一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型及優化調控方法

一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型及優化調控方法
【專利摘要】本發明公開了一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型及優化調控方法，屬于氨法煙氣脫硫技術領域。本發明首先基于氨法脫硫工藝的特點，選取pH值、煙氣流速和液氣比為參數，建立具有普遍適用性的氨法脫硫SO2吸收傳質系數的表達式。在此基礎上，分析液相中的離子電荷守恒和元素物料守恒，結合NH3?SO2?H2O體系的熱力學特性及離子平衡原理構建噴淋塔內SO2吸收過程中的氣?液間動態平衡關系，并建立能夠反映出噴淋塔氨法脫硫SO2吸收過程的數學模型。利用本發明的模型可以計算不同工藝條件對氨法脫硫SO2去除率的影響，從而為工業中氨法脫硫吸收塔的設計和運行提供理論指導，具有較強的實際意義和工程應用價值。
【專利說明】
-種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型及優化調控方法
技術領域
[0001 ]本發明屬于氨法煙氣脫硫技術領域，更具體地說，設及一種氨法脫硫噴淋塔設計 和運行的計算模型及優化調控方法。
【背景技術】
[0002] 燃煤煙氣中的S〇2能夠引起酸雨、霧靈等環境問題，是我國目前主要的大氣污染物 之一。氨法煙氣脫硫是W氨(N也)為吸收劑吸收煙氣中的S〇2,從而得到硫酸錠副產品（主要 反應式如式（1)~(5))的，且不會造成二次污染，該技術在治理煙氣污染的同時還能夠在一 定程度上緩解我國硫資源短缺的問題，在我國具有廣闊的應用前景。
[0003] 2畑3+也 0+S〇2 一（NH4)2S03 (1)
[0004] (畑4)2S〇3+S〇2+也 0 一 2畑邊S〇3 (2)
[0005] 畑祖 SO3+NH3 一（NH4)2S03 (3)
[0006] (畑4)28〇3+1/2〇2 一 (NH4)2S04 (4)
[0007] NH 祖 SO3+I/2O2 一畑祖 SO4 (5)
[000引S化吸收是氨法脫硫工藝中的一個主要反應，吸收塔是氨法脫硫系統的核屯、設備， 工程上普遍采用噴淋塔吸收煙氣中的S02。目前，我國氨法煙氣脫硫噴淋塔的設計和運行主 要依據經驗控制煙氣流速、漿液pH值和停留時間等參數，W及利用CFD軟件對噴淋塔的流場 分布進行優化，系統在設計和運行的過程中往往容易造成資源浪費或者不能滿足技術要 求，且容易引起吸收劑氨的揮發性損耗及氣溶膠粒子二次污染。另外，2012年出臺實施的 《火電廠大氣污染物排放標準KGB13223-2011)對S02和顆粒物的排放濃度做出了更為嚴格 的限制。因此，建立能夠反映噴淋塔氨法煙氣脫硫S02吸收過程的數學模型是實現氨法脫硫 噴淋塔精確設計和運行的關鍵，對于實現氨法脫硫運一"綠色"脫硫技術高效、穩定的運行 具有重要的意義。
[0009] 目前，有關氨法脫硫S〇2吸收數學模型方面的研究較少，比較典型的主要有:劉恩 科建立平衡級數學模型對篩板塔氨法脫硫過程進行了數值模擬巧IJ恩科.NADS氨-肥法脫硫 工藝模擬軟件的開發[D].上海:華東理工大學，2002);劉國榮等利用漿液中的總硫和總錠 濃度來近似表達氣-液界面處S〇2的平衡分壓，并基于氣相傳質速率和液相傳質速率相等運 一基本原理推導出S〇2吸收傳質速率方程，對噴淋塔氨法脫硫過程進行了數值模擬巧IJ國 榮，等.化工學報，2010,61(9) :2463~2467);彭健等采用與劉國榮相似的方法建立數學模 型對濕壁塔氨法脫硫過程進行了模擬(彭健，等.高校化學工程學報，2011,25(6):1073~ 1077)。上述氨法脫硫吸收反應動力學及模型的研究為氨法脫硫技術的應用和發展提供了 很多有價值的參考。
[0010] 然而，氨法脫硫過程中，吸收漿液的pH值是沿吸收段高度方向上逐漸下降的，液相 中+4價硫的濃度(S化、也S〇3、h:SC>;與姆)及離子之間的平衡均不斷變化，S〇2吸收是一個動 態的過程，上述研究中氨法脫硫S〇2吸收模型的氣相傳質推動力的計算未從氣-液動態平衡 的角度出發，且對S〇2吸收傳質系數簡化程度較大，一般僅考慮了漿液的物理化學特性，考 察不全面，從而導致不能夠真實、準確地反映氨法脫硫工藝過程，進而導致對氨法脫硫噴淋 塔及脫硫工藝的優化設計不理想，不能夠有效地用于指導實際生產過程。
[0011] 傳質系數是建立數學模型描述氨法脫硫s〇2吸收過程的關鍵，但目前尚未見有關 氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的研究報道。Codolo Μ C等（International Journal of胎at and Mass Transfer，2013,66:80~89)在噴淋塔中研究了化OH溶液吸收S〇2的體積傳質系 數；Kaji R等（Journal of Qiemical Engineering of Japan,1985,18:169~172)利用準 數關聯得到了化0田容液吸收S〇2的傳質系數。然而，上述文獻中均是對噴淋塔化0田容液吸收 S化的體積傳質系數的研究，其體積傳質系數是在特定的實驗條件下獲得的，實驗環境及條 件與氨法脫硫工藝懸殊較大，因此獲得的體積傳質系數在其它吸收設備中也就不具有通用 性，不能夠用于反映氨法脫硫工藝中的傳質過程。此外，上述研究中得出的體積傳質系數對 實驗條件的依賴程度很大，適用范圍較窄，也不能真實、準確地反映其傳質過程。
[0012] 因此，研究并建立能夠真實、準確地反映氨法脫硫S〇2吸收過程的數學模型，對于 優化氨法脫硫噴淋塔的設計和運行，提高脫硫效率具有重要的理論意義和工程應用價值。

【發明內容】

[0013] 1.發明要解決的技術問題
[0014] 本發明的目的在于克服現有氨法脫硫噴淋塔的設計和運行主要依據經驗，系統在 設計和運行的過程中往往容易造成資源浪費或者不能滿足技術要求的不足，提供了一種氨 法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型及優化調控方法。采用本發明的計算模型能夠計算出 不同工藝條件下的氨法脫硫S〇2脫除率，其計算誤差相對較小，從而能夠為氨法脫硫噴淋塔 的精確化設計和運行提供理論依據和技術基礎，進而滿足日益嚴格的排放標準，推動了氨 法煙氣脫硫技術的發展和推廣應用。
[00巧]2.技術方案
[0016] 為達到上述目的，本發明提供的技術方案為：
[0017] 本發明的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，該模型首先基于噴淋塔氨 法煙氣脫硫工藝的特點，選定抑值、煙氣流速％和液氣比L/Q為參數，計算出不同抑值、煙氣 流速％和液氣比L/Q條件下的氨法脫硫S〇2吸收傳質速率，并采用數值擬合的方法構建具有 普遍適用性的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的表達式;然后分析液相中的離子電荷守恒和元 素物料守恒，根據畑3-S02-此0體系的熱力學特性及離子平衡原理建立噴淋塔內S〇2吸收過 程中的氣-液間動態平衡關系，并結合重新構建的S〇2吸收傳質系數的表達式，計算出噴淋 塔氨法脫硫的S〇2脫除率(y廣y2) /V1。
[0018] 更進一步地，本發明的計算模型具體包括W下步驟：
[0019] 步驟一、確定如下參數:氨法脫硫系統噴淋塔的D、G、L、抑、P、Q、T、Ug、yi、y2、Z、Cs、 Ρ、μ、ν、σ;
