一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型及优化调控方法
【专利摘要】本发明公开了一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型及优化调控方法，属于氨法烟气脱硫技术领域。本发明首先基于氨法脱硫工艺的特点，选取pH值、烟气流速和液气比为参数，建立具有普遍适用性的氨法脱硫SO2吸收传质系数的表达式。在此基础上，分析液相中的离子电荷守恒和元素物料守恒，结合NH3?SO2?H2O体系的热力学特性及离子平衡原理构建喷淋塔内SO2吸收过程中的气?液间动态平衡关系，并建立能够反映出喷淋塔氨法脱硫SO2吸收过程的数学模型。利用本发明的模型可以计算不同工艺条件对氨法脱硫SO2去除率的影响，从而为工业中氨法脱硫吸收塔的设计和运行提供理论指导，具有较强的实际意义和工程应用价值。
【专利说明】
-种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型及优化调控方法
技术领域
[0001 ]本发明属于氨法烟气脱硫技术领域，更具体地说，设及一种氨法脱硫喷淋塔设计 和运行的计算模型及优化调控方法。
【背景技术】
[0002] 燃煤烟气中的S〇2能够引起酸雨、雾靈等环境问题，是我国目前主要的大气污染物 之一。氨法烟气脱硫是W氨(N也)为吸收剂吸收烟气中的S〇2,从而得到硫酸锭副产品（主要 反应式如式（1)~(5))的，且不会造成二次污染，该技术在治理烟气污染的同时还能够在一 定程度上缓解我国硫资源短缺的问题，在我国具有广阔的应用前景。
[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畑边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化吸收是氨法脱硫工艺中的一个主要反应，吸收塔是氨法脱硫系统的核屯、设备， 工程上普遍采用喷淋塔吸收烟气中的S02。目前，我国氨法烟气脱硫喷淋塔的设计和运行主 要依据经验控制烟气流速、浆液pH值和停留时间等参数，W及利用CFD软件对喷淋塔的流场 分布进行优化，系统在设计和运行的过程中往往容易造成资源浪费或者不能满足技术要 求，且容易引起吸收剂氨的挥发性损耗及气溶胶粒子二次污染。另外，2012年出台实施的 《火电厂大气污染物排放标准KGB13223-2011)对S02和颗粒物的排放浓度做出了更为严格 的限制。因此，建立能够反映喷淋塔氨法烟气脱硫S02吸收过程的数学模型是实现氨法脱硫 喷淋塔精确设计和运行的关键，对于实现氨法脱硫运一"绿色"脱硫技术高效、稳定的运行 具有重要的意义。
[0009] 目前，有关氨法脱硫S〇2吸收数学模型方面的研究较少，比较典型的主要有:刘恩 科建立平衡级数学模型对筛板塔氨法脱硫过程进行了数值模拟巧IJ恩科.NADS氨-肥法脱硫 工艺模拟软件的开发[D].上海:华东理工大学，2002);刘国荣等利用浆液中的总硫和总锭 浓度来近似表达气-液界面处S〇2的平衡分压，并基于气相传质速率和液相传质速率相等运 一基本原理推导出S〇2吸收传质速率方程，对喷淋塔氨法脱硫过程进行了数值模拟巧IJ国 荣，等.化工学报，2010,61(9) :2463~2467);彭健等采用与刘国荣相似的方法建立数学模 型对湿壁塔氨法脱硫过程进行了模拟(彭健，等.高校化学工程学报，2011,25(6):1073~ 1077)。上述氨法脱硫吸收反应动力学及模型的研究为氨法脱硫技术的应用和发展提供了 很多有价值的参考。
[0010] 然而，氨法脱硫过程中，吸收浆液的pH值是沿吸收段高度方向上逐渐下降的，液相 中+4价硫的浓度(S化、也S〇3、h:SC>;与姆)及离子之间的平衡均不断变化，S〇2吸收是一个动 态的过程，上述研究中氨法脱硫S〇2吸收模型的气相传质推动力的计算未从气-液动态平衡 的角度出发，且对S〇2吸收传质系数简化程度较大，一般仅考虑了浆液的物理化学特性，考 察不全面，从而导致不能够真实、准确地反映氨法脱硫工艺过程，进而导致对氨法脱硫喷淋 塔及脱硫工艺的优化设计不理想，不能够有效地用于指导实际生产过程。
[0011] 传质系数是建立数学模型描述氨法脱硫s〇2吸收过程的关键，但目前尚未见有关 氨法脱硫S〇2吸收传质系数的研究报道。Codolo Μ C等（International Journal of胎at and Mass Transfer，2013,66:80~89)在喷淋塔中研究了化OH溶液吸收S〇2的体积传质系 数；Kaji R等（Journal of Qiemical Engineering of Japan,1985,18:169~172)利用准 数关联得到了化0田容液吸收S〇2的传质系数。然而，上述文献中均是对喷淋塔化0田容液吸收 S化的体积传质系数的研究，其体积传质系数是在特定的实验条件下获得的，实验环境及条 件与氨法脱硫工艺悬殊较大，因此获得的体积传质系数在其它吸收设备中也就不具有通用 性，不能够用于反映氨法脱硫工艺中的传质过程。此外，上述研究中得出的体积传质系数对 实验条件的依赖程度很大，适用范围较窄，也不能真实、准确地反映其传质过程。
[0012] 因此，研究并建立能够真实、准确地反映氨法脱硫S〇2吸收过程的数学模型，对于 优化氨法脱硫喷淋塔的设计和运行，提高脱硫效率具有重要的理论意义和工程应用价值。
【发明内容】
[0013] 1.发明要解决的技术问题
[0014] 本发明的目的在于克服现有氨法脱硫喷淋塔的设计和运行主要依据经验，系统在 设计和运行的过程中往往容易造成资源浪费或者不能满足技术要求的不足，提供了一种氨 法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型及优化调控方法。采用本发明的计算模型能够计算出 不同工艺条件下的氨法脱硫S〇2脱除率，其计算误差相对较小，从而能够为氨法脱硫喷淋塔 的精确化设计和运行提供理论依据和技术基础，进而满足日益严格的排放标准，推动了氨 法烟气脱硫技术的发展和推广应用。
[00巧]2.技术方案
[0016] 为达到上述目的，本发明提供的技术方案为：
[0017] 本发明的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，该模型首先基于喷淋塔氨 法烟气脱硫工艺的特点，选定抑值、烟气流速％和液气比L/Q为参数，计算出不同抑值、烟气 流速％和液气比L/Q条件下的氨法脱硫S〇2吸收传质速率，并采用数值拟合的方法构建具有 普遍适用性的氨法脱硫S〇2吸收传质系数的表达式;然后分析液相中的离子电荷守恒和元 素物料守恒，根据畑3-S02-此0体系的热力学特性及离子平衡原理建立喷淋塔内S〇2吸收过 程中的气-液间动态平衡关系，并结合重新构建的S〇2吸收传质系数的表达式，计算出喷淋 塔氨法脱硫的S〇2脱除率(y广y2) /V1。
[0018] 更进一步地，本发明的计算模型具体包括W下步骤：
[0019] 步骤一、确定如下参数:氨法脱硫系统喷淋塔的D、G、L、抑、P、Q、T、Ug、yi、y2、Z、Cs、 Ρ、μ、ν、σ;
