大气污染脱硫除尘课程设计

大气污染脱硫除尘课程设计（8篇）

1.大气污染脱硫除尘课程设计 篇一

半干法烟气脱硫袋式除尘器设计初探

摘要：介绍了半干法烟气脱硫工艺及脱硫后烟尘的`特点,针对半干法脱硫后烟尘的特点,袋式除尘器设计时采取了一系列的技术措施,从而保证了脱硫系统的正常运行.作 者：许广林 XU Guang-lin 作者单位：南京龙源环保有限公司,江苏,南京,210012期 刊：电力科技与环保 Journal：ELECTRIC POWER ENVIRONMENTAL PROTECTION年，卷(期)：2010,26(3)分类号：X701.2关键词：半干法脱硫 烟尘 特性 袋式除尘器

2.大气污染脱硫除尘课程设计 篇二

一、电厂烟气除尘脱硫的重要性

环境保护是我国的一项基本国策, 随着我国环境保护法律、法规的不断完善和各行业技术进步的加快, 人民对环境保护的呼声越来越高。我国电厂工业的不断发展和GDP的增长, 使我国面临越来越大的环境压力, 环境治理跟不上, 我国将重复走西方发达国家走过的先污染后治理的工化业老路, 对此, 国家对环境保护的力度越来越大。环境保护力度跟不上, 将会对周围的生态造成很大的破坏, 采用洁净煤化工技术, 发展循环经济, 最大限度地实现资源回收再利用, 变废为宝是企业增加效益的根本所在。这与国家大力提倡的发展循环经济模式是相一致的。

二、湿式除尘脱硫一体化设计

湿式除尘脱硫一体化主要由除尘脱硫系统、防结露系统、补水系统、循环及排污水系统、石灰浆制备系统和控制系统组成。

烟气除尘脱硫系统除尘的基本原理是采用两级除尘装置除去烟气中的粉尘污染物。一级除尘利用除尘脱硫塔中形成向下运动的水膜与向上运动的含尘烟气相互碰撞、拦截和凝集等作用来对灰尘洗涤而进行除尘;二级除尘采用文丘里管中小离心喷嘴形成水膜与含尘细小液滴绝热膨胀作用形成大液滴而进行除尘。从文丘里管流出的烟气进入现有的捕滴器, 捕滴器不仅可除去烟气中的部分水分, 而且还可以对烟气中剩余的含灰水滴进行除尘, 整个除尘系统的除尘效率为99.6%。

防结露系统是为防止冬季环境温度低时, 造成系统烟温偏低而引起引风机内结露而设置的。该系统由两部分组成, 其一是从锅炉尾部烟道引出旁路烟道, 经陶瓷多管除尘器后, 将部分烟气引入捕滴器出口、引风机入口烟道中;其二是从空气预热器引热风直接到引风机入口烟道, 以提高引风机入口烟气温度, 防止烟气结露, 这两种措施将根据环境温度等外界条件的变化情况选择使用。

补水系统是为整个系统补充新水的系统, 新水由厂区内的除尘水泵提供, 分别加入文丘里内喷嘴、除尘脱硫塔下部和消化槽, 洗涤除尘后的灰水进入脱硫除尘塔底部, 参与一次除尘的灰水循环。循环水系统包括一级沉降池、二级沉降池和循环水泵及管道, 捕滴器和文丘里管底部收集的灰水及一级沉降池中的净水最终均引入二级沉降池中。二级沉降池沉降后的净水经循环泵再返回到除尘脱硫塔对烟气进行除尘、脱硫, 一级沉降池经底部的夹管阀进行重力排污、二级沉降池底部沉降的泥浆经泥浆泵排入灰沟。

湿式除尘脱硫一体化系统中的脱硫技术是基于目前成熟的湿法脱硫技术原理开发的简易脱硫技术。该技术以生石灰或熟石灰为脱硫剂, 通过消化配制成石灰浆液加入除尘的循环溶液中, 在除尘的同时脱除烟气中的二氧化硫。该系统包括脱硫剂的运输与贮存、脱硫剂消化、石灰浆液输送等系统组成。

湿式除尘脱硫一体化系统的控制系统采用先进的开发软件和设备, 主要控制除尘系统的补水量, 除尘脱硫塔的液位, 脱硫系统的循环水p H值, 进而保证脱硫效率;同时对影响整个系统操作与运行的各个环节及系统的启停、事故的判断与调整进行全面的控制。与采用电除尘和湿法脱硫技术相比, 本套湿式除尘脱硫一体化系统总投资仅为前者的1/10左右, 这对于大批寿命已经较长、剩余价值不高的中、小机组具有非常良好的经济技术优势。

三、脱硫技术的新发展

目前, 世界上燃煤或燃油电厂所采用的脱硫工艺有数十种之多。按脱硫工艺在生产中所处的部位可分为炉前 (燃烧前) 脱硫、炉内 (燃烧中) 脱硫和炉后 (燃烧后) 脱硫三大类。在已商业化的脱硫技术中, 主要采用的方法仍然是烟气脱硫。其中, 石灰石-石灰湿法脱硫技术占主导地位。

烟气湿法脱硫技术具有较高的脱硫效率, 但占地较大、投资很高, 因此, 对于老机组的改造和要求降低投资的项目不具有吸引力。在二十世纪70年代, 在美国东部的一个电力企业在其一台运行机组中采用了一种脱硫效率只有25%的脱硫技术, 这种技术和原煤清洗技术相结合, 使这台机组能够满足新的环保排放标准要求, 由于这种技术投资较低, 于是便激起了人们对开发研究低投资脱硫技术的热情。与此同时, 美国环保署也不断地资助一些工业性试验, 来开发针对小机组、老机组的改造、投资成本低的脱硫技术。在开发研究的初期, 采用的是通过多级低NOX燃烧器向炉内喷钙进行炉内脱硫的技术, 通过在炉膛的不同温度区域分别设置石灰石喷射口向炉内喷钙的一系列的研究证明, 这种脱硫技术可达到中等的脱硫效率。在经过系列的研究之后, 由B&W公司将研究成果在一台105 MW机组的锅炉上进行了工业性试验, 该项目被称为“石灰石喷射多级燃烧器示范项目 (LIMB) ”。这就是上面提到的炉内喷钙脱硫技术的雏形。LIMB示范项目的试验成功, 以及随后由美国能源部资助的LIMB扩大示范项目的实施, 使这一技术得到了很大的发展和提高, 并在工业中得到了应用。在炉内喷钙技术的开发研究过程中, 伴随着进行了一系列其他相关技术的试验研究, 其中的部分技术在以后脱硫技术开发研究中被再次使用, 并开发研究出了另外几种吸收剂喷射脱硫技术。这些技术包括:尾部烟道喷钙脱硫技术、炉内喷钙-喷雾干燥脱硫技术 (LIDS) 以及SO2、NOX、飞灰综合清除技术 (SNRB) 。目前这三种技术尚处在试验研究阶段, 由于它们均具有投资成本低的优势, 因此具有广阔的市场潜力。

由于石灰石 (石灰) 喷雾干燥脱硫技术已有多年的商业运行经验, 其投资运行成本比较清楚, 虽没有与湿法脱硫系统进行详细的对比分析, 但业界根据经验普遍认为喷雾干燥脱硫系统的成本约在湿法脱硫系统的80%~90%之间。

由于炉内喷钙喷雾干燥脱硫系统和SNRB系统还处在模化试验研究阶段, 目前还不能较准确地知道其将来商业化后的成本费用情况。根据目前掌握的数据资料初步估计炉内喷钙喷雾干燥脱硫系统的投资费用与喷雾干燥脱硫系统相当, 而年运行费用要低于喷雾干燥脱硫系统。而SNRB系统的经济性目前最不确定, 由于该项技术将脱硫、脱硝和除尘三种功能集于一身, 因此人们乐观地估计, 在达到同样效果的前提下, 要比分开进行脱硫、脱硝和除尘的经济性要高。

摘要：中小型锅炉燃烧时产生大量粉尘和二氧化硫等有害气体, 属星点型扩散污染源, 对大气环境污染严重。目前我国控制此类污染源除尘脱硫装置较少, 效果也不理想。本文主要分析电厂烟气除尘脱硫设计。

关键词：电厂,烟气,除尘脱硫

参考文献

[1]顾念祖.燃煤电厂脱硫的现状分析和防治对策[J].热能动力工程, 2000 (2) .[1]顾念祖.燃煤电厂脱硫的现状分析和防治对策[J].热能动力工程, 2000 (2) .

3.大气污染脱硫除尘课程设计 篇三

煤锅炉除尘脱硫废水处理运营管理策略

锅炉除尘脱硫废水呈酸性,悬浮物浓度高,悬浮颗粒沉淀性能好.颗粒表面电荷呈正电性.废水中Al3+、Fe3+ 离子浓度变大.调整pH值是废水处理的技术关键.处理方法可采用中和法、沉淀法、过滤法.

作 者：Yang Guiping 作者单位：刊 名：河北建筑工程学院学报英文刊名：JOURNAL OF HEBIE INSTITUTE OF ARCHITECTURAL ENGINEERING年，卷(期)：26(1)分类号：X5关键词：锅炉 除尘废水 水质特征 处理策略

4.大气污染脱硫除尘课程设计 篇四

一.概述

21世纪是可持续发展的世纪。作为可持续发展重要内容的环保工作，更成为新世纪人们关注的焦点。环保不仅关系人们生活质量，更关系人类的生存和发展。

煤炭是我国的主要能源，与之伴生的二氧化硫（SO2）和酸雨污染问题将更加突出。一个相当有效的控制方法是电厂烟气脱硫。我国政府对此已给予足够重视，开展了多项自主技术攻关，引进10套发达国家的烟气脱硫装置，与发达国家开展多项技术合作研究。但是，现有技术投资大，成本高，电力脱硫很难有恰当的选择，我国能源与环境的矛盾亟待妥善解决。

那么，如何解决能源与环境的矛盾呢，很显然，与追求经济效益的领域不同，在追求环境和社会效益的能源环保领域，我国不能走发达国家已走过的先污染后治理的老路，中国必须寻找适合国情的能源环保技术。我国在烟气脱硫领域开展了长期的工作，提出了适合国情的专利技术，脱硫脱氮除尘三位一体技术被国家列为重点科技攻关项目。它以我国庞大的化肥工业为基础，将火电厂清洁烟气中的SO2回收，生产高效化肥，化害为利，变废为宝，一举多得，同时促进我国煤炭，电力和化肥工业的可持续发展。

二.国情决定技术战略

“环境与发展”的关系是由一个国家的经济实力和发展阶段决定的，“要钱不要命”通常是落后地区的做法，“要命不要钱”通常是发达地区的行为。因此，理性的，当然也是发展中国家的原则应该是，既要“发展”，又要“环境”，即可持续发展，又对我国的能源环保工作有指导意义。烟气脱硫的原理是碱性物质吸收并固定酸性的二氧化硫，主要有两种，一是石灰石（碳酸钙），即钙法，二是氨，即氨法：尽管钙法投资大，运行成本高，在美国，德国，日本等发达国家中，它占据90%以上的市场。这是由其国情决定的，这些国家煤在其能源结构中所占的比重不大。在美国和德国，煤在一次能源中约占20%：而在日本，煤在其能源结构中只占15%。日本是一个岛国，石灰石资源丰富，但缺乏天然石膏资源。钙法虽然投资大，成本高，但脱硫产品为石膏，正好弥补其紧缺的石膏资源。长期以来，我国燃煤火力发电在电力中所占比重保持在75-80%之间，烟气脱硫的任务将异艰巨和沉重。如果选择钙法势必带来巨大的投资和运行负担，将致使财力难支。我国不仅具有丰富的石灰石资源，天然石膏资源也是世界第一，品质又高。我国庞大的化肥工业每年副产石膏将超过4000万吨，而我国年用量仅为1200万吨。致使脱硫石膏难以利用。选择钙法，势必造成大量废渣并副产温室废气二氧化碳，带来二次污染和新的生态破坏。

