1.项目综述
锻烧炉余热脱硫的工作过程是：余热锅炉利用锻烧炉的废热作为原料，使余热锅炉产生蒸汽，蒸汽进入汽轮机驱动发电机发电。这样锻烧炉的废热得到了有效利用，一来可以大大降低工厂取暖和洗澡燃气消耗量，使制造碳素的成本大大下降，二来减少了废热用CO2和SO2等气体的排放，环境污染得到了有效的改善。
1.1项目实施必要性
煅烧炉3台，每台28罐，月产量5000t/h。本预案对排放的含硫烟气进行余热处理，煅烧炉排放的烟气情况如下：
煅烧炉烟囱入口前口烟气参数：
烟 气 量：38987Nm3/h（按平均温度215℃计算）
烟气温度： 500-600℃
烟气粉尘含量：190mg/Nm3
SO2含硫：1495mg/Nm3
本方案对以上热烟气余热利用满足生活用热，减少粉尘和SO2排放满足并达到国家排放标准。
1.2项目实施的目的
余热项目投产后需用余热锅炉采用锻烧炉的500-600℃尾气用水为热媒换热，满足生活和洗澡用热水，停运3台耗气量为年136万Nm3的热水锅炉，即到达减少CO2的排放又能充分利用烟气余热，并为除尘和脱硫创造合理工艺条件。
除尘脱硫项目投产后需用锻烧炉的300℃尾气先进行喷淋除尘塔，使烟气温度降至150℃通过三层玻璃钢片防腐，5级气动旋流装置和5级喷淋雾化装置完成氧化镁法脱硫，即到达减少SO2的排放又能除尘。
达到排放标准为：
烟气温度： ±50℃
烟气粉尘含量：100mg/Nm3
SO2含硫：400mg/Nm3
1.3解决二次污染：硫酸镁用途
硫酸镁是一种双养分优质肥料(含Mg和S),硫、镁均为作物的中量元素,是作物的第五、第六两大营养元素,不仅可以为作物增加产量,而且还可以改善果实的品味。镁是叶绿素和色素的组分,是叶绿素分子中唯一的金属元素,镁可促进光合作用,促进碳水化合物、蛋白质、脂肪的形成。镁是上百种酶的活化剂,还参与一些酶的构成,促进作物体内的新陈代谢。镁能提高作物的抗病能力,防止病菌的侵入。镁还能促进作物体内维生素A、维生素C的形成,从而提高果、蔬菜等作物的品质。硫是作物中合成氨基酸、蛋白质、纤维素以及酶类所必需的。
硫酸镁作为肥料,可直接用作基肥、追肥和叶面肥使用,可单独施用可作为组分之一掺混使用,既可在传统农业领域也可在高附加值精细农业、花卉和无土栽培领域中应用。其作基肥、追肥时应混施,与铵肥、钾肥、磷肥以及农家肥混施能得到较好的效果。硫酸镁作为基肥、追肥一般每667m2 施10～15kg,柑桔、果树等每株穴施0.25kg;作为叶面肥喷 施浓度为1%～2%。一般作物在苗期施用硫镁镁肥较好,柑桔等在成果期施用较好。根据土壤条件、作物种类的不同,增产幅度一般在10%～40%。
1.4环境保护：
余热锅炉利用锻烧炉的高温烟气热量，又没有多余的污染排出，且又能排掉一部分灰份又减排CO2的排放保护了环境。即CO2年减排量为136万Nm3/a。
即减少标煤消耗量约为=1360000Nm3×8300kcal/Nm3/7000kcal/kg=1612t
烟气中硫含量较高，防腐处理费用较大，引出烟道内壁、余热锅炉、喷淋降温除尘塔、脱离塔、阀门、碱液罐和灰渣罐等等都需要防酸和防碱处理。
水源：余热锅炉最主要的就是水质，贵公司可根据当地水质情况合理的选取水处理系统。保证整个系统的正常运行。
由于是余热锅炉系统热水输送原有的供暖和洗澡系统，距离较远施工难度和费用较大。
2项目实施重要意义和作用
2.1提高余热利用率
2.2降低运行成本
2.3减少CO2年减排量
2.4降低燃料消耗量。
2.5减少粉尘排放量
2.6减少SO2的排放
2.7副产品硫酸镁可作为土壤肥料
2.8可以完成水的循环利用
3.国内外脱硫技术
3.11工艺简介
烟气脱硫（Flue gas desulfurization，简称FGD）,[1]在FGD技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以CaCO3（石灰石）为基础的钙法，以MgO为基础的镁法，以Na2SO3为基础的钠法，以NH3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。
