M
Na"
C
C2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，最后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

 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