半干脱硫_11亚鑫 石灰半干法脱硫

山西亚鑫煤焦化有限公司

100万吨/年焦炭烟气石灰半干法脱硫

及余热回收利用

项目设计方案

山西天晋环保工程有限公司

2015年02月

总 目 录

1.0 项目技术要求

1.1 余热回收

1.2 烟气脱硝预留

1.3 烟气脱硫

1

1.0 项目技术要求

处理焦炉废气量：110000 m3 /h -150000m3 /h；总烟道废气温度：210-260℃；烟道气压力：-350Pa （由设计单位实际测量为准）。

烟道气成份组成如下（%）：

CO 2 H 20 O2 N2

6.41 20.06 3.68 69.85

蒸汽产品质量要求：

蒸汽出口压力：≥0.8MPa

蒸汽温度：≥170℃

蒸汽流量：≥4.2T/h

脱硫系统设计参数：烟气二氧化硫浓度约：～500 mg /Nm3，烟气含烟尘浓度约：120 mg/ Nm3，烟气达标排放要求：烟气二氧化硫排放浓度：≤20 mg/ Nm3，烟道气烟尘排放浓度：≤20 mg/ Nm3。

1.0.1必须设有应急装置，在突然停电时、脱硫风机突然故障、检修、生产故障等情况时，保证甲方生产安全、正常生产。

1.0.2 本工程各系统运行正常后，各排放指标低于或等于《炼焦化学工业污染物排放标准》GB16171-2012的要求。

1.0.3 该工程投产后不能对甲方的现有生产造成安全隐患。

1.0.4 乙方在设计脱硫的工艺流程时，应满足甲方现有的工艺技术要求。

1.0.5 本工程应满足现有场地布置要求，在线改造，占地面积少，投资及运行费用低。充分利用厂内资源，以废治污，无废水排放；省水、省电、省脱硫剂，脱硫副产物为硫酸铵，烘干后达到国家标准，不产生

新的“固废”。

1.0.6 脱硫和预热回收装置的负荷变化范围应与焦炭生产线负荷变化范围相协调，在生产负荷、生产品种调整时，装置应有良好的适宜的调节特征。

1.0.7 水、电、气、汽、设备和建构筑物原则上尽量利用现有资源。 1.0.8 在脱硫系统及余热利用系统适当的位置预留脱硝短接。 1.0.9 在保证焦炉安全运行的条件下，尽可能多的回收低温余热，同时满足烟气达标排放。