化学原理：烟气中的SO2 实质上是酸性的，[2]可以通过与适当的碱性物质反应从烟气中脱除SO2。烟道气脱最常用的碱性物质是石灰石(碳酸钙)、生石灰(氧化钙，Cao)和熟石灰(氢氧化钙)。石灰石产量丰富，因而相对便宜，生石灰和熟石灰都是由石灰石通过加热来制取。有时也用碳酸纳(纯碱)、碳酸镁和氨等其它碱性物质。所用的碱性物质与烟道气中的SO2发生反应，产生了一种亚硫酸盐和硫酸盐的混合物(根据所用的碱性物质不同，这些盐可能是钙盐、钠盐、镁盐或铵盐)。亚硫酸盐和硫酸盐间的比率取决于工艺条件，在某些工艺中，所有亚硫酸盐都转化成了硫酸盐。SO2与碱性物质间的反应或在碱溶液中发生(湿法烟道气脱硫技术)，或在固体碱性物质的湿润表面发生(干法或半干法烟道气脱硫技术)。
在湿法烟气脱硫系统中，碱性物质(通常是碱溶液，更多情况是碱的浆液)与烟道气在喷雾塔中相遇。烟道气中SO2溶解在水中，形成一种稀酸溶液，然后与溶解在水中的碱性物质发生中和反应。反应生成的亚硫酸盐和硫酸盐从水溶液中析出，析出情况取决于溶液中存在的不同盐的相对溶解性。例如，硫酸钙的溶解性相对较差，因而易于析出。硫酸纳和硫酸铵的溶解性则好得多。SO2在干法和半干法烟道气脱硫系统中，固体碱性吸收剂或使烟气穿过碱性吸收剂床喷入烟道气流中，使其与烟道气相接触。无论哪种情况，SO2都是与固体碱性物质直接反应，生成相应的亚硫酸盐和硫酸盐。为了使这种反应能够进行，固体碱性物质必须是十分疏松或相当细碎。在半干法烟道气脱硫系统中，水被加入到烟道气中，以在碱性物质颗粒物表面形成一层液膜，SO2溶入液膜，加速了与固体碱性物质的反应。
世界上普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例在90%以上。按吸收剂及脱硫产物在脱硫过程中的干湿状态又可将脱硫技术分为湿法、干法和半干（半湿）法。湿法FGD技术是用含有吸收剂的溶液或浆液在湿状态下脱硫和处理脱硫产物，该法具有脱硫反应速度快、设备简单、脱硫效率高等优点，但普遍存在腐蚀严重、运行维护费用高及易造成二次污染等问题。干法FGD技术的脱硫吸收和产物处理均在干状态下进行，该法具有无污水废酸排出、设备腐蚀程度较轻，烟气在净化过程中无明显降温、净化后烟温高、利于烟囱排气扩散、二次污染少等优点，但存在脱硫效率低，反应速度较慢、设备庞大等问题。半干法FGD技术是指脱硫剂在干燥状态下脱硫、在湿状态下再生（如水洗活性炭再生流程），或者在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物（如喷雾干燥法）的烟气脱硫技术。特别是在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物的半干法，以其既有湿法脱硫反应速度快、脱硫效率高的优点，又有干法无污水废酸排出、脱硫后产物易于处理的优势而受到人们广泛的关注。按脱硫产物的用途，可分为抛弃法和回收法两种。
目前，国内外常用的烟气脱硫方法按其工艺大致可分为三类：湿式抛弃工艺、湿式回收工艺和干法工艺。其中变频器在设备中的应用为节约能源做出了巨大贡献。
干式烟气脱硫工艺
喷雾干式烟气脱硫工艺
FGD工艺
世界各国的湿法烟气脱硫工艺流程、形式和机理大同小异，主要是使用石灰石(CaCO3)、石灰（CaO）或碳酸钠(Na2CO3)等浆液作洗涤剂，在反应塔中对烟气进行洗涤，从而除去烟气中的SO2。但是在中国台湾，日本等脱硫处理较早的国家和地区基本采用镁法脱硫，占到95%以上。
湿式镁法主要的化学反应机理为：
Mg(OH)2 + SO2 → MgSO3 + H2O
MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4
其主要优点是脱硫效率高，同步运行率高，且其吸收剂的资源丰富，副产品可吸收，商业价值高。目前，镁法脱硫在日本等烟气控制严格的地区引用较多，尤其最早进行脱硫开发的日本地区有100多例应用，台湾电站有95%以上是用的镁法。对硫煤要求不高，适应性好。无论是高硫煤还是低硫煤都有很好的脱出率，可达到98%以上。