因此，我们必须理性地思考现实问题，对烟气脱硫以石灰石钙法为主的作法，该作必要的调整时应当机立断。我国是人口、粮食和化肥大国，合成氨生产能力和需求量非常巨大，年用量超过3000万吨，为我国烟气脱硫事业大力发展氨法提供了强有力的资源保障。如果我国火电厂全部采用氨法，每年所需合成氨约600万吨，不到总量的20%。氨源供应相当方便：我国中小型合成氨厂很多，几乎遍布县市，在几乎所有的电厂周围，都容易找到配套的合成氨厂。而且，氨运输技术成熟可靠。氨法的原料来自化肥，脱硫产品为硫氨、磷氨和硫酸，又回到化肥，不消耗额外的自然资源，也不产生二次污染和新的生态环境问题。燃煤烟气可提供巨大的硫资源。化肥生产需要大量硫酸。近年来，我国每年进口硫磺200-300万吨，等于进口二氧化硫400-600万吨，我国火电行业的SO2排放量近2000万吨，因此，氨法适合我国国情。

三.专业的烟气脱硫技术

电力、物理、环境、化学，代表四个不同的学科领域，即代表四个不同学派。不同学派必然生出不同的技术，不同的技术势必有不同之技术经济指标：投资和运行成本。哪个学派更接近本质或真理呢，咋看，答案似乎很难，但是，普遍接受的是，烟气脱硫是一个典型的化工过程。因此，化学界能够看到SO2的本质。电力界只看热能和发电效率，漠视 SO2之存在。

环境界中，SO2是有害的污染源，是造成酸雨的祸首。

化学界中 SO2是物质，用则有利，弃则有害。

物理界中，SO2是一个顽固不化的“敌人”，只有通过“导弹”才能予以彻底摧毁。

至于物理，原本与烟气脱硫无关。它源于日本荏原公司对高能电子加速器用于烟气脱硫的研究。

化学处理SO2方法很多，无需“导弹”。脱硫脱氮除尘三位一体技术结合了化工领域的最新技术成果，也就是将一个中型的化工厂搬到电厂来，确保了技术的高度可靠性，以及很低的建设投资和很低的运行成本。

根据化学化工原理的脱硫脱氮除尘三位一体技术与其他学派的技术相比，具有突出的优越性，投资仅为1/4-1/5，运行成本仅为1/3-1/4。

四.电力与煤炭和化肥工业协调发展

在我国，由东向西，由北向南，煤炭含硫量逐渐增加，四川和贵州煤含硫3%-5%，广西煤高达5%-7%。然而，为降低电厂SO2排放量，当地火电厂燃用北方煤，比如山西煤，增加的运输成本每吨近100元，占原料成本的40%，对当地经济无疑是巨大的额外负担。采用脱硫脱氮除尘三位一体

技术，火电厂燃煤含硫量不受任何限制，甚至含硫量越高，SO2回收价值越大。因此，脱硫脱氮除尘三位一体技术不仅能够促进当地煤炭工业的发展，也使当地电力工业轻装上阵，还能促进当地合成氨及化肥工业的发展。

某电厂是坑口电站，燃用当地煤，总机组容量为430MW，年排放SO2超过20万吨，折合硫酸30万吨，价值1.5亿元。如果该厂的技术治理方案是改用山西煤，并采用石灰石钙法，既限制了当地煤矿的发展，又浪费了宝贵的硫资源，还增加了发电成本。事实上，成本增加等同于能耗增加和污染增加。若采用脱硫脱氮除尘三位一体技术，可形成一个年产40万吨的化肥装置，年产值超过2.5亿元，年利润可超过4000万元。它具有一举多得的优势：

（1）可促进当地煤炭工业的发展，燃用当地煤矿的煤炭，可以解决矿务局2万多人的就业和发展问题，促进了当地经济的发展。

（2）电厂采用当地煤，原料成本降低，其430MW机组，年耗煤以120万吨计，每吨运费按50元计，每年可节约发电成本6000余万元，这个效益是非常明显的。

（3）广西硫资源较缺，当地化肥厂年需硫酸40万吨，原料由广东提供。而且，广西、广东、海南和福建等南方省份的土壤缺硫，需要硫氨化肥。因此，充分利用自身的高硫煤，可以促进当地化肥工业的发展。与广西情况相似的省份还有云南、重庆、四川和贵州。重庆的华能珞磺电厂和重庆电厂，分别具有4台360MW和3台200MW机组，燃用重庆松藻煤，年总排放SO2为20-30万吨，相当于硫酸30-45万吨，价值1.5-2.25亿元。遗憾的是，这些电厂都花巨资引进国外的石灰石钙法，不仅浪费了宝贵的资源，产生二次污染，还使发电成本增加，在贵州省实施火电厂烟气脱硫，采用脱硫脱氮除尘三位一体技术具有不可估量的意义，国家实施西部大开发战略，西电东送，在贵州省则是黔电送粤。贵州省是SO2和酸雨控制区，特别是省会贵阳市。在贵阳市有两个严重的污染源，一是市区的贵阳发电厂，二是距市区25公里的清镇发电厂，年排放SO2：25万余吨。在两个电厂间，贵州化肥厂生产合成氨16万吨，因此，采用脱硫脱氮除尘三位一体技术具有很好的条件。采用脱硫脱氮除尘三位一体技术，两个电厂的总投资2亿元，可年产化肥50万吨，产值3-4亿元，年效益近1亿元。在贵州省实施这个技术，可以形成年产150-200万吨的火电厂化肥规模，年产值超过10亿元。而如果贵阳发电厂的烟气脱硫采用电子束技术，2台200MW机组的投资近4亿元。

由此可见，将我国化肥工业与电力工业相结合，形成一个具有综合优势的火电厂化肥产业，其意义十分显著。它为我国煤炭、电力和化肥工业的可持续和协同发展提供了强有力的支撑，国家从战略的高度发展并扶植这个产业是十分必要的。

五.脱硫需要政府大力支持

火电厂烟气脱硫是我国实施清洁能源计划的关键技术，受到各级政府部门的高度重视，多次被列入国家重大和重点科技计划，以及与发达国家政府间的首脑级科技合作计划。因此，我国的这项工作具有较强的政府行为。这就更需要我们做深入细致的调查，多比较相关技术的技术性能，经济指标，多结合国情考虑问题。

某发电厂2台200MW机组，燃用含硫为0.8%的山西煤，建设烟气脱硫装置。对几乎所有的烟气脱硫技术进行了调研。采用国外技术的投资为4-5.5亿元，发电成本每度将增加5分钱，势必成为该厂的一个沉重的经济负担。一旦决策失误，企业将陷入困境，甚至由于无法竟价上网而关闭。脱硫脱氮除尘三位一体技术通过国家科技部门组织的鉴定验收，被评价为国际领先水平，在电力界引起了较大反响。与国外技术相比，脱硫脱氮除尘三位一体技术具有相当明显的技术和经济优势，总投资减少70-80%，运行成本减少70%以上，电耗减少40-60%。这样，该厂决定采用脱硫脱氮除尘三位一体技术。并列入国家重点科技项目.目前，让烟气脱硫界注目的另一项目在中石化集团公司某自备热电厂6台100MW（410蒸吨/h）锅炉。令人兴奋的是、参与竞争的技术高达10余家之多，大家希望得到公平竞争机会。该公司原来燃用当地煤，为降低SO2排放量，改用山西煤，年耗煤将超过200万吨，运费按每吨30元计，增加成本6000万元，该公司具有年产30万吨的合成氨装置，而且脱硫产品具有很好的市场，因此脱硫脱氮除尘三位一体技术符合石化公司的具体情况。根据可行性研究报告，石化公司6台锅炉年排放SO2可达8万吨，生产化肥17万吨，产值1亿元，具有明显的经济效益。在竞争的方法中，脱硫脱氮除尘三位一体技术的投资和成本都是最低的，而且还有利可图，得到了该公司的充分肯定。

现在，电力工业的烟气脱硫工作是“谁污染谁治理”，治理需要投资。经济效益差而污染大的企业没钱投资，只接受象征性罚款，受损害的是大气。按目前的石灰石钙法建设烟气脱硫装置，发电成本每度将增加2-3分钱，以一台300MW机组年运行5000小时计，脱硫成本每年3000-4500万元。燃用低硫煤，年排放SO2:为1.5万吨，相当于每吨SO2为2000-3000元，燃用高硫煤，SO2排放量每年为4.5万吨，相当于每吨SO2为1000元左右。但是，酸雨和SO2污染造成的损失每吨SO2超过5000元。因此，烟气脱硫对于促进国家的利益是非常明显的。为促进企业治理SO2污染，国家环保总局制定了新的烟气SO2排污收费标准，对于高硫煤地区每吨SO2为600元，低硫煤地区每吨1000元，北京市为每吨1200元，基本上为脱硫成本的一半。这个费用目前是上交地方环保局的，并有较大比例的返回，以便企业用于建设脱硫装置，脱硫电厂和单位将具有两个主要和可靠的收入来源：

1、电力企业的环保服务费（等于原来的排污上交费）；

2、脱硫装置产生的化肥利润。脱硫脱氮除尘三位一体技术的效益非常好。

首先其建设投资比其他方法低，而且能耗低，产品具有很大的市场，还可以出口创汇。

六.TS型烟气脱硫、脱氮除尘技术

该技术于一九九三年十月通过了国家部级鉴定，其中结论一综合技术经济性能处于国内外领先水平，具有广阔的推广应用价值。并于同年获得两项专利。该技术运用LS喷雾吸收法，以氨水、碱液、废氨水为吸收剂，经加药装置加压，把吸收剂经喷嘴雾化后的氨水产生气-汽的瞬时化学反应，生成硫铵排出。

该技术具有以下特点：

1.先进的反应原理，使设备小巧、钢耗低、占地面积小；

2.该系统适应煤的含硫量1%-7%；

3.具有多种功能，脱硫、脱氮、除尘，甚至可以处理污水；

4.吸收剂来源丰富，价格便宜；

5.一次投入只有国外设备价格的1/10-1/20；

6.选用废氨水、废碱液作脱硫剂，可使运行费用降到最低；

7.采用喷雾干燥方式；

8.该系统加装了先进的气水分离装置风机不带水；

9.烟气不需加装换热设备；

10.该设备及系统内部均涂以耐高温特种防腐涂料，设备不腐蚀，不 磨损、不堵塞；

11.系统设备阻力小，可以不用更换引风机；

12.可以提高系统的除尘效率4%-12%；

13.脱硫效率95%以上；

14.脱氮率50%，加“触媒剂”系统80%以上。

该技术的研究始于80年代，在收集、考察国内外同类技术文献资料的基础上，进行了大量的技术、经济方案的分析对比工作。从中发现普遍感到困扰的不仅仅是技术上的问题，而更严重阻挠的是经济问题，一次投入大，运行费用高。即是该技术目前居于领先地位的国、日本也不例外；他们在成为世界控制SO2排放最有效的国家的同时，也为此付出了巨大的经济代价。各国企业界面对烟气脱硫装置的巨大投资及运行费用，无不咋舌。因为脱硫装置投资占电厂总投资的比例很大。巨额的投入对我国企业界是望而生畏。环保设备的投入企业界认为：“这种资金只有投入，没有产出，是一种负担”。

因此研究者必须首先考虑的是一次投资运行费用，使企业能够接受的产品，占地面积小，专用设备少，工艺简单，操作、管理、控制、维修方便，各项技术参数领先的脱硫技术，因此必须结合我国国情，走国产化的道路。

国外研究过的脱硫技术已逾近百种，真正在工业上运用过的30多种，但具有商业价值的不过十来种，无论采用那种方法，都必须考虑以下基本条件：

1.具有较高的吸收性能的吸收剂和吸收方法；

2.装置有较高的可靠性，能保证长期稳定运行；

3.易操作和维修；

4.无二次污染，抗腐蚀；

5.建设费用及运行费用便宜，能耗小，装置占地面积小；

6.吸收剂来源广泛，价格便宜，易贮运；

针对上述要求，列出了攻关课题：

1.通过试验室试验，寻找出先进的反应速率高的原理；

2.结合我国情况选出来源广泛价格便宜的反应剂；

3.使用什么样的抗腐蚀材料；

4.终止物的综合利用，防止二次污染；

以上课题通过有关专家的论证审定工作，确定运用LS喷雾吸收法，随即开展了小试、中试及工业性应用试验，经过近百次的试验，获得了大量的数据，通过对试验点的监测和运行考验，均取得了满意的结果。