[0020] 其中，D为喷淋塔直径，通过直接测量得出，单位m;L为浆液喷淋量，通过流量计测 量得出，单位为L/h;抑为喷淋塔内浆液pH值，由抑计测量得到;P为烟气总压力，近似与大气 压相等，为101325化;Q为烟气流量，通过流量计测量得出，单位mVh; T为烟气溫度，通过溫 度传感器测量得出，单位K;G为烟气摩尔流率，可根据G=l〇-3 · PQART柿2)/4计算得出，单 位为kmol/(m2 · h) ;Ug为烟气流速，根据Ug = Q/(3600地2)/4计算得出，单位m/s;yi、y2分别为 喷淋塔进口、出口烟气中S〇2的摩尔分率，均由烟气分析仪测得;z为喷淋塔吸收区高度，直 接测量得到，单位m; Cs为浆液中的总硫浓度，为+4价硫浓度Ci*和+6价硫浓度Cs。*之和，其单 位均为为浆液密度，根据+4价硫浓度、HSO;的分布系数Si、S〇r的分布系数δ2和+ 6价硫浓度C. ·按式戶=1〇()〇 + 99(昨、1 +11的?, -H32C、。进行计算，单位为kg/m3;浆液的 粘度μ和表面张力σ分别利用粘度计和表面张力仪测得，其单位分别为化· S和N/m;v为浆液 的运动粘度，根据式V=μ/ρ计算得出，单位m^s;
[0021] 步骤二、输入步骤一中的模型参数，并设定喷淋塔出口烟气中的S〇2浓度y2、喷淋塔 吸收区顶部浆液的pH值及Cs中+4价硫和+6价硫的初始浓度&+、&+，且满足。=Γ、+C 利用氨法脱硫S〇2吸收数学模型，W喷淋塔吸收区烟气出口为起始点，沿吸收区高度方向计 算出进口烟气中的S〇2浓度y 1 ' ；
[0022] 步骤Ξ、将步骤二中计算得到的进口烟气中S〇2浓度yi'带入下式进行检验：
[002；3] |yi'-yi|《0.00001 (1)，
[0024] 若计算得到的进口烟气中的S〇2浓度yi'不满足上式，返回步骤二中调整y2值，重新 计算yi'直至上式成立，最后输出出口烟气中的S〇2浓度y2及对应的S〇2脱除率(乃-y2)/yi。
[0025] 更进一步地，步骤二中喷淋塔吸收区进口烟气中的S〇2浓度yi'按照如下模型进行 计算:在喷淋塔吸收区高度方向上的dz微元内对S〇2进行物料衡算，得到如下方程：
[0026]
(2)，
[0027] 上式中，Wsu:为S〇2的传质速率，单位kmol/(m2 · h)，a为气-液传质接触面积，单位 m2/m3，ky为气相分传质系数，单位kmol/(m2 · h) ;y为气相主体中S〇2的摩尔分率，yi为气-液 界面处S〇2的平衡摩尔分率，上式(2)转化为：
[002引
（.3'.).,
[0029] 对式（3)进行积分即得到沿喷淋塔吸收区高度方向S〇2的浓度分布；上式（3)中， 气-液界面处S〇2的平衡摩尔分率yi根据电中性方程进行计算，其计算模型如下：
[0030] 吸收塔内浆液中主要存在HSQ;、SO;-、SO;-、0H-、H+、NH;、s〇2、N也和畑3 ·也0 9 种不同的组分，它们之间存在如下平衡：
[0037]氨法脱硫过程中，稳态时浆液中的离子满足如下电中性方程：
[003引（"1 ) + (.(ΝΠ ,) = (.(ΟΠ ) + (.yiSO,) + 2((SO; ) + 2(.(SO; ) (10).
[0039] 根据平衡式(4)~(9)，式(10)转化为如下形式：
[0040]
(ID,
[OOW 上式（11)中，1(43、1(31、1(32、1(~分别为式(4)、（5)、（6)、（9)中的反应平衡常数，因此， 气-液界面处S02的平衡分压A。，可表达为：
[0042]
(12)，
[0043] 由于氨法脱硫浆液中的H+浓度较低，同时浆液中几乎无游离的畑3，因此，式（12)中 的(仰H:) - MSO;-)近似等于C闲SO; Η MSO;-);而浆液中HSO;和SO;-的浓度可根据+4价硫浓度 .及各组分的分布系数计算得出：c〇iS〇;) = 4 · C：*，^SO;-) · CV，其中，HSO:和SO;-的分 布系数δι和δ2分别按下式计算得到：
[0046] 基于式（12)，式(3)中气-液界面处S〇2的平衡摩尔分率yi根据式紀,/#计算得出；因 此，要计算yi沿喷淋塔吸收区高度方向上的分布，需明确C化+)沿喷淋塔高度方向上的变化 情况，从喷淋塔吸收区底部到吸收区任意截面之间对气相和液相中的总硫进行物料衡算：
[0047] mi,g+mz,i=mi,i+mz,g (16),
[004引式中:mi,g及mz,g分别为喷淋塔吸收区底部截面处及吸收区中间任意截面处气相中 S化的摩尔流率，单位mol/s，mi,i及mz,i分别为喷淋塔吸收区底部截面处及吸收区中间任意 截面处液相中总硫的摩尔流率，单位mo 1 /s，mi, g、mz, g、mi, 1及mz, 1分别表述为如下形式：
[005引联立式（12)和（17)，即得到关于浆液中氨离子浓度c化+)与气相中S02浓度y的非线 性方程：
[00化]将姑，尔带入式(21)，W喷淋塔吸收区顶端为起点沿喷淋塔吸收区高度方向上对 式(21)进行积分，即计算得到吸收区底端处浆液的r浓度，进而由式（18)计算得到喷淋塔 进口处S〇2的摩尔分率yi'。
[0066] 更进一步地，公式(21)中气-液传质接触面积a包含两部分:一是喷淋塔内液滴的 比表面积Ad/((地V4)Z)，mVm3;二是喷淋塔壁液膜的比表面积V((地V4)Z)，mVm3,其中：
[0067] 喷淋塔内液滴的表面积Ad:
[0068] 沿喷淋塔高度方向上将吸收塔划分为多个微元，由于微元高度很小，假定微元内 液滴下落的速度不变，另外，忽略液滴的凝并和破碎，液滴直径采用Sauter平均直径。因此， 喷淋塔微元内液滴的表面积Ad可表述为：
[0069]
[0070] 上式中，Ld为W液滴形式存在的浆液喷淋量，LA; Ud为液滴的下落速度，m/s; d为液 滴的Sauter平均直径，单位m，d根据式(23)进行计算：
[007。 d = 133.0.(D/2).We-°'74 (23)，
[0072] 式(23)中，韦伯数We按式(24)进行计算：
[0073]
[0074] 式(24)中，P为浆液密度，kg/m3;说为喷嘴浆液的喷出速度，m/s，根据动量守恒方程 班1.!/:;=/相4 2进行计算，其中，mi为喷嘴喷出浆液的质量流量，单位为kg/s，通过测量得到;Pi 为喷嘴运行压力，单位为MPa，通过测量得到;dk为喷嘴孔径，单位m; 0为浆液表面张力，N/m;
[0075] 由式(22)可知，喷淋塔内液滴的比表面积与液滴在气流中的下落速度有关，液滴 下落速度Ud可表述为：
[0076]
[0077] 该公式中，g为重力加速度，单位为m/s2;Pd、Pg分别为液滴密度和气体密度，单位均 为kg/m3，其中液滴密度Pd即为喷淋塔内浆液密度P; %为气体速度，单位m/s;
[0078] 公式(25)中Cd为曳力系数，根据下式进行计算：
[0079]
(26),：
[0080]上式中，雷诺数Red根据公式(27)进行计算：
[0081 ]
(巧)，
[0082] 液滴的运动方程为：
[0083]
(28),：
[0084] 联立公式(22)~(28)，沿喷淋塔吸收区高度方向上积分即计算出液滴表面积Ad;
[0085] 喷淋塔壁液膜的面积Am:
[0086] 喷淋塔氨法脱硫过程中，部分浆液落在喷淋塔壁上并形成液膜，塔壁液膜在与烟 气接触的过程中参与S〇2吸收反应，微元内喷淋塔壁液膜的面积可按式(29)进行计算：
[0087] Am=3i(D-2hm) · dz (29)，
[0088] 式(29)中，hm为喷淋塔壁液膜厚度，单位为m，根据如下公式进行计算：
[0089]
(30)，
[0090] 式（30)中，Rem 为液膜流动雷诺数，Rem=4LmP/(360〇3idy)。
[0091] 更进一步地，公式(21)中的S〇2吸收传质系数ky根据如下方法进行优化确定：