镁法脱硫主要的问题是吸收剂单价较高，副产品设备复杂。但是优点是高脱除率，高运行率，副产品经济效益好等。
湿法FGD工艺较为成熟的还有：海水法；氢氧化钠法；美国DavyMckee公司Wellman-LordFGD工艺；氨法等。
3.4氧化镁脱硫—烟气脱硫设备
脱硫原理：氧化镁的脱硫原理与氧化钙的脱硫原理相近，其都是碱性氧化物与水反应生成氢氧化物，再与二氧化硫溶于水生成的亚硫酸溶液进行酸碱综合反应，氧化镁反应生成的亚硫酸镁和硫酸镁再经过回收SO2后进行重复利用或者将其强制氧化全部转化成硫酸盐制成七水硫酸镁。
当前已商业化运行的湿法脱硫工艺中氧化镁脱硫技术是一种前景较好的脱硫技术，该工艺较为成熟，投资少，结构简单，安全性能好，并且能够减少二次污染，脱硫剂循环利用，降低脱硫成本，节约了一定的经济效益。相对而言钙法脱硫，避免了简易湿法存在着的一系列的问题，比如管路堵塞、烟温过低、烟气带水和存在二次水污染等等;同时与较为完整的石灰石/石膏法，占地面积小，运行成本低，投资额度小，综合经济效益得到提高。氧化镁法的整个工艺流程可以分为副产品制硫酸和制七水硫酸镁两种。
3.4.1工艺简述：
余热锅炉出来的烟温、烟气大都在140℃以上，里面含有大量的二氧化碳、灰尘和二氧化硫，同时也包括氢氟酸、氢氯酸和三氧化硫等酸性气体。烟气首先进入除尘系统，通过静电除尘器或者布袋除尘器将99%以上的灰尘收集下来作为建筑材料出售给水泥厂等相关企业，既能增加企业收益又能避免因为尘粒而堵塞喷头降低脱硫效率。经除尘后的烟气从脱硫塔底部进入脱硫反应塔，在脱硫塔烟气入口处设有喷水降温的装置，将烟气的温度降到比较适于SO2发生化学反应，在烟气进口上方装有一层旋流板，目的是减缓烟气流速增加反应时间以及达到烟气在塔内均匀分布的效果。
在旋流板的上面有三层喷头不断的喷淋脱硫剂浆液，与从下而上的烟气进行逆向接触，充分的进行反应。为了减少设备的结构堵塞问题以及减小塔内压力损失过大保证烟气畅通，塔体内不设任何支撑或检修架。经洗涤后的烟气湿度比较大，需要对它进行脱水处理，一般是在吸收塔内喷淋层的上方安装两层除雾器。同时在除雾器的上面又安装了自动工艺水冲洗系统以便及时处理运行一段时间后除雾器上面的积灰。从脱硫塔内出来的烟气温度一般在55~60℃左右，并且烟气中仍含有少许水分，直接排放容易造成风机带水腐蚀风机叶片和烟囱。
因此，在风机前面通过加热将烟气温度提高后再进行排放，这样就能避免风机的烟囱的腐蚀。为了保证在脱硫塔内设备检修时不影响锅炉的正常运行，增加一旁路系统，通过挡板门控制烟气的走向，用于保护脱硫系统，同时也不会对锅炉的运行产生任何不利的影响。对于氧化镁来说，在吸收塔内与二氧化硫反应后变成亚硫酸镁，部分被烟气中的氧气氧化变成硫酸镁。混合浆液通过脱水和干燥工序除去固体的表面水分和结晶水。干燥后的亚硫酸镁和硫酸镁经再生工序内对其焙烧，使其分解，可得到氧化镁，同时析出二氧化硫。焙烧的温度对氧化镁的性质影响很大，适合氧化镁再生的焙烧温度为660~870℃。当温度超过1200℃时，氧化镁就会被烧结，不能再作为脱硫剂使用。焙烧炉排气中的二氧化硫浓度为10~16%，经除尘后可以用于制造硫酸，再生后的氧化镁重新循环用于脱硫;
1、烟气系统是指包括预除尘器、旁路、烟气升温装置和烟囱在内的若干处理烟气的体系。在该系统内烟气经过除尘降温处理将从锅炉出来的烟气调整到比较适宜的反应条件，同时在设备出现故障或系统运行不正常时烟气可从旁路通过，保证整个电厂系统的正常运行，烟气升温的目的是为了降低烟气的含水率，利于从烟囱排出的烟气能够尽快扩散。
2、浆液制备系统外购氧化镁粒径如果符合脱硫要求，不需要粉碎可以直接进入消化装置制成浓度在<5~25%的浆液，然后通过浆液输送泵送至吸收塔内，完成脱硫目的;
3、SO2吸收系统吸收塔是SO2吸收的主要场所，材质大都采用普通钢结构另加防腐层，塔底是浆液池，塔的中间是喷淋层，上面是除雾器。浆液在塔内不断的进行循环，当浆液浓度达到一定的程度时就通过浆液输出泵排到浆液处理系统中去。