（一）脱硫原理：

近半个世纪以来，国外脱硫技术迅速发展，但真正在工业应用上发挥作用的不外十来种。其中包括石灰法、石灰石法、石灰石膏法、喷雾干燥法、氧化镁法，以上我们把它归类于气-固反应。WL法、双碱法、碳酸钠法、氢氧化钠法，此类我们称之为气-液反应。LS喷雾吸收法是气-汽反应是反应率最高，属于瞬时反应。

氨的性质决定氨极容易溶于水，是由水分子和氨分子通过氢键互相结合形成氨的水化物的缘故。

氨在水中的溶解度大于其它气体，在0℃时，1体积水吸收1200体积的氨；在20℃时约吸收700体积。过去认为氨溶于水生成OH－的过程是分两部分进行的。首先是大部分氨和水结合生成所谓氢氧化铵（NH4OH）然后氢氧化铵在溶液中电离成铵离子（NH4+）和氢氧根离子（OH-）。现在已经确认：氢氧化铵中的铵离子，无论从它的半径大小或者从它的化合物性质来看，它都和K+离子非常相似，它在水中应当全部电离，不可能有NH4OH分子存在，已确知，氨水溶液中并不含有NH4OH而是有氨的水分子NH3·H2O。NH3·H2O和NH4OH不同，NH3·H2O是氨分子通过氢键的结合，而NH4OH则为离子化合物。由（NH4+）和（OH-）新组成。气态氨和酸（挥发性）的蒸汽作用生成铵盐。

2NH3（气）+H2O（蒸汽）+SO2（气）=（NH4）2SO3 由此看来，烟气中加入吸收剂NH3·H2O与SO2等酸性气体可进行气-汽反应。即氨和酸性气体可以直接生成盐类。这种化合物作用通常伴随着大量的热放出，通过试验发现在无水的情况下，这种反应并不进行，即使微量的水的条件下也能反应出这种特性，因此这就是和其它吸收剂不同之处的主要原因。另外氨还和烟气中的氮起反应：烟气中的氮氧化物通常用NOX表示NO在空气中可氧化成NO2易溶于水，生成亚硝酸和硝酸。

2NO+O2=2NO2

2NO2+H2O=HNO3+HNO2

当氨与HNO3或HNO2产生以下反应

NH3·H2O+ HNO3=NH4NO3+H2O NH3·H2O+ HNO2=NH4NO2+H2O

此反应在气-汽反应中产量很少，因硝酸铵与亚硝酸铵在一定温度下易于分解，而在液相中

（NH4）SO3和NH4HSO3为还原剂，NOX被还原为N2，其反应为：

2NO2+4（NH4）2SO3=4（NH4）2SO4+N2↑（NH4）2SO3+NO2=（NH4）2SO4+NO↑ 2（NH4）2SO3+2NO=2（NH4）2SO4+N2↑

为此使用氨-亚硫酸氨的氮方法，能除去一定量的NOX

（二）脱氮原理

烟气中往往同时含有NOx与SO2,如果用一种方法同时除去这两种有害气体，岂不是一件非常有前途的事。前面脱硫的论述中，脱硫后的终止物就是（NH4）2SO3和（NH4）2SO4（少量）和一部分（NH4）HSO3溶液。这些物质又是吸收NOX的吸收剂。在生产硫酸同时又生产硝酸的行业中，多数都是利用处理硫氧化物而得到的（NH4）2SO3和（NH4）HSO3溶液来吸收硝酸生产中的NOX。其原理是利用亚硝酸铵溶液作为吸收剂和NOx反应，使NOx还原为N2：

4（NH4）2SO3+2NO2→4（NH4）2SO4+N2 ↑

4（NH4）HSO3+2NO2→4（NH4）HSO4+N2↑

4(NH4)HSO3+2NO2→4(NH4)HSO4+N2↑

4（NH4）2SO3+NO+NO2+3H2O→2N(OH)(NH4SO3)2+4NH4OH

4（NH4）HSO3+NO+NO2→2N(OH)(NH4SO3)2+ H2O

2(NH4)OH+NO+ NO2→2NH4NO2+H2O

按照排放浓度达标要求，脱氮效率达到72%就可以了，所以只要控制住吸收液的浓度，一般在180-200g/L,最后得到的溶液一部分重复循环使用，多余的部分进行下道工序，处理后溶液还可以再生，以节省大量的运行费用。烟气中NO含量占90%以上，因此脱除的主要是NO。如果煤的含硫量比较低和氨反应产生的亚硫酸铵不足以满足脱氮氧化物的需要，或者因为炉膛燃烧温度高，产生的氮氧化物量较大。此时可以采取连续加入氨与NOX继续反应，但这种反应应在催化剂（或称触媒剂）的作用下才可完成，使脱氮效率大大提高，这种方法称之为“氨的选择性催化还原法”。

4NH3+4NO+O2+4N2↑+6H2O

8NH3+6NO2+7N2+12H2O

把氮还给大自然，水回收再循环使用。

以上各式反应都是在同一个介质---氨，共一套设备，同时氨与SOx、NOx瞬时交叉进行的，这就是脱硫、脱氮一体化工艺。

（三）除尘原理

烟尘进入文氏管反应器，会产生多种效应，除了氨与SOx、NOx发生化学反应以外，粉尘经过文氏管的渐缩段浓缩，产生碰撞、凝聚、增大，使尘的表面由原来的气包围界面，被经喷雾所产生的液-固界面所代替，粉尘表面的水膜代替气膜产生吸附、凝聚，并使离子间形成液桥，使尘粒增大。尘粒通过高速撞击雾滴而粘附其上。

由于微粒的扩散作用易于雾滴接触。由于微粒的烟气增湿，使尘粒增大了浸润性，尘粒间互相产生凝聚。因蒸汽以尘粒为核心的凝结而形成水滴。

因此本技术在结构设计上采用如下措施：

1.烟气携带的粉尘，高速通过文氏管雾区，冲向液膜；

2.然后气体切向运动而产生离心力，改变增大后的粉尘运动方向；

3.喷出的雾滴作旋转运动，驱使粉尘靠内外壁贴向水膜；

4.增加水雾封锁线，使逃逸的亚微米粉尘及亚微米硫铵晶体捕集下来；

采用高强磁化器，把循环水磁化，非但提高了脱硫效率，尤其对增水性的亚微米细粉尘，提高除尘效率更为明显。

（四）使用范围：

TS型系列脱硫脱氮除尘三位一体技术装置，为工业锅炉及电站锅炉配套排烟脱硫工程应用而设计的系列产品。并可扩大应用在处理冶金焦化剩余氨水，造纸厂的废碱液及纺织印染碱性废水以及锅炉排污水、炉渣水等。该设备即是脱硫器，又可作为污水处理器。

一套装置适应多种类型的脱硫剂，又是这一装置的一大特点，为适应我国的特定条件，用户就近弄到什么脱硫剂就用什么脱硫剂以降低运行费用，以废治废。

（五）系统设备组成的特点：

系统设备组成，有文丘里喷雾反应器，自动加药及动力泵、贮液、调液箱所组成。以及自动控制自动监测系统。文丘里喷雾反应器的结构设计，显示出其独到之处，通常人们称之谓文丘里效应，但它具有什么效应，应该说它有多种效应。一是很好的反应作用：使两种以上的介质，在反应段进行充分的混合、接触、搅动，促使在较短的时间里进行瞬时反应。二是很好的除尘作用：带粉尘的气体通过渐缩段，细小的粉尘在碰撞、凝聚、粘结、增大，把粉尘扑集下来。三是很好的热交换作用：利用

烟气的余热，把喷成雾状的液体迅速干燥、蒸发、固液分离，起到污水处理的作用。由于设计独特，此套装置的阻力仅有300-400Pa，对于原有的锅炉房设备改造，可以不用更换引风机。重力与旋流双级脱水除雾，其结构的设计不会产生堵塞和腐蚀现象，而且一器两种用途，它不但有效的脱除水雾而且使烟气流呈旋转上升，延长了反应时间和流程，提高了反应效率。

（六）变废为宝，综合利用：

当前国内外所采用的各种脱硫技术，多数都存在着二次污染，物质虽然经过转化，但加进的物料与经过处理后的终止物终究是平衡的。对于如何处理这些终止物，怎样综合利用，这个总是普遍感到头痛的较大难题。

TS型脱硫脱氮除尘三位一体技术如果在大的火电厂大量推广应用后，所产生的硫铵，可以制成与传统化肥完全不同的新型高效肥料，这种高科技产品是具有磁性效应的磁性化肥，利用火电厂排出粉煤灰（约占30%~40%），根据不同土壤和农作物加入适量的钾、磷，经过强磁场磁化后制成的，这种原料将随着TS型脱硫脱氮除尘三位一体技术的推广而取之不尽。

磁化肥使用在十二种农作物如红薯、蔬菜、烟叶、玉米、棉花、水稻、小麦、水果等，均收到了广泛的社会效益和可观的经济效益，使得TS型脱硫脱氮除尘三位一体技术在电厂应用中形成一套工业链，废“制”肥，变废为宝，化害为利，适应我国国情的环保与综合利用一大长。防止二次污染。

（七）保障该设备安全稳定正常行动措施：

在腐蚀及磨损严重的部位，采取衬贴铸石板的措施。如果用户在经济条件许可情况下，采取

钢板喷涂陶瓷的复合材料。仅是有腐蚀的部位采用2520不锈钢材料。腐蚀不太严重的部位，采取滚刷耐温、防腐特种涂料。关键外协件、外购件、其中有些附件，如喷嘴、过滤器，采用美国制造，供液系统选用丹麦生产的，自动控制和监测仪器选用日本或其他国家的。

先进的工艺，先进的设备，先进的材料，再加上低的建设投资及运行费用，构成了该技术的高和新。

（八）670t/h锅炉脱硫、脱氮、除尘及综合利用方案经济分析。

1．运行费用

⑴ 已知数据

锅炉蒸发量： 670t/h

锅炉烟气排量： 120万m3/h 锅炉燃煤量： 150t/h

锅炉运行时间： 312.5天/年（7500h/年）

燃煤含硫量： 1%

⑵ SO2产生量

燃煤含硫量： 150t/h×1%=1.5t/h 燃煤中的硫与氧的反应：S+O2=SO2 SO2产生量：1.5t/h×80%×64/32 =2.4t/h 式中：32为S的分子量。

64为SO2的分子量。

80%为煤燃烧时硫的转化率。经实测统计为80%～85%，本处取80%。

⑶ 需氨量

一般脱硫效率达95%，烟气即可达标排放。从（NH4）2SO4分子式中看出：NH3与SO2化合比

例 为2：1，故需氨量为：2.4t/h×95%×17×2/64=1.2t/h 式中：17为NH3的分子量。

64为SO2的分子量。

年需氨量为：1.2t/h×7500h/年=9000t/年

⑷ 运行费用

用氨水做吸收剂的回收方案，整个装置的运行费用主要为消耗氨水的费用（此项费用占总运行费用的95%以上）。根据上述计算结果，年需要氨量9000吨，按纯氨水售价1700元/吨计，则全年运行费用为：9000t/年×1700元/t=1530万元/年

2．生成物的综合利用及经济效益

根据计算结果，670t/h燃煤锅炉每年脱硫设备的运行费用为1530万元，这是用户难以接受的。显而易见，这种方法必须立足于生成物综合利用的基础上，否则就不能成立。也就是说，只有用生成物综合利用产生的经济效益去抵消脱硫设备的运行费用，才是这种方法生命力所在。

⑴ 硫铵产生量

从（NH4）2SO4分子式可看出，硫铵产出量为：9000t/年×132/17×2=34941t/年

式中：17为NH3分子量

132为（NH4）2SO4的分子量。

⑵ 硫铵的综合利用及经济效益

硫铵是硫酸铵的简称，分子式为（NH4）2SO4，含氮量20.6%，为白色或微带颜色的结晶，易溶于水，是最早生产的氮肥品种。随着化肥工业的发展，新的氮肥品种的出现，使硫铵与碳铵一样渐成被淘汰的氮肥品种。这是由于除养分低外，其最大缺点是长期施用硫铵会造成土壤板结，故不宜直接施用。要对其进行改性，其方法是加入部分粉煤灰制成的复合肥并磁化。粉煤灰可疏松土壤，磁性的引入亦可疏松土壤，促进土壤团粒结构的形成，这已是业内人士的共识。我们通过大量的工业试验，找出了利用硫铵生产磁性复合肥的最佳工艺配方及工艺条件，产品经过有关部门的检测，完全合格。其主要配比为：硫铵60%左右，其他辅料（粉煤灰、磷肥、钾肥等）40%左右。根据硫铵年产34941吨的实际情况，可上一套年产6万吨左右的综合利用设备（磁化复合肥生产线）。按现行市场原料价、产品销售价及有关费用支出估算：

