气动旋流单元由下至上主要由导流尾罩、旋流子和悬浮筒组成，一组气动旋流单元通过上下封板组合为气动旋流单元组件，并将其放置在脱硫塔2层喷淋层之间，如图1所示。烟气从单元下方进入，在旋流子作用下，形成向上的旋转气流；浆液从上端注入并被旋转气流托住，反复旋切，形成一段动态稳定的液粒悬浮层。气液悬浮旋切掺混具有掺混强度大和传质效率高的特点。

气液悬浮旋切掺混脱硫机理可用双膜理论来解释，相界面方程见式(1)。吸收区物料衡算示意图如图2所示，传质速率方程^[17]如式(2)所示，以气相为基准的总传质系数如式(3)所示，式(3)中的增强因子E和气、液传质系数${k_{\rm{g}}}$和${k_{\rm{l}}}$分别见式(4)~式(6)。

式中：${c^*}_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2}}$为相界面气相中的SO₂浓度，mol·m⁻³；${H_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2}}}$为SO₂的亨利常数；$x_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2}}^*$为相界面液相中的SO₂浓度，mol·m⁻³；$G$为SO₂传质速率，mol·s⁻¹；${K_{\rm{g}}}$为总传质系数，m·s⁻¹；$a$为传质比表面积，m²·m⁻³；$c$为气相主体SO₂的浓度，mol·m⁻³；${x_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2}}}$为液相主体SO₂的浓度，mol·m⁻³；$D$为塔直径，m；$z$为液滴距喷嘴出口的垂直高度，m；${k_{\rm{g}}}$为气相传质系数，m·s⁻¹；${k_{\rm{l}}}$为液相传质系数，m·s⁻¹；$E$为增强因子；${D_{{\rm{C}}{{\rm{a}}^{2 + }}}}$为液相中钙离子的扩散系数，m²·s⁻¹；${D_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2},{\rm{p}}}}$为液相中SO₂的扩散系数，m²·s⁻¹；${x_{{\rm{CaC}}{{\rm{O}}_3}}}$为液相中CaCO₃的浓度，mol·m⁻³；Re为雷诺数；Sc为施密特数；${D_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2},{\rm{g}}}}$为气相中SO₂扩散系数，m²·s⁻¹；${d_{\rm{p}}}$为平均液滴直径，m；${u_{{\rm{r}},t}}$为相对速度，m·s⁻¹；${C_{\rm{D}}}$为曳力系数；${\rho _{\rm{g}}}$为气相密度，kg·m⁻³；${\rho _{\rm{p}}}$为液相密度，kg·m⁻³。

气动旋流单元的流通截面积相对空塔截面较小，烟气在单元内流速升高并在旋流子的作用下形成旋转上升气流。何思程等^[20]研究发现，在气流平均速度为4.22 m·s⁻¹的情况下，叶片上方最大气速可达到10.2 m·s⁻¹。旋转气流与上端注入的浆液相遇，从而形成悬浮旋切的强化传质效果。因此，气动旋流单元一方面增大了气相湍流度，另一方面，也破碎了液滴，缩小了液滴尺寸，最终使得气相传质系数增大。此外，气液悬浮旋切掺混作用能够增大传质比表面积$a$和浆液与气体的接触时间。因此，气动旋流塔能够在低液气比下实现高脱硫效率。

以文登热电厂240 t·h⁻¹高温高压煤粉锅炉配套烟气脱硫工程为例，该工程采用石灰石-石膏湿法脱硫工艺，脱硫塔采用气动旋流塔，工程装置流程如图3所示。

浆液循环泵共计5台，单台循环泵对应气动旋流塔内单层喷淋层。喷淋层由下至上依次编号为1^#~5^#，对应循环泵依次为1^#泵~5^#泵，其流量均为1 672 m³·h⁻¹。

为了防止塔内浆液沉积结垢，气动旋流塔配3台搅拌器。氧化空气喷枪安装在3台搅拌器附近，利用搅拌器的剧烈搅动，破碎氧化空气。气动旋流塔配2台罗茨风机，1用1备，单台氧化风机风量为4 830 m³·h⁻¹ (标准状况下)。

气动旋流塔按功能分区，由下至上依次为贮浆段、空塔喷淋段、气动旋流段、除雾段。如图3所示，贮浆段设有搅拌器、氧化空气喷枪、循环泵吸入口和浆液外排口等；空塔喷淋段设有1^#喷淋层、2^#喷淋层和3^#喷淋层；气动旋流段设有4^#喷淋层、气动旋流单元、5^#喷淋层；除雾段设有2层屋脊式除雾器。

实验调整不同喷淋层的运行组合和浆液的pH，脱硫效率和系统阻力计算方法见式(7)和式(8)。

式中：$\eta $为脱硫效率；${c_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2},{\rm{in}}}}$为测试入口的SO₂浓度，mg·m⁻³；${c_{{\rm{s}}{{\rm{o}}_2},{\rm{out}}}}$为测试出口的SO₂浓度，mg·m⁻³；$\Delta p$为系统阻力，Pa；${p_{{\rm{g}},{\rm{in}}}}$为入口的烟气压力，Pa；${p_{{\rm{g}},{\rm{out}}}}$为出口烟气压力，Pa。