1.0.10 该工程要求设备、工艺、技术先进。安全可靠、操作维护方便，设计经济合理，需单独列出综合能耗。

1.0.11 要求每只地下烟道上分别设置烟道闸板阀，以便全部烟气取出；每只取气烟道上分别设置调节阀，以便调节焦炉吸力。

1.0.12 为保证焦炉安全运行，要求在总烟道上设置应急烟道，并配备热风机，与余热脱硫系统连锁，并顺利切换。

1.1 余热回收

1.1.1 回收工艺

焦炭烟气余热回收热设备流程如下：

1) 关闭主烟道翻板阀，260℃的烟气沿经旁路烟道依次进入蒸发器降到184℃，然后进入软水预热器预热软水，降至160℃，进入风机至烟气脱硫系统。

2) 旁路烟道上均安装翻板阀，锅炉检修时可以关闭，主烟道翻板阀打开，不影响焦炭的正常生产。

汽水流程：工业软化水经过软水泵进入热力除氧器除氧，除氧水一部分由给水泵输入热管软水预热器预热后进入汽包，水通过下降管进入中温热管蒸汽发生器，水吸收热量变成饱和水，饱和水再经上升管进入汽包，在汽包里进行水汽分离，形成0.8MPa 的饱和蒸汽，送至化厂蒸汽总管或其它；除氧水另一部分由给水泵输入低温热管蒸发器，经加热后进入低压汽包，在汽包内进行汽水分离，形成0.3Mpa 的饱和蒸汽，送至除氧器除氧（热力除氧的原理：利用蒸汽将锅炉给水加热到大气式热力除氧器压力（0.018MPa ）下的饱和温度，这时水表面蒸汽压力接近于水面的全压力，溶解在水中的各种气体的分压力接近于零，给水不具备溶解气体的能力，溶解在水中的气体就会析出，从而达到除去氧气，保护热力设备及管道的目的。热力除氧的基本原理：在容器中，溶解于水中的气体量是与水面上气体的分压成正比。根据水中气体的溶解特性，要想将水中任何一种气体除去时，只要将水面上存在的该气体除去即可，因此希望排除水中的各种气体，最好水面上只有水蒸汽而无其它气体。热力除氧就是将水加热至沸点，氧的溶解度减小而逸出，再将水

面上产生的氧气排除，使充满蒸汽，如此使水中氧气不断逸出，而保证给水含氧量达到给水质量标准要求）。

回收低压蒸汽压力：0.8Mpa ，温度：170-175℃。

回收蒸汽量：4.2t/h。

烟气回收后温度≤170℃

年工作时间：>330天

10KV ，250- 350Kw(引风机)

380V ，15kW （水泵电机一开一备，且间断使用）

软 化 水：0.4～0.6MPa ，6t/h。

系统总漏风：≤3%；

布置方式：露天；

占地面积：400m 2。

；

1.1.2 余热回收生产蒸汽系统组成 该系统由以下装置组成:除氧器、水箱、除氧给水泵、锅炉给水泵、中温热管蒸气发生器、软水预热器、低温热管蒸气发生器、汽包、上升管、下降管、外连管路和控制仪表、锅炉引风机等组成，并且互相独立。

工业软化水经过软水泵进入软水预热器预热到后进入汽包，水通过下降管进入蒸汽发生器，水吸收热量变成饱和水，饱和水再经上升管进入汽包（汽包工作压力0.8Mpa ），在汽包里进行水汽分离，形成0.8MPa 的饱和蒸汽，通过蒸汽管道送至用户使用。

范围为软化水进入除氧器始，直至将蒸汽送出汽包1米为止。饱和蒸汽并入蒸汽管网，采用热管技术。纯低温余热利用。

增加本余热回收系统，热废气的阻力增加800pa 左右。

单根或多根热管的损坏不影响设备整体使用。

配套系统：给水要求：硬度≤2.0，氧≤15，铁≤50，PH8.8-9.2；凝结水要求：硬度≤2.0，溶解氧≤100，磷酸根5-15mg/L，PH 值9.0-11。

锅炉排污系统：在汽包的下段设排污管，在水系统的下联箱设定期排污，排去适量的锅炉污水以确保蒸汽品质。在锅炉本体下部配置1台定期排污管，排污降温池布置在锅炉本体下部，且预留好排污降温池位置。

放汽系统：

放气系统--在系统的最高点，设置放气点，当上水和启动时，排去锅炉内空气和不凝结气体。

蒸汽放散--当锅炉故障或其他设备故障时，低压蒸汽能够通过锅炉的集汽箱实现紧急快速放散蒸汽。

事故放水--当锅炉汽包水位高于紧急水位时，打开放水阀，防止汽包满水。

电气主要设备及控制方式：

1）锅炉给水泵：系统采用三台锅炉给水泵。两用一备直接起动方式运行。电压为380V 交流电源。流电源。

2）监测及控制功能:实现对汽包液位、汽包压力、软化水箱水位、除氧水箱水位、水泵出水压力等监控。采用分布式控制，汽包和除氧水箱的液位采用集中控制，非主要压力检测参数就地显示，关系到装置安

全的汽包液位测量为双系统，汽包和除氧水箱液位调节采用变频器控制水泵的转数。

3）热工控制:测量元件采用差压变送器将汽包的水位转换成电信号传至上位控制模块，经运算输出电信号至水位调节阀，控制锅筒水位在给定范围内。汽包水位控制：设置两台液位计，一台为就地显示的双色液位计；一台为能输出4-20mA 信号的磁翻板液位计，同时将4—20mA 信号和锅炉给水泵联锁，水位低时，水泵自动启动补水；水位补高时，水泵设置自动停止。当汽包水位过低时，设置紧急声光报警。余热锅炉热工参数指示、报警。