原材料成本：250元/吨

综合成本： 350元/吨（包括一切费用在内）

销售价： 650元/吨

利 润： 300元/吨

按年产6万吨磁性复合肥计，综合利用设备每年可创利润1800万元，减去脱硫设备每年运行费用1530万元，则采用此方法，除可抵消脱硫设备的运行费用（使运行费用为0）外，每年还可以为企业创造200多万元的利润。

目前该技术设计除工业锅炉八个规格系列配套外，现已扩大到电站系列配35T、75T、130T、220T、420T、530T、670T、1000T/h、2000T/h。当前国际及国内有些研究单位正在试用的电子束氨法和等离子氨法，均向以氨为脱硫剂探索，显然气－汽反应脱硫脱氮除尘三位一体技术当前处于领先地位。一种结构形式，具有多种用途：

（1）它既是一个很好的反应器，能够进行充分的化合接触搅动。促使在很短的时间里进行充分的化学反应；

（2）它又是一个很好的二次除尘器、前置的麻石除尘器或静电除尘器，除不掉的细微粉尘在碰撞、凝聚、粘结、增大、把粉尘捕集下来。

（3）它又是一个很好的热交换器，利用烟气的余热，把喷雾状的液体迅速干燥蒸发、反应时间、反应速度、反应物质、接触面积，反应效率是最高的，属于瞬时反应，烟气不会降温。

（4）它又是一个工业废水零排放的污水处理器装置，能将各种工业有毒废水，污水成千上万吨迅速干燥，蒸发，达到污水处理的作用。

该技术脱硫效率高，并具有较高的脱氮功能50%，加“触媒剂”系统80%以上。今后一旦国家环保标准要求脱氮同样一套设备可以既能脱硫、又可脱氮。还能提高除尘效率。该技术对已建电厂为了满足除尘的需要改造电除尘，将锅炉尾部烟道位置都几乎占满、有些脱硫工艺的反应塔和再加热热交换器等无法摆下，场地面积小等，是用户特别适用和首选的选择。

5.水污染课程设计. 篇五

课 程 设 计 任 务 书 三．设计资料 1．设计规模及设计水质 1.1 设计规模 最大设计流量 Qs=996L/s，平均流量 Qp=61935m /d。1.2 废水水质 表 1 废水水质 项目 数值 BOD/ mg/L 214.31 SS/ mg/L 203.62 TN/ mg/L 30.79 TP/ mg/L 4.66 温度/ ℃ 20 3 2．废水处理要求 废水处理后需要达到《污水综合排放标准》GB8978-1996 规定的一级 B 标准，见 下表 2。表 2 处理后水质 项目 数值 BOD/ mg/L 20 SS/ mg/L 20 TN/ mg/L 15 TP/ mg/L 1.0 四．参考文献：(1 唐受印，戴友芝主编.水处理工程师手册，北京：化学工业出版社，2001(2 韩洪军主编.《污水处理构筑物设计与计算》（修订版）.哈尔滨工业大学出版社，2005.3(3《三废处理工程技术手册》（废水卷）.化学工业出版社(4 史惠祥编.《实用水处理设备手册》.化学工业出版社，2000.1(5 高廷耀，顾国维，周琪.《水污染控制工程》，高等教育出版社，2007 年出版(6 《给水排水设计手册》.北京：中国建筑工业出版社 1 目录 1 前言...............................................................................................................................................3 1.1 概况....................................................................................................................................3 1.2 设计资料...........................................................................................................................3 1.3 AB 法..................................................................................................................................3 2 设计计算及说明...........................................................................................................................8 2.1 格栅的设计计算...............................................................................................................8 2.1.1 栅条的间隔数（n）................................................................................................8 2.1.2 栅槽宽度（B）.....................................................................................................8 2.1.3 进水渠道渐宽部分的长度....................................................................................9 2.1.4 栅渣与出水渠通连接处的渐窄部分长度(l2....................................................9 2.1.5 通过格栅的水头损失（h1）................................................................................9 2.1.6 栅后槽总高度（H）..............................................................................................9 2.1.7 栅槽总高度（L）...................................................................................................9 2.1.8 每日栅渣量（W）...............................................................................................10 2.2 曝气沉砂池的设计计算.................................................................................................10 2.2.1 池子的有效容积（V）........................................................................................10 2.2.2 水流断面积（A）...............................................................................................10 2.2.3 池总宽度（B）....................................................................................................10 2.2.4 每格池子宽度（b）............................................................................................10 2.2.5 池长（L）............................................................................................................11 2.2.6 每小时的需空气量(q.......................................................................................11 3 2.2.7 沉砂室所需容积（V/m）..................................................................................2.2.8 每个沉砂斗容积（V0）......................................................................................11 2.2.9 沉砂斗各部分尺寸...............................................................................................11 2.3 A 段曝气池和 B 段曝气池的设计计算...........................................................................12 2.3.1 设计参数确定.....................................................................................................12 2.3.2 计算处理效率.......................................................................................................12 2.3.3 A 段和 B 段曝气池容积和主要尺寸....................................................................13 2.3.4 剩余污泥量计算.................................................................................................14 2.3.5 污泥龄计算...........................................................................................................15 2.3.6 需氧量计算.........................................................................................................15 2.3.7 A 段曝气池的进出水系统....................................................................................15 2.3.8 B 段曝气池的进出水系统....................................................................................16 2.4 中间沉淀池的设计计算..................................................................................................17 2.4.1 中间沉淀池池型的选择.....................................................................................18 2.4.2 中间沉淀池面积、直径和有效水深.................................................................18 2.4.3 污泥斗容积的计算.............................................................................................18 2.5 二次沉淀池的设计计算..................................................................................................19 2.5.1 二次沉淀池池型的选择.....................................................................................19 2.5.2 二次沉淀池面积、直径和有效水深.................................................................19 2.4.3 污泥斗容积的计算.............................................................................................20 3 参考文献....................................................................................................................................20 4 心得体会....................................................................................................................................20 5 致谢............................................................................................................................................21 2 前言 1.1 概况 本设计任务是要求完成 AB 法处理生活污水工艺曝气池的设计。1.2 设计资料 1.2.1 设计规模 最大设计流量 Qs=996L/s，平均流量

Qp=61935m3/d。废水水质见表一。表 1 废水水质 项目 数值 BOD/ mg/L 214.31 SS/ mg/L 203.62 TN/ mg/L 30.79 TP/ mg/L 4.66 温度/ ℃ 20 1.2.2 废水处理要求 废水处理后需要达到 《污水综合排放标准》 GB8978-1996 规定的一级 B 标准，见下表 2。表 2 处理后水质 项目 数值 BOD/ mg/L 20 SS/ mg/L 20 TN/ mg/L 15 TP/ mg/L 1.0 1.3 AB 法 1.3.1 AB 法的由来 由于活性污泥法的活性污泥中的微生物群体是细菌和原生动物等众多生物 组成的复合生物群落，对水质负荷和冲击负荷的承受能力较弱，易发生污泥膨胀、中毒现象，能耗也较高，导致处理成本高。因此针对以上不足，一种全新的工艺 —AB 法应运而生。AB 法是吸附—生物降解工艺的简称。这项污水生物处理技术 是 20 世纪 70 年代中期由德国 B0HUKE 教授首先开发的。该工艺将曝气池分为高 低负荷两段，各有独立的沉淀和污泥回流系统。高负荷段 A 段停留时间约 20－ 40 分钟，以生物絮凝吸附作用为主，同时发生不完全氧化反应，生物主要为短 世代的细菌群落，去除 BOD 达 50％以上。B 段与常规活性污泥相似，负荷较低，泥龄较长。3 1.3.2 AB 法的工艺流程 鼓风机 格 污水 进入 曝气 沉砂池 吸附池 回流污泥 栅 中间 沉淀 池 曝气池 回流污泥 二次 沉淀 池 出水 排放 A段 B段 剩余 污泥 图 1 AB 法工艺流程图 AB 工艺系生物吸附一降解活性污泥法，是在常规活性污泥法和两段活性污 泥法基础上发展起来的污水处理上艺。该工艺属高负荷活性污泥法，与常规活性 污泥法比较具有处理负荷高、节能、对水质变化适应能力强、处理效果好等优点。AB 工艺不设初沉池，由 A、B 两段组成，A 段由 A 段曝气池和中间沉淀池构成，B 段由 B 段曝气池和二次沉淀池构成。AB 两段各自设污泥回流系统，污水先进入 高负荷的 A 段，然后再进入低负荷的 B 段，AB 两段串联运行。A 段污泥具有很强 的吸附能力和良好的沉淀性能。A 段对有机物的去除是以细菌的絮凝吸附作用为 主。A 段工艺污泥负荷高、泥龄和水力停留时间短。所以，A 段工艺的投资和运 行费用低，属于高负荷的活性污泥系统的强化一级处理。1.3.3 AB 法工艺的主要特征 在AB法工艺中，A段的污泥负荷率高达2kgBOD/（kgMLSS.d）~6 kgBOD/（kgMLSS.d）,污水停留时间只有30min~40min，污泥龄短，仅为

0.3d~0.5d，池 内溶解氧的分子质量为0.2mg/L~0.7mg/L。因此，真核生物无法生存，只有某些 世代短的原核细菌才能适应生存并得以生长繁殖。A段对水质、水量、PH值和有 毒物质的冲击负荷有极好的缓冲作用。但A段产生的污泥量大，约占整个处理系 统污泥产量的80%左右，且剩余污泥中的有机物含量很高。B段可在很低的污泥负荷下运行，负荷范围一般为小于0.15kgBOD/（kgMLSS.d），水力停留时间为2h~5h、。污泥龄较长，一般为15d~20d。在B段曝 气池中生长的微生物除菌胶团外，还有相当数量的高级真核微生物外，还有相当 数量的高级真核微生物，这些微生物世代期较长，并适宜在有机物含量比较低的 情况下生存和繁殖。4 1.3.4 AB法工艺的处理机理和适用范围

AB法工艺处理机理: A段的处理机理是以细菌的絮凝吸附作用为主。这与传统的活性污泥法有很大的不同。污水中存在大量已适应污水的微生物,这些微生物具有自发絮凝性,形成“自发絮凝剂”、当污水中的微生物进入A短曝气池时,在A段内原有的菌胶团的诱导促进下很快絮凝在一起,絮凝物结构与菌胶团类似,使污水中的有机物脱稳吸附。在A段曝气池中,“自然絮凝剂”、胶体物质、游离性细菌、SS活性污泥等相互强烈混合,将有机物脱稳吸附。同时,A段中的悬浮絮凝体对水中悬浮物、胶体颗粒、游离细菌及溶解性物质进行网捕、吸附,使相当多的污染物被裹在悬浮絮凝体中而去除,水中的悬浮固体作为“絮核”提高了絮凝效果。B 段曝气池是AB 法工艺中的核心部分,它的状态好坏与否将直接影响到出水水质,B 段去除有机污染物的方式与普通活性污泥法基本相似,它的处理机理主要以氧化为主,难溶性大分子物质在胞外酶作用下水解为可溶的小分子,可溶小分子物质被细菌吸收到细胞内,由细菌细胞的新陈代谢作用而将有机物质氧化为CO2,H2O 等无机物,而产生的能量储存于细胞中。B 段曝气池为好氧运行,因此它所拥有的生物主要是处于内源呼吸阶段的细菌、原生动物和后生动物,B 段的低污泥负荷和长泥龄为原生动物的生长提供了很好的环境条件,而原生动物的大量存在对游离性细菌的去除又有很好的作用。同时由于A段的出水作为B 段的进水,水质已相当稳定,为B 段微生物种群的生长繁殖创造了有利条件。其数量也比同负荷下的一级活性污泥法多。因为