[0020] 其中，D為噴淋塔直徑，通過直接測量得出，單位m;L為漿液噴淋量，通過流量計測 量得出，單位為L/h;抑為噴淋塔內漿液pH值，由抑計測量得到;P為煙氣總壓力，近似與大氣 壓相等，為101325化;Q為煙氣流量，通過流量計測量得出，單位mVh; T為煙氣溫度，通過溫 度傳感器測量得出，單位K;G為煙氣摩爾流率，可根據G=l〇-3 · PQART柿2)/4計算得出，單 位為kmol/(m2 · h) ;Ug為煙氣流速，根據Ug = Q/(3600地2)/4計算得出，單位m/s;yi、y2分別為 噴淋塔進口、出口煙氣中S〇2的摩爾分率，均由煙氣分析儀測得;z為噴淋塔吸收區高度，直 接測量得到，單位m; Cs為漿液中的總硫濃度，為+4價硫濃度Ci*和+6價硫濃度Cs。*之和，其單 位均為為漿液密度，根據+4價硫濃度、HSO;的分布系數Si、S〇r的分布系數δ2和+ 6價硫濃度C. ·按式戶=1〇()〇 + 99(昨、1 +11的?, -H32C、。進行計算，單位為kg/m3;漿液的 粘度μ和表面張力σ分別利用粘度計和表面張力儀測得，其單位分別為化· S和N/m;v為漿液 的運動粘度，根據式V=μ/ρ計算得出，單位m^s;
[0021] 步驟二、輸入步驟一中的模型參數，并設定噴淋塔出口煙氣中的S〇2濃度y2、噴淋塔 吸收區頂部漿液的pH值及Cs中+4價硫和+6價硫的初始濃度&+、&+，且滿足。=Γ、+C 利用氨法脫硫S〇2吸收數學模型，W噴淋塔吸收區煙氣出口為起始點，沿吸收區高度方向計 算出進口煙氣中的S〇2濃度y 1 ' ；
[0022] 步驟Ξ、將步驟二中計算得到的進口煙氣中S〇2濃度yi'帶入下式進行檢驗：
[002；3] |yi'-yi|《0.00001 (1)，
[0024] 若計算得到的進口煙氣中的S〇2濃度yi'不滿足上式，返回步驟二中調整y2值，重新 計算yi'直至上式成立，最后輸出出口煙氣中的S〇2濃度y2及對應的S〇2脫除率(乃-y2)/yi。
[0025] 更進一步地，步驟二中噴淋塔吸收區進口煙氣中的S〇2濃度yi'按照如下模型進行 計算:在噴淋塔吸收區高度方向上的dz微元內對S〇2進行物料衡算，得到如下方程：
[0026]
(2)，
[0027] 上式中，Wsu:為S〇2的傳質速率，單位kmol/(m2 · h)，a為氣-液傳質接觸面積，單位 m2/m3，ky為氣相分傳質系數，單位kmol/(m2 · h) ;y為氣相主體中S〇2的摩爾分率，yi為氣-液 界面處S〇2的平衡摩爾分率，上式(2)轉化為：
[002引
（.3'.).,
[0029] 對式（3)進行積分即得到沿噴淋塔吸收區高度方向S〇2的濃度分布；上式（3)中， 氣-液界面處S〇2的平衡摩爾分率yi根據電中性方程進行計算，其計算模型如下：
[0030] 吸收塔內漿液中主要存在HSQ;、SO;-、SO;-、0H-、H+、NH;、s〇2、N也和畑3 ·也0 9 種不同的組分，它們之間存在如下平衡：
[0037]氨法脫硫過程中，穩態時漿液中的離子滿足如下電中性方程：
[003引（"1 ) + (.(ΝΠ ,) = (.(ΟΠ ) + (.yiSO,) + 2((SO; ) + 2(.(SO; ) (10).
[0039] 根據平衡式(4)~(9)，式(10)轉化為如下形式：
[0040]
(ID,
[OOW 上式（11)中，1(43、1(31、1(32、1(~分別為式(4)、（5)、（6)、（9)中的反應平衡常數，因此， 氣-液界面處S02的平衡分壓A。，可表達為：
[0042]
(12)，
[0043] 由于氨法脫硫漿液中的H+濃度較低，同時漿液中幾乎無游離的畑3，因此，式（12)中 的(仰H:) - MSO;-)近似等于C閑SO; Η MSO;-);而漿液中HSO;和SO;-的濃度可根據+4價硫濃度 .及各組分的分布系數計算得出：c〇iS〇;) = 4 · C：*，^SO;-) · CV，其中，HSO:和SO;-的分 布系數δι和δ2分別按下式計算得到：
[0046] 基于式（12)，式(3)中氣-液界面處S〇2的平衡摩爾分率yi根據式紀,/#計算得出；因 此，要計算yi沿噴淋塔吸收區高度方向上的分布，需明確C化+)沿噴淋塔高度方向上的變化 情況，從噴淋塔吸收區底部到吸收區任意截面之間對氣相和液相中的總硫進行物料衡算：
[0047] mi,g+mz,i=mi,i+mz,g (16),
[004引式中:mi,g及mz,g分別為噴淋塔吸收區底部截面處及吸收區中間任意截面處氣相中 S化的摩爾流率，單位mol/s，mi,i及mz,i分別為噴淋塔吸收區底部截面處及吸收區中間任意 截面處液相中總硫的摩爾流率，單位mo 1 /s，mi, g、mz, g、mi, 1及mz, 1分別表述為如下形式：
[005引聯立式（12)和（17)，即得到關于漿液中氨離子濃度c化+)與氣相中S02濃度y的非線 性方程：
[00化]將姑，爾帶入式(21)，W噴淋塔吸收區頂端為起點沿噴淋塔吸收區高度方向上對 式(21)進行積分，即計算得到吸收區底端處漿液的r濃度，進而由式（18)計算得到噴淋塔 進口處S〇2的摩爾分率yi'。
[0066] 更進一步地，公式(21)中氣-液傳質接觸面積a包含兩部分:一是噴淋塔內液滴的 比表面積Ad/((地V4)Z)，mVm3;二是噴淋塔壁液膜的比表面積V((地V4)Z)，mVm3,其中：
[0067] 噴淋塔內液滴的表面積Ad:
[0068] 沿噴淋塔高度方向上將吸收塔劃分為多個微元，由于微元高度很小，假定微元內 液滴下落的速度不變，另外，忽略液滴的凝并和破碎，液滴直徑采用Sauter平均直徑。因此， 噴淋塔微元內液滴的表面積Ad可表述為：
[0069]
[0070] 上式中，Ld為W液滴形式存在的漿液噴淋量，LA; Ud為液滴的下落速度，m/s; d為液 滴的Sauter平均直徑，單位m，d根據式(23)進行計算：
[007。 d = 133.0.(D/2).We-°'74 (23)，
[0072] 式(23)中，韋伯數We按式(24)進行計算：
[0073]
[0074] 式(24)中，P為漿液密度，kg/m3;說為噴嘴漿液的噴出速度，m/s，根據動量守恒方程 班1.!/:;=/相4 2進行計算，其中，mi為噴嘴噴出漿液的質量流量，單位為kg/s，通過測量得到;Pi 為噴嘴運行壓力，單位為MPa，通過測量得到;dk為噴嘴孔徑，單位m; 0為漿液表面張力，N/m;
[0075] 由式(22)可知，噴淋塔內液滴的比表面積與液滴在氣流中的下落速度有關，液滴 下落速度Ud可表述為：
[0076]
[0077] 該公式中，g為重力加速度，單位為m/s2;Pd、Pg分別為液滴密度和氣體密度，單位均 為kg/m3，其中液滴密度Pd即為噴淋塔內漿液密度P; %為氣體速度，單位m/s;
[0078] 公式(25)中Cd為曳力系數，根據下式進行計算：
[0079]
(26),：
[0080]上式中，雷諾數Red根據公式(27)進行計算：
[0081 ]
(巧)，
[0082] 液滴的運動方程為：
[0083]
(28),：
[0084] 聯立公式(22)~(28)，沿噴淋塔吸收區高度方向上積分即計算出液滴表面積Ad;
[0085] 噴淋塔壁液膜的面積Am:
[0086] 噴淋塔氨法脫硫過程中，部分漿液落在噴淋塔壁上并形成液膜，塔壁液膜在與煙 氣接觸的過程中參與S〇2吸收反應，微元內噴淋塔壁液膜的面積可按式(29)進行計算：
[0087] Am=3i(D-2hm) · dz (29)，
[0088] 式(29)中，hm為噴淋塔壁液膜厚度，單位為m，根據如下公式進行計算：
[0089]
(30)，
[0090] 式（30)中，Rem 為液膜流動雷諾數，Rem=4LmP/(360〇3idy)。
