第二節　煙氣凈化基本方法

根據煙氣凈化的原理可得出，煙氣凈化基本方法有以下四種。

（1）利用煙氣通過液體層或用液體來噴灑氣體，使煙氣中的雜質得到分離，稱為液體洗滌法或濕法氣體凈化。

（2）利用煙氣通過一種多孔的物質，把煙氣中的懸浮雜質截留分離，稱為過濾法氣體凈化。

（3）利用機械力（如重力和離心力）的作用，使煙氣中的懸浮雜質沉降分離，稱為機械法氣體凈化。

（4）利用煙氣通過高壓電場，使懸浮雜質荷電并移向沉淀極而沉降分離，稱為電凈制法氣體凈化。

一、液體洗滌法氣體凈化

（一）空心洗滌塔

空心洗滌塔（以下簡稱空塔）在目前生產中應用廣泛，氣體多從塔底以45°角進入塔內，液體從塔頂及塔身中、下部用離心噴頭（或裂縫式噴頭）噴出（噴液壓力為147.1kPa～196.1kPa）。氣液逆流相遇，氣體溫度一般從380℃左右降低到65℃左右，除塵效率隨氣體中含塵性質及淋灑液密度的不同而有較大的差異，一般約為60％～80％，除霧效率在60％以下。

空塔的尺寸主要從傳熱和傳質兩方面來考慮，一般根據容積傳熱系數、熱負荷、溫度差等參數求取空塔容積，再根據塔內氣速決定塔的主要尺寸。空塔容積一般用下式計算：

式中　V——空塔容積，m³；　　K——容積傳熱系數，W/（m³·K）；

Q——爐氣釋放出來的熱量，kJ/h；　　Δt——平均溫度差，℃。

式中　Δt₁——入塔氣體與出塔液體的溫度差，℃；

Δt₂——出塔氣體與入塔液體的溫度差，℃。

對于焙燒硫鐵礦產生的煙氣，氣速在0.8m/s的情況下，K值一般為1675kJ/（m³·K）～2093kJ/（m³·K）。

塔內氣流速度以接近氣體的出口處計，一般為0.7m/s～1.5m/s（通常氣體流速均以實際狀態計算，不折為標準狀態）。實際狀態下的煙氣總量除以該條件下的氣流速度，即可得到所需要的塔截面積；有了塔的容積值和截面積值，即可確定塔的高度。

噴淋密度一般有兩種范圍，塔入口氣體含塵量（標準狀態）在0.2g/m³左右時，噴淋密度為12m³/（m²·h）～16m³/（m²·h）；塔入口氣體含塵量（標準狀態）在30g/m³～40g/m³時，噴灑密度為14m³/（m²·h）～20m³/（m²·h）。除塵效率可達50％～70％，除霧效率在50％左右，干燥效率在90％左右。

（二）湍沖洗滌塔

湍沖洗滌塔是在塔內篩板上放置一定數量的輕質球，塔頂淋灑液體，從塔的下部進氣，小球在一定氣速、淋灑液和自身重力的作用下，進行劇烈地旋轉和翻騰，使氣、液、固三相都處于高度湍動狀態（故該塔又稱湍球塔或三相流化塔），因而氣液可充分接觸。這種接觸不僅發生在球的潤濕表面上，而且擴大到整個湍流區域，所以它可獲得比較大的氣液接觸表面積，同時這種接觸表面是在不斷更新的，比在泡沫塔內的氣液湍動程度要大，因而進一步強化了傳質和傳熱過程。

1.空塔氣速、小球填裝高度和液體噴淋量

洗滌煙氣的湍沖洗滌塔，一般采用2.5m/s～3.5m/s的空塔氣速比較合適，小球裝填高度一般為200mm～400mm，在煙氣凈化中采用淋灑密度為35m³/（m²·h）～45m³/（m²·h）較合適。

2.篩板和篩板層數

湍沖洗滌塔的篩板與泡沫塔的篩板要求不同，其主要作用是支承小球，所以可做成爐柵或多孔形/網形；多孔形篩板對氣液分布較勻，故一般采用較多。自由截面積最好在45％～60％。因為湍沖洗滌塔內氣速大，如篩板自由截面積小，會使液體在板上積累，不利于小球的湍動跳躍。篩板開孔尺寸一般不應超過小球直徑的2/3，以免壓癟或損壞的小球被卡住，一般鉆孔直徑為ф415mm～25mm，以鉆孔直徑20mm的居多。