[0092] (1)改变浆液pH值、烟气流速Ug和浆液喷淋量L，测定不同pH值、烟气流速Ug和液气 比L/Q条件下喷淋塔进、出口烟气中S〇2的浓度yi、y2,并根据如下公式分别计算出不同条件 下的S〇2吸收传质速率ky:
[0093]
说)'
[0094] (2)结合氨法脱硫工艺的特点，选取抑、烟气流速Ug和液气比L/Q为参数，构建氨法 脱硫S〇2吸收传质系数ky的表达式：
[00 巧]
(巧），
[0096] 上式中ko为系数，X1、X2和X3均为指数，对上式两边取对数可得：
[0097] 1 址y=lnko+xil 吨 H+X2lnUg+X3ln(L/G) (34)，
[0098] 将步骤（1)中通过测量计算得到的不同抑、烟气流速％和液气比L/Q条件下的氨法 脱硫S〇2吸收传质速率ky与pH、Ug及L/Q按公式(33)进行多元线性拟合，确定系数ko及指数XI、 X2和X3的值，进而得出优化的氨法脱硫S〇2吸收传质系数ky的表达式。
[0099] 更进一步地，所述pH值的范围为5.0~6.0,烟气流速化范围为2.0~4. Om/s，液气 比L/Q范围为2.0~4.0L/m3。
[0100] 本发明的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的优化调控方法，其步骤为:首先利用 权利要求1-6中任一项所述的氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型计算出预设工艺条件 下的氨法脱硫S〇2脱除率，若计算得到的S〇2脱除率不满足设定目标，则调整氨法脱硫工艺参 数的数值，并按照模型重新计算，直至S〇2脱除率满足设定目标，并输出此时氨法脱硫各工 艺参数的数值及S〇2的脱除率。
[0101] 如表1所示为本发明模型中的参数说明。
[0102] 表1本发明中模型参数说明
[0103]
[0104]
[0105]
[0106] 3.有益效果
[0107] 采用本发明提供的技术方案，与现有技术相比，具有如下显著效果：
[0108] (1)本发明的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，该模型基于喷淋塔氨 法烟气脱硫工艺的特点，选取喷淋塔内浆液抑值、烟气流速Ug和液气比L/Q为参数，先计算 出不同pH值、烟气流速Ug及液气比L/Q条件下的氨法脱硫S〇2吸收传质速率ky，然后采用数值 拟合的方法重新构建出具有普遍适用性的氨法脱硫S〇2吸收传质系数ky的表达式。本发明得 到的氨法烟气脱硫S〇2吸收传质系数能够更加真实、准确地反映氨法脱硫工艺中的S〇2传质 吸收过程及各主要工艺条件对S〇2吸收过程的影响，为后续氨法脱硫喷淋塔及脱硫工艺优 化设计与运行提供了保证。
[0109] (2)本发明的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，通过分析液相中的离 子电荷守恒和元素物料守恒，并结合N也-S〇2-也0体系的热力学特性及离子平衡原理建立喷 淋塔内S〇2吸收过程中的气-液间动态平衡关系，在此基础上，还结合氨法脱硫S〇2吸收传质 系数的优化确定，从而能够建立准确反映喷淋塔氨法脱硫S〇2真实吸收过程的数学模型，通 过该模型能够准确计算不同浆液抑值、烟气流速、液气比、S化浓度和吸收区高度等工艺条 件对氨法脱硫S〇2去除率的影响，为氨法脱硫喷淋吸收塔设计和运行的精确表达奠定理论 和技术基础，更具有实际意义和工程应用价值。
[0110] (3)本发明的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的优化调控方法，该方法是基于氨 法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型的计算结果对氨法脱硫喷淋塔的设计和运行进行优 化，优化结果可靠、稳定，能够有效用于指导真实工业中的氨法脱硫工艺，克服了现有氨法 脱硫喷淋塔的设计和运行主要依据经验，系统在设计和运行的过程中往往容易造成资源浪 费或者不能满足技术要求的不足。
【附图说明】
[0111] 图1为本发明的氨法脱硫喷淋塔系统的结构示意图；
[0112] 图2为本发明的喷淋塔硫平衡计算示意图。
[0113] 示意图中的标号说明：
[0114] 1、S化钢瓶;2、减压阀；3、稳流器;4、风机;5、流量计;6、取样口； 7、混合罐;8、气累； 9、除雾器;10、喷淋塔;11、浆液槽;12、循环累;13、控制柜;14、氨水罐;15、烟气分析仪。
【具体实施方式】
[0115] 为进一步了解本发明的内容，现结合附图和实施例对本发明作详细描述。
[0116] 实施例1:
[0117] 本实施例的氨法脱硫喷淋塔实验系统如图1所示，喷淋塔直径D为0.3m，吸收区高 度Z为2. Om。该氨法脱硫喷淋塔系统包括喷淋塔10，该喷淋塔10内部自上而下依次包括除雾 区、喷淋区和浆液槽11，除雾区设有除雾器9，除雾器9的上方设有烟气出口，该烟气出口与 尾气排放管道相连，且尾气排放管道上设有控制柜13。所述喷淋区设有喷淋管，该喷淋管的 进水口通过循环管道及循环累12与浆液槽11底部相连通。浆液槽11底部还通过管道与气累 8相连。来自S〇2钢瓶1的S〇2气源与来自氧化风机4的空气经混合罐7混合均匀后通过喷淋塔 10侧壁底部的烟气进口管道进入喷淋塔10内部，由喷淋塔下部向上流过喷淋区并与喷淋而 下的液滴逆流接触，W (馳)2S〇3-畑祖S〇3混合溶液为基础对S〇2进行吸收。
[011引浆液中，对S02起吸收作用的是(NH4)2S03，NH4HS化不具有吸收S02的能力。随着吸收 反应的进行，吸收液中NH4HS化的浓度逐渐增大，浆液吸收S02的能力开始下降，为了维持浆 液的吸收能力，需要向系统内补充吸收剂N曲，使部分畑4册03转化为(NH4)2S03。吸收剂N曲的 补给采用气压式加氨系统，该气压式加氨系统包括氨水罐14和气累8,氨水罐14的进气口通 过管道与气累8相连，且氨水罐14的出液口通过管道与循环累12的输出口相连，利用气累8 提供的空气的压力将氨水(含量25~28wt. % )从氨水罐14中压出，经氨水罐14的出液管道 上的流量计5调节流量后，在浆液循环累12入口处与浆液进行混合，有效地克服了采用高位 槽和累来加氨带来的氨的挥发问题。氧化空气量根据单位时间吸收的S02的量确定，由气累 8来提供。本实施例中，所述S02钢瓶1与混合罐7之间的管道上设有减压阀2和稳流器3,所述 氧化风机4的出气管道、气累8与浆液槽11之间的管道W及氨水罐14的出液管道均设有流 量计5。所述喷淋塔10侧壁底部的烟气进口管道、与喷淋管相连的循环管道W及喷淋塔10顶 部的尾气排放管道上均设有取样口 6,通过烟气分析仪15对喷淋塔10的进口和出口烟气进 行分析。采用本实施例的氨法脱硫喷淋塔实验系统能够更加真实地模拟工业中的喷淋塔氨 法脱硫过程，从而为喷淋塔氨法脱硫工艺的优化设计提供准确、可靠的依据。
[0119] 1、氨法脱硫S〇2吸收传质系数的确定
[0120] 由于氨法脱硫S〇2吸收传质系数的准确与否是建立数学模型描述氨法脱硫S〇2吸收 过程的关键，其直接影响氨法脱硫工艺优化设计的准确性和可靠性，因此需首先对氨法脱 硫S〇2吸收传质系数进行优化。本实施例中氨法脱硫S〇2吸收传质系数的确定是基于喷淋塔 氨法烟气脱硫工艺的特点，选定抑值、烟气流速％和液气比L/Q为参数，计算出不同抑值、烟 气流速％和液气比L/Q条件下的氨法脱硫S〇2吸收传质速率，并采用数值拟合的方法构建出 具有普遍适用性的氨法脱硫S〇2吸收传质系数的表达式，其具体步骤为：
