藕断丝连，使复杂的相互影响的耦合关系简单明晰，成了简单的准单回路PID自动调节系统，使思想明确，目标单存，操作简单，产品质量得到可靠保证。本方案适应能力强，无论启停、运行期间浆液池都不会溢流或缺水烧泵，安全可靠。

本发明的经济社会效益：

综上所述，本发明提供的电厂湿法烟气脱硫裸塔或空塔，喷淋区及出入口烟道大方简洁、流畅的造型，加之取消除雾器，彻底根除了塔内烟气紊流、偏流、回流等现象。取消罗茨风机，升级供浆方式，氧化空气与吸收浆液直接进入喷淋区，无垢运行，净烟气通道无需防腐，取消了与吸收塔配套的旁路烟道及其挡板门、FGD进出口档板门，从而降低增压风机功率50％以上，通过将逆流喷淋改为顺逆流喷淋克服烟气压损因而取消了增压风机。通过塔内塔内涂覆耐高温防腐材料，吸收塔兼做旁路烟道。大幅度降低浆液池高度及其搅拌功率，吸收塔高度可降低到25米，最大限度提高了脱硫效率(预期0.99)、产能比(撤消高功耗电机)，降低了Ca/S，增强了吸收塔抗风、抗震能力，将建设成本压缩到底线(10％左右)，使厂用电率下降1.25％，年节电3000万度，节煤1万多吨；脱硫烟塔(GDS)使建设运行成本进一步降低。同时提出背景技术崭新的随动性好的控制方案，以及本工艺系统的最简单的单级PID控制方案；石灰石制备系统解耦准单回路控制方案的提出，为本发明工艺的实施提供了保障。

以上所述，其他法律许可的公民可根据本工艺、结构、原理作出其他各种相应的改变和变形，而所有这些改变和变形都属于本发明权利要求及后附的权利要求的保护范围。

Claims (11)

1.一种电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，浆液池液面以上一定高度以上为方塔，截面为方形或准方形，以下为圆塔或有利于工艺性能的其他体型，原烟道、净烟道按一定比例扩张后等径介入方塔。向吸收塔喷淋区送入大量与烟气同行、同向的氧化风，向浆液池送入少量氧化风或不送氧化风。石灰石吸收浆液分别进入浆液循环管道与浆液池或全部进入浆液循环管道，瞬间完成脱硫。尤其在单氧化区时，可实现净烟气碱性、无酸雾、无亚硫酸盐等无垢运行，因此不设通常的除雾器。为降低水耗等可设置简易金属除雾器，加之大量氧气后续氧化，净烟气通道可不做防腐，通过塔内涂覆耐高温防腐材料吸收塔兼做旁路烟道，可取消与吸收塔配套的旁路烟道及其挡板门、FGD进出口挡板门，可降低增压风机功率或取消增压风机。在环境温度较高时烟道、吸收塔等设备应采取特定散热措施以提高装置性能。

2.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，形成多氧化区：吸收氧化区即喷淋区及浆液池氧化区，对于逆式吸收塔或逆流喷淋区，吸收氧化区氧化风管位于该区烟气入口下方、浆液池浆液面上方；对于顺式塔或顺流喷淋区，氧化风管与该区喷淋母管相间布置。喷淋区可用离心风机送入大量氧化风，或利用塔内负压吸入自然风而不用任何风机。浆液池氧化风管位于浆液池上部浆液面以下，配置少量氧化风，大幅度降低罗茨氧化风机功率。当吸收氧化区配风量非常大时形成单氧化区，取消浆液池氧化区。

3.根据权利要求2所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，在逆流喷淋区，氧化风管上侧设有开口向上的喷嘴，该喷嘴上方设有一双圆锥体422，其腰径大于喷嘴内径；氧化风管下侧设置若干疏水阀或插入浆液池一定深度的排污管。

4.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，所述CaCO₃供浆管分支接入浆液池并且入口与匹配的浆液循环母管的入口相距较近，CaCO₃供浆管的浆液量与浆液循环母管流量匹配；或使进入浆液池与每个循环母管的吸收浆液的管道相对独立并分别控制；或只设计进入每个循环母管的吸收浆液管道。石灰石吸收浆液应经过预溶解方案处理；较背景技术应增大浆液循环量；即使在塔内安装简易金属除雾器时所有喷淋层也可设置在塔内最顶端；设有特定控制方案对石灰石喷淋液及浆液池浆液PH值进行监控；减少浆液池体积并可大幅度降低其搅拌功率。

5.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，吸收、中和、氧化等反应瞬间同时完成，塔内烟速可设计约5-6m/s甚至更高，气液接触时间可设计约1秒，因本工艺结构特点使吸收塔高度大幅度降低。

6.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，顺逆式或逆顺式塔，形成顺流动力氧化区(70)与逆流动力氧化区(80)，氧化风及喷淋浆液配置70区大于80区并维持相同比例，并可使70区喷淋液初速度大于塔内烟速及80区喷淋液初速度；顺式吸收塔只形成顺流动力氧化区，不设通常的除雾器可实现塔内压损0的突破，因此取消增压风机。为优化吸收塔无垢运行性能，可向80区送入大量额外氧化风并提高该区喷淋液PH值。

7.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，对于顺式吸收塔，或逆式吸收塔在特殊场合如与烟囱整合并采取降低烟速、减少喷淋量等措施时，可不设增压风机。

8.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，工艺系统消除了供浆瓶颈等响应迟滞，瞬间完成脱硫反应，实现系统响应“0”的突破，提出该系统极其简单的单回路PID控制方案；通过对背景技术工艺系统供浆瓶颈等滞后响应的分析提出其优化控制方案。

9.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，对改进的湿式球磨机制浆工艺系统进行各参量解耦分析，提出制浆工艺系统各参量关系明晰化的准单回路PID控制策略，以利于本工艺技术的各实施例的实施。

10.根据权利要求1所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，其所形成的各种吸收塔应用实例，可与烟囱极其简单地整合成一体式脱硫烟塔。

11.根据权利要求1-10任一项，所述的电厂湿法烟气脱硫吸收塔工艺、结构，其特征在于，本工艺、结构、控制策略或部分工艺、结构、控制策略，可应用于其他如填料塔、液柱塔、鼓泡塔等湿法烟气脱硫工艺，也可应用于双碱法、氨法、钠减法、海水脱硫法、氧化镁法等其他吸收剂的湿法烟气脱硫装置。

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