[0091] 更進一步地，公式(21)中的S〇2吸收傳質系數ky根據如下方法進行優化確定：
[0092] (1)改變漿液pH值、煙氣流速Ug和漿液噴淋量L，測定不同pH值、煙氣流速Ug和液氣 比L/Q條件下噴淋塔進、出口煙氣中S〇2的濃度yi、y2,并根據如下公式分別計算出不同條件 下的S〇2吸收傳質速率ky:
[0093]
說)'
[0094] (2)結合氨法脫硫工藝的特點，選取抑、煙氣流速Ug和液氣比L/Q為參數，構建氨法 脫硫S〇2吸收傳質系數ky的表達式：
[00 巧]
(巧），
[0096] 上式中ko為系數，X1、X2和X3均為指數，對上式兩邊取對數可得：
[0097] 1 址y=lnko+xil 噸 H+X2lnUg+X3ln(L/G) (34)，
[0098] 將步驟（1)中通過測量計算得到的不同抑、煙氣流速％和液氣比L/Q條件下的氨法 脫硫S〇2吸收傳質速率ky與pH、Ug及L/Q按公式(33)進行多元線性擬合，確定系數ko及指數XI、 X2和X3的值，進而得出優化的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數ky的表達式。
[0099] 更進一步地，所述pH值的范圍為5.0~6.0,煙氣流速化范圍為2.0~4. Om/s，液氣 比L/Q范圍為2.0~4.0L/m3。
[0100] 本發明的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的優化調控方法，其步驟為:首先利用 權利要求1-6中任一項所述的氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型計算出預設工藝條件 下的氨法脫硫S〇2脫除率，若計算得到的S〇2脫除率不滿足設定目標，則調整氨法脫硫工藝參 數的數值，并按照模型重新計算，直至S〇2脫除率滿足設定目標，并輸出此時氨法脫硫各工 藝參數的數值及S〇2的脫除率。
[0101] 如表1所示為本發明模型中的參數說明。
[0102] 表1本發明中模型參數說明
[0103]
[0104]
[0105]
[0106] 3.有益效果
[0107] 采用本發明提供的技術方案，與現有技術相比，具有如下顯著效果：
[0108] (1)本發明的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，該模型基于噴淋塔氨 法煙氣脫硫工藝的特點，選取噴淋塔內漿液抑值、煙氣流速Ug和液氣比L/Q為參數，先計算 出不同pH值、煙氣流速Ug及液氣比L/Q條件下的氨法脫硫S〇2吸收傳質速率ky，然后采用數值 擬合的方法重新構建出具有普遍適用性的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數ky的表達式。本發明得 到的氨法煙氣脫硫S〇2吸收傳質系數能夠更加真實、準確地反映氨法脫硫工藝中的S〇2傳質 吸收過程及各主要工藝條件對S〇2吸收過程的影響，為后續氨法脫硫噴淋塔及脫硫工藝優 化設計與運行提供了保證。
[0109] (2)本發明的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，通過分析液相中的離 子電荷守恒和元素物料守恒，并結合N也-S〇2-也0體系的熱力學特性及離子平衡原理建立噴 淋塔內S〇2吸收過程中的氣-液間動態平衡關系，在此基礎上，還結合氨法脫硫S〇2吸收傳質 系數的優化確定，從而能夠建立準確反映噴淋塔氨法脫硫S〇2真實吸收過程的數學模型，通 過該模型能夠準確計算不同漿液抑值、煙氣流速、液氣比、S化濃度和吸收區高度等工藝條 件對氨法脫硫S〇2去除率的影響，為氨法脫硫噴淋吸收塔設計和運行的精確表達奠定理論 和技術基礎，更具有實際意義和工程應用價值。
[0110] (3)本發明的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的優化調控方法，該方法是基于氨 法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型的計算結果對氨法脫硫噴淋塔的設計和運行進行優 化，優化結果可靠、穩定，能夠有效用于指導真實工業中的氨法脫硫工藝，克服了現有氨法 脫硫噴淋塔的設計和運行主要依據經驗，系統在設計和運行的過程中往往容易造成資源浪 費或者不能滿足技術要求的不足。
【附圖說明】
[0111] 圖1為本發明的氨法脫硫噴淋塔系統的結構示意圖；
[0112] 圖2為本發明的噴淋塔硫平衡計算示意圖。
[0113] 示意圖中的標號說明：
[0114] 1、S化鋼瓶;2、減壓閥；3、穩流器;4、風機;5、流量計;6、取樣口； 7、混合罐;8、氣累； 9、除霧器;10、噴淋塔;11、漿液槽;12、循環累;13、控制柜;14、氨水罐;15、煙氣分析儀。
【具體實施方式】
[0115] 為進一步了解本發明的內容，現結合附圖和實施例對本發明作詳細描述。
[0116] 實施例1:
[0117] 本實施例的氨法脫硫噴淋塔實驗系統如圖1所示，噴淋塔直徑D為0.3m，吸收區高 度Z為2. Om。該氨法脫硫噴淋塔系統包括噴淋塔10，該噴淋塔10內部自上而下依次包括除霧 區、噴淋區和漿液槽11，除霧區設有除霧器9，除霧器9的上方設有煙氣出口，該煙氣出口與 尾氣排放管道相連，且尾氣排放管道上設有控制柜13。所述噴淋區設有噴淋管，該噴淋管的 進水口通過循環管道及循環累12與漿液槽11底部相連通。漿液槽11底部還通過管道與氣累 8相連。來自S〇2鋼瓶1的S〇2氣源與來自氧化風機4的空氣經混合罐7混合均勻后通過噴淋塔 10側壁底部的煙氣進口管道進入噴淋塔10內部，由噴淋塔下部向上流過噴淋區并與噴淋而 下的液滴逆流接觸，W (馳)2S〇3-畑祖S〇3混合溶液為基礎對S〇2進行吸收。
[011引漿液中，對S02起吸收作用的是(NH4)2S03，NH4HS化不具有吸收S02的能力。隨著吸收 反應的進行，吸收液中NH4HS化的濃度逐漸增大，漿液吸收S02的能力開始下降，為了維持漿 液的吸收能力，需要向系統內補充吸收劑N曲，使部分畑4冊03轉化為(NH4)2S03。吸收劑N曲的 補給采用氣壓式加氨系統，該氣壓式加氨系統包括氨水罐14和氣累8,氨水罐14的進氣口通 過管道與氣累8相連，且氨水罐14的出液口通過管道與循環累12的輸出口相連，利用氣累8 提供的空氣的壓力將氨水(含量25~28wt. % )從氨水罐14中壓出，經氨水罐14的出液管道 上的流量計5調節流量后，在漿液循環累12入口處與漿液進行混合，有效地克服了采用高位 槽和累來加氨帶來的氨的揮發問題。氧化空氣量根據單位時間吸收的S02的量確定，由氣累 8來提供。本實施例中，所述S02鋼瓶1與混合罐7之間的管道上設有減壓閥2和穩流器3,所述 氧化風機4的出氣管道、氣累8與漿液槽11之間的管道W及氨水罐14的出液管道均設有流 量計5。所述噴淋塔10側壁底部的煙氣進口管道、與噴淋管相連的循環管道W及噴淋塔10頂 部的尾氣排放管道上均設有取樣口 6,通過煙氣分析儀15對噴淋塔10的進口和出口煙氣進 行分析。采用本實施例的氨法脫硫噴淋塔實驗系統能夠更加真實地模擬工業中的噴淋塔氨 法脫硫過程，從而為噴淋塔氨法脫硫工藝的優化設計提供準確、可靠的依據。
[0119] 1、氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的確定