[0121] (1)采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，改变浆液pH值、烟气流速Ug和浆 液喷淋量L，测定不同pH值、烟气流速ug和液气比L/Q条件下喷淋塔进、出口烟气中S〇2的浓度 yi、y2，其结果如表2所示。
[0122] (2)氨法脱硫S〇2吸收传质速率的计算
[0123] 不同pH值、烟气流速Ug和液气比L/Q条件下计算得到的S〇2吸收传质速率ky如表2所 示，具体的，本实施例W表帥序号1实验为例，详细描述氨法脱硫SO嫩收传质速率ky的计算 过程。控制实验条件浆液pH为5.5，烟气流速Ug为1.76m/s，浆液喷淋量L为1350LA，液气比 L/Q为化/m3,实验测得进口 S〇2浓度yi为360ppm，出口S〇2浓度y2为184ppm。
[0124] S化吸收传质速率ky可按如下公式进行计算：
[0125]
(31),
[01%]上式中，a为喷淋塔内气-液传质接触面积，单位为m2/m3,因此要想计算得到吸收传 质速率ky，必须要先计算出喷淋塔内气-液传质接触面积a,喷淋塔内气-液传质接触面积a 包含两部分:一是喷淋塔内液滴的比表面积Ad/((地2/4)Z)，m2/m3;二是喷淋塔壁液膜的比 表面积Am/((地2/4)Z)，m2/m3,因此公式(31)可表述为如下形式：
[0127]
U化
[012引喷淋塔内液滴的表面积Ad:
[0129] 沿喷淋塔高度方向上将吸收塔划分为多个微元，由于微元高度很小，假定微元内 液滴下落的速度不变，另外，忽略液滴的凝并和破碎，液滴直径采用Sauter平均直径。因此， 喷淋塔微元内液滴的表面积Ad可表述为：
[0130]
側'
[0131] 上式中，Ld为W液滴形式存在的浆液喷淋量，LA，取塔壁液体流量(Lm)占总浆液流 量化)的比例为8 %，那么，则W液滴形式存在的浆液量Ld = 0.92 X L = 1242LA，W塔壁液膜 形式存在的浆液量Lm=0.08 X L = 10化A; ud为液滴的下落速度，m/s; d为液滴的Sauter平均 直径，单位m，d根据式(23)进行计算：
[0132] d = 133.0.(D/2).We-°'74 (23)，
[0133] 式(23)中，韦伯数We按式(24)进行计算：
[0134]
(24)，
[013引式(24)中，P为浆液密度，单位kg/m3;站为喷嘴浆液的喷出速度，m/s，根据动量守恒 方程视《;;=仰进行计算，其中，nu为喷嘴喷出浆液的质量流量，单位为kg/s，通过测量得 到; Pi为喷嘴运行压力，单位为MPa，通过测量得到;dk为喷嘴孔径，单位m; 0为浆液表面张力， N/m。本实施例中，浆液密度P为1273.9kg · πΓ3，浆液表面张力σ为0. 073N/m，喷嘴运行压力Pi 为0.4MPa，喷嘴孔径dk为4 X l0-3m，计算得到鸿为15m/s，联立式(23)和（24)，计算出液滴的 直径d为1.3 X l(T3m，考虑到液滴的凝并，取液滴直径d为2.0 X l(T3m，从而减小计算误差。
[0136]由式(22)可知，喷淋塔内液滴的比表面积与液滴在气流中的下落速度有关，液滴 下落速度Ud可表述为：
[0137]
(25)，
[0138] 该公式中，g为重力加速度，单位为m/s2; Pd、化分别为液滴密度和气体密度，单位均 为kg/m3，其中液滴密度Pd即为喷淋塔内浆液密度P，气体密度化通过测量得到;ug为气体速 度，单位m/s，根据公式化=Q/ (3600地2) /4计算得到。
[0139] 公式(25)中Cd为曳力系数，根据下式进行计算：
[0140]
(26)，
[0141] 上式中，雷诺数Red根据公式(27)进行计算：
[0142]
(27)，
[0143] 液滴的运动方程为：
[0144]
(28)，
[0145] 本实施例中通过查询《化学化工物性手册》得到烟气密度化为1.23kg/m3,烟气粘度 yg为1.81 X l〇-4Pa · S，计算得到烟气流速ug为1.76m/s，微元高度dz取0.01m，联立公式(22) ~(28)，沿喷淋塔吸收区高度方向上积分可计算出液滴表面积Ad为0.199m2。
[0146] 喷淋塔壁液膜的面积Am:
[0147] 喷淋塔氨法脱硫过程中，部分浆液落在喷淋塔壁上并形成液膜，塔壁液膜在与烟 气接触的过程中参与S〇2吸收反应，微元内喷淋塔壁液膜的面积可按式(29)进行计算：
[014引 Am=3i(D-2hm) · dz (29)，
[0149] 式(29)中，hm为喷淋塔壁液膜厚度，单位为m，喷淋塔壁液膜按层流流动考虑，hm可 按如下公式进行计算：
[0150]
(30)，
[0151] 式（30)中，Rem为液膜流动雷诺数，Rem=4LmP/(360〇31化）。
[015^ 本实施例中，取浆液运动粘度V为0.79X10-V/S，浆液粘度μ为1.005Xl0-3Pa · S， 微元高度dz为0.01m，联立式(29)和（30)沿吸收区高度方向上积分可计算出喷淋塔壁液膜 厚度hm为0.003 Im，塔壁液膜面积Am为1.84m2。
[0153] 将实验测得的喷淋塔进、出口 S〇2浓度yi和y2，W及计算得到的液滴表面积Ad和塔 壁液膜面积Am带入式(32)，可W计算得到S〇2吸收传质速率ky为3.11kmol/(m2 · h)。同理，改 变pH、烟气流速ug和浆液喷淋量L，计算出不同实验条件下的氨法脱硫S〇2吸收传质速率ky。
[0154] 本实施例中，氨法脱硫S〇2吸收传质速率ky的计算式即公式(31)的推导过程如下： [0K5]氨法脱硫过程中，稳态条件下S〇2的传质速率Ws。,可表述为：
[0156] N况;=Kg(p-p's〇;) (.15)，
[0157] 其中，Kg为气相总传质系数，P和分别为S〇2在气相主体和相界面上的分压，根据 双膜理论，气相总传质系数Kg与气、液相传质分系数kG、kL的关系可表述为：
[015 引
（36)，
[0159] 上式中，Η为S〇2溶解度系数，单位为mol/m3。
[0160] 由于S〇2易溶于水，S化溶解度系数较大，氨法脱硫S〇2液相传质阻力可W忽略不计， 传质总阻力等于气相传质分阻力，式(36)可表达为：
[0161] 占 。f (37)， K包 %
[0162] 因此，式(35)可转化为：
[016；3] =起:(？-知。。).:=与.:抄-K) '(輔')'，
[0164] 在吸收塔高度方向上dz微元内对S〇2进行物料衡算，得到如下方程：
[0165]
(嫂)，
[0166] 式中，a为传质接触面积，m2/m3;ky为气相分传质系数（即气相传质系数），kmol/ (m2 · h);y为气相主体中S〇2的摩尔分率，yi为气液界面处S〇2的平衡摩尔分率;G为烟气摩尔 流率，km〇l/(m2 · h)。
[0167] 式(39)可转化为：
[016 引
（40)，
[0169] 由溶液中出SO:!、…〇3和姆^的分布系数(公开号:CN 105032154 A)可知，在氨法脱 硫的pH范围（pH为4.0~6.0)内，溶液中的硫主要WHS巧形式存在，此S化的量极少，几乎没 有游离态的S〇2,因而气相中的S〇2的体积分数远远大于气液界面的S〇2的体积分数，即y〉> yi。另外，燃煤烟气中S〇2的浓度较低，式(40)可W简化为：