B 段去除有机污染物的机理主要以氧化为主,而高级生物的内源呼吸作用要比低级生物强,所以B 段产生的剩余污泥量很少。

AB工艺的适用范围:要保证A段的正常运行,必须有足够的已经使用该污水的微生物。一般的城市污水水质是可以满足其要求的。这同时也是为什么在A 段之前不设初沉池的原因,因为A短的去除主要依靠该段微生物的物理吸附和生物吸附,这样就使得去除率高低与进水微生物直接相关。但在工艺废水或某些工业废水比例高的城市污水中,由于水中重金属等物质的毒害作用,微生物不易繁殖,在这样的管网系统中,相应A段的外源微生物的补充将受到严重影响,使适应污水环境的微生物浓度很低,微生物的吸附作用会大大减弱,造成A段污水环境的微生物浓度很低,微生物的吸附作用很弱,造成A段去除效率降低,对这类污水则不适宜采用AB工艺。

1.3.5 AB法的除磷脱氮

AB工艺中有A段超高负荷运行,为B段的硝化作用创造了条件。污水经A 段吸附处理后,出水BOD 大为降低,减轻了B段污泥的有机负荷,创造了硝化菌在微生物群体中存活的条件。

若在B段设计上亦有厌氧—好氧周期地或同时地存在的时空条件,就很方便 的形成了厌氧—好氧活性污泥法脱氮工艺。1.3.6 国内外对AB法的研究情况

国内近几年对AB法的研究主要在工艺机理、运行稳定性和不同种类废水的处理效果等方面。表三所示为国内对AB工艺有关的研究情况。

表3 国内对AB工艺有关研究情况 研究单位废水类型污泥负荷(kgBOD 5

/kgMLSS.d COD去除率(% BOD去除率(% A段B段

清华大学印染废水 3.8~5.1 0.5~0.6 72~82 88~95 北京市政设 计院

城市污水 1.3~4.9 0.1~0.3 —93.88 中科院成都 生物所

屠宰废水 2.2 0.2~0.3 87.2 94.3 目前,AB工艺以其投资省、运行费用低、处理效率高及运行稳定等优良特性而成为近十年来在污水处理领域中发展最快的城市污水处理工艺。与此同时,随着对处理出水中氮、磷含量日趋严格,国内外对污水脱氮除磷技术的研究方兴未艾。AB法作为一种具有脱氮除磷工艺的新型污水生物处理技术,也正得到越来越深入的研究。

1.3.7 AB法的优缺点 优点:(1去除污染物效果好。AB法工艺与传统的生物处理工艺相比,去除BOD和COD的效果,尤其是去除COD的效果有显著提高。经A段处理后,城市污水中的BOD BOD的去除率可以达到50%~60%,借助A段的生物絮凝和极强的吸附作用,为

B 段微生物提供了良好的进水水质条件,B段内的原生动物对游离微生物具有吞噬作用,进一步降低有机负荷。

(2运行稳定性好。AB法工艺具有很强的抗冲击负荷能力,运行稳定性好,主要在以下两个方面:一是AB法处理工艺出水水质波动小。当处理城市污水时,在同样的进水条件下,AB法工艺的出水要好于传统的一段处理工艺,并对进水负荷的变化有很好的适应性和稳定性;二是AB法处理工艺有很强的耐冲击负荷能力,对于城市污水中的PH值、有毒物质等均具有很好的适应和抵抗能力。AB 法工艺的污泥具有良好的沉降性能。一般来说,AB法工艺处理系统中的曝气池可以始终保持足够的污泥量。

(3良好的脱氮除磷效果。由于许多城市污水必须进行除磷脱氮处理后排放或回用,因此,可以将AB法工艺与生物除磷脱氮或生物除磷工艺结合进行处理。

(4优越的经济性。AB法处理工艺优越的经济性主要体现在投资省和运转费用低两个方面。一般来说,AB法工艺比传统的一段法处理工艺节省运行费用20%~25%。

局限性:(1AB法剩余污泥量大,选用AB法是需考虑这个因素。目前国内外采 用AB法工艺的大型污水处理厂,有条件的多采用厌氧消化处理,回收沼气,但对于小型的污水处理厂,厌氧消化污泥投资比较大。如果采用好氧消化,增加了运行费用。因此准确评价、应用AB法,还应考虑污水处理厂的规模、污水性质、生化性能以及今后污泥的处理方法或脱水设备的研制。

(2A段运行时出现恶臭,影响附近的环境卫生,这主要是由于A段在 高有机负荷下运行,使A段曝气池在厌氧甚至缺氧的条件下运行,导致产生H2S、大粪素等恶臭气体。因此,今后A段曝气池应考虑加封盖,以免影响周围环境。

(3AB工艺最大的局限性是其脱氮除磷效果差,常规AB工艺总氮去除

率约为30%~40%,虽较传统一段活性污泥有所提高,但尚不能满足防止水体富营养化的要求。这是由于AB工艺中不存在缺氧段和及内回流,无法进行反硝化,不具备深度脱氮功能。AB工艺对磷的去除效率也很低,基本是通过微生物的新陈代谢和部分絮凝吸附作用实现的。因此,要对其进行改进,改进的基本做法有两种:一是将B段以不同的脱氮除磷工艺来运行,在工艺流程中增加缺氧段。另一种方法是增加AB两段间的污泥回流。

(4AB工艺用于处理低浓度的城市生活污水及工业废水仍是值得进行 研究的问题。我国许多城市的污水,由于种种原因,其城市污水的有机物含量偏低,而污水中的氨氮含量并不低。因此,我国一些城市在新建、扩建或改建污水处理厂时,如果对出水的T N和T P有着重要求时,即需要防止受纳水体发生富营养化。

1.3.8 AB法在工程实践中的运用

与传统活性污泥法相比,AB工艺在COD、BOD、SS、总磷和总氮上的去除率均高于前者,且工程投资和运行费用方面也较前者省,在联邦德国、瑞士、希腊等国,一些老厂因处理出水达不到排放标准,将原来的常规活性污泥法改为AB 法从而解决了问题。目前全世界有60多座AB工艺的污水厂在运行、设计和规划

之中,南斯拉夫修建目前最大的AB 工艺的污水厂。在我国,上海、山东等地都有采用AB 工艺的污水处理厂。

1.3.9 AB 法的发展前景

AB 工艺不仅处理效果好,运行稳定,而且运行范围广,既可以处理城市污水,又可处理工业污水。现已有将其用于处理屠宰废水、印染废水、酿酒废水、豆制品废水、饮料废水、毛纺废水等工业废水,效果均相当满意。

目前,我国城市污水处理厂的建设还不能适应解决环境污染的要求,同时部分污水厂超负荷运转,而有的城镇往往因资金短缺而难以上马,应用AB 法是解决这些问题的方法之一。设计计算及说明 2.1 格栅的设计计算

格栅是废水预处理方法中的一种,一般安置在废水处理流程的前端,用以去除废水中较大的悬浮物、漂浮物、纤维物质和固体颗粒物质,从而保证后续处理构筑物的正常运行,减轻后续处理构筑物的处理负荷。

2.1.1栅条的间隔数(n 过栅流速一般采用0.6~1.0m/s,格栅间隙16~25mm，0.10~0.05m 3/103m 3(栅渣/污水

设栅前流速v=0.9m/s ,栅前间隙宽度b=0.021m ,栅前水深h=1.2m ,格栅倾60°。(个419.02.1021.060sin 10996sin 3max ≈⨯⨯︒ ⨯==-bhv Q n α 2.1.2 栅槽宽度(B 设栅条宽度s=0.01m B=s(n-1+bn=0.01(41-1+0.021×41=1.26m 2.1.3 进水渠道渐宽部分的长度

设进水渠宽B 1=0.85m ,其渐宽部分展开角度︒=601α(进水渠内的流速为 0.77m/s

m 56.020tan 285.026.1tan 2111≈︒-=-=αB B l 2.1.4 栅渣与出水渠通连接处的渐窄部分长度(l 2 m l l 28.0256.0212=== 2.1.5 通过格栅的水头损失(h 1 设栅条断面为锐边矩形断面形状

m 096.0360sin 6.1992.0021.001.0(4.2sin 2(2342341=⨯︒⨯==k g v b s h αβ k —系数,格栅受污染物堵塞时水头损失增大倍数,一般采用3 β—形状系数,取2.42 2.1.6 栅后槽总高度(H 设栅前槽总高度渠道超高h 2==0.3m ,则 H=h+h 1+h 2=1.2+0.096+0.3≈1.6m 2.1.7栅槽总高度(L L=l 1+l 2+0.5+1.0+=αtan 1 H 0.56+0.28+0.5+1.0+︒+60tan 3.02.1=3.21m 2.1.8 每日栅渣量(W 在格栅间隙21mm 情况下,设清栅渣量为1000m 3污水产0.05m 3,设生活污水流量总变化系数k 2为2.5

d W /m 7.15.2100005.0996.0864001000k W Q 864003 2 1 max =⨯⨯⨯= = 2.2 曝气沉砂池的设计计算

预处理阶段的沉砂池采用曝气沉砂池。曝气沉砂池的优点是通过调节曝气量,可以控制污水的旋流速度,使除砂效率较稳定,受流量影响较小,同时还对污水起预曝气作用,它还可克服普通平流沉砂池的主要缺点:沉砂池中含有15%的有机物,减少沉砂的后续处理。2.2.1池子的有效容积(V 由三废处理工程设计手册知曝气沉砂池的最大流量的停留时间为1~3min ,取t=2min V=Q max t ×60=0.996×2×60=119.52m 3 2.2.2 水流断面积(A 2 1 max 96.91.0996.0m v Q A ==

= v 1—最大设计流量时的水平流速,水平流速为0.06~0.12m/s,取v 1=0.1m/s 2.2.3 池总宽度(B B= 98.35.296.92 == h A m h 2—设计有效水深,有效水深为2~3m,宽深比一般采用1~2 2.2.4 每格池子宽度(b 设n=2(格 b= m n B 99.12 98.3== 2.2.5 池长(L m

A V L 1296.952.119=== 2.2.6 每小时的需空气量(q q=dQ max ×3600=0.2×0.996×3600=717.12m 2/h d —1m 3污水所需空气量(m 3/m 3,一般采用0.2 2.2.7 沉砂室所需容积(V/m 3 设T=2d 3 6 6 2max m 065.210 5.286400 230996.010 k 86400x =⨯⨯⨯⨯= ⨯= T Q V x —城市污水沉沙量,m 3/106m 3(污水,一般采用30 T —清除沉砂间隔时间,d k 2—生活污水流量总变化系数 2.2.8 每个沉砂斗容积(V 0 设每一分隔有4个沉砂斗 V 0= m 52.04 065.2= 2.2.9 沉砂斗各部分尺寸

设斗底宽a 1=0.5m。斗壁与水平面的倾角为55°,斗高h 3 =0.35m,沉砂斗上口宽a : m 0.15.055tan 35.02a 55 tan 213=+⨯= += h a 2.3 A 段曝气池和B 段曝气池的设计计算

曝气池的主要作用为充氧、搅拌和混合。充氧的目的是想活性污泥微生物提供所需的溶解氧;混合搅拌的目的是使曝气池中的污泥处于悬浮状态,从而增加废水与混合液的充分接触,保证曝气池的处理效果。

表4 AB 法工艺设计参数 名称 A 段 B 段

污泥负荷N S(kgBOD 5/kgMLSS.d 3~4(2~6 0.15~0.3(<0.5 容积负荷N v(kgBOD 5/m 3.d 6~10(4~12 ≤0.9

污泥浓度MLSS(g/L 2.0~3.0(1.5~2.0 2.0~4.0(3.0~4.0 污泥龄SRT 或(d 0.4~0.7(0.3~0.5 15~20(10~25 水力停留时间HRT(h 0.5~0.75 2.0~4.0(2.0~6.0 污泥回流比(% <70(20~50 50~100 溶解氧DO(mg/L 0.3~0.7(0.2~1.5 2~3(1~2 气水比

(3~4:1(7~10:1 污泥沉降指数SVI(mg/L 60~90 70~100 污泥池沉降时间(h 1~2 2~4(1.5~4 污泥池表面负荷q 1(m 3/(m 3 /h 1~2 0.5~1.0 需氧系数a 1(kgO 2/kgBOD 5 0.4~0.6 —— NH 3-N 硝化需氧系数b 1(kgO 2/kgNH 3-N —— 4.57 污泥综合增长指数a(kgMLSS/kgBOD 5 0.3~0.5 —— 污泥含水率(% 98~98.7 99.2~99.6 2.3.1 设计参数确定