4）热工测量:为使余热利用系统可靠运行，对过程中各种参数进行必要的测量，除了配备必要的就地直读仪表外，还配备了远传测量手段，所有重要参数均能够在控制室配电柜上实现显示，远传仪表的信号采用标准信号、分度号，与控制柜相配套。

热管设备的主要特点：

(1)传热系数高。废气和水及水蒸气的换热均在热管的外表面进行，而且废气热管外侧为翅片，这样换热面积增大，传热得到强化，因而使换热系数得到了很大的提高。

(2)防积灰、堵灰、抗腐蚀能力强。通过调节热管冷热段受热表面的比例，可以调节管壁温度，使之高于烟气露点温度或最大腐蚀区。

(3)冷热流体完全隔开，有效防止水汽系统的泄漏。在运行时，由于废气的大量冲刷，即使管子受到一定的损坏，也不会造成冷侧的气水泄漏到热侧，确保了系统的安全运行，这也是该设备有别于一般烟道中

设备的最大特点。

(4)阻力损失小，可以适用于老机组的改造。一般情况下，增加了余热回收设备，热废气的阻力增加在500Pa 左右。

(5)设备为多个小设组成。按装及检修方便。

(6)加热管制作也可采用镍基钎焊翅片管技术。是一种新型翅片管焊接工艺，由绕片——喷粉——高温烧结等十余道工序组成。其利用镍粉的熔化将翅片与基管焊接在一起，形成冶金连接。管片焊着率100%，接触热阻接近零。在翅片管表面烧结一层0.05mm 左右致密、光滑的合金保护层，使普通碳钢材料具有不锈钢时性能，其表面硬度高，能在高温、高流速和腐蚀性介质的冲刷下工作，耐低温酸露点腐蚀，较同类产品寿命可提高3～5倍，表面光滑可减缓积灰。采用该技术的热管换热设备，其使用寿命较普通翅片热管提高了2～3倍。

表1.1.1-1 余热回收系统参数主要技术经济指标

焦炉烟道废气余热利用年节能经济效益（如表1.1.1-2）。

表1.1.1-2 换热余热利用工程运行成本及收益

本期工程建成后，如果按产出蒸汽量计算，每年可收入266.11万元。扣除运行成本177.24万元（不含折旧费），年净收益为88.87万元。

1.2 预留烟气脱硝

焦炉烟气中的氮氧化物的初始浓度约为800mg/m³，要达到排放标准第一阶段规定的500mg/m³，必须满足脱硝效率≥40%，而要达到排放标准第二阶段规定的250mg/m³，必须满足脱硝效率≥70%。

现在工业上广泛应用的脱硝技术为SCR （选择性催化还原法）和SNCR （选择性非催化还原法）。但是SNCR 脱硝效率低，一般不超过70%，所用还原剂消耗量较大，同时SNCR 法是在炉膛内部喷射还原

剂，会对生产工艺造成影响。炼焦炉的生产工艺的特点不允许在炼焦炉的内部进行喷氨脱硝，因此SNCR 法不适用本项目烟气的脱硝。

选择性催化还原(Selective Catalytic Reduction,SCR)技术是一种成熟的商业性NOx 控制处理技术。但温度低于300℃时的应用技术还不很完善。