[0170] Gdy = kyaydz (41)，
[0171] 式(41)可转化为：
[0172]
(42)，
[0173] 沿吸收塔高度上从上向下对式(42)两边进行积分：
[0174]
(43)，
[0175] 式中，yi、y2分别为喷淋吸收塔进、出口烟气中S〇2的体积比浓度;Z为喷淋塔吸收区 高度，m;由积分式(43)计算可得：
[0176]
(44)
[0177] 因此，由公式(44)即可推导出气相分传质系数ky的表达式
[0178] 表2不同实验条件下氨法脱硫S〇2吸收传质速率
[0179]
[0180]
[0181] (3)氨法脱硫S〇2吸收传质系数的优化
[0182] 结合氨法脱硫工艺的特点，选取pH、烟气流速Ug和液气比L/Q为参数，重新构建氨 法脱硫S〇2吸收传质系数ky的表达式：
[0183] 心'(王/例、' （巧
[0184] 上式中ko为系数，XI、X2和X3均为指数，对上式两边取对数可得：
[01 化]1 址y=lnk〇+xil 吨 H+X2lnug+X3ln(L/G) (34)，
[0186] 将通过测量计算得到的不同抑、烟气流速Ug和液气比L/Q条件下的氨法脱硫S〇2吸 收传质速率ky与抑、Ug及L/Q按公式(33)进行多元线性拟合，确定系数ko及指数xi、X2和X3的 值，进而得出优化的氨法脱硫S〇2吸收传质系数ky的表达式，本实施例重新确定的氨法脱硫 SO嫩收传质系数的表达式为:私=3.3xl〇-3x扣3'气化鄉"1。
[0187] 鉴于现有技术中氨法脱硫喷淋塔及脱硫工艺的优化设计效果在很大程度上依赖 于氨法烟气脱硫S〇2吸收传质系数表达式的准确性，由于现有技术中氨法烟气脱硫S〇2吸收 传质系数的表达式不能够真实、准确地反映 S〇2吸收传质过程，从而不能有效用于指导氨法 脱硫喷淋塔工程的优化设计和运行，导致氨法脱硫工艺的脱硫效率不能得到有效提高。基 于此，发明人一直致力于氨法烟气脱硫工艺的研究，发明人通过大量实验研究及实践经验 发现，氨法烟气脱硫工艺中S〇2吸收传质过程主要受喷淋塔内浆液pH值、烟气流速Ug和液气 比L/Q的影响较大，因此其选用运Ξ个参数为计算参数，重新构建出氨法烟气脱硫S〇2吸收 传质速率与pH值、化及L/Q之间的计算表达式。采用本发明的方法得到的氨法烟气脱硫S〇2吸 收传质系数能够更加真实、准确地反映氨法脱硫工艺中的S〇2传质吸收过程，从而能够直 接、有效地用于指导氨法脱硫喷淋塔及脱硫工艺的优化设计与运行，更具有实际意义和工 程应用价值。
[0188] 此外，本实施例通过对喷淋塔内液滴运动和塔壁液膜流动的理论分析，在计算氨 法脱硫S〇2吸收传质系数的过程中全面考虑了喷淋液滴面积和塔壁液膜面积的影响，建立 的传质系数表达式不只是针对特定的喷淋吸收塔有效，具有普遍适用性。
[0189] 2、氨法脱硫S〇2吸收传质系数表达式的实验验证
[0190] ①采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液pH为5.5,烟气流速ug为 1.76m/s，液气比为化/V，实验测得喷淋塔进口 S化浓度为36化pm，喷淋塔出口 S化浓度为 184ppm，通过式(32)计算得到的S〇2吸收传质速率ky为3.11kmol/(m2 · h)。将实验条件抑为 5.5，ug为1 . 76m/s，液气比为3L/m3，代入重新确定的氨法脱硫S〇2传质速率表达式： 崎=3.3xl(T3xpH"s'聲='化/6)"1，计算得到S〇2吸收传质速率ky为3.08kmol/(m 2 · h)，二者之间 的误差为1.1%。因此，采用本实施例的方法得到的S〇2吸收传质系数较为准确，能够较好地 反映的S〇2吸收传质过程。
[0191] ②采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液pH为5.5，烟气流速Ug为 3 . %m/s，液气比为化/V，实验测得喷淋塔进口 S〇2浓度为360ppm，喷淋塔出口 S〇2浓度为 233ppm，通过式（32)计算得到的S〇2吸收传质速率为3.545kmol/(m2 · h)。将实验条件pH为 5.5，118为3.34111/3，液气比为3171113，代入建立的氨法脱硫5〇2传质速率表达式： =3.3χ10-] X 押.(i/G)'"i，计算得到 S〇2 吸收传质速率为 3.54km〇V(m2 · h)，二者之间 的误差为0.13%。
[0192] ③采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液抑为5.68,烟气流速Ug为 2.16m/s，液气比为化/V，实验测得喷淋塔进口 S〇2浓度为36化pm，喷淋塔出口 S〇2浓度为 183.7ppm，通过式(32)计算得到的S〇2吸收传质速率为3.75kmol/(m2 · h)，计算方法同实施 例一。将实验条件抑为5.68，ug为2.16m/s，液气比为化/m3，代入建立的氨法脱硫S〇2传质速 率表达式，计算得到S〇2吸收传质速率为3.60kmol/(m2 · h)，二者之间的误差为3.94%。
[0193] ④采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液抑为5.95，烟气流速Ug为 2.16m/s，液气比为化/V，实验测得喷淋塔进口 S〇2浓度为36化pm，喷淋塔出口 S〇2浓度为 162ppm，通过式(32)计算得到的S〇2吸收传质速率为4.45kmol/(m2 · h)，计算方法同实施例 一。将实验条件pH为5.95，ug为2.16m/s，液气比为化/V，代入建立的氨法脱硫S〇2传质速率 表达式，计算得到S〇2吸收传质速率为4.23kmol/(m2 · h)，二者之间的误差为4.86%。
[0194] ⑤采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液pH为5.5，烟气流速Ug为 2.16m/s，液气比为2.化/V，实验测得喷淋塔进日S〇2浓度为360ppm，喷淋塔出日S〇2浓度为 235ppm，通过式(32)计算得到的S〇2吸收传质速率为2.41kmol/(m2 · h)，计算方法同实施例 一。将实验条件pH为5.5，ug为2.16m/s，液气比为2.化/V代入建立的氨法脱硫S〇2传质速率 表达式，计算得到5〇2吸收传质速率为2.831〇11〇1/(1112-}1)，二者之间的误差为14.6%。
[01M]⑥采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液pH为5.5，烟气流速Ug为 2.16m/s，液气比为化/V，实验测得喷淋塔进口 S〇2浓度为36化pm，喷淋塔出口 S〇2浓度为 220ppm，通过式(32)计算得到的S〇2吸收传质速率为2.74kmol/(m2 · h)，计算方法同实施例 一。将实验条件pH为5.5，ug为2.16m/s，液气比为化/V代入建立的氨法脱硫S〇2传质速率表 达式，计算得到5〇2吸收传质速率为3.221〇11〇1/(1112-}1)，二者之间的误差为14.77%。
[0196] 实施例2