A 段污泥负荷N SA =4kgBOD 5/(kgMLSS.d,混合液污泥浓度为X A =1800g/L B 段污泥负荷N SB =0.24kgBOD 5/(kgMLSS.d,混合液污泥浓度为X B =4000g/L 2.3.2计算处理效率

BOD 5总去除率%

67.9031.2142032.214=-= BOD η

A 段BOD 去除率:%50=A η

则A 段出水的BOD 5为L RA =214.31×50%=107.155mg/L B 段BOD 去除率:% 34.81155.10720155.107=-= B η

则L Rb =81.34%×107.155=87.16mg/L 2.3.3 A 段和B 段曝气池容积和主要尺寸 A 段曝气池容积: 3 0m 5.18434 8.121431.061935=⨯⨯= = SA A A N X QL V A 段曝气池水力停留时间:

min 86.4271.003.061935 5.1843===== h d Q V t A A A 段曝气面积: 设一座曝气池(n=1,池深(H 取4m ,则曝气池的面积(F 1为: 2 1m 9222 15.1843=⨯== nH V F A 段曝气池宽度: 设池宽(B 为3.8m , m H B 9.12 8.3==,在1~2之间,符合要求。曝气池宽度L=

m B F 2438.39221== , m B L 648.3243==(大于10,符合要求。

曝气池平面形式:曝气池采用推流式,共一组,采用五廊道式,则每廊道式,则每廊道长m L L 495 24351===。曝气池的平面布置图见附图。

取超高为0.5m ,故曝气池的总高度H 1=2+0.4=2.4m B 段曝气池容积: 3 m 74.721323.04107155.061935=⨯⨯= =

sB B rA B N X QL V B 段曝气池水力停留时间: h d Q V t B B 8.212.061935 74.7213=== = B 段曝气面积: 设两座曝气池(n=2,池深(H 取3m ,则曝气池的面积(F 1为: 2 1m 12023 274.7213=⨯= = nH V F B 段曝气池宽度: 设池宽(B 为5.7m , 9.13

7.5== H B ,在1~2之间,符合要求。曝气池宽度L= m B F 2117.512021== , 37 7.5211== B L(大于10,符合要求。

曝气池平面形式:曝气池采用推流式,共一组,采用四廊道式,则每廊道式,则每廊道长m L L 534 21141===。曝气池的平面布置图见附图。

取超高为0.5m ,故曝气池的总高度H 1=3+0.4=3.4m 2.3.4 剩余污泥量计算

A 段剩余污泥量: 设A 段ss 去除率为75%,则S r =203.62×75%=152.715mg/L d aQL QS X rA r A /kg 12113107155.0619354.0152715.061935=⨯⨯+⨯=+=∆(a 取0.4 湿污泥量(设污泥含水率为98.7%为: /d m 8.9311000987.01121131000987.01((3 =⨯-=⨯-∆=((A A X Px B 段剩余污泥量: 设B 段活性污泥中挥发性固体占75%,即 75.0=B VB X X ,X VB =0.75,X B =0.75×

4=3kg/m 3。活性污泥的产率系数(即微生物每氧化单位质量BOD 5所合成的微生物量a=0.35~0.45kgMLVSS/kgBOD 5,取值0.45,衰减系数(即活性污泥微生物的自身氧化率,b=0.05~0.10d-1,取值0.05.,则

d V bV aQL X VB B rB VB /m 2.13473 74.721305.008716.06193545.03=⨯⨯-⨯⨯=-=∆ d m X X VB B /27.179675.02.134775.03 == ∆= ∆

湿污泥量(设污泥量含水率为99.5%为: d X P B

XB /m 25.3591000 995.0127.17961000995.01(3 =⨯-=⨯-∆=(总污泥量: P X =P XA +P XB =931.8+359.25=1291m 3/d 2.3.5 污泥龄计算 A 段污泥龄: d 3.0d 27.012113 5.18438.1≈=⨯= ∆= A A A cA X V X ϑ B 段污泥龄: d 06.1627.179674.72134=⨯= ∆= B B B cB X

V X ϑ

2.3.6 需氧量计算 A 段需氧量: O 2A =a 1QL Ra =0.6×61935×0.107155=3982kgO 2/d B 段需氧量: B 段活性污泥需氧量系数A=0.5kgO 2/kgBOD 5,内源呼吸好氧系数B=0.1d-1，硝化需氧量系数b 1==4.57kgO 2/kgNH 3-N,设A 段对T N 的去除率为10%,则B 段进水中T N 为27.684mg/L ,设B 段剩余污泥排出的氮量是B 段进水中T N 的10%,则B 段需氧化的氮量为: 210.5619350.087160.17213.7444.57619350.00991568391.16 B rB B B rB O AQL BV X b QN =++=⨯⨯+⨯⨯+⨯⨯= 总需氧量: O 2=O 2A +O 2B =3982+8391.16=12373.16kgO 2/d 2.3.7 A 段曝气池的进出水系统 1 A 段曝气池的进水设计

沉砂池的出水通过DN1200mm 的管道送入A 段曝气池进水渠道,管道内的水流速度为0.88m/s.在进水渠道内水分成两段,逆向两侧的进水廊道,进水渠道的宽度为1.5m。渠道内有效水深为1.0m ,则渠道内的最大水流速度为: s h b N Q v A A SA s /m 1666.01

5.1499 6.01=⨯⨯= = 1v ____ 渠道内最大水流速度(m/s A b ____进水渠道宽度(m ,设计中取A b =1.5m A h ____进水渠道有效水深(m ,设计中取A h =1.0m 曝气池采用潜孔进水,孔口面积 2 m 1249.04996.0=⨯= = v N Q A SA S A A A ____A 段每座反应池孔口总面积(m 2 2v ____孔口流速(m/s 一般采用0.2~1.5m/s。设计中取2v =0.249m/s 设每个孔口尺寸为0.5×0.5m ,则孔口数为个 45.05.01=⨯

孔口布置图见附图 2 A 段曝气的出水设计

A 段曝气池的出水采用矩形薄壁堰,跌落出水,堰上水头 m 24.08.9244.05.024248.931996.0(2(52 =⨯⨯⨯⨯⨯+ ==g mb Q H H____堰上水头(m Q____A 段每组反应池出水量(m 3/s ,指污水最大流量0.996(m 3/s 与回流污泥量(% 5024 248.931⨯⨯m 3/s 之和。

m____流量系数。一般采用0.4~0.5。取m=0.4m b____堰宽(m 取b=4.0m A 段曝气池出水通过DN1400mm 的出水总管送往A 段沉淀池。进水总管内水流速度为0.88m/s.2.3.8 B 段曝气池的进出水系统 1 B 段曝气池的进水设计

A 段沉淀池的出水通过DN1200mm 的管道送入

B 段曝气池的进水渠道。管道内的水流速度为0.88m/s.在进水渠道内,水分成两段,流向两侧的进水廊道,进水渠道宽度为1.5m ,渠道内有效水深1.0m ,则渠道内的最大水流速度: s h b N Q v B B SB s /m 767.21 5.124.099 6.03=⨯⨯= = 3v ____ 渠道内最大水流速度(m/s B b ____进水渠道宽度(m ,设计中取B b =1.5m B h ____进水渠道有效水深(m ,设计中取B h =1.0m 曝气池采用潜孔进水,孔口面积 2 m 2.33

.124.0996.0=⨯= = v N Q A SB S B A B ____B 段每座反应池孔口总面积(m 2 4v ____孔口流速(m/s 一般采用0.2~1.5m/s。设计中取4v =m/s 设每个孔口尺寸为0.8×0.8m ,则孔口数为个 58.08.02.3=⨯

孔口布置图见附图 2 A 段曝气的出水设计

B 段曝气池的出水采用矩形薄壁堰,跌落出水,堰上水头 m 18.05 4.0% 100242425.359996.0(2(52 =⨯⨯⨯+ ==g mb Q H S

H____堰上水头(m Q____A 段每组反应池出水量(m 3/s ,指污水最大流量0.996(m 3/s 与回流污泥量(% 10024 2425.359⨯⨯m 3/s 之和。

m____流量系数。一般采用0.4~0.5。取m=0.4m b____堰宽(m 取b=5.0m B 段曝气池出水通过DN1500mm 的出水总管,送往B 段沉淀池。出水总管内水流速度为0.96m/s.2.4 中间沉淀池的设计计算

中间沉淀池的作用是使混合液澄清、污泥浓缩并且将分离的污泥回流到A 段曝气池。其工作性能对A 段的出水水质和回流污泥。A 段的出水水质作为B 段 的进水,它的水质是否稳定,将直接影响到B 段的运行。2.4.1 中间沉淀池池型的选择

中间沉淀池采用带有刮吸泥设施的辐射流式沉淀池。2.4.2 中间沉淀池面积、直径和有效水深

表5 混合液污泥浓度与v 值之间的关系

MLSS/(mg/L v/(mm/s MLSS/(mg/L v/(mm/s MLSS/(mg/L v/(mm/s 2000 ≤0.4 4000 0.28 6000 0.18 3000 0.35 5000

0.22 7000 0.14 中间沉淀池澄清区的面积和有效水深的计算采用表面负荷法计算。a.表面积 废水最大流量为996L/s ,混合液污泥浓度为1800mg/L ,查表五,取v=0.38mm/s,则表面积(A 为 max max m 355728.06.33600996.06.3=⨯⨯= == v Q q Q A 设四座中间沉淀池(n=4,则每座中间沉淀池的表面积(A 1为 A 1= 2 5.6224 2490m =

b.直径 中间沉淀池的直径(D 为 m 2814.35.622441 =⨯= = π A D c.有效水深 取水力停留时间为2h ,则有效水深(H为 m 88.224.06.3max =⨯⨯=== qt A t Q H 2.4.3 污泥斗容积的计算

由表四知,取A 段回流比为50%,f=0.75,则回流污泥浓度为 3 /kg 2.775.05.05.01(8.11(m Rf R X X r =⨯+= += 污泥斗容积V S 为 m 309724 2.78.18.1619355.01424 Xr(X QX R 14=⨯+⨯⨯+⨯= ⨯++=(((S V 每个污泥斗容积(V st 为 3 7754 3097m V st == 2.5 二次沉淀池的设计计算

二次沉淀池的作用是使混合液澄清、污泥浓缩并且将分离的污泥回流到B 段曝气池,其工作性能对AB 法处理系统的出水水质和回流浓度有直接的影响。2.5.1 二次沉淀池池型的选择

二次沉淀池采用带有刮吸泥设施的辐射流式沉淀池 2.5.2 二次沉淀池面积、直径和有效水深

沉淀池澄清区的面积和有效水深的计算采用表面负荷法计算。

a.表面积 废水最大流量为996L/s ,混合液污泥浓度为4000mg/L ,查表五,取v=0.28mm/s,则表面积(A 为 max max m 355728.06.33600996.06.3=⨯⨯= == v Q q Q A 设八座中间沉淀池(n=8,则每座中间沉淀池的表面积(A 1为 A 1= 2 4478 3557m = b.直径 中间沉淀池的直径(D 为 m 2414.3447441 =⨯=

6.大气污染脱硫除尘课程设计 篇六

1 烟气脱硫技术

1.1 湿法烟气脱硫

在利用湿法烟气脱硫技术时, 要借助碱性溶液或浆液来实现, 将其作为吸收剂, 有效的实现脱硫。在利用此种方法进行脱硫时, 具有非常高的效率, 而且吸收剂的利用率也比较高, 不过, 在利用湿法烟气脱硫时, 操作流程非常长, 而且环节也比较多, 在脱硫的过程中会产生一定量的生产废水, 如果处理不当, 会造成二次污染。

1.2 干法烟气脱硫

干法烟气脱硫是将吸收剂与二氧化硫一同放进反应器中, 二者反应完成之后进行干燥, 最终实现脱硫。干法烟气脱硫在操作时比较简单, 所需花费的成本比较少, 不过脱硫率比较差, 吸收剂的利用率也不高。

1.3 电子束烟气脱硫

如果从工艺上来看, 电子束烟气脱硫是干法烟气脱硫的一个分支, 不过, 由于该种方法具有较高的科技含量, 因此在实际的脱硫中也有广泛的应用。所谓电子束烟气脱硫, 是指将烟气用高能电子束照射, 从而通过辐射反映实现脱硫。在利用电子束烟气脱硫的过程中, 废水、废渣等都不会额外产生, 而且副产品还可以用作化肥。