[0120] 由于氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的準確與否是建立數學模型描述氨法脫硫S〇2吸收 過程的關鍵，其直接影響氨法脫硫工藝優化設計的準確性和可靠性，因此需首先對氨法脫 硫S〇2吸收傳質系數進行優化。本實施例中氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的確定是基于噴淋塔 氨法煙氣脫硫工藝的特點，選定抑值、煙氣流速％和液氣比L/Q為參數，計算出不同抑值、煙 氣流速％和液氣比L/Q條件下的氨法脫硫S〇2吸收傳質速率，并采用數值擬合的方法構建出 具有普遍適用性的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的表達式，其具體步驟為：
[0121] (1)采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，改變漿液pH值、煙氣流速Ug和漿 液噴淋量L，測定不同pH值、煙氣流速ug和液氣比L/Q條件下噴淋塔進、出口煙氣中S〇2的濃度 yi、y2，其結果如表2所示。
[0122] (2)氨法脫硫S〇2吸收傳質速率的計算
[0123] 不同pH值、煙氣流速Ug和液氣比L/Q條件下計算得到的S〇2吸收傳質速率ky如表2所 示，具體的，本實施例W表帥序號1實驗為例，詳細描述氨法脫硫SO嫩收傳質速率ky的計算 過程。控制實驗條件漿液pH為5.5，煙氣流速Ug為1.76m/s，漿液噴淋量L為1350LA，液氣比 L/Q為化/m3,實驗測得進口 S〇2濃度yi為360ppm，出口S〇2濃度y2為184ppm。
[0124] S化吸收傳質速率ky可按如下公式進行計算：
[0125]
(31),
[01%]上式中，a為噴淋塔內氣-液傳質接觸面積，單位為m2/m3,因此要想計算得到吸收傳 質速率ky，必須要先計算出噴淋塔內氣-液傳質接觸面積a,噴淋塔內氣-液傳質接觸面積a 包含兩部分:一是噴淋塔內液滴的比表面積Ad/((地2/4)Z)，m2/m3;二是噴淋塔壁液膜的比 表面積Am/((地2/4)Z)，m2/m3,因此公式(31)可表述為如下形式：
[0127]
U化
[012引噴淋塔內液滴的表面積Ad:
[0129] 沿噴淋塔高度方向上將吸收塔劃分為多個微元，由于微元高度很小，假定微元內 液滴下落的速度不變，另外，忽略液滴的凝并和破碎，液滴直徑采用Sauter平均直徑。因此， 噴淋塔微元內液滴的表面積Ad可表述為：
[0130]
側'
[0131] 上式中，Ld為W液滴形式存在的漿液噴淋量，LA，取塔壁液體流量(Lm)占總漿液流 量化)的比例為8 %，那么，則W液滴形式存在的漿液量Ld = 0.92 X L = 1242LA，W塔壁液膜 形式存在的漿液量Lm=0.08 X L = 10化A; ud為液滴的下落速度，m/s; d為液滴的Sauter平均 直徑，單位m，d根據式(23)進行計算：
[0132] d = 133.0.(D/2).We-°'74 (23)，
[0133] 式(23)中，韋伯數We按式(24)進行計算：
[0134]
(24)，
[013引式(24)中，P為漿液密度，單位kg/m3;站為噴嘴漿液的噴出速度，m/s，根據動量守恒 方程視《;;=仰進行計算，其中，nu為噴嘴噴出漿液的質量流量，單位為kg/s，通過測量得 到; Pi為噴嘴運行壓力，單位為MPa，通過測量得到;dk為噴嘴孔徑，單位m; 0為漿液表面張力， N/m。本實施例中，漿液密度P為1273.9kg · πΓ3，漿液表面張力σ為0. 073N/m，噴嘴運行壓力Pi 為0.4MPa，噴嘴孔徑dk為4 X l0-3m，計算得到鴻為15m/s，聯立式(23)和（24)，計算出液滴的 直徑d為1.3 X l(T3m，考慮到液滴的凝并，取液滴直徑d為2.0 X l(T3m，從而減小計算誤差。
[0136]由式(22)可知，噴淋塔內液滴的比表面積與液滴在氣流中的下落速度有關，液滴 下落速度Ud可表述為：
[0137]
(25)，
[0138] 該公式中，g為重力加速度，單位為m/s2; Pd、化分別為液滴密度和氣體密度，單位均 為kg/m3，其中液滴密度Pd即為噴淋塔內漿液密度P，氣體密度化通過測量得到;ug為氣體速 度，單位m/s，根據公式化=Q/ (3600地2) /4計算得到。
[0139] 公式(25)中Cd為曳力系數，根據下式進行計算：
[0140]
(26)，
[0141] 上式中，雷諾數Red根據公式(27)進行計算：
[0142]
(27)，
[0143] 液滴的運動方程為：
[0144]
(28)，
[0145] 本實施例中通過查詢《化學化工物性手冊》得到煙氣密度化為1.23kg/m3,煙氣粘度 yg為1.81 X l〇-4Pa · S，計算得到煙氣流速ug為1.76m/s，微元高度dz取0.01m，聯立公式(22) ~(28)，沿噴淋塔吸收區高度方向上積分可計算出液滴表面積Ad為0.199m2。
[0146] 噴淋塔壁液膜的面積Am:
[0147] 噴淋塔氨法脫硫過程中，部分漿液落在噴淋塔壁上并形成液膜，塔壁液膜在與煙 氣接觸的過程中參與S〇2吸收反應，微元內噴淋塔壁液膜的面積可按式(29)進行計算：
[014引 Am=3i(D-2hm) · dz (29)，
[0149] 式(29)中，hm為噴淋塔壁液膜厚度，單位為m，噴淋塔壁液膜按層流流動考慮，hm可 按如下公式進行計算：
[0150]
(30)，
[0151] 式（30)中，Rem為液膜流動雷諾數，Rem=4LmP/(360〇31化）。
[015^ 本實施例中，取漿液運動粘度V為0.79X10-V/S，漿液粘度μ為1.005Xl0-3Pa · S， 微元高度dz為0.01m，聯立式(29)和（30)沿吸收區高度方向上積分可計算出噴淋塔壁液膜 厚度hm為0.003 Im，塔壁液膜面積Am為1.84m2。
[0153] 將實驗測得的噴淋塔進、出口 S〇2濃度yi和y2，W及計算得到的液滴表面積Ad和塔 壁液膜面積Am帶入式(32)，可W計算得到S〇2吸收傳質速率ky為3.11kmol/(m2 · h)。同理，改 變pH、煙氣流速ug和漿液噴淋量L，計算出不同實驗條件下的氨法脫硫S〇2吸收傳質速率ky。
[0154] 本實施例中，氨法脫硫S〇2吸收傳質速率ky的計算式即公式(31)的推導過程如下： [0K5]氨法脫硫過程中，穩態條件下S〇2的傳質速率Ws。,可表述為：
[0156] N況;=Kg(p-p's〇;) (.15)，
[0157] 其中，Kg為氣相總傳質系數，P和分別為S〇2在氣相主體和相界面上的分壓，根據 雙膜理論，氣相總傳質系數Kg與氣、液相傳質分系數kG、kL的關系可表述為：
[015 引
（36)，
[0159] 上式中，Η為S〇2溶解度系數，單位為mol/m3。
[0160] 由于S〇2易溶于水，S化溶解度系數較大，氨法脫硫S〇2液相傳質阻力可W忽略不計， 傳質總阻力等于氣相傳質分阻力，式(36)可表達為：
[0161] 占 。f (37)， K包 %
[0162] 因此，式(35)可轉化為：
[016；3] =起:(？-知。。).:=與.:抄-K) '(輔')'，
[0164] 在吸收塔高度方向上dz微元內對S〇2進行物料衡算，得到如下方程：
[0165]
(嫂)，
[0166] 式中，a為傳質接觸面積，m2/m3;ky為氣相分傳質系數（即氣相傳質系數），kmol/ (m2 · h);y為氣相主體中S〇2的摩爾分率，yi為氣液界面處S〇2的平衡摩爾分率;G為煙氣摩爾 流率，km〇l/(m2 · h)。
[0167] 式(39)可轉化為：
[016 引
（40)，