本项目选择“活性炭-氨法”联合脱硝技术，该方法的最佳适宜温度是120-250℃，正好是本项目余热锅炉入口前的烟道气温度。脱硝效率≥70%。

脱硝系统的构成：

(1) 活性炭催化剂和氨还原剂；

(2) 反应器系统（反应器本体、吹灰系统、导流系统）；

(3) 控制系统（仪表和控制系统、电气系统、通讯系统等）；

(4) 附属系统（钢结构、爬梯和平台、检修起吊设施、防腐、保温和

油漆等）。

1.3 烟气脱硫

1.3.1 方案设计原则及标准

（1）设计原则：

1）采用高效、先进、运行稳定、管理方便的工艺及技术，保证废气的达标排放。

2)烟气净化治理不影响焦化厂生产工艺的正常运行。

3）精心布设系统的流程，减少运行过程的物耗及能耗，降低运行成本。

4）根据工程的实际情况尽量减少装置的建设投资。

5）改造工程将充分利用现有设备和场地，力求工艺流程和设备布置合理。

6）所有设备的制造和设计完全符合企业标准及安全可靠，连续有效运行的要求，确保净化系统能够安全、稳定的运行。

（2）设计标准：

《中华人民共和国环境保护法》；

《中华人民共和国大气污染防治法》；

《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）；

《炼焦化学工业污染物排放标准》（GB16171-2012）；

《钢结构工程施工质量验收规范》（GB50205—2001）；

《火电厂烟气脱硝工程技术规范-选择性催化还原法》（HJ562-2010）；

《工业金属管道设计规范》（GB50316—2000）；

《电力工程电缆设计规范》(GB 50217－94) ；

《火力发电厂与变电所设计防火规范》(GB 50229－96) ；

《工业设备、管道防腐蚀工程施工及验收规范》（HGJ229—91）； 《室外给排水设计规范》（GBJB-86）；

《机械设备安装工程施工及验收规范》(TJ231-78)；

《自动化仪表工程施工及验收规范》（GB50093—2002）；

《电气装置安装工程电器设备交接试验规程》（GB50150—91）； 《火力发电厂设计技术规程》DL5000-2000；

《继电保护和安全自动装置技术规程》DL400-91；

《电力工程直流系统设计技术规程》DL/T8044-2004；

《低压配电设计规范》DL/T50044-95；

《火力发电厂劳动安全和工业卫生设计规程》DL5033－1996；

《火电厂环境监测技术规范》DL414－91；

《火力发电厂热工自动化就地设备安装、管路及电缆设计技术规定》DL/T5182－2004。

(3)其它设计要求

1) 在断电的情况下，净化系统能自动关闭，旁路系统能自动开启，烟道气能实现顺利排空。

2）净化系统气密性好，具有优良的耐水气渗透性能，尤其是正压运行下的脱硫系统不会出现烟气泄漏现象。

3) 要求进入引风机及烟囱的烟气温度不会对引风机及烟囱造成腐蚀。

4) 保证烟囱吸力。影响烟囱抽力的因素有：烟囱的高度和直径；烟囱内部烟气的温度与密度；烟囱外部的空气温度与密度；烟囱顶部与底部的大气压差；烟囱顶部的瞬时风速等。烟气湿度增加，温度降低，不仅在烟囱内壁结露形成腐蚀性，而且还会降低烟囱吸力。随着烟气温度的升高，烟囱内温度逐步升高，会使烟囱抽吸力增强。大烟囱烟囱的作用在于使其根部产生足够吸力，克服焦炉加热系统阻力（包括分烟道阻力）和下降气流段热浮力，从而使炉内废气排出，空气吸入。炉内上升气流热浮力则有助于气体流动和废气排出。烟囱根部吸力靠烟囱内热废气的浮力产生，其值由烟囱高度和热废气与大气的密度差决定。烟囱的工艺设计主要是根据加热系统的阻力和浮力值确定根部需要的吸力

值，并据此计算烟囱高度和直径。

1.3.2 工艺流程

烟气经余热锅炉后，经主抽风机进入增设脱硫装置吸收塔，与被雾化的石灰浆液接触，发生物理、化学反应过程，气体中的 SO2 被吸收净化。经吸收 SO2 并干燥的含粉料烟气出吸收塔进入布袋除尘器进行净化并进一步的脱硫反应，净烟气由增压风机经出口烟道至球团主烟囱排入大气。