1.4 海水烟气脱硫

海水烟气脱硫主要是利用海水中含有的物质, 烟气中的二氧化硫通过与海水中的物质发生反应, 生成硫酸盐, 硫酸盐能够被分解, 流回大海之后并不会造成海水污染。

2 烟气脱硫脱硝除尘一体化技术

2.1 碳基材料法

碳基材料是一种吸附剂和催化剂, 具有非常优良的性能, 可以实现再生利用。当前, 碳基材料主要有四种类型:活性炭、活性焦、活性炭纤维、活性半焦。活性炭具有较强的吸附功能, 烟气中所含有的二氧化硫、氮氧化物等都可以被很好地吸附, 同时, 烟尘粒子等也可以被活性炭吸附。活性焦在进行脱硫时, 所主要依赖的也是吸附功能。利用碳基材料法进行脱硫脱硝除尘, 可以实现小投资大收益, 而且操作起来比较简单, 另外, 该种技术还节省占地面积。

2.2 臭氧氧化法

在脱硫脱硝除尘一体化技术中, 最为重要的一个步骤是二氧化硫和氮氧化合物的氧化。利用臭氧氧化法, 可以使该步骤的氧化效果提升, 另外, 该种技术还可以同时脱除锅炉烟气多种污染物。

2.3 脉冲电晕法

所谓脉冲电晕法, 是指在两端的电极上加上高电压, 当电极附近存在气体介质时, 高电压会产生局部击穿, 这样就会产生放电现象, 进而获得非热平衡等离子体。在非热平衡等离子体体内, 高能活性粒子的数量比较多, 在普通条件下, 有些化学反应是很难进行的, 不过, 通过高能活性粒子, 这些化学反应都可以实现, 从而有效的将烟气中蕴含的污染物予以脱除。现今, 在该项技术的研究方面, 已经取得了非常好的成果。

2.4 金属氧化物催化法

在进行烟气脱硫脱销时, 采用金属氧化物催化剂, 通过金属氧化剂的催化作用, 将脱硫脱硝的活性进行有效地提高, 不过在这个过程中, 脱硫率比较好, 脱硝率比较差, 因此好需要进行进一步的研究。当前, 我国已有的金属氧化物催化剂有氧化铜、氧化铝等, 不过, 鉴于此种方法的脱硫脱硝率不理想, 因此还需进行进一步的研究, 同时, 新型的催化剂也在不断地进行研制。

2.5 氯酸氧化法

这是一种湿法脱硫脱硝除尘一体化技术, 对于脱硫与脱硝工作, 该种方法可以同时进行, 而且二者脱除的效率都比较高。氯酸钠在经过电解作用之后, 就可以产生氯酸, 在烟气中的二氧化硫和氮氧化物进行氧化时, 通过氯酸氧化法, 可以有效地实现脱硫脱硝除尘。不过, 在利用该种方法实现脱硫脱硝除尘一体化技术时, 由于具有强氧化性, 很容易对使设备受到强腐蚀的危害。另外, 通过氯酸氧化法进行氧化, 氧化剂需要进行回收, 吸收废弃之后的溶液也需要进行科学处理, 然而, 这两项工作还比较难以开展。

3 结语

现阶段, 无论是国外还是国内, 脱硫技术都已经发展的比较成熟, 不过脱硝技术发展的还不完善, 正处于研究的阶段。不过, 单纯的对烟气进行脱硫还无法实现良好的保护大气环境, 必须要实现脱硫脱硝一体化。同时, 在一体化技术中还要加入除尘技术, 避免烟尘粒子危害大气环境。在对脱硫脱硝除尘一体化技术研究的过程中, 要十分注意避免二次污染的产生, 当前, 该项一体化技术发展的还不完善, 还需进行大力的研究, 以便于改善脱硫脱硝除尘一体化技术, 从而更好的实现环境保护。

摘要：在化石燃料燃烧的过程中, 会产生大量的酸性气体, 比如二氧化硫、氮氧化物等, 这些气体的产生将会对大气造成严重的污染。为了减少有害气体对大气的污染, 采用烟气脱硫技术, 在传统的烟气脱硫技术中, 包含湿法、干法、半干法等, 不过, 经过多年的研究, 一些新的脱硫脱硝技术已经出现, 由此有了脱硫脱硝除尘一体化技术的研究。

关键词：脱硫,脱硝,除尘,一体化

参考文献

[1]赵娜, 吕瑞滨.烟气脱硫脱硝一体化技术的现状与展望[J].中国资源综合利用, 2011, (10) :31-33.

7.大气污染脱硫除尘课程设计 篇七

1 二氧化硫(SO2)的来源

我国平板玻璃工业多数企业使用重油作为燃料,少数使用煤气和天然气。根据调查,以重油作为燃料的企业占95%以上。重油的含硫率在0.5%~3%,炉窑烟气中主要污染物是SO2、烟尘、NOx、HCl以及HF等,其中SO2是污染物总量控制指标之一。

以重油为燃料的玻璃熔窑,其烟气中的SO2主要来源于以下几个方面:

1)重油燃烧,S元素转化为SO2;2)生产原料中芒硝分解,生成SO2;3)煤粉中所含S元素转化成SO2。

重油的含硫率因来源不同而变化较大,生产原料中芒硝的用量也不尽相同,玻璃成品中也会溶解少量的SO2。一般而言,玻璃熔窑烟气中SO2的产生浓度约为1 500~3 600 mg/Nm3。

2 烟气脱硫除尘工艺

2.1 现状

国外烟气脱硫除尘技术已经成熟,国内烟气脱硫技术在电力行业应用较为广泛。由于玻璃行业生产的高度连续性和生产过程中玻璃熔窑窑压要求相对稳定的特殊性,制约了烟气脱硫除尘技术在玻璃行业的应用,因而玻璃熔窑烟气的脱硫除尘技术进展缓慢。但经过近十几来年的发展,多种脱硫除尘工艺在玻璃行业中得到了广泛应用。

2.2 典型工艺比较

燃油后烟气脱硫除尘技术可分为湿法、半干法和干法3类工艺。湿法脱硫技术成熟,效率高,Ca/S比值低,运行可靠,操作简单,但脱硫产物的处理比较麻烦,烟气温度低不利于扩散,传统湿法的工艺较复杂,占地面积和投资较大;半干法、干法的脱硫产物为干粉状,处理容易,工艺较简单,投资一般低于传统湿法,但用石灰石/石灰作脱硫剂的半干法、干法的Ca/S比值高,脱硫效率和脱硫剂的利用率低。

玻璃工业烟气脱硫技术没有设计规范,因此参照《火力发电厂烟气脱硫设计技术规程》(DL/T5196—2004)中有关内容,并结合玻璃工业的行业特点及现有玻璃熔窑烟气脱硫除尘装置的实际运行状况,确定典型脱硫除尘工艺为:

1)干法/半干法工艺;2)石灰石/石灰、钠碱等湿法工艺;3)双碱法再生工艺。

2.2.1 干法/半干法工艺

干法/半干法工艺是采用干态/半干态脱硫剂与烟气中的SO2等污染物反应,生成干态颗粒状的脱硫产物,经电除尘器处理后排放,工艺流程见图1。

若玻璃熔窑烟气中SO2、烟尘的浓度分别以3 600 mg/m3、300 mg/m3计,而《工业炉窑大气污染物排放标准》(GB9078—1996)中二级标准限值分别为850 mg/m3、200 mg/m3。因此,烟气中SO2、烟尘的去除率分别至少为76.4%、33.3%;若有污染物总量限制,则要求有更高的去除率。

干法工艺脱硫率一般为70%,提高脱硫率的方法通常为提高Ca/S比值,提高吸收剂的比表面,向烟道内喷水等。这些方法虽然可以提高一定的脱硫率,但同时增加了运行费用,烟尘的排放量也增大,对除尘器也提高了要求。因此,从技术经济的角度看,干法工艺不是玻璃熔窑烟气处理的最优工艺。

半干法工艺脱硫率一般比干法高,参照《火电厂烟气脱硫工程技术规范烟气循环流化床法》(HJ/J178—2005)以循环流化床法为例,脱硫效率为85%,则SO2排放浓度可降至540 mg/m3(小于850 mg/m3),可实现达标排放。目前,该工艺可作为一种玻璃熔窑烟气处理工艺。

然而,《平板玻璃工业污染物排放标准》(征求意见稿)已经发布,该标准将在近几年实施,各污染物指标排放限值见表1。

注:排放浓度单位为mg/Nm3。

由表1可见,以重油为燃料的玻璃熔窑烟气中SO2的排放浓度限值为500 mg/m3。可通过提高Ca/S比值来提高脱硫率,但当Ca/S比值大于1时,脱硫率增加缓慢,最后趋于饱和,增加了运行费;即使脱硫率稍有提高,SO2排放浓度刚好达到排放标准,除尘器出口的烟尘浓度也有所增加,而标准中烟尘的排放浓度限值为50 mg/m3。因此,从系统可靠性的角度看,半干法工艺在《平板玻璃工业污染物排放标准》实施后将较难满足要求。

2.2.2 石灰石/石灰、钠碱等湿法工艺

石灰石/石灰、钠碱等湿法工艺是采用石灰石/石灰、钠碱等溶液作为脱硫剂,与烟气中的SO2等污染物反应,生成钙基或钠基的硫酸盐、亚硫酸盐混合液,经沉淀、曝气氧化后的钙基或钠基的硫酸盐溶液外排,工艺流程框图见图2。

若玻璃熔窑烟气中SO2、烟尘的浓度分别以3 600 mg/m3、300 mg/m3计,湿法脱硫工艺的脱硫率一般大于90%,则SO2的浓度可降至360 mg/m3(小于850 mg/m3,也小于500 mg/m3)以下,烟尘排放浓度可降至50 mg/m3以下,对氮氧化物、氯化氢、氟化氢等都有一定的去除率。可见,该工艺不仅可以满足现行的《工业炉窑大气污染物排放标准》(GB9078—1996)的要求,还可以满足将要实施的《平板玻璃工业污染物排放标准》的要求。因此,湿法脱硫工艺是一种可满足玻璃熔窑烟气处理要求的工艺。

湿法脱硫工艺中使用的吸收剂有石灰石/石灰、纯碱、液碱等。钠碱法是用纯碱或液碱作为吸收剂,由于纯碱、液碱都是重要的工业原料,价格稍高,提高了这种方法的运行费;而石灰石/石灰价格较低,可大大降低运行费。参照《火电厂烟气脱硫工程技术规范 石灰石/石灰-石膏法》(HJ/T179—2005)中有关内容,石灰石中CaCO3含量宜高于90%,粉状细度应保证325目90%过筛率;当厂址附近有可靠优质的生石灰粉供应来源时,可以采用生石灰粉作为吸收剂,其纯度应高于85%;充分考虑管道的腐蚀、磨损与堵塞问题。因此,从减少一次投资费用,兼顾降低日常运行费用来看,石灰石/石灰法工艺是一种可选的湿法脱硫工艺,在一定程度上能够适应我国玻璃熔窑烟气处理的需求。

2.2.3 双碱法再生工艺

双碱法再生工艺采用纯碱或液碱作为吸收剂,与烟气中的SO2等污染物反应后的吸收废液不进行强制氧化,而是与石灰液进行反应,再生成具有吸收能力的钠碱溶液循环使用,脱硫副产物(主要为Ca(HSO3)2,CaSO3,少量CaSO4)沉淀后压滤脱水,废渣定期外运,工艺流程见图3。

由于钠碱法运行费用较石灰石/石灰法高,但吸收效果较好。因此,在此基础上开发出一种双碱法再生工艺,既降低了运行费也保证了去除效率,且没有污水外排。因此,双碱法再生工艺是玻璃熔窑烟气处理技术中较为可行的工艺。

双碱法仍需要考虑腐蚀、磨损与堵塞等问题。合格的纯度较高的生石灰是决定再生系统正常运行的重要因素之一,脱硫塔内喷头决定了吸收液的雾化程度,需要定期清洗,以防止堵塞。