4、浆液处理系统从吸收塔内出来的浆液主要是亚硫酸镁和硫酸镁溶液，在要求对氧化镁再生时首先应该将溶液提纯，然后进行浓缩、干燥，干燥后的亚硫酸镁在850℃下，存在碳的情况下煅烧重新生成氧化镁和二氧化硫，煅烧生成的氧化镁再返回吸收系统，收集到纯度较高的二氧化硫气体被送入硫酸装置制硫酸。
制七水硫酸镁该工艺与上述工艺相差不大，只是在脱硫剂浆液的处理方式上有所不同。在脱硫塔内二氧化硫和氢氧化镁反应之后生成的亚硫酸镁进入吸收塔底浆液池，由鼓风机往浆液池强制送风，氧化成硫酸镁。含硫酸镁的水连续循环使用于脱硫过程，当循环水中硫酸镁浓度达到一定条件后由泵打入集水池内，接着送至硫酸镁脱杂系统。脱硫污水经脱杂设备去除杂质之后，硫酸镁溶液经浓缩设备结晶出七水硫酸镁。回收的七水硫酸镁经干燥后包装贮仓，水从七水硫酸镁(MgSO4.7H2O)分离回收后输送到脱硫塔循环使用。
1、吸收系统，为了提高硫酸镁的纯度在吸收塔的浆液槽内需要加强制氧化，因此吸收塔的结构与再氧化镁的塔体结构就有所不同，氧化的同时需要不停的搅拌，动力消耗也会相应提高。
2、除杂系统，在吸收塔出来的浆液含有很多杂质，会影响硫酸镁的品质，因此需要增加除杂系统对硫酸镁溶液进行提纯
3、浓缩系统，提纯后的硫酸镁溶液需要进行浓缩，将溶液制成高浓度的浓溶液，然后再除去多余的水分将硫酸镁溶液转化成带七个结晶水的硫酸镁，最后可以根据用户的不同要求选择不同的包装方式进行成品处理就可以了。
抛弃法很多情况下，用户企业自身的实际情况不允许对脱硫副产物进行处理，尤其是中小型锅炉的脱硫，由于规模小，副产品发生量也小，大多采用抛弃法。抛弃法的烟气系统、吸收剂制备系统、吸收系统和烟气再热装置与上面两种方式基本相同，所不同的是将反应后的浆液经过固液分离后回收大部分水并将固体抛弃。抛弃法可以大大减少系统的投资费用，工序也简单了很多，同时也可以避免设备结垢、管路堵塞等一系列问题，后序部分的动力消耗也可以省去，只是脱硫剂的消耗费用较高，废弃固体处理起来较麻烦，但集中处理后不会造成二次污染。
3.4.2氧化镁法脱硫工程
锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段，冷却至适合的温度后进入吸收塔，往上与逆向流下的吸收浆液反应， 氧化镁法脱硫法脱去烟气中的硫份。吸收塔顶部安装有除雾器，用以除去净烟气中携带的细小雾滴。净烟气经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱。粉尘与脏东西附着在除雾器上，会导致除雾器堵塞、系统压损增大，需由除雾器冲洗水泵提供工业水对除雾器进行喷雾清洗。
3.4.3.1吸收过程
吸收过程发生的主要反应如下：
Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 → 2MgSO3 + 2H2O
吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要为氧化、循环过程。
3.4.3.2氧化过程
由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的MgSO3氧化成MgSO4。这个阶段化学反应如下：
MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4
Mg(HSO3)2 + 1/2O2 → MgSO4 + H2SO3
H2SO3 + Mg(OH)2 → MgSO3 + 2H2O
MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4
3.4.3.3循环过程
循环过程是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。塔底吸收液pH由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连锁控制。当塔底浆液pH低于设定值时，氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀，至pH达到设定值时停止补充氢氧化镁浆液。20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生，或直接使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底部产生沉淀。