[0169] 由溶液中出SO:!、…〇3和姆^的分布系數(公開號:CN 105032154 A)可知，在氨法脫 硫的pH范圍（pH為4.0~6.0)內，溶液中的硫主要WHS巧形式存在，此S化的量極少，幾乎沒 有游離態的S〇2,因而氣相中的S〇2的體積分數遠遠大于氣液界面的S〇2的體積分數，即y〉> yi。另外，燃煤煙氣中S〇2的濃度較低，式(40)可W簡化為：
[0170] Gdy = kyaydz (41)，
[0171] 式(41)可轉化為：
[0172]
(42)，
[0173] 沿吸收塔高度上從上向下對式(42)兩邊進行積分：
[0174]
(43)，
[0175] 式中，yi、y2分別為噴淋吸收塔進、出口煙氣中S〇2的體積比濃度;Z為噴淋塔吸收區 高度，m;由積分式(43)計算可得：
[0176]
(44)
[0177] 因此，由公式(44)即可推導出氣相分傳質系數ky的表達式
[0178] 表2不同實驗條件下氨法脫硫S〇2吸收傳質速率
[0179]
[0180]
[0181] (3)氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的優化
[0182] 結合氨法脫硫工藝的特點，選取pH、煙氣流速Ug和液氣比L/Q為參數，重新構建氨 法脫硫S〇2吸收傳質系數ky的表達式：
[0183] 心'(王/例、' （巧
[0184] 上式中ko為系數，XI、X2和X3均為指數，對上式兩邊取對數可得：
[01 化]1 址y=lnk〇+xil 噸 H+X2lnug+X3ln(L/G) (34)，
[0186] 將通過測量計算得到的不同抑、煙氣流速Ug和液氣比L/Q條件下的氨法脫硫S〇2吸 收傳質速率ky與抑、Ug及L/Q按公式(33)進行多元線性擬合，確定系數ko及指數xi、X2和X3的 值，進而得出優化的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數ky的表達式，本實施例重新確定的氨法脫硫 SO嫩收傳質系數的表達式為:私=3.3xl〇-3x扣3'氣化鄉"1。
[0187] 鑒于現有技術中氨法脫硫噴淋塔及脫硫工藝的優化設計效果在很大程度上依賴 于氨法煙氣脫硫S〇2吸收傳質系數表達式的準確性，由于現有技術中氨法煙氣脫硫S〇2吸收 傳質系數的表達式不能夠真實、準確地反映 S〇2吸收傳質過程，從而不能有效用于指導氨法 脫硫噴淋塔工程的優化設計和運行，導致氨法脫硫工藝的脫硫效率不能得到有效提高。基 于此，發明人一直致力于氨法煙氣脫硫工藝的研究，發明人通過大量實驗研究及實踐經驗 發現，氨法煙氣脫硫工藝中S〇2吸收傳質過程主要受噴淋塔內漿液pH值、煙氣流速Ug和液氣 比L/Q的影響較大，因此其選用運Ξ個參數為計算參數，重新構建出氨法煙氣脫硫S〇2吸收 傳質速率與pH值、化及L/Q之間的計算表達式。采用本發明的方法得到的氨法煙氣脫硫S〇2吸 收傳質系數能夠更加真實、準確地反映氨法脫硫工藝中的S〇2傳質吸收過程，從而能夠直 接、有效地用于指導氨法脫硫噴淋塔及脫硫工藝的優化設計與運行，更具有實際意義和工 程應用價值。
[0188] 此外，本實施例通過對噴淋塔內液滴運動和塔壁液膜流動的理論分析，在計算氨 法脫硫S〇2吸收傳質系數的過程中全面考慮了噴淋液滴面積和塔壁液膜面積的影響，建立 的傳質系數表達式不只是針對特定的噴淋吸收塔有效，具有普遍適用性。
[0189] 2、氨法脫硫S〇2吸收傳質系數表達式的實驗驗證
[0190] ①采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液pH為5.5,煙氣流速ug為 1.76m/s，液氣比為化/V，實驗測得噴淋塔進口 S化濃度為36化pm，噴淋塔出口 S化濃度為 184ppm，通過式(32)計算得到的S〇2吸收傳質速率ky為3.11kmol/(m2 · h)。將實驗條件抑為 5.5，ug為1 . 76m/s，液氣比為3L/m3，代入重新確定的氨法脫硫S〇2傳質速率表達式： 崎=3.3xl(T3xpH"s'聲='化/6)"1，計算得到S〇2吸收傳質速率ky為3.08kmol/(m 2 · h)，二者之間 的誤差為1.1%。因此，采用本實施例的方法得到的S〇2吸收傳質系數較為準確，能夠較好地 反映的S〇2吸收傳質過程。
[0191] ②采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液pH為5.5，煙氣流速Ug為 3 . %m/s，液氣比為化/V，實驗測得噴淋塔進口 S〇2濃度為360ppm，噴淋塔出口 S〇2濃度為 233ppm，通過式（32)計算得到的S〇2吸收傳質速率為3.545kmol/(m2 · h)。將實驗條件pH為 5.5，118為3.34111/3，液氣比為3171113，代入建立的氨法脫硫5〇2傳質速率表達式： =3.3χ10-] X 押.(i/G)'"i，計算得到 S〇2 吸收傳質速率為 3.54km〇V(m2 · h)，二者之間 的誤差為0.13%。
[0192] ③采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液抑為5.68,煙氣流速Ug為 2.16m/s，液氣比為化/V，實驗測得噴淋塔進口 S〇2濃度為36化pm，噴淋塔出口 S〇2濃度為 183.7ppm，通過式(32)計算得到的S〇2吸收傳質速率為3.75kmol/(m2 · h)，計算方法同實施 例一。將實驗條件抑為5.68，ug為2.16m/s，液氣比為化/m3，代入建立的氨法脫硫S〇2傳質速 率表達式，計算得到S〇2吸收傳質速率為3.60kmol/(m2 · h)，二者之間的誤差為3.94%。
[0193] ④采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液抑為5.95，煙氣流速Ug為 2.16m/s，液氣比為化/V，實驗測得噴淋塔進口 S〇2濃度為36化pm，噴淋塔出口 S〇2濃度為 162ppm，通過式(32)計算得到的S〇2吸收傳質速率為4.45kmol/(m2 · h)，計算方法同實施例 一。將實驗條件pH為5.95，ug為2.16m/s，液氣比為化/V，代入建立的氨法脫硫S〇2傳質速率 表達式，計算得到S〇2吸收傳質速率為4.23kmol/(m2 · h)，二者之間的誤差為4.86%。
[0194] ⑤采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液pH為5.5，煙氣流速Ug為 2.16m/s，液氣比為2.化/V，實驗測得噴淋塔進日S〇2濃度為360ppm，噴淋塔出日S〇2濃度為 235ppm，通過式(32)計算得到的S〇2吸收傳質速率為2.41kmol/(m2 · h)，計算方法同實施例 一。將實驗條件pH為5.5，ug為2.16m/s，液氣比為2.化/V代入建立的氨法脫硫S〇2傳質速率 表達式，計算得到5〇2吸收傳質速率為2.831〇11〇1/(1112-}1)，二者之間的誤差為14.6%。
[01M]⑥采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液pH為5.5，煙氣流速Ug為 2.16m/s，液氣比為化/V，實驗測得噴淋塔進口 S〇2濃度為36化pm，噴淋塔出口 S〇2濃度為 220ppm，通過式(32)計算得到的S〇2吸收傳質速率為2.74kmol/(m2 · h)，計算方法同實施例 一。將實驗條件pH為5.5，ug為2.16m/s，液氣比為化/V代入建立的氨法脫硫S〇2傳質速率表 達式，計算得到5〇2吸收傳質速率為3.221〇11〇1/(1112-}1)，二者之間的誤差為14.77%。
[0196] 實施例2