烟气经余热锅炉后出来的原烟气温度为150℃左右，从底部进入吸收塔, 在吸收塔的进口段，高温烟气与加入的吸收剂、循环脱硫灰充分预混合，进行初步的脱硫反应，在这一区域主要完成吸收剂与HCl 、HF 的反应。然后烟气通过吸收塔下部的文丘里管的加速，进入循环流化床床体；物料在循环流化床里，气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，充分接触，在上升的过程中，不断形成絮状物向下返回，而絮状物在激烈湍动中又不断解体重新被气流提升，使得气固间的滑落速度高达单颗粒滑落速度的数十倍；吸收塔顶部结构进一步强化了絮状物的返回，进一步提高了塔内颗粒的床层密度，使得床内的Ca/S比高达50以上，SO 2充分反应。这种循环流化床内气固两相流机制，极大地强化了气固间的传质与传热，为实现高脱硫率提供了根本的保证。

在文丘里的出口扩管段设有喷水装置，喷入的雾化水用以降低脱

硫反应器内的烟温，使烟温降至70℃（高于烟气露点20℃左右） ，从而使得SO 2与Ca(OH)2的反应转化为可以瞬间完成的离子型反应。吸收剂、循环脱硫灰在文丘里段以上的塔内进行第二步的充分反应，生成副产物CaSO 3·1/2H2O ，此外还有与 SO3、HF 和 HCl 反应生成相应的副产物 CaSO4·1/2H2O 、CaF 2、CaCl 2·Ca(OH)2·2H 2O 等。

烟气循环流化床工艺简图

从化学反应工程的角度看，SO 2与氢氧化钙的颗粒在循环流化床中

的反应过程是一个外扩散控制的反应过程，SO 2与氢氧化钙之间的反应速度主要取决于SO 2在氢氧化钙颗粒表面的扩散阻力，或说是氢氧化钙表面气膜厚度。当滑落速度或颗粒的雷诺数增加时，氢氧化钙颗粒表面的气膜厚度减小，SO 2进入氢氧化钙的传质阻力减小，传质速率加快，从而加快SO 2与氢氧化钙颗粒的反应。

只有在循环流化床这种气固两相流动机制下，才具有最大的气固滑落速度。同时，脱硫反应塔内能否获得气固最大滑落速度，是衡量一个干法脱硫工艺先进与否的一个重要指标，也是一个鉴别干法脱硫工艺能否达到较高脱硫率的一个重要指标。当气流速度大于10m/s时，气固间滑落速度很小或只在脱硫塔某个局部具有滑落速度，要达到很高的脱硫率是不可能的。

喷入的用于降低烟气温度的水，以激烈湍动的、拥有巨大的表面

积的颗粒作为载体，在塔内得到充分的蒸发，保证了进入后续除尘器中的灰具有良好的流动状态。

由于流化床中气固间良好的传热、传质效果，SO 3全部得以去除，加上排烟温度始终控制在高于露点温度 20℃以上，因此烟气不需要再加热，同时整个系统也无须任何的防腐处理。

净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排出，然后转向进入脱硫后除尘器进行气固分离。经除尘器捕集下来的固体颗粒，通过除尘器下的脱硫灰再循环系统，返回吸收塔继续参加反应，如此循环。多余的少量脱硫灰渣与锅炉飞灰一起通过仓泵外排。由于大量脱硫灰的循环，造成脱硫除尘器的入口烟气粉尘浓度高达600～1000g/Nm3，经脱硫后布袋除尘器后的烟气含尘浓度低于20mg/Nm3，最后经引风机排往烟囱。 在循环流化床脱硫塔内发生的主要化学反应方程如下：