3.4.4氧化镁法烟气脱硫技术工艺流程
氧化镁法烟气脱硫工艺采用氧化镁作为脱硫吸收剂，氧化镁粉加水制成符合脱硫吸收要求的氢氧化镁浆液。在吸收塔内，吸收浆液与烟气接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的氢氧化镁进行酸碱中和反应，生成亚硫酸镁，亚硫酸镁被强制氧化转化成硫酸镁。脱硫后的烟气依次经过除雾器除去雾滴，经烟囱排放。
氧化镁法脱硫工艺主要由烟气系统、浆液制备系统、SO2吸收系统、工艺水系统、脱硫渣脱水系统、电气自控系统组成。
技术指标
脱硫效率>95%
设备总阻力≤1000Pa
烟气含湿量≤75mg/Nm3
3.4.5 氧化镁法烟气脱硫技术优点
(1)工艺技术成熟，氧化镁(MgO)法是工艺技术十分成熟的烟气脱硫工艺之一。
(2)脱硫效率高，在液气比较低的情况下，即可达到95%～98%的脱硫效率。
(3)氧化镁作为脱硫吸收剂耗量小，能耗低，综合运行费用低。
(4)运行可靠性高，不易结垢，故障率低。
(5)关键设备体积小，一次性投资省。
3.5主要性能参数
在燃用设计挥发份组份、煅烧炉在BMCR工况下运行时，脱硫系统性能参数如下表：
|
序号 |
项 目 |
保证值 |
|
|
1 |
SO2脱除效率 |
≥95% |
|
|
2 |
系统可利用率 |
≥95% |
|
|
4 |
氧化镁消耗量 |
≤0.046t/h |
|
|
5 |
镁硫比Ca/S(mol/mol) |
≤0.8 |
|
|
6 |
脱硫塔出口温度 |
≥70℃ |
|
|
7 |
脱硫、除尘系统阻力 |
≤4000Pa |
|
|
8 |
脱硫塔工艺水 |
≤1.5t/h |
|
|
9 |
蒸汽耗量 |
≤2m3/ min |
|
|
10 |
电力（装机） |
180.75kW |
|
|
|
电力（BMCR工况设备耗电量） |
75.8kwh |
|
|
11 |
脱硫系统出口烟尘排放浓度 |
≤15mg/Nm3 |
|
|
12 |
脱硫系统出口SO2排放浓度 |
≤50mg/Nm3 |
|
|
13
|
噪声 |
脱硫控制室内 |
≤55dB(A) |
|
距产生噪声设备1米处 |
≤85dB(A) |
||
|
14 |
脱硫除尘系统漏风率 |
≤5％ |
|
|
15 |
设计条件下使用寿命 |
20年 |
|
|
16 |
|
（190-100）×38987×24×365=69.15904t/a |
|
|
17 |
脱硫系统减少SO2含量（满足国标计算）：
|
（1495-300）×38987×24×365=408.1237t/a |
|
3.6运行成本分析
脱硫塔投运以后在设备运行成本和设备维护成本主要包括其在运行中所消耗的吸收剂、电、水、人工、投资资本金收益、银行贷款利息、固定资产折旧、维检费用等成本。
a) 投资资本金收益不考虑。
b) 投资费用全部按照自有资金计算不考虑银行贷款利息。
c) 氧化镁：0.046吨/h*400元/吨*6000h=11.04万元
d) 年耗水量：4.2吨/h*1.94元/吨*6000h=4.89万元
e) 年耗电量：300kw/h*0.385元/kw*6000h=69.3万元
f) 劳动定员8人，人工费按照2.5万元/年计算，合计20万元
g) 设备维护成本
脱硫设备造价较高，设备维护成本也是脱硫成本的重要部分，由于脱硫设备性能可靠易于维护，维护成本较低。设备维护成本每年取脱硫设备系统造价的2.5%，即8.75万元。
h) 年运行成本合计： 113.94万元。
4.余热锅炉