空塔喷淋段设有1^#、2^#和3^#喷淋层，3层喷淋层的安装位置依次升高，喷淋层距浆液池的距离越长，液滴在吸收区停留时间越长，脱硫效率越大。潘卫国等^[21]的研究结果也证实了这一结论，在单层喷淋层运行工况下，距离浆液池越远的喷淋层，其脱硫效率越高。空塔喷淋段的实验结果如图4所示。实验结果与潘卫国^[21]的研究结论相同，当pH>5.1，液气比=20 L·m⁻³时，脱硫效率大小顺序为工况1(2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#)>工况2(1^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#)>工况3(1^#+2^#+4^#+气动旋流单元+5^#)，但脱硫效率整体相差不大。

系统阻力随时间的变化趋势见图5。喷淋层的位置对系统运行阻力影响不大，系统阻力维持在1 400 Pa左右。系统运行阻力测试结果与脱硫效率测试结果相同，工况1(2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#)液滴在吸收区的停留时间最长，对应的系统阻力最大，工况3(1^#+2^#+4^#+气动旋流单元+5^#)的运行阻力最低。

液气比指单位时间内单位体积烟气量对应的浆液喷淋量，是湿法脱硫系统重要的运行参数^[2]。液气比能显著影响气液之间的传质性能，液气比越大，气液之间的传质面积就越大，传质速率加快；同时，在相同烟气量条件下，增大液气比，也增大了浆液的总碱度，最终显著提高脱硫效率^[2]。本研究在工况4(1^#+2^#，液气比=10 L·m⁻³)和工况5(1^#+2^#+3^#，液气比=15 L·m⁻³)的运行条件下，探讨脱硫效率、塔入口SO₂浓度和塔出口SO₂浓度随浆液pH的变化情况，实验结果如图6和图7所示。由图6可知，在工况4下，入口SO₂浓度为2 500 mg·m⁻³，pH=5.0，脱硫效率为80%；由图7可知，在工况5下，入口SO₂浓度为2 500 mg·m⁻³，pH=5.5，脱硫效率为97.3%。李存杰等^[7]在液气比为15 L·m⁻³，入口SO₂浓度为2 500 mg·m⁻³时，得到的脱硫效率约为97.2%，此结果与本研究的结果相接近。由此可见，增加喷淋空塔脱硫系统液气比，脱硫效率随之提高。

增大液气比，脱硫塔内浆液的循环量随之增加，吸收区的液滴总量也随之增大，因此，系统阻力也随之变大。图8给出了系统阻力随时间的变化情况。由图8可知，工况5的系统阻力约为870 Pa，工况4的系统阻力约为720 Pa。由此可见，3^#喷淋层所产生的阻力约为150 Pa。

4^#喷淋层位于气动旋流单元下方，浆液由下至上喷入气动旋流单元内；5^#喷淋层位于气动旋流单元上方，浆液由上至下喷入气动旋流单元内。实验在3种工况条件下考察喷淋层位置对脱硫效率的影响。这3种工况包括工况1(2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#，液气比=20 L·m⁻³)、工况6(1^#+2^#+3^#+气动旋流单元+5^#，液气比=20 L·m⁻³)、工况7(1^#+2^#+3^#+4^#+气动旋流单元，液气比=20 L·m⁻³)。3种工况下脱硫效率随浆液pH的变化情况如图9所示。脱硫效率测试结果由高到低依次为工况1>工况6>工况7。由此可见，5^#喷淋层引起的浆液由上至下喷入气动旋流单元内，产生的气液悬浮旋切掺混作用使得脱硫效率更高。在较低的pH下，SO₂吸收过程为液膜控制^[22-23]，气动旋流单元的脱硫效率较低，4^#喷淋层所引起的气液悬浮旋切掺混作用渐渐抵消。结果表明：当pH<4.8时，工况1与工况6的脱硫效率逐渐趋于一致；随着pH的逐渐增大，增强因子E急速增加^[24]，SO₂吸收过程逐渐由液膜控制转变为双膜甚至气膜控制，气动旋流单元的脱硫效率逐渐增强，由4^#和5^#所引起的气液悬浮旋切掺混作用差别逐渐减小；当pH>5.4时，工况6和工况7的脱硫效率趋于一致。这些实验结果与理论分析相一致。

系统阻力随时间的变化情况如图10所示。可以看出，工况1和工况6的系统阻力相接近，可见4^#喷淋层所产生的系统阻力与1^#喷淋层一致。工况7的系统阻力明显低于工况1和工况6。这主要是由于在5^#喷淋层投运后，气动旋流单元由单一气体运行工况变为气液固多相流运行工况，5^#喷淋层注入的浆液在通过气动旋流单元时，其与旋转上升的气流相互作用，而旋转上升气流须克服液滴的重力，形成气液悬浮旋切掺混作用，最终导致脱硫塔运行阻力升高。工况1和工况6的系统阻力约为1 460 Pa，工况7的系统阻力约为1 100 Pa。因此，气动旋流单元阻力约为360 Pa。