CaO + H2O=Ca(OH)2

Ca(OH)2+ SO2=CaSO3·1/2 H2O +1/2 H2O

Ca(OH)2+ SO3=CaSO4·1/2 H2O +1/2 H2O

CaSO 3·1/2 H2O+ 1/2O2=CaSO4·1/2 H2O

Ca(OH)2+ CO2=CaCO3 + H2O

2Ca(OH)2+ 2HCl=CaCl2·Ca(OH)2·2H 2O （＞120℃）

Ca(OH)2+ 2HF=CaF2 + 2H2O

1.3.3 工艺特点

(1)设备使用寿命长、维护量小。

（2）烟气与物料接触时间长、接触充分，脱硫效率高。

（3）工艺及控制简单、可靠。

（4）单塔处理能力大。

（5）采用流线型的底部进气结构，保证了脱硫塔入口气流分布均匀。

（6）脱硫塔内操作气速相对稳定，负荷适应性好。

（7）几乎100％脱除SO 3的酸性气体，脱硫下游装置烟气无酸露点，因此吸收塔及下游装置无需采用特殊材料进行防腐。

（8）良好的入口烟气二氧化硫浓度变化适应性。

（9）脱硫副产物流动性好，易于处理；脱硫剂利用率高、脱硫副产物排放少。

（10）运行维护费用低，占地面积小。

1.3.4 系统组成

循环流化床干法脱硫装置主要由烟道系统、吸收塔系统，脱硫布

袋除尘器系 统，吸收剂制备及供应系统、物料再循环系统、工艺水系统、压缩空气系统、DCS 系统、仪表及SO 2监视系统和电气系统等组成。

（1）烟道系统

脱硫除尘岛烟道系统包含余热锅炉后引风机与吸收塔的连接烟道、脱硫布袋除尘器与引风机的连接烟道、引风机与烟囱的连接烟道。烟道系统的设计根据中国烟风管道系统规范及脱硫系统工艺要求进行设计，既满足运行安全可靠及防堵、防漏、防震、防腐蚀设计要求，又满足运行、加工、检修方便的需要，烟道、烟道零部件及支吊架均考虑足够的强度，烟道的设计压力为－8700Pa ～＋8700Pa ，设计温度为200℃ 。

由于整个系统高于烟气露点温度 20℃ 以上运行，且本工艺几乎脱除全部的SO 3 气体，因此整个烟道系统无需进行防腐。

脱硫系统引起的烟气压力损失由后置引风机来克服。

（2）吸收塔系统

吸收塔主要由进口段、下部方圆节、给料段、文丘里段、锥形段、直管段、上部方圆节、顶部方形段和出口段组成，全部采用普通钢板焊接而成 （其中文丘里入口采用特殊设计的耐磨钢制造，保证使用寿命10年以上，而且容易更换） 。

吸收塔出口段设有温度、压力检测。用温度控制吸收塔的加水量，用吸收塔的进出口压力降计算出来的床层压降来控制脱硫灰循环量。当压力降增大时可以降低Ca/S，提高脱硫率。

（3）脱硫后布袋除尘器系统

大量未反应完全的吸收剂及焦炉烟道气烟尘随烟气从脱硫塔出口侧向垂直向下进入布袋除尘器，利用布袋各个室压力的自均衡型，使烟气均匀分配到各除尘室，从滤袋外测进入内部，完成除尘净化过程。其除尘原理是过滤的机理，即在滤袋上形成一层“粉饼”，然后通过粉饼

来过滤烟尘。随着过滤时间的增加，收集在滤袋外表面上的 “粉饼” 不断增厚，滤袋内外的压降也增大。达到预定的数值时，开启清灰脉冲阀，脉冲空气诱导净化气体组成脉冲气流，不断冲入滤袋内部，滤袋产生变形、振动，吸附滤袋外部的二次尘脱落进入灰斗，通过灰斗下部的输送装置循环回脱硫塔或外排。净化除尘后的烟气从滤袋顶部开口排出，汇总至布袋净气室后统一排往引风机至烟囱排放。

（4）吸收剂制备及供应系统

生石灰供应系统是相对比较独立的一个分系统。由自卸式密封罐车运来的生石灰粉经罐车自带的输送装置输送到生石灰仓内。在生石灰仓底部设有生石灰称重计量装置及生石灰干式消化装置，根据SO2 浓度排放情况调节给料装置转速，控制生石灰的下料量将生石灰消化成消石灰，并通过旋转给料器及稀相气力输送装置输送至吸收塔。最后通空气斜槽进入吸收塔内。