[0197] 本實施例的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，該模型首先基于噴淋塔 氨法煙氣脫硫工藝的特點，選定抑值、煙氣流速％和液氣比L/Q為參數，計算出不同抑值、煙 氣流速％和液氣比L/Q條件下的氨法脫硫S〇2吸收傳質速率，并采用數值擬合的方法構建具 有普遍適用性的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的表達式;然后分析液相中的離子電荷守恒和 元素物料守恒，根據畑3-S02-此0體系的熱力學特性及離子平衡原理建立噴淋塔內S〇2吸收 過程中的氣-液間動態平衡關系，并結合重新構建的S〇2吸收傳質系數的表達式，計算出噴 淋塔氨法脫硫的S〇2脫除率(yi-y2)/yi。利用該模型能夠計算出不同漿液抑值、煙氣流速、液 氣比、S化濃度和吸收區高度等工藝條件的氨法脫硫S〇2去除率，從而對氨法煙氣脫硫噴淋塔 的設計和運行進行優化調控。本實施例的計算模型具體包括W下步驟：
[0198] 步驟一、確定如下參數:氨法脫硫系統噴淋塔的D、G、L、抑、P、Q、T、Ug、y 1、y 2、Z、Cs、 Ρ、μ、ν、σ;
[0199] 其中，D為噴淋塔直徑，通過直接測量得出，單位m;L為漿液噴淋量，通過流量計測 量得出，單位為L/h;抑為噴淋塔內漿液pH值，由抑計測量得到;P為煙氣總壓力，近似與大氣 壓相等，為101325化;Q為煙氣流量，通過流量計測量得出，單位mVh; T為煙氣溫度，通過溫 度傳感器測量得出，單位K;G為煙氣摩爾流率，可根據G=l〇-3 · PQART柿2)/4計算得出，單 位為kmol/(m2 · h) ;Ug為煙氣流速，根據Ug = Q/(3600地2)/4計算得出，單位m/s;yi、y2分別為 噴淋塔進口、出口煙氣中S〇2的摩爾分率，均由煙氣分析儀測得;Z為噴淋塔吸收區高度，直 接測量得到，單位m; Cs為漿液中的總硫濃度，為+4價硫濃度Cw和+6價硫濃度之和，其單 位均為mo 1/1; P為漿液密度，根據+4價硫濃度Q.、HSOt的分布系數δι、SOr的分布系數δ2和+ 6價硫濃度&,，艱式/?=川〇〇 + 9*：、昨|+11(峰（'、|十132(：'、。進行計算，單位為4邑/1113;漿液的 粘度μ和表面張力σ分別利用粘度計和表面張力儀測得，其單位分別為化· S和N/m;v為漿液 的運動粘度，根據式V=μ/ρ計算得出，單位。
[0200] 本實施例中，D為0.3m，Q為850m3/h，L為 1700L/h，pH為6，P為 101325Pa，T為 323.15K，G為140.78mol/(m2 · h)，Ug為3.34m/s，yi、y2分別計算得到360ppm，76ppm，Z為2m， ?級;的分布系數δι、S巧的分布系數δ2分別為0.96，4.24 X l〇-2，+6價硫濃度Q.及+4價每+硫 濃度分別為2mol/L、0.1mol/L，代入式只=議()+ 99(昨、| +1巧卸:> +]32Ch近似計算為 1273.9kg/m3，漿液的粘度μ為1.005 X l(T3Pa · S，表面張力。為0.073N/m，漿液的運動粘度V 為 0.79Xl〇-6m2/s。
[0201 ]步驟二、輸入步驟一中的模型參數，并設定噴淋塔出口煙氣中的S〇2濃度y2 = 0.9yi，yi為入口處S〇2濃度5.68 X ΙΟΛ噴淋塔吸收區頂部漿液的抑值及Cs中+4價硫和+6價 硫的初始濃度CU、Cw(本實施例中氨法脫硫過程看作是動態平衡過程，C*、保持不 變），且滿足C = CV +C、。.；利用氨法脫硫S〇2吸收數學模型，W噴淋塔吸收區煙氣出口為起始 點，沿吸收區高度方向計算出進口煙氣中的S〇2濃度yi '。本實施例中，噴淋塔吸收區進口煙 氣中的S〇2濃度yi '按照如下模型進行計算：
[0202]在噴淋塔吸收區高度方向上的dz微元內對S〇2進行物料衡算，得到如下方程：
[020；3] W泌2均'=皮,，紅抄一躬):=巧(1-巧）戶也-巧(2 )' i - y 丄--j
[0204] 上式中，Ws。:為S〇2的傳質速率，單位kmol/(m2 · h)，a為氣-液傳質接觸面積，單位 m2/m3，ky為氣相分傳質系數，單位kmol/(m2 · h);y為氣相主體中S〇2的摩爾分率，yi為氣-液 界面處S〇2的平衡摩爾分率，上式(2)轉化為：
[0205]
[0206] 對式（3)進行積分即得到沿噴淋塔吸收區高度方向S〇2的濃度分布。上式（3)中， 氣-液傳質比表面積a包含兩部分:一是噴淋塔內液滴的比表面積Ad/((柿2/4)Z)，m2/m 3;二 是噴淋塔壁液膜的比表面積Am/ ((地^4) Z)，m2/m3。本實施例控制實驗條件漿液抑為6，煙氣 流速％為3.34m/s，液氣比化/V，實驗測得進口 S〇2濃度為36化pm，出口 S〇2濃度為76ppm。根 據根據趙建植等的研究成果(趙建植.石灰石/石膏濕法煙氣脫硫系統流動和反應的數值計 算與模擬實驗[0].博±學位論文，南京：東南大學，2007)，取塔壁液體流量(Lm)占總漿液流 量化）的比例為8 %。那么，W液滴形式存在的漿液量Ld = 0.92 X L = 1564L/h; W液膜形式 存在的漿液量Lm = 0.08 XL= 13化/h。按照實施例1中Ad和Am的計算方法，煙氣密度化取 1.23kg/m3，煙氣流速ug為3.34m/s，煙氣粘度yg為1.81 X l(T4Pa · S，漿液運動粘度V為7.89 X l〇-7m^s，漿液粘度為1.005 X l〇-3Pa · S，微元高度dz取0.01m，最終計算得出計算出液滴表 面積Ad為0.化8m2，噴淋塔壁液膜厚度為0.0039m，塔壁液膜面積Am為1.83m2。
[0207] 式(3)中氣-液界面處S〇2的平衡摩爾分率yi根據電中性方程進行計算，其計算步驟 如下：吸收塔內漿液中主要存在HSO,、S化、SO、〇H-、r、NH、S化、N也和N也?也0 9種 不同的組分，它們之間存在如下平衡：
[0214]氨法脫硫過程中，穩態時漿液中的離子滿足如下電中性方程：
[0別引 ^H)-W'(N!l,) = ('(0H-) + t'(iiS0:) + 2(.C0;) + 2('(S0;) (10)，
[0216] 根據平衡式(4)~(9)，式(10)轉化為如下形式：
[0217]
(11)〇
[021引上式（11)中，虹3、1(31、1(32、1(冷別為式(4)、（5)、（6)、（9)中的反應平衡常數，其中： 1 排ha= 1376.1/T-4.521，1 排ai = 853/T-4.74，1 排32 = 621.9/T-9.278，lgKw= 14470.99/T+ 6.0875-0.01706T，因此，氣-液界面處S02的平衡分壓祐,可表達為：
[0219]
(12》，
[0220] 由于氨法脫硫漿液中的H+濃度較低，同時漿液中幾乎無游離的畑3，因此，式（12)中 的c(N巧)-2雌0。近似等于哪80;) + 2啦巧-）;而漿液中HSO;和SO;-的濃度可根據+4價硫濃度 每*及各組分的分布系數計算得出：卿8〇;)=<?1 ·，^s〇n = A ·。*，其中，此S〇3、HSO,和鳴- 的分布系數δ〇、δι和δ2分別按下式計算得到：
[0224] 本實施例中δ〇、δι和δ2在吸收模型中計算出的結果分別為0.000121、0.96、0.0424。
[0225] 基于式（12)，式(3)中氣-液界面處S〇2的平衡摩爾分率yi根據式紀;如十算得出；因 此，要計算yi沿噴淋塔吸收區高度方向上的分布，需明確C化+)沿噴淋塔高度方向上的變化 情況，從噴淋塔吸收區底部到吸收區任意截面之間對氣相和液相中的總硫進行物料衡算 (如附圖2所示）：
[0226] mi,g+mz,i=mi,i+mz,g (16) 〇