[0197] 本实施例的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，该模型首先基于喷淋塔 氨法烟气脱硫工艺的特点，选定抑值、烟气流速％和液气比L/Q为参数，计算出不同抑值、烟 气流速％和液气比L/Q条件下的氨法脱硫S〇2吸收传质速率，并采用数值拟合的方法构建具 有普遍适用性的氨法脱硫S〇2吸收传质系数的表达式;然后分析液相中的离子电荷守恒和 元素物料守恒，根据畑3-S02-此0体系的热力学特性及离子平衡原理建立喷淋塔内S〇2吸收 过程中的气-液间动态平衡关系，并结合重新构建的S〇2吸收传质系数的表达式，计算出喷 淋塔氨法脱硫的S〇2脱除率(yi-y2)/yi。利用该模型能够计算出不同浆液抑值、烟气流速、液 气比、S化浓度和吸收区高度等工艺条件的氨法脱硫S〇2去除率，从而对氨法烟气脱硫喷淋塔 的设计和运行进行优化调控。本实施例的计算模型具体包括W下步骤：
[0198] 步骤一、确定如下参数:氨法脱硫系统喷淋塔的D、G、L、抑、P、Q、T、Ug、y 1、y 2、Z、Cs、 Ρ、μ、ν、σ;
[0199] 其中，D为喷淋塔直径，通过直接测量得出，单位m;L为浆液喷淋量，通过流量计测 量得出，单位为L/h;抑为喷淋塔内浆液pH值，由抑计测量得到;P为烟气总压力，近似与大气 压相等，为101325化;Q为烟气流量，通过流量计测量得出，单位mVh; T为烟气溫度，通过溫 度传感器测量得出，单位K;G为烟气摩尔流率，可根据G=l〇-3 · PQART柿2)/4计算得出，单 位为kmol/(m2 · h) ;Ug为烟气流速，根据Ug = Q/(3600地2)/4计算得出，单位m/s;yi、y2分别为 喷淋塔进口、出口烟气中S〇2的摩尔分率，均由烟气分析仪测得;Z为喷淋塔吸收区高度，直 接测量得到，单位m; Cs为浆液中的总硫浓度，为+4价硫浓度Cw和+6价硫浓度之和，其单 位均为mo 1/1; P为浆液密度，根据+4价硫浓度Q.、HSOt的分布系数δι、SOr的分布系数δ2和+ 6价硫浓度&,，艰式/?=川〇〇 + 9*：、昨|+11(峰（'、|十132(：'、。进行计算，单位为4邑/1113;浆液的 粘度μ和表面张力σ分别利用粘度计和表面张力仪测得，其单位分别为化· S和N/m;v为浆液 的运动粘度，根据式V=μ/ρ计算得出，单位。
[0200] 本实施例中，D为0.3m，Q为850m3/h，L为 1700L/h，pH为6，P为 101325Pa，T为 323.15K，G为140.78mol/(m2 · h)，Ug为3.34m/s，yi、y2分别计算得到360ppm，76ppm，Z为2m， ?級;的分布系数δι、S巧的分布系数δ2分别为0.96，4.24 X l〇-2，+6价硫浓度Q.及+4价每+硫 浓度分别为2mol/L、0.1mol/L，代入式只=議()+ 99(昨、| +1巧卸:> +]32Ch近似计算为 1273.9kg/m3，浆液的粘度μ为1.005 X l(T3Pa · S，表面张力。为0.073N/m，浆液的运动粘度V 为 0.79Xl〇-6m2/s。
[0201 ]步骤二、输入步骤一中的模型参数，并设定喷淋塔出口烟气中的S〇2浓度y2 = 0.9yi，yi为入口处S〇2浓度5.68 X ΙΟΛ喷淋塔吸收区顶部浆液的抑值及Cs中+4价硫和+6价 硫的初始浓度CU、Cw(本实施例中氨法脱硫过程看作是动态平衡过程，C*、保持不 变），且满足C = CV +C、。.；利用氨法脱硫S〇2吸收数学模型，W喷淋塔吸收区烟气出口为起始 点，沿吸收区高度方向计算出进口烟气中的S〇2浓度yi '。本实施例中，喷淋塔吸收区进口烟 气中的S〇2浓度yi '按照如下模型进行计算：
[0202]在喷淋塔吸收区高度方向上的dz微元内对S〇2进行物料衡算，得到如下方程：
[020；3] W泌2均'=皮,，紅抄一躬):=巧(1-巧）户也-巧(2 )' i - y 丄--j
[0204] 上式中，Ws。:为S〇2的传质速率，单位kmol/(m2 · h)，a为气-液传质接触面积，单位 m2/m3，ky为气相分传质系数，单位kmol/(m2 · h);y为气相主体中S〇2的摩尔分率，yi为气-液 界面处S〇2的平衡摩尔分率，上式(2)转化为：
[0205]
[0206] 对式（3)进行积分即得到沿喷淋塔吸收区高度方向S〇2的浓度分布。上式（3)中， 气-液传质比表面积a包含两部分:一是喷淋塔内液滴的比表面积Ad/((柿2/4)Z)，m2/m 3;二 是喷淋塔壁液膜的比表面积Am/ ((地^4) Z)，m2/m3。本实施例控制实验条件浆液抑为6，烟气 流速％为3.34m/s，液气比化/V，实验测得进口 S〇2浓度为36化pm，出口 S〇2浓度为76ppm。根 据根据赵建植等的研究成果(赵建植.石灰石/石膏湿法烟气脱硫系统流动和反应的数值计 算与模拟实验[0].博±学位论文，南京：东南大学，2007)，取塔壁液体流量(Lm)占总浆液流 量化）的比例为8 %。那么，W液滴形式存在的浆液量Ld = 0.92 X L = 1564L/h; W液膜形式 存在的浆液量Lm = 0.08 XL= 13化/h。按照实施例1中Ad和Am的计算方法，烟气密度化取 1.23kg/m3，烟气流速ug为3.34m/s，烟气粘度yg为1.81 X l(T4Pa · S，浆液运动粘度V为7.89 X l〇-7m^s，浆液粘度为1.005 X l〇-3Pa · S，微元高度dz取0.01m，最终计算得出计算出液滴表 面积Ad为0.化8m2，喷淋塔壁液膜厚度为0.0039m，塔壁液膜面积Am为1.83m2。
[0207] 式(3)中气-液界面处S〇2的平衡摩尔分率yi根据电中性方程进行计算，其计算步骤 如下：吸收塔内浆液中主要存在HSO,、S化、SO、〇H-、r、NH、S化、N也和N也?也0 9种 不同的组分，它们之间存在如下平衡：
[0214]氨法脱硫过程中，稳态时浆液中的离子满足如下电中性方程：
[0別引 ^H)-W'(N!l,) = ('(0H-) + t'(iiS0:) + 2(.C0;) + 2('(S0;) (10)，
[0216] 根据平衡式(4)~(9)，式(10)转化为如下形式：
[0217]
(11)〇
[021引上式（11)中，虹3、1(31、1(32、1(冷别为式(4)、（5)、（6)、（9)中的反应平衡常数，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，气-液界面处S02的平衡分压祐,可表达为：
[0219]
(12》，
[0220] 由于氨法脱硫浆液中的H+浓度较低，同时浆液中几乎无游离的畑3，因此，式（12)中 的c(N巧)-2雌0。近似等于哪80;) + 2啦巧-）;而浆液中HSO;和SO;-的浓度可根据+4价硫浓度 每*及各组分的分布系数计算得出：卿8〇;)=<?1 ·，^s〇n = A ·。*，其中，此S〇3、HSO,和鸣- 的分布系数δ〇、δι和δ2分别按下式计算得到：
[0224] 本实施例中δ〇、δι和δ2在吸收模型中计算出的结果分别为0.000121、0.96、0.0424。
[0225] 基于式（12)，式(3)中气-液界面处S〇2的平衡摩尔分率yi根据式紀;如十算得出；因 此，要计算yi沿喷淋塔吸收区高度方向上的分布，需明确C化+)沿喷淋塔高度方向上的变化 情况，从喷淋塔吸收区底部到吸收区任意截面之间对气相和液相中的总硫进行物料衡算 (如附图2所示）：
[0226] mi,g+mz,i=mi,i+mz,g (16) 〇