生石灰罐车输送气及消石灰稀相输送、灰仓松动检修用气主要通过仓顶布袋除尘器及仓顶排气风机外排，使含尘烟气排放满足排放标准。仓顶排气风机的设置目的是为了保证石灰仓内稳定的负压状态，避免生石灰粉或消石灰粉外排至周围环境中，对周围环境及人员健康造成影响。仓顶排气布袋除尘器的清灰周期可以通过就地控制箱调整。一旦排气布袋除尘器堵塞或排气风机出现故障，石灰仓内的含尘气体将通过仓顶安全释放阀进行调整，保证石灰仓内稳定的压力。生石灰采用锥底仓，设计角度为65°，远大于生石灰的安息角，生石灰仓锥体段设有流化板，在脱硫停机时，采用压缩空气进行松动，避免长时间停机造成生石灰粉粘结。

在循环流化床脱硫系统中，吸收剂生石灰的活性直接影响吸收剂的耗量，活性越好，Ca/S 也越低，生石灰的耗量也相对减少。

石灰干式消化系统采用卧式双轴搅拌干式消化器，它的工作原理为：在加入生石灰粉的同时，经计量水泵加入消化水，通过特制的双轴桨叶搅拌使石灰粉与消化水均匀混合，消化温度保持在100℃ 以上，使表面游离水得

到有效蒸发，通过控制消化机的出口尾堰高度和注水量，来调节消化石灰的品质。消化后的消石灰粉，含水可控制在 1%范围内，其平均粒径10um 左右，比表面积可达15m2/g以上。

采用消化器在脱硫岛内自行消化石灰，大大降低了直接外购消石灰所带来的高昂的运行成本，因此消化器的好坏，将直接影响到脱硫运行成本及脱硫系统的安全运行， 采用双轴搅拌干式消化器，是目前所有消化器中最为可靠和运行成本最低的一种。

（5）物料再循环系统

烟气循环流化床脱硫工艺的“循环”是指脱硫副产物的再循环利用，即把布袋除尘器收集的脱硫灰返回到吸收塔循环利用 ，其目的是使副产物中的未反应的吸收剂能继续不断参加脱硫反应，通过延长吸收剂颗粒的在塔内的停留时间，以达到提高吸收剂的利用率、降低运行费用的目的，同时也是为了满足塔内流化床建立足够的床层密度的需要，只有在塔内建立了足够的床层密度，才能保证喷入的冷却水能得到充分的蒸发，不会造成局部物料过湿，从而导致物料结块，黏附在脱硫塔壁和后续的布袋除尘器布袋上，造成脱硫系统工作不正常。

从吸收塔出来的含有较多未被反应消石灰的脱硫灰，被气流夹带从吸收塔顶部侧向出口排出，经脱硫布袋除尘器进行气固分离，从布袋除尘器灰斗排出的脱硫灰大部分通过流量控制阀调节后进入空气斜槽，排放至吸收塔文丘里段前变径段，流量控制阀主要是根据吸收塔的床层压降信号进行开度调节的。每个灰斗出口仅设1个出口，灰斗底部设有流化槽，保证灰斗内脱硫灰良好的流动性。灰斗流化风主要是由灰斗流化风机供给的，并进行加热。而一小部分脱硫灰及大部分粉煤则根据灰斗料位，通过电厂提供的气力输送仓泵外排。

主要设备组成：

物料再循环系统主要由灰斗流化槽、灰斗出口插板阀、灰斗下部流量调节阀、循环斜槽、灰斗流化风及加热设备，斜槽流化风及加热设备组成。

（6）工艺水系统

水系统主要用于吸收塔烟气降温及生石灰消化用，是相对独立的

一个分系统。

（7）压缩空气系统

脱硫除尘岛内的压缩空气主要用于

1) 仓顶布袋除尘器清灰；

2) 生石灰仓流化

3) 脱硫布袋除尘器灰斗气动锤振打；

4) 吸收塔进口烟道底部吹扫；

5) 其它仪用空气用户（如气动执行结构、CEM 探头吹扫等）；

6) 脱硫灰气力输送及杂用。

脱硫除尘所需的压缩空气由焦化厂的压缩空气系统提供至储气罐入口。在储气罐入口 设有压力开关，用来检测进入脱硫岛内的压缩空气是否满足要求。当进来压缩空气的压力低至无法满足要求时，压力开关发出一个报警信号，中控室有选择的退出大部分的用气设备，确保系统稳定运行。