[0227] 式中:mi,g及mz,g分別為噴淋塔吸收區底部截面處及吸收區中間任意截面處氣相中 S化的摩爾流率，單位mol/s，mi,i及mz,i分別為噴淋塔吸收區底部截面處及吸收區中間任意 截面處液相中總硫的摩爾流率，單位mo 1 /s，mi, g、mz, g、mi, 1及mz, 1分別表述為如下形式：
[022引 mi,g=Gyi，
[0229]
[0234] 聯立式（12)和（17)，即得到關于漿液中氨離子濃度c化+)與氣相中S〇2濃度y的非線 性方程：
[0235]
(18)，
[0236] 上式（18)中：
[0237]
(巧)，
[023引其中：A=C(畑;)-2c(SO;-)，B = KhaKal，C = Kha.KalKa2,日= .G(l-'l'')， L
，本實施例模型中，(3<^化+)為漿液中氨離子 的初始濃度，根據漿液pH計算得到，最終分別計算出A = 0.104，B = 4.34 X 10-3，C= 1.92 X l0-i0，D = 21.05，E = 8.93X10-2。
[0239]結合式(3)和(18)得到：
[0243] 將紀，咨帶入式(21)，W噴淋塔吸收區頂端為起點沿噴淋塔吸收區高度方向上對 式(21)進行積分，即計算得到吸收區底端處漿液的r濃度，進而由式（18)計算得到噴淋塔 進口處S〇2的摩爾分率yi ' =0.00248。
[0244] 步驟Ξ、將步驟二中計算得到的進口煙氣中S〇2濃度yi'帶入下式進行檢驗：
[0245] |yi，-yi|《0.00001 (1)，
[0246] 若計算得到的進口煙氣中的S〇2濃度yi'不滿足上式，返回步驟二中調整y2值，重新 計算yi'直至上式成立，最后輸出出口煙氣中的S〇2濃度y2及對應的S〇2脫除率(y廣y2)/yi。本 實施例yi'-yi = 〇. 00248-0.000568 = 0.001912,明顯大于0.00001，故而返回步驟二中減小 72,步長為0.000001，重新計算yi'直至式（1)成立，最后輸出出口煙氣中的S〇2濃度y2為9.8 X10-7 及 S 化脫除率(y 廣 y2)/yi = 99.83%。
[0247] 實驗測定抑值為6、煙氣流速為3.34m/s和液氣比L/Q為化/V的條件下，進、出口煙 氣中的S〇2濃度分別為360ppm和86ppm，根據公式：?? = ' - χΙΟΟ%計算出S〇2的去除效率為 I. I 76.11 %，與模型計算結果相對誤差為23.76%。
[024引實施例3
[0249] 采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統進行試驗，控制漿液pH為3,煙氣流速 ug為2.56m/s，液氣比為1.化/V，實驗測得噴淋塔進日S〇2濃度為360ppm，噴淋塔出日S〇2濃 度為171ppm，根據公式計算得到S〇2的去除效率為52.5%。
[0250] 將實驗條件抑為3，ug為2.56m/s，液氣比為1.化/V，代入實施例2建立的氨法脫硫 S化的吸收模型中，按照實施例二中的步驟計算得到S〇2的去除效率為68.86%。二者之間的 誤差為23.76%。
[0巧1 ]實施例4
[0252]采用如圖1所示的噴淋塔氨法脫硫實驗系統，控制漿液pH為4,煙氣流速Ug為 2.95m/s，液氣比為1.化/V，實驗測得噴淋塔進口 S化濃度為360ppm，噴淋塔出口 S〇2濃度為 113ppm，根據計算式(44)計算得到S〇2的去除效率為68.61 %。將實驗條件pH為4，Ug為2.95m/ S，液氣比為1.化/m3，代入建立的氨法脫硫S〇2的吸收模型中，按照實施例二中的步驟計算得 至化化的去除效率為80.化％，二者之間的誤差為14.5%。
[0巧3]實施例5
[0254]本實施例的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的優化調控方法該方法是基于氨法 脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型的計算結果對氨法脫硫噴淋塔的設計和運行進行優化 的，其步驟為:首先利用氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型計算出預設工藝條件下的 氨法脫硫S〇2脫除率，若計算得到的S〇2脫除率不滿足設定目標，則調整氨法脫硫工藝參數的 數值(調整漿液抑值、煙氣流速ug、液氣比L、進口煙氣中S〇2的摩爾分率yi、漿液中+4價硫及+ 6價硫的初始濃度、&*等工藝參數中的一個或同時調整多個），并按照模型重新計算，直 至S〇2脫除率滿足設定目標，并輸出此時氨法脫硫各工藝參數的數值及S〇2的脫除率。
【主權項】
1. 一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，其特征在于：該模型首先基于噴淋塔 氨法煙氣脫硫工藝的特點，選定抑值、煙氣流速％和液氣比L/Q為參數，計算出不同抑值、煙 氣流速％和液氣比L/Q條件下的氨法脫硫S〇2吸收傳質速率，并采用數值擬合的方法構建具 有普遍適用性的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數的表達式;然后分析液相中的離子電荷守恒和 元素物料守恒，根據N曲-S〇2-此0體系的熱力學特性及離子平衡原理建立噴淋塔內S〇2吸收 過程中的氣-液間動態平衡關系，并結合重新構建的S〇2吸收傳質系數的表達式，計算出噴 淋塔氨法脫硫的S〇2脫除率(y i-y2) /V1。2. 根據權利要求1所述的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，其特征在于:該 計算模型具體包括W下步驟： 步驟一、確定如下參數:氨法脫硫系統噴淋塔的D、G、L、pH、P、Q、T、Ug、yi、y2、Z、Cs、P、y、v、 σ； 其中，D為噴淋塔直徑，通過直接測量得出，單位m;L為漿液噴淋量，通過流量計測量得 出，單位為L/h;pH為噴淋塔內漿液抑值，由抑計測量得到;P為煙氣總壓力，近似與大氣壓相 等，為101325化;Q為煙氣流量，通過流量計測量得出，單位m3/h;T為煙氣溫度，通過溫度傳 感器測量得出，單位K;G為煙氣摩爾流率，可根據G=l〇-3 · PQ/(RT地2)/4計算得出，單位為 kmol/(m2 · h) ;Ug為煙氣流速，根據Ug = Q/(3600地2)/4計算得出，單位m/s;yi、y2分別為噴淋 塔進口、出口煙氣中S〇2的摩爾分率，均由煙氣分析儀測得;Z為噴淋塔吸收區高度，直接測 量得到，單位m; Cs為漿液中的總硫濃度，為+4價硫濃度狂*和+6價硫濃度Q*之和，其單位均為 mol/MP為漿液密度，根據+4價硫濃度Cyt、HSO:的分布系數Si、S巧的分布系數δ2和+6價硫 濃度心，按式/> = 1000 +與毎?。* + I !6式C、i +1巧(:,6+進行計算，單位為kg/m3;漿液的粘度μ 和表面張力σ分別利用粘度計和表面張力儀測得，其單位分別為化.S和N/m;v為漿液的運 動粘度，根據式V=μ/ρ計算得出，單位; 步驟二、輸入步驟一中的模型參數，并設定噴淋塔出口煙氣中的S〇2摩爾分率y2、噴淋塔 吸收區頂部漿液的pH值及Cs中+4價硫和+6價硫的初始濃度0*、，且滿足G = 利 用氨法脫硫S〇2吸收數學模型，W噴淋塔吸收區煙氣出口為起始點，沿吸收區高度方向計算 出進口煙氣中的S〇2濃度y'l; 步驟Ξ、將步驟二中計算得到的進口煙氣中S〇2濃度/滯入下式進行檢驗： y'i-yi I《0.00001 (1)， 若計算得到的進口煙氣中的S〇2濃度不滿足上式，返回步驟二中調整y2值，重新計算 直至上式成立，最后輸出出口煙氣中的S〇2濃度y2及對應的S〇2脫除率(乃-y2)/yi。