[0227] 式中:mi,g及mz,g分别为喷淋塔吸收区底部截面处及吸收区中间任意截面处气相中 S化的摩尔流率，单位mol/s，mi,i及mz,i分别为喷淋塔吸收区底部截面处及吸收区中间任意 截面处液相中总硫的摩尔流率，单位mo 1 /s，mi, g、mz, g、mi, 1及mz, 1分别表述为如下形式：
[022引 mi,g=Gyi，
[0229]
[0234] 联立式（12)和（17)，即得到关于浆液中氨离子浓度c化+)与气相中S〇2浓度y的非线 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
，本实施例模型中，(3<^化+)为浆液中氨离子 的初始浓度，根据浆液pH计算得到，最终分别计算出A = 0.104，B = 4.34 X 10-3，C= 1.92 X l0-i0，D = 21.05，E = 8.93X10-2。
[0239]结合式(3)和(18)得到：
[0243] 将纪，咨带入式(21)，W喷淋塔吸收区顶端为起点沿喷淋塔吸收区高度方向上对 式(21)进行积分，即计算得到吸收区底端处浆液的r浓度，进而由式（18)计算得到喷淋塔 进口处S〇2的摩尔分率yi ' =0.00248。
[0244] 步骤Ξ、将步骤二中计算得到的进口烟气中S〇2浓度yi'带入下式进行检验：
[0245] |yi，-yi|《0.00001 (1)，
[0246] 若计算得到的进口烟气中的S〇2浓度yi'不满足上式，返回步骤二中调整y2值，重新 计算yi'直至上式成立，最后输出出口烟气中的S〇2浓度y2及对应的S〇2脱除率(y广y2)/yi。本 实施例yi'-yi = 〇. 00248-0.000568 = 0.001912,明显大于0.00001，故而返回步骤二中减小 72,步长为0.000001，重新计算yi'直至式（1)成立，最后输出出口烟气中的S〇2浓度y2为9.8 X10-7 及 S 化脱除率(y 广 y2)/yi = 99.83%。
[0247] 实验测定抑值为6、烟气流速为3.34m/s和液气比L/Q为化/V的条件下，进、出口烟 气中的S〇2浓度分别为360ppm和86ppm，根据公式：?? = ' - χΙΟΟ%计算出S〇2的去除效率为 I. I 76.11 %，与模型计算结果相对误差为23.76%。
[024引实施例3
[0249] 采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统进行试验，控制浆液pH为3,烟气流速 ug为2.56m/s，液气比为1.化/V，实验测得喷淋塔进日S〇2浓度为360ppm，喷淋塔出日S〇2浓 度为171ppm，根据公式计算得到S〇2的去除效率为52.5%。
[0250] 将实验条件抑为3，ug为2.56m/s，液气比为1.化/V，代入实施例2建立的氨法脱硫 S化的吸收模型中，按照实施例二中的步骤计算得到S〇2的去除效率为68.86%。二者之间的 误差为23.76%。
[0巧1 ]实施例4
[0252]采用如图1所示的喷淋塔氨法脱硫实验系统，控制浆液pH为4,烟气流速Ug为 2.95m/s，液气比为1.化/V，实验测得喷淋塔进口 S化浓度为360ppm，喷淋塔出口 S〇2浓度为 113ppm，根据计算式(44)计算得到S〇2的去除效率为68.61 %。将实验条件pH为4，Ug为2.95m/ S，液气比为1.化/m3，代入建立的氨法脱硫S〇2的吸收模型中，按照实施例二中的步骤计算得 至化化的去除效率为80.化％，二者之间的误差为14.5%。
[0巧3]实施例5
[0254]本实施例的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的优化调控方法该方法是基于氨法 脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型的计算结果对氨法脱硫喷淋塔的设计和运行进行优化 的，其步骤为:首先利用氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型计算出预设工艺条件下的 氨法脱硫S〇2脱除率，若计算得到的S〇2脱除率不满足设定目标，则调整氨法脱硫工艺参数的 数值(调整浆液抑值、烟气流速ug、液气比L、进口烟气中S〇2的摩尔分率yi、浆液中+4价硫及+ 6价硫的初始浓度、&*等工艺参数中的一个或同时调整多个），并按照模型重新计算，直 至S〇2脱除率满足设定目标，并输出此时氨法脱硫各工艺参数的数值及S〇2的脱除率。
【主权项】
1. 一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，其特征在于：该模型首先基于喷淋塔 氨法烟气脱硫工艺的特点，选定抑值、烟气流速％和液气比L/Q为参数，计算出不同抑值、烟 气流速％和液气比L/Q条件下的氨法脱硫S〇2吸收传质速率，并采用数值拟合的方法构建具 有普遍适用性的氨法脱硫S〇2吸收传质系数的表达式;然后分析液相中的离子电荷守恒和 元素物料守恒，根据N曲-S〇2-此0体系的热力学特性及离子平衡原理建立喷淋塔内S〇2吸收 过程中的气-液间动态平衡关系，并结合重新构建的S〇2吸收传质系数的表达式，计算出喷 淋塔氨法脱硫的S〇2脱除率(y i-y2) /V1。2. 根据权利要求1所述的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，其特征在于:该 计算模型具体包括W下步骤： 步骤一、确定如下参数:氨法脱硫系统喷淋塔的D、G、L、pH、P、Q、T、Ug、yi、y2、Z、Cs、P、y、v、 σ； 其中，D为喷淋塔直径，通过直接测量得出，单位m;L为浆液喷淋量，通过流量计测量得 出，单位为L/h;pH为喷淋塔内浆液抑值，由抑计测量得到;P为烟气总压力，近似与大气压相 等，为101325化;Q为烟气流量，通过流量计测量得出，单位m3/h;T为烟气溫度，通过溫度传 感器测量得出，单位K;G为烟气摩尔流率，可根据G=l〇-3 · PQ/(RT地2)/4计算得出，单位为 kmol/(m2 · h) ;Ug为烟气流速，根据Ug = Q/(3600地2)/4计算得出，单位m/s;yi、y2分别为喷淋 塔进口、出口烟气中S〇2的摩尔分率，均由烟气分析仪测得;Z为喷淋塔吸收区高度，直接测 量得到，单位m; Cs为浆液中的总硫浓度，为+4价硫浓度狂*和+6价硫浓度Q*之和，其单位均为 mol/MP为浆液密度，根据+4价硫浓度Cyt、HSO:的分布系数Si、S巧的分布系数δ2和+6价硫 浓度心，按式/> = 1000 +與毎?。* + I !6式C、i +1巧(:,6+进行计算，单位为kg/m3;浆液的粘度μ 和表面张力σ分别利用粘度计和表面张力仪测得，其单位分别为化.S和N/m;v为浆液的运 动粘度，根据式V=μ/ρ计算得出，单位; 步骤二、输入步骤一中的模型参数，并设定喷淋塔出口烟气中的S〇2摩尔分率y2、喷淋塔 吸收区顶部浆液的pH值及Cs中+4价硫和+6价硫的初始浓度0*、，且满足G = 利 用氨法脱硫S〇2吸收数学模型，W喷淋塔吸收区烟气出口为起始点，沿吸收区高度方向计算 出进口烟气中的S〇2浓度y'l; 步骤Ξ、将步骤二中计算得到的进口烟气中S〇2浓度/滞入下式进行检验： y'i-yi I《0.00001 (1)， 若计算得到的进口烟气中的S〇2浓度不满足上式，返回步骤二中调整y2值，重新计算 直至上式成立，最后输出出口烟气中的S〇2浓度y2及对应的S〇2脱除率(乃-y2)/yi。3. 