3 结 语

8.大气污染脱硫除尘课程设计 篇八

关键词：燃煤锅炉,脱硫除尘,改造方案

随着兰州市城市南区的开发建设, 2011年本市投资建设了城市南区集中供热热源厂建设项目, 该项目当年建设当年投入使用, 项目的建设均符合环保等相关要求。近年来, 随着环保污染排放标准的不断提高, 城市南区热源厂的污染排放已不能满足要求, 因此, 现结合实际情况, 对热源厂的环保设施提出改造方案。

1 基本情况

城市南区热源厂于2011年安装了一台58兆瓦燃煤高温热水锅炉及配套设施, 当年建成投用。58兆瓦燃煤锅炉的环保脱硫除尘设施采用了先进的花岗岩旋流板式脱硫除尘一体化技术, 锅炉燃烧形成的灰渣经水冲沉淀后加以综合利用, 废水澄清后循环利用 (冲渣和除尘脱硫用) 。项目建成后经环保竣工验收监测, 各项指标均符合GB13271-2001Ⅱ时段二类区标准限值要求 (颗粒物200mg/Nm3, 二氧化硫900mg/Nm3) 。

2015年采暖期, 随着锅炉大气污染物排放标准的提高, 热源厂58兆瓦燃煤锅炉运行期间通过在除尘水中添加石灰浆液的方式以减轻二氧化硫的排放, 根据锅炉运行烟气在线监测数据, 颗粒物、二氧化硫和氮氧化物实际排放浓度分别达到607mg/Nm3、692mg/Nm3和239mg/Nm3, 颗粒物和二氧化硫的排放浓度超过2014年修订的《锅炉大气污染物排放标准》GB13271-2014中颗粒物80mg/Nm3、二氧化硫400mg/Nm3的排放浓度限值。热源厂58兆瓦燃煤锅炉脱硫除尘设施不能满足新的排放标准。因此, 需对热源厂一台58兆瓦燃煤锅炉脱硫除尘设施进行改造。

2 污染排放超标的原因分析

经过现场勘查和对热源厂58兆瓦燃煤锅炉运行情况的了解分析, 造成烟尘和二氧化硫排放超标的原因如下:

1) 按照原设计, 花岗岩旋流板式脱硫除尘器同时具备除尘和脱硫的效果, 并且也能满足2015年之前的排放标准。在2015年10月1日新标准实行后, 由于脱硫除尘设施简单, 脱硫除尘效果无法满足新的排放标准。

2) 除尘器使用至今整体结构较为完整, 但是内部的喷淋层、喷嘴、管路结垢严重且未更换, 不能够使进塔的浆液形成雾化, 从而严重影响了设备的除尘和脱硫的效果。

3) 系统管路堵塞严重, 给运营工作带来较大的工作量, 分析原因如下: (1) 在使用的过程中不能够有效的掌握石灰粉的投入量, 石灰投入量过大时, 在酸碱中和反应过程中生成大量的硫酸钙和二水硫酸钙, 密度过大时极易结垢造成堵塞; (2) 沉灰池沉淀不完全。当除尘器除下的灰尘随着冲洗水进入沉淀池后混合反应产生的硫酸钙和二水硫酸钙造成堵塞; (3) 在系统维护的时候没有对喷嘴、喷淋管路等易损零部件及时更换。

4) 沉灰池没有配备氧化系统, 在酸碱中和反应后的亚硫酸钙又被还原为氢氧化钙和二氧化硫, 导致脱硫效果不明显, 石灰粉投入量过大, 增加了运行成本。

5) 烟气在线监测数据显示, 各项排放指标处在比较高的标准, 实测数据通过烟气含氧量的折算后数据将更高, 而含氧量过高往往是由于锅炉本体、烟风道、系统设备等处漏风所致。

3 改造方案

由于环保新标准对颗粒物和二氧化硫的排放标准有了大幅度的提高, 考虑到以后环保排放标准进一步提高的话, 在投资经济性、科学性的前提下, 改造方案应结合实际情况, 选择技术成熟可靠、结构紧凑、布局合理、占地面积小, 既要与原有的工艺相结合, 又要稳定达标的除尘脱硫工艺。

3.1 除尘改造方案

将现有一体化的脱硫除尘器功能分别设置, 新增一台LCM系列低压脉冲袋式除尘器, 现有的脱硫除尘器改造为脱硫吸收塔。

3.1.1 布袋除尘器技术特性说明

LCM系列低压脉冲袋式除尘器处理风量大、过滤风速低、清灰效果好、除尘效率可达98%以上、运行可靠、维护方便、占地面积小, 是一种单元组合式的除尘设备。通过计算, 采取进口PPS滤布的布袋除尘器颗粒物排放浓度将小于50mg/Nm3, 除尘后的灰尘为干灰, 干灰可以通过人工或者气力输灰的形式进行回收, 不会再进入到沉灰池。

3.1.2 工作原理

LCM型系列低压脉冲袋式除尘器的气体净化方式为外滤式, 含尘气体由导流管进入各单元灰斗, 在灰斗导流系统的引导下, 大颗粒粉尘分离后直接落入灰斗, 其余粉尘随气流进入中箱体过滤区, 吸附在滤袋外表面。过滤后的洁净气体透过滤袋经上箱体、离线阀、排风管排出。

滤袋采用压缩空气进行喷吹清灰, 清灰机构由气包、喷吹管和电磁脉冲控制阀等组成。过滤室内每排滤袋出口顶部装配有一根喷吹短管, 喷吹口正对滤袋中心, 每根喷吹管上设有一个脉冲阀与压缩空气气包相通。清灰时, 电磁阀打开脉冲阀, 压缩空气经喷口喷向滤袋, 与其引射的周围气体一起射入滤袋内部, 引发滤袋全面抖动并形成由里向外的反吹气流作用, 清除附着在滤袋外表面的粉尘, 达到清灰的目的。落入灰斗中的粉尘经由却灰阀排出后, 利用输灰设施集中送出。

3.1.3 工艺要点

1) 具有在线和离线两个状态清灰功能以及离线检修功能。

2) 布置方式、灰斗下法兰离地高度和除尘器外形尺寸可根据现场情况进行调整。

3) 为保证排放达标, 滤袋材质使用进口PPS+PTFE浸渍, 这种材质的耐温性在150~200℃之间。

4) 采用下进风、外滤式过滤方式, 滤袋利用弹簧涨圈与花板联接, 形成干净空气与含尘气体的分隔, 滤袋由袋笼支撑。

5) 清灰时PLC控制电磁脉冲阀, 通过喷吹管喷出压缩空气, 使滤袋径向变形抖落灰尘。

6) 除尘器顶部设检修门, 用于检修和换袋 (除尘器的维护、检修、换袋工作只需在净气室操作, 不必进入过滤室) 。在净气室设有差压仪组成的滤袋检漏装置, 以便在滤袋损坏时及时报警。

7) 除尘器设有保温层、顶部防雨棚, 防止结露现象的发生和保护除尘器顶部装置。

8) 除尘器设置烟气温度在线检测装置:当烟气温度过高或过低, 自动打开旁路系统阀门排放烟气保护滤袋。

9) 配置进风分配系统, 有效地使进入除尘器的含尘气体均匀地分布到每个滤袋, 防止了滤袋间的碰撞和磨擦, 有利于延长滤袋的使用寿命。

10) 进风口配置进风口手动调节阀, 出风口配置提升阀, 它们的关闭能保证除尘器单个仓室的完全离线。

11) 控制系统采用PLC可编程控制器。整个系统采用PLC进行自动控制, 设置差压及定时清灰控制方式并设有压力、温度、滤袋检漏等检测报警功能。

3.1.4 系统设备

LCM型系列低压脉冲袋式除尘器主要设备有结构框架及箱体、灰斗;滤袋、笼骨和花板;检修平台、栏杆及爬梯;压缩空气系统和控制系统等。

3.2 脱硫改造方案

3.2.1 脱硫工艺

脱硫工艺有干法、半干法、湿法等。其中湿法因具有脱硫效率高、脱硫剂利用率高、运行可靠、适应性强等特点, 据统计湿式烟气脱硫工艺市场占有率在85%以上, 主要以石灰石膏法、氧化镁法、双碱法、氨法等为主, 其中由于石灰石膏法、氧化镁法脱硫效率高运行费用相对较低而应用较多。

在脱硫工艺的选择上, 由于石灰石膏法脱硫技术成熟, 脱硫效率高, 很容易达到95%甚至是98%以上, 且应用广泛, 石灰资源丰富, 本地有生产企业, 价格市场价格低, 综合能耗和运行费用相比其他脱硫工艺较小。经过比较, 热源厂选用湿法石灰石膏法脱硫工艺, 脱硫剂为石灰石。

石灰石膏法脱硫后副产物为石膏, 可以应用于建筑市场, 综合利用价值较高, 回收后可降低一定的运行成本。

3.2.2 脱硫原理

经除尘后的烟气从脱硫塔底部进入脱硫塔, 塔的上方安装若干层旋流板以减缓烟气流速并使烟气在塔内均匀分布, 同时增加二氧化硫与碱液的反应时间, 从上而下喷淋的碱液与从下而上的烟气逆向接触, 经过充分的吸收反应达到脱除二氧化硫的目的。

脱硫系统主要包括脱硫塔吸收反应、浆液循环系统、氧化系统、自动加药系统、控制系统等。

3.2.3 脱硫改造方案

结合实际情况, 尽量利用热源厂现有资源, 降低改造成本, 满足脱硫环保要求。

1) 脱硫塔的改造。现有花岗岩旋流板式脱硫除尘器有两座主塔一座副塔, 塔高18.5m, 内径3.6m, 主塔内部有稳流柱和旋流板等装置。现将两座主塔改造为二氧化硫吸收反应塔, 塔体增高4m, 塔内增加两层旋流板装置和喷淋装置, 塔顶增设脱水除雾器和自动水冲洗系统。为了减轻系统阻力, 对塔体内部进行修复, 结合实际情况改变引风机和脱硫塔烟气入口方向, 拆除塔内支撑柱、稳流柱和副塔。

2) 循环系统和氧化系统改造。在现有石灰泵房增加浆液循环泵设施, 对沉灰池进行改造, 增加氧化系统, 包括氧化风机和氧化风管。改造后沉灰池变为沉淀池、氧化池、还原加药池。

3) 增加自动加药系统, 配置碱液罐、加药泵和p H检测仪, 根据p H值调节脱硫剂的加入量。

4) 增加PLC系统控制

根据工艺对控制系统的要求, 采集与处理现场测量仪表信号, 监测工艺运行状态, 通过调节回路控制电气设备运行工况和连锁装置, 保证系统的安全运行。

5) 引风机改造

现有引风机参数:风量307291~198674m3/h;风压2142~5073Pa。经过计算, 烟气系统总阻力为6163.24Pa。引风机风压不能满足改造需要, 因此应通过采取增压风机、更换引风机或更换风机叶轮等方式来解决。

4 经济分析

1) 利用现有设施, 新增布袋除尘器, 将脱硫除尘塔改造为脱硫吸收塔, 预计费用660万元, 主要包括:布袋除尘器估算220万元;

气力输灰系统180万元;

脱硫系统改造260万元, 含设备基础、循环氧化系统、自动加药系统、控制系统、沉灰池改造等。

2) 拆除现有脱硫除尘器, 新增布袋除尘器和碳钢内衬防腐脱硫塔, 对沉灰池在进行改造, 预计费用785万元。主要包括:

布袋除尘器估算220万元;

气力输灰系统180万元;

新建脱硫系统305万元, 含循环氧化系统, 自动加药系统、控制系统等;

沉灰池及其他改造费用80万元。

5 结论

从技术方面, 利用现有设施对热源厂一台58兆瓦燃煤锅炉脱硫除尘器进行改造, 可使烟尘降至50mg/Nm3, 二氧化硫降至400mg/Nm3以下, 能够满足现行《锅炉大气污染物排放标准》。从经济方面, 改造比新建脱硫系统节约费用100余万元。因此, 热源厂一台58兆瓦燃煤热水锅炉脱硫除尘的改造, 无论从技术经济方面还是环境效益方面都是可行的。

参考文献

[1]《锅炉大气污染物排放标准》[S]. (GB13271-2014) .

[2]《锅炉房设计规范》[S]. (GB50041-2008) .

[3]《袋式除尘器安装要求验收规范》[S].JB/T471-96.

[4]《花岗岩类湿式烟气脱硫除尘装置》[S].HJ/T319-2006.