3. 根據權利要求2所述的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，其特征在于:步 驟二中噴淋塔吸收區進口煙氣中的S〇2濃度/1具體按照如下模型進行計算:在噴淋塔吸收 區高度方向上的dz微元內對S〇2進行物料衡算，得到如下方程：(2)， 上式中，*"城為S〇2的傳質速率，單位kmol/(m2 · h)，a為氣-液傳質接觸面積，單位mVm3， ky為氣相分傳質系數，單位kmolAm2 · h);y為氣相主體中S〇2的摩爾分率，yi為氣-液界面處 S化的平衡摩爾分率，上式(2)轉化為：(3)， 對式(3)進行積分即得到沿噴淋塔吸收區高度方向S〇2的濃度分布;上式(3)中，氣-液界 面處S〇2的平衡摩爾分率yi根據電中性方程進行計算，其計算模型如下： 吸收塔內漿液中主要存在賊巧、：S〇r、S巧％〇!Γ、Η\?沿:、S02、N曲和畑3·此0 9種不 同的組分，它們之間存在如下平衡：氨法脫硫過程中，穩態時漿液中的離子滿足如下電中性方程：上式（11)中，1(43、1(31、1(32、1(冷別為式(4)、（5)、（6)、（9)中的反應平衡常數，因此，氣-液 界面處S〇2的平衡分壓爲,可表達為：由于氨法脫硫漿液中的r濃度較低，同時漿液中幾乎無游離的N曲，因此，式（12)中的 側巧）-ws〇r舶似等于c(Hso;)+wsor);而漿液中服巧和SO;-的濃度可根據+4價硫濃 度&，及各組分的分布系數計算得出：c(HS0;) = 4 '〔V，c(S〇r) = S;'〔V，其中，齡0:和SO;-的 分布系數δι和δ2分別按下式計算得到：基于式（12)，式(3)中氣-液界面處S〇2的平衡摩爾分率yi根據式姑，爾計算得出；因此， 要計算yi沿噴淋塔吸收區高度方向上的分布，需明確C化+)沿噴淋塔高度方向上的變化情 況，從噴淋塔吸收區底部到吸收區任意截面之間對氣相和液相中的總硫進行物料衡算： mi,g+mz,i=mi,i+mz,g (16)， 式中:mi,g及mz,g分別為噴淋塔吸收區底部截面處及吸收區中間任意截面處氣相中S〇2的 摩爾流率，單位mol/s，mi,i及mz,i分別為噴淋塔吸收區底部截面處及吸收區中間任意截面處 液相中總硫的摩爾流率，單位mo 1 /s，mi, g、mz, g、mi, 1及mz, 1分別表述為如下形式： mi,g 二 Gyi，I 聯立式（12)和（17)，即得到關于漿液中氨離子濃度c化+)與氣相中S〇2濃度y的非線性方 程：其中；A = C(NH,)-2c(S〇-: )，C = Kha.Kal，C = Kha.KalKa2, 〇 = ，將Ρ?如帶入式(21)，W噴淋塔吸收區頂端為起點沿噴淋塔吸收區高度方向上對式(21) 進行積分，即計算得到吸收區底端處漿液的r濃度，進而由式（18)計算得到噴淋塔進口處 S化的摩爾分率y'l。4.根據權利要求3所述的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，其特征在于:公 式(21)中氣-液傳質接觸面積a包含兩部分:一是噴淋塔內液滴的比表面積Ad/((地2/4)Z)， m2/m3;二是噴淋塔壁液膜的比表面積Am/((地2/4)Z)，m2/m3，其中： 噴淋塔內液滴的表面積Ad: 沿噴淋塔高度方向上將吸收塔劃分為多個微元，由于微元高度很小，假定微元內液滴 下落的速度不變，另外，忽略液滴的凝并和破碎，液滴直徑采用Sauter平均直徑。因此，噴淋 塔微元內液滴的表面積Ad可表述為：(22)， 上式中，Ld為W液滴形式存在的漿液噴淋量，LA; ud為液滴的下落速度，m/s; d為液滴的 Sauter平均直徑，單位m，d根據式(23)進行計算： d=133.0 · (D/2) · We-o'M (23), 式(23)中，韋伯數We按式(24)進行計算：(24)， 式（24)中，P為漿液密度，kg/m3; ?2為噴嘴漿液的噴出速度，m/s，根據動量守恒方程 Η!ι!《=Ριπ4 2進行計算，其中，mi為噴嘴噴出漿液的質量流量，單位為kg/s，通過測量得到;Pi 為噴嘴運行壓力，單位為MPa，通過測量得到;dk為噴嘴孔徑，單位m; 0為漿液表面張力，N/m; 由式(22)可知，噴淋塔內液滴的比表面積與液滴在氣流中的下落速度有關，液滴下落 速度Ud可表述為：(25)， 該公式中，g為重力加速度，單位為m/s2; Pd、Pg分別為液滴密度和氣體密度，單位均為 kg/m3，其中液滴密度Pd即為噴淋塔內漿液密度P; %為氣體速度，單位m/s; 公式(25)中Cd為曳力系數，根據下式進行計算：U6)， 上式中，雷諾數Red根據公式(27)進行計算：(巧） 液滴的運動方程為：(2：8), 聯立公式(22)~(28)，沿噴淋塔吸收區高度方向上積分即計算出液滴表面積Ad; 噴淋塔壁液膜的面積Am: 噴淋塔氨法脫硫過程中，部分漿液落在噴淋塔壁上并形成液膜，塔壁液膜在與煙氣接 觸的過程中參與S〇2吸收反應，微元內噴淋塔壁液膜的面積可按式(29)進行計算： Am=3i(D-2hm) · dz (29)， 式(29)中，hm為噴淋塔壁液膜厚度，單位為m，根據如下公式進行計算：(30)， 式(30)中，Rem為液膜流動雷諾數，Rem= 4LmP/ (360〇3?(1μ)。5. 根據權利要求3所述的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，其特征在于:公 式(21)中的S〇2吸收傳質系數ky根據如下方法進行優化確定： (1) 改變漿液pH值、煙氣流速ug和漿液噴淋量L，測定不同pH值、煙氣流速ug和液氣比L/Q 條件下噴淋塔進、出口煙氣中S〇2的摩爾分率yi、y2,并根據如下公式分別計算出不同條件下 的S〇2吸收傳質速率ky:(31)， (2) 結合氨法脫硫工藝的特點，選取抑、煙氣流速Ug和液氣比L/Q為參數，構建氨法脫硫 S化吸收傳質系數kv的表達式：(32)， 上式中ko為系數，XI、X2和X3均為指數，對上式兩邊取對數可得： lnky=lnk〇+xilnpH+X2lnug+X3ln(L/G) (33)， 將步驟（1)中通過測量計算得到的不同抑、煙氣流速Ug和液氣比L/Q條件下的氨法脫硫 S化吸收傳質速率ky與pH、Ug及L/Q按公式(33)進行多元線性擬合，確定系數ko及指數xi、X2和 X3的值，進而得出優化的氨法脫硫S〇2吸收傳質系數ky的表達式。6. 根據權利要求1-5中任一項所述的一種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型，其 特征在于:所述pH值的范圍為5.0~6.0,煙氣流速范圍為2.0~4. Om/s，液氣比范圍為2.0~ 4.0L/m3。7. -種氨法脫硫噴淋塔設計和運行的優化調控方法，其特征在于：該方法是基于氨法 脫硫噴淋塔設計和運行的計算模型的計算結果對氨法脫硫噴淋塔的設計和運行進行優化 的，其步驟為:首先利用權利要求1-6中任一項所述的氨法脫硫噴淋塔設計和運行的計算模 型計算出預設工藝條件下的氨法脫硫S〇2脫除率，若計算得到的S〇2脫除率不滿足設定目標， 則調整氨法脫硫工藝參數的數值，并按照模型重新計算，直至S〇2脫除率滿足設定目標，并 輸出此時氨法脫硫各工藝參數的數值及S〇2的脫除率。
【文檔編號】B01D53/78GK105964123SQ201610384389
【公開日】2016年9月28日
【申請日】2016年5月30日
【發明人】賈勇, 殷李國, 吳勝華, 陳 光, 李智芳, 丁希樓, 陳宜華, 戴波
【申請人】安徽工業大學