根据权利要求2所述的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，其特征在于:步 骤二中喷淋塔吸收区进口烟气中的S〇2浓度/1具体按照如下模型进行计算:在喷淋塔吸收 区高度方向上的dz微元内对S〇2进行物料衡算，得到如下方程：(2)， 上式中，*"城为S〇2的传质速率，单位kmol/(m2 · h)，a为气-液传质接触面积，单位mVm3， ky为气相分传质系数，单位kmolAm2 · h);y为气相主体中S〇2的摩尔分率，yi为气-液界面处 S化的平衡摩尔分率，上式(2)转化为：(3)， 对式(3)进行积分即得到沿喷淋塔吸收区高度方向S〇2的浓度分布;上式(3)中，气-液界 面处S〇2的平衡摩尔分率yi根据电中性方程进行计算，其计算模型如下： 吸收塔内浆液中主要存在賊巧、：S〇r、S巧％〇!Γ、Η\?沿:、S02、N曲和畑3·此0 9种不 同的组分，它们之间存在如下平衡：氨法脱硫过程中，稳态时浆液中的离子满足如下电中性方程：上式（11)中，1(43、1(31、1(32、1(冷别为式(4)、（5)、（6)、（9)中的反应平衡常数，因此，气-液 界面处S〇2的平衡分压爲,可表达为：由于氨法脱硫浆液中的r浓度较低，同时浆液中几乎无游离的N曲，因此，式（12)中的 側巧）-ws〇r舶似等于c(Hso;)+wsor);而浆液中服巧和SO;-的浓度可根据+4价硫浓 度&，及各组分的分布系数计算得出：c(HS0;) = 4 '〔V，c(S〇r) = S;'〔V，其中，齡0:和SO;-的 分布系数δι和δ2分别按下式计算得到：基于式（12)，式(3)中气-液界面处S〇2的平衡摩尔分率yi根据式姑，尔计算得出；因此， 要计算yi沿喷淋塔吸收区高度方向上的分布，需明确C化+)沿喷淋塔高度方向上的变化情 况，从喷淋塔吸收区底部到吸收区任意截面之间对气相和液相中的总硫进行物料衡算： mi,g+mz,i=mi,i+mz,g (16)， 式中:mi,g及mz,g分别为喷淋塔吸收区底部截面处及吸收区中间任意截面处气相中S〇2的 摩尔流率，单位mol/s，mi,i及mz,i分别为喷淋塔吸收区底部截面处及吸收区中间任意截面处 液相中总硫的摩尔流率，单位mo 1 /s，mi, g、mz, g、mi, 1及mz, 1分别表述为如下形式： mi,g 二 Gyi，I 联立式（12)和（17)，即得到关于浆液中氨离子浓度c化+)与气相中S〇2浓度y的非线性方 程：其中；A = C(NH,)-2c(S〇-: )，C = Kha.Kal，C = Kha.KalKa2, 〇 = ，将Ρ?如带入式(21)，W喷淋塔吸收区顶端为起点沿喷淋塔吸收区高度方向上对式(21) 进行积分，即计算得到吸收区底端处浆液的r浓度，进而由式（18)计算得到喷淋塔进口处 S化的摩尔分率y'l。4.根据权利要求3所述的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，其特征在于:公 式(21)中气-液传质接触面积a包含两部分:一是喷淋塔内液滴的比表面积Ad/((地2/4)Z)， m2/m3;二是喷淋塔壁液膜的比表面积Am/((地2/4)Z)，m2/m3，其中： 喷淋塔内液滴的表面积Ad: 沿喷淋塔高度方向上将吸收塔划分为多个微元，由于微元高度很小，假定微元内液滴 下落的速度不变，另外，忽略液滴的凝并和破碎，液滴直径采用Sauter平均直径。因此，喷淋 塔微元内液滴的表面积Ad可表述为：(22)， 上式中，Ld为W液滴形式存在的浆液喷淋量，LA; ud为液滴的下落速度，m/s; d为液滴的 Sauter平均直径，单位m，d根据式(23)进行计算： d=133.0 · (D/2) · We-o'M (23), 式(23)中，韦伯数We按式(24)进行计算：(24)， 式（24)中，P为浆液密度，kg/m3; ?2为喷嘴浆液的喷出速度，m/s，根据动量守恒方程 Η!ι!《=Ριπ4 2进行计算，其中，mi为喷嘴喷出浆液的质量流量，单位为kg/s，通过测量得到;Pi 为喷嘴运行压力，单位为MPa，通过测量得到;dk为喷嘴孔径，单位m; 0为浆液表面张力，N/m; 由式(22)可知，喷淋塔内液滴的比表面积与液滴在气流中的下落速度有关，液滴下落 速度Ud可表述为：(25)， 该公式中，g为重力加速度，单位为m/s2; Pd、Pg分别为液滴密度和气体密度，单位均为 kg/m3，其中液滴密度Pd即为喷淋塔内浆液密度P; %为气体速度，单位m/s; 公式(25)中Cd为曳力系数，根据下式进行计算：U6)， 上式中，雷诺数Red根据公式(27)进行计算：(巧） 液滴的运动方程为：(2：8), 联立公式(22)~(28)，沿喷淋塔吸收区高度方向上积分即计算出液滴表面积Ad; 喷淋塔壁液膜的面积Am: 喷淋塔氨法脱硫过程中，部分浆液落在喷淋塔壁上并形成液膜，塔壁液膜在与烟气接 触的过程中参与S〇2吸收反应，微元内喷淋塔壁液膜的面积可按式(29)进行计算： Am=3i(D-2hm) · dz (29)， 式(29)中，hm为喷淋塔壁液膜厚度，单位为m，根据如下公式进行计算：(30)， 式(30)中，Rem为液膜流动雷诺数，Rem= 4LmP/ (360〇3?(1μ)。5. 根据权利要求3所述的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，其特征在于:公 式(21)中的S〇2吸收传质系数ky根据如下方法进行优化确定： (1) 改变浆液pH值、烟气流速ug和浆液喷淋量L，测定不同pH值、烟气流速ug和液气比L/Q 条件下喷淋塔进、出口烟气中S〇2的摩尔分率yi、y2,并根据如下公式分别计算出不同条件下 的S〇2吸收传质速率ky:(31)， (2) 结合氨法脱硫工艺的特点，选取抑、烟气流速Ug和液气比L/Q为参数，构建氨法脱硫 S化吸收传质系数kv的表达式：(32)， 上式中ko为系数，XI、X2和X3均为指数，对上式两边取对数可得： lnky=lnk〇+xilnpH+X2lnug+X3ln(L/G) (33)， 将步骤（1)中通过测量计算得到的不同抑、烟气流速Ug和液气比L/Q条件下的氨法脱硫 S化吸收传质速率ky与pH、Ug及L/Q按公式(33)进行多元线性拟合，确定系数ko及指数xi、X2和 X3的值，进而得出优化的氨法脱硫S〇2吸收传质系数ky的表达式。6. 根据权利要求1-5中任一项所述的一种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型，其 特征在于:所述pH值的范围为5.0~6.0,烟气流速范围为2.0~4. Om/s，液气比范围为2.0~ 4.0L/m3。7. -种氨法脱硫喷淋塔设计和运行的优化调控方法，其特征在于：该方法是基于氨法 脱硫喷淋塔设计和运行的计算模型的计算结果对氨法脱硫喷淋塔的设计和运行进行优化 的，其步骤为:首先利用权利要求1-6中任一项所述的氨法脱硫喷淋塔设计和运行的计算模 型计算出预设工艺条件下的氨法脱硫S〇2脱除率，若计算得到的S〇2脱除率不满足设定目标， 则调整氨法脱硫工艺参数的数值，并按照模型重新计算，直至S〇2脱除率满足设定目标，并 输出此时氨法脱硫各工艺参数的数值及S〇2的脱除率。
【文档编号】B01D53/78GK105964123SQ201610384389
【公开日】2016年9月28日
【申请日】2016年5月30日
【发明人】贾勇, 殷李国, 吴胜华, 陈 光, 李智芳, 丁希楼, 陈宜华, 戴波
【申请人】安徽工业大学