压缩空气系统的主要设备有储气罐、压力开关、管道及阀门等。

（8）控制系统

脱硫控制系统由工程师站、操作员站、控制站、以太网和控制网、I/O 站、打印机构成。

按照功能将系统分为三层，现场数据采集层、集中控制层和过程监视优化层；按照工艺将系统分为烟气系统、吸收剂制备系统、工艺水系统、物料循环系统、流化风系统、布袋除尘器系统、电气控制系统。

脱硫除尘岛的通讯系统采用开放性的通讯网络结构，拥有丰富灵活的网络层级同时各个层级的通讯协议都符合国际标准的网络协议。

中央控制站与I/O站通过IO 总线互相进行通讯，传输介质为屏蔽电缆或双绞线。上位监控系统和中央控制器之间采用工业以太网进行通讯，实现过程监视与优化； 上位监控系统还可以通过以太网和OPC 方式与厂级管理系统、机炉DCS 系统等进行通讯，实现信息共享。

脱硫除尘系统的保护联锁与顺控逻辑均在DCS 的控制器中实现。脱硫

系统通过DCS 操作员站的键盘和LCD 显示画面，完成所有被控对象的操作和获取系统手动、自动运行的各种信息。联锁控制操作可选择解联与否；故障及保护控制操作可选择切除/投入。

脱硫除尘主要的工艺参数均采用远传测量，在DCS 操作站上监视。同时辅以一定数量的现场常规监测仪表，供现场操作巡检时使用。在重要的设备附近配置硬接线紧急停止按钮，以保证系统在紧急情况下安全快速停机。除脱硫系统使用的部分电机外，其余设备不考虑设置后备硬手操，全部由DCS 自动控制，在LCD 上用鼠标做软手操控制。

（9）仪表及电气系统

供电系统的设计具有高的可靠性。低压PC 采用单母分段接线

A 段、（380/220V脱硫PC A 段、380/220V脱硫 PC B 段），380/220V脱硫PC

380/220V脱硫PC B 段之间设置联络开关。380/220V 系统为中性点直接接地系统。

脱硫除尘岛不设保安MCC 段，每台炉由主厂房提供两路保安电源，一路用于事故照明，另一路用于UPS 进线电源。脱硫380V 段采用PC/MCC混合供电方式。AC 事故照明：在正常情况下，由脱硫PC 供电，事故时，自动切换至380/220V保安电源；直流事故照明：仅在控制室、脱硫电子设备间及直流配电室设置，其电源取自脱硫岛交直流事故照明切换箱。

脱硫除尘岛共设置两套UPS ，为脱硫热控设备、自动化仪表、DCS 等重要负荷供电。

脱硫岛内设置直流分屏，用于向控制、保护及事故照明等直流负荷供电。

1.3.5 综合利用

脱硫系统产生的副产物为干态粉状料，含水率在 1%-5%，平均 3%，其主要的成份为 CaSO4、CaSO3、CaF2、CaCl2 等。

副产物利用途径：

1）制成免烧砖及石膏板。

2）作为水泥添加料。

3）作为钢渣磨细粉或水渣磨细粉的添加料。

1.3.6 脱硫剂条件

脱硫剂为生石灰粉，其品质要求为：活性石灰（CaO ）百分比≥ 65%，t50

1.3.7 运行物料消耗及成本

本项目每小时脱二氧化硫量为0.072 t，年571t 。

年运行成本（不含折旧费）155.16万元。

1.3.8 占地面积

占地面积约为666m 2。