由于工业锅炉的平均热效率只有70%左右，近25%的能源通过烟气排放到大气当中，排烟温度高达200℃以上，既污染了环境，又浪费了宝贵的烟气余热资源。因此许多大型锅炉均有安装铸铁管或不锈钢式省煤器或空气预热器，用来预热锅炉给水或助燃空气。但是由于煤、石油、天然气等燃料中均含有硫，燃烧时通常会产生硫氧化物，与水蒸气结合后即形成硫酸蒸汽。当锅炉尾部受热面的金属壁面温度低于硫酸蒸汽的凝结点（称为酸露点），就会在其表面形成液态硫酸（称为结露）。长期以来，省煤器或空预器由于结露而引起的腐蚀，甚至穿孔现象时常发生，严重影响锅炉的运行安全，所以目前的锅炉都是通过提高排烟温度来缓解结露和腐蚀现象的产生，烟气温度居高不下。加之这类省煤器或空预器的体积庞大、烟气阻力大，容易积灰、堵灰，使用寿命低，经常要清灰，因此中小型锅炉很少使用，特别是城市用的燃油燃气锅炉根本就无法配置。
锅炉烟气温度每下降10～15℃可以提高锅炉效率1％，因此降低锅炉烟气温度已成为锅炉节能的一个重要途径，同时又必须解决锅炉低温腐蚀的难题，于是热管式换热器便应用而生。
超导热管是余热回收装置的核心热传导元件，与普通的热交换器有本质上的区别。热管余热回收装置的热效率可达98%以上，这是普通热交换器所无法达到的。热管余热回收装置体积小，只是普通热交换器的1/3。
利用热管换热技术，可有效回收这部分受污染的烟气余热资源，我公司专业制造以下三种最常见的热管烟气余热回收装置以及其它各种余热回收器（可根据客户生产需求非标设计制造）：
热管蒸汽发生器：生产蒸汽供给生产用汽；
4.1余热锅炉经济效益分析
百河碳素厂有3台28罐罐罐式煅烧炉，烟气总量V总烟=38987m3/h，排烟温度600℃， 烟气余热回收锅炉效率70%，烟气回收后温度300℃，回收热量供氧化铝厂和碳素厂采暖、生活用热 。
①每小时烟气排放的热量：
Q烟=V烟（t高xC高- t低xC低）
=38987x（600x1.492-300x1.4287）=1.82x107KJ/h
②每年所供热量：
Q年= Q烟x24x365=1.12x1011KJ/a，折合成天然气
Q年/(8.3x4.2x103)=3.2x106NM3/a
③每年节约费用：
3.2x1.77x106=566万（元）
④年减少标煤消耗量：
=3200000×8300/7000=3.79428571万t
1. 余热锅炉回收热量每年减排CO2：
CH4+2O2=CO2+2H2O
即：320万NM3/a
4.2余热锅炉配置参数
|
1 |
余热回收锅炉 |
|
|
1.额定供热量：Q=2400KW(200×104 kcal/h) |
|
|
2.设计压力：1.2MPa |
|
|
3.设计温度：320℃ |
|
|
4.型式：立式 |
|
|
5.介质流量：水 ～225m3/h |
|
|
6.加热介质：煅烧炉炉尾烟气 |
|
|
7.烟气进口标高：+7675mm |
|
|
8.烟气底部出口尺寸：1000mm×1000mm |
|
|
9.数量：1台 |
|
|
|
|
2 |
给水泵 |
|
|
型 号：JGGCN5 电机功率： Kw |
|
|
主要参数：流量：5m3/h；排出压力：1.0Mpa使用温度：120℃ |
|
|
数量：3台（二用一备） |
|
3 |
热水泵 |
|
|
型 号： JGGCN60 电机功率： Kw |
|
|
主要参数：流量：60m3/h；排出压力：0.7Mpa使用温度：120℃ |
|
|
数量：2台（一用一备） |
|
4 |
水处理装置 |
|
|
处理量：25～30t/h |
|
|
控制阀组：美国进口 |
|
|
数量：1台 |
|
5 |
热水箱 |
|
|
1.型式：箱式 |
|
|
2.容量：V=6m3 |
|
|
3.设计压力：常压 |
|
|
4.设计温度：100℃ |
|
|
5.数量：1台 |
|
6 |
膨胀水箱 |
|
|
1.型式：箱式 |
|
|
2.容量：V=0.5m3 |
|
|
3.设计压力：常压 |
|
|
4.设计温度：100℃ |
|
|
5.数量：1台 |
|
7 |
换热器 |
|
|
1.型式：卧式 |
|
|
2数量：1台 |
5附图：Cmtek1001F-01 CFB-FGD脱硫工艺系统流程图