为了更全面地测试气动旋流塔的脱硫效率，我们研究了不同液气比下气动旋流塔的脱硫效率和系统阻力。实验采取工况1(2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#，液气比=20 L·m⁻³)、工况8(1^#+2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#，液气比=25 L·m⁻³)、工况9(3^#+4^#+气动旋流单元+5^#，液气比=15 L·m⁻³)3种工况。3种工况下的脱硫效率随浆液pH的变化如图11所示，系统运行阻力随运行时间的变化如图12所示。结果表明，液气比越大，脱硫效率越高，系统运行阻力也越大。当pH=5.0时，工况8的脱硫效率高达99.82%，系统阻力为1 613 Pa；工况1的脱硫效率为99.26%，系统阻力为1 454 Pa。随pH的逐渐增加，脱硫效率高于99.5%，1^#喷淋层投运引起的脱硫效率增量逐渐被掩盖，与工况1下的脱硫效率趋于一致。当pH=5.6时，工况9的脱硫效率为99.1%，系统运行阻力为1 320 Pa。由图7可知，在液气比和喷淋层数相同、pH=5.6的条件下，工况5(1^#+2^#+3^#，液气比=15 L·m⁻³)的脱硫效率为97.4%。可见，在相同液气比下，气动旋流塔的脱硫效率明显高于喷淋空塔，即气动旋流塔能够在较低的pH下得到较高的脱硫效率。浆液在低pH下运行，可增大系统的Ca/S比，提高浆液中Ca²⁺的溶解率，可有效避免系统结垢^[2]。但是过大的液气比会增大浆液循环泵的流量，从而增加了循环泵的能耗，同时还会提高系统的运行阻力，增加了风机能耗。因此，气动旋流塔液气比应选择一个恰当的数值。

气动旋流单元的气液悬浮旋切掺混作用能显著增大气膜传质系数，提高脱硫效率。因此，随着pH的逐渐增大，SO₂吸收过程逐渐由液膜控制转为双膜甚至气膜控制，气动旋流单元的脱硫效率会逐渐增大。气动旋流单元的脱硫效率通过工况5(1^#+2^#+3^#，液气比=15 L·m⁻³)和工况10(1^#+2^#+气动旋流单元+5^#，液气比=15 L·m⁻³)进行研究。气动旋流单元的脱硫效率计算方法如式(9)所示。

式中：η_2-2为气动旋流单元脱硫效率；η₁为工况1的脱硫效率；η₂为工况2的脱硫效率。η₂由η_2-1(1^#+2^#+5^#喷淋层的脱硫效率)和 η_2-2(气动旋流单元的脱硫效率)2部分构成，忽略喷淋层位置对脱硫效率影响的因素，可得η₁=η_2-1。

2种运行工况下脱硫效率随浆液pH的变化情况如图13所示。气动旋流单元的脱硫效率计算结果如图14所示。可以看出，气动旋流单元的脱硫效率随浆液pH的增加逐渐增大。由此可见，气动旋流单元能显著提高气膜传质系数，在高pH的气膜控制区内，气动旋流单元脱硫效率更高，实验结果与理论分析相一致。计算结果表明，当pH=5.5时，气动脱硫单元的脱硫效率为62.56%。

为将气动旋流单元脱硫效率模拟计算结果与实验数据进行比对，本研究选取新的运行模式下脱硫效率的实测数据，结果见图15。工况1(2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#，液气比=20 L·m⁻³)和工况7(1^#+2^#+3^#+4^#，液气比=20 L·m⁻³)的脱硫效率差别恰好为气动旋流单元的脱硫效率。根据气动旋流单元的数据拟合计算结果，采用脱硫效率叠加原理，得到脱硫效率的理论计算曲线(工况7+气动旋流单元)。实验数据与理论计算曲线结果如图15所示，可以看出，实验数据与理论计算曲线吻合较好。

1)喷淋层距浆液池的距离越长，液滴在吸收区停留的时间亦越长，因而脱硫效率越高，系统运行阻力越大。

2)增加液气比可显著提高系统的脱硫效率，工况5(1^#+2^#+3^#，液气比=15 L·m⁻³)下，入口SO₂浓度为2 500 mg·m⁻³，在pH=5.5，脱硫效率为97.3%，3^#喷淋层所产生的阻力约为150 Pa。

3)在较低的pH下，SO₂吸收过程为液膜控制，气动旋流单元的脱硫效率较低；随着pH的逐渐增大，SO₂吸收过程逐渐由液膜控制转变为双膜甚至气膜控制，气动旋流单元的脱硫效率逐渐增强，气动旋流单元阻力为360 Pa。

4)气动旋流塔能在低液气比下可得到较高的脱硫效率，是一种经济可行的脱硫超低排放技术。当pH=5.0，液气比=25 L·m⁻³时，工况8(1^#+2^#+3^#+4^#+气动旋流单元+5^#)的脱硫效率为99.82%。

5)气动旋流单元能显著提高气膜传质系数，在高pH的气膜控制区，其脱硫效率更高，实验数据与理论计算曲线吻合较好。当pH=5.5时，气动脱硫单元的脱硫效率为62.56%。