（三）沖擊波洗滌器（動力波洗滌器）

沖擊波洗滌器是一種高效除塵降溫洗滌設備，它的工作原理是將文式管和泡沫塔結合。它由設置兩層噴頭的沖擊管、分離筒和填充冷卻塔所組成，全系統采用了兩級沖擊波。

動力波洗滌煙氣的主要原理是：液體由反向噴射器從氣體相反的方向噴入直立的反向噴射筒，氣體與液體相撞，從而迫使液體呈輻射狀自里向外射向器壁，這樣在氣-液界面處建立起一定高度的泡沫區。根據氣液的相對動量，泡沫柱沿筒體上下移動，由于氣體與大面積不斷更新的液體表面接觸，在泡沫區即發生粒子的捕集及氣體的吸收，相應進行熱量的傳遞。

二、機械法氣體凈化

所謂機械力，在煙氣凈化上通常指的就是重力和離心力。應用重力作用的設備有除塵室、U形氣道、沉淀槽、斜板沉降器、慣性分離器、慣性除塵器、復擋除沫器等。應用離心力作用的設備有旋風分離器、復擋除沫器等。這些設備都屬于凈化程度不高的煙氣凈化設備，重力沉降的效率一般在40％～70％，離心分離的效率一般在80％～90％，主要用于煙氣的初步凈化，減少以后凈化程度高的設備的負荷且易于操作；或用于凈化過程中的氣液分離、液固分離等。

（一）重力沉降器

重力沉降器的作用原理是懸浮在氣流或液流中的微粒，在遇到限制氣或液流的表面后，借重力的影響而從氣流或液流中分出。針對煙氣中顆粒的沉降過程其沉降速度如下：

Re<2時，

2<Re<500時，

式中　u_t——粒子的沉降速度，m/s；　　μ——流體黏度，kg/（m·s）；

ρ_s——粒子密度，kg/m³；　　D——球狀粒子直徑，m；

ρ_g——流體密度，kg/m³；　　g——標準重力加速度，9.80665m/s²。

可見，沉降器的沉降能力與沉降面積、粒子的沉降速度有關，與器的形狀無關。而煙氣中固體顆粒直徑與其理論沉降速度關系如表2-1所示。

（二）旋風除塵器

旋風分離器是利用離心沉降原理從氣流中分離出顆粒的設備。氣體沿切線方向進入旋風除塵器，并繞中央導管的中心線做旋轉運動，礦塵在除塵器內以一定速度做輻射狀運動，達到器壁并沿壁下落，最后煙氣經中央導出管由頂部逸出。

三、過濾法氣體凈化

1.纖維除霧器

纖維除霧器是用直徑為5μm～30μm的玻璃纖維、金屬絲毛、有機合成纖維等均勻填充于元件之中或篩板上，以多個元件組成的較多。

纖維除霧中的纖維所占的面積一般只有10％左右，含霧沫氣體是在90％或更大的空間通過的。通過的速度主要是根據氣體中霧沫粒度大小的分布和含霧沫量決定的。霧沫粒徑平均在1μm以下，氣速一般采用0.025m/s～0.15m/s，主要以擴散捕集為主，捕集效率>92％，是高效型除霧器，霧沫粒徑平均大于1μm，氣速一般采用0.25m/s～2.5m/s，主要以慣性碰撞和截留捕集為主，捕集效率>92.5％，是高速型除霧器。

2.袋濾器

袋式過濾器多用于干法凈化和酸泥過濾，一般都做成袖筒和轉筒式樣，簡稱袋濾器或布袋過濾器。

除塵機理：含塵氣體通過袋濾器時，直徑大于織物孔隙的塵粒被阻留在濾布的表面（此作用稱篩濾），隨著灰塵在濾布表面上增多，逐步形成一層灰膜，由于灰膜的孔隙比濾布更小，所以濾塵效率會有所提高；對于較細的塵粒，進入孔隙的曲折通道時，由于氣流繞過纖維或灰粒時運動方向發生了改變，塵料會因慣性的作用與纖維或灰塵碰撞而被捕集下來。

3.焦炭過濾器

焦炭過濾器是廣泛使用的一種過濾器，它的優點是焦炭易得，維護工作量小，效果穩定可靠，多用于濕法凈化各塔的除沫層或作單獨的除沫設備，焦炭顆粒愈細，床層愈厚，氣流速度愈低，則效率愈高；反之焦炭塊度愈大，床層愈薄，氣流速度愈高，則效率愈低。

四、電凈制法氣體凈化

目前利用電離作用來凈化煙氣的設備有兩種：一種是用于高溫煙氣除塵的，稱為電除塵器或干法電濾器；另一種是用于濕煙氣除霧的，稱為電除霧器或濕式電濾器。一般它們通稱為電濾器。

凈化機理：利用高壓直流電使電暈極不斷發射電子，把電極間部分氣體電離成正負離子，由于離子運動引起與塵、霧顆粒的碰撞，離子擴散而附著在塵土、霧粒子上，荷電后的塵、霧顆粒向與電極性相反的電極移動，到達電極放電，沉積在電極上而被收集除去，煙氣得到了凈化。電濾器除塵、除霧過程如圖2-1所示。

五、凈化基本計算

（一）物料衡算

主要包括硫平衡計算和水平衡計算。

1.硫平衡計算

進入凈化工序總硫量：

式中　W——凈化工序硫元素總摩爾質量，kmol/h；

——煙氣中SO₂總摩爾質量，kmol/h；

——煙氣中SO₃總摩爾質量，kmol/h。

凈化工序SO₂損失量按3％計算，SO₃全部轉化為稀酸，則進入吸收工序的總硫量：

式中　W₁——進入吸收工序的硫元素總摩爾質量，kmol/h；

——煙氣中SO₂總摩爾質量，kmol/h。

吸收尾氣SO₂按國家標準400mg/m³（0.013％，標準狀態）計算，蒸發過程物料損失硫收率按95％計算，按照一年生產8000h計算，可年產亞硫酸鈉（100％）為：

式中　W₂——年產亞硫酸鈉總摩爾質量，kmol；

——煙氣中SO₂總摩爾質量，kmol/h。

2.水平衡計算

a.出電除霧器煙氣含水量，由下式計算：

式中　M_出——出電除霧器煙氣含水質量，kg/h；

W_干——進氣干基摩爾質量，kmol/h；

——凈化工序損失SO₂干基摩爾質量，kmol/h；

——電除霧器硫酸蒸氣分壓，kPa；

P_當——當地大氣壓，kPa；

P_操——電除霧器操作壓力，kPa。

b.進凈化入口煙氣含水量，由下式計算：

M_進=W_進×18

式中　M_進——進凈化入口煙氣含水質量，kg/h；

W_進——進凈化入口煙氣含水摩爾質量，kmol/h。

c.凈化工段需補充水量，由下式計算：

M_補=M_出+M_酸?M_進

式中　M_補——凈化工序補水量，kg/h；

M_酸——凈化工序酸水排放量，kg/h。

（二）熱量衡算

熱量平衡總熱量計算公式為：

Q=CMΔt

式中　Q——總熱量，kJ；　　C——比熱容，J/（mol·K）；

M——摩爾質量，mol；　　Δt——溫差，K。

1.煙氣進湍沖洗滌塔帶入熱量（Q_入）

式中　Q_入——煙氣進入湍沖洗滌塔帶入總熱量，kJ；

——煙氣中SO₂帶入熱量，kJ；

——煙氣中O₂帶入熱量，kJ；

——煙氣中N₂帶入熱量，kJ；

——煙氣中SO₃帶入熱量，kJ；

——煙氣中H₂O帶入熱量，kJ。

進入湍沖洗滌塔溫差Δt為冶煉煙氣溫度。

2.煙氣出電除霧器帶出熱量（Q_出）

式中　Q_出——煙氣從電除霧器中帶出總熱量，kJ；

——煙氣中SO₂從電除霧器帶出熱量，kJ；

——煙氣中O₂從電除霧器帶出熱量，kJ；

——煙氣中N₂從電除霧器帶出熱量，kJ；

——煙氣中SO₃從電除霧器帶出熱量，kJ；

——煙氣中H₂O從電除霧器帶出熱量，kJ。

煙氣出電除霧器溫差Δt按40℃計算。

3.需冷卻器面積、冷卻水量

設凈化酸水溫度：進口50℃，出口37℃；設冷卻水溫度：進口30℃，出口38℃。

酸溫：50℃→37℃，水溫：38℃→30℃，Δt₁=50℃?38℃=12℃，Δt₂=37℃?30℃=7℃。

式中　Δt——冷熱介質平均溫差，℃；

Δt₁——換熱時，酸水入口處冷熱介質溫差，℃；

Δt₂——換熱時，酸水出口處冷熱介質溫差，℃。

冷卻面積：

式中　F——達到預期換熱溫差所需換熱面積，m²；

Q_入——煙氣進入湍沖洗滌塔帶入總熱量，kJ；

Q_出——煙氣從電除霧器中帶出總熱量，kJ；

Δt——冷熱介質平均溫差，℃；

K——冷卻設備傳熱系數，W/（m²·K）。