《大气污染控制工程》课程设计
DG220/100火电厂型锅炉高硫无烟煤烟气
袋式除尘湿式脱硫系统设计
班级：环境12-2
学号：1209030211
姓名：孟繁竹
哈尔滨理工大学化学与环境工程学院环境工程系
二○一五年七月十七日
任务书
锅炉型号：DG-220/100 即，东方锅炉厂制造，蒸发量220t/h，出口蒸汽压力100Mpa
燃烧方式是 室燃炉（煤粉炉），所配发电机组功率50MW
设计耗煤量：23t/h
排烟温度：160℃ 空气过剩系数：α＝1.25
烟气在锅炉出口前阻力：1020Pa
飞灰率=29%
设计煤成分：C Y ＝64％ H Y ＝2％ S Y ＝3％ O Y ＝4％
N Y ＝1％ W Y ＝10％ A Y ＝16％；
V Y ＝8％属于高硫无烟煤
污染物排放按照按火电厂大气污染物诽放标准中二类区标准执行
烟尘浓度排故标淮(标准状态下) ：200mg ／m3
二氧化硫排放标准(标准状态下) ：1200mg ／m3。
连接锅炉、净化设备及烟囱等净化系统的管道假设长度380m ，90°弯头60个。
前言 目前，大气污染已经变成了一个全球性的问题，主要有
温室效应、臭氧层破坏和酸雨。随着国民经济的发展，能源的消耗量逐步上升，大气污染物的排放量相应增加。而就我国的经济和技术发展就我国的经济和技术发展水平及能源的结构来看，以煤炭为主要能源的状况在今后相当长时间内不会有根本性的改变。我国的大气污染仍将以煤烟型污染为主。因此，控制燃煤烟气污染是我国改善大气质量、减少酸雨和SO 2危害的关键问题。
人类不仅能适应自然环境，而且还能开发利用自然资源，改造自
然环境，使环境更加适合于人类生存。在人为活动影响下形成的环境，称为次生环境。工农业生产排放大量有毒有害污染物，严重污染大气、水、土壤等自然环境，破坏生态平衡，使人类生活环境的质量急剧恶化，人类生产和生活活动排入环境各种污染物，特别是生产过程排放的污染物种类极多，而且随着科学技术和工业的发展，环境中污染物的种类和数量还在与日俱增。这些污染物随同空气、饮水和食物进入人体后，对人体健康产生各种有害影响 。大气污染是随着产业革命的兴起，现代工业的发展，城市人口的密集，煤炭和石油燃料的迅猛增长而产生的。据统计，1990年全国煤炭消耗量10.52亿吨，到1995年煤炭消耗量增至12.8亿吨，二氧化硫排放量达2232万吨。超过欧洲和美国，居世界首位。由于我国部分地区燃用高硫煤，燃煤设备未能采取脱硫措施，致使二氧化硫排放量不断增加，造成严重的环境污染。如不严格控制，到2010年我国煤炭消耗量增长到15亿吨时，二氧化硫排放量将达2730万吨。 因而已经到了我们不得不面对的时候，我们这里我们将用科学的态度去面对去防治。
【关键字】袋式除尘器 大气污染
1. 烟气量、烟尘和二氧化硫浓度的计算
CH 0.375N 0.0134S 0.0176O 0.0409+n（O 2+3.78N2）
→CO2+0.0188H2O+0.0176SO2+(3.78n+0.00067)N2
解得
（1） 标准状态下理论空气量
燃料的摩尔质量
m 3/kg
3m （2）标准状态下理论烟气量（设空气含湿量为12.93/kg ） =1.01
Q S =1. 867(C Y +0. 375S Y ) +11. 2H Y +1. 24W Y +0. 016Q a +0. 79Q a +0. 8N Y (m 3/kg )
3式中 Q a ——标准状态下理论空气量，m /kg ； ' ' ' '
W ——煤中水分所占质量分数，％；
Y N ——N 元素在所占质量分数，％；
得Qs’=5.928 m3/kg；
（３）标准状态下实际烟气量 ' ' 3Q =Q +1. 01(α6-1) Q (m /kg ) s s a
式中 α——空气过剩系数, 取1.25
得Q s =5.928+1.016×（1.25-1）×5.76=7.391 m3/kg
标准状态下实际烟气量Q 应以m 3/h来计
Q =7.391×23×103=1.7 ×105 m3/h
（４）标准状态下烟气含尘浓度
Y
式中 d sh ——排烟中飞灰占不可燃成分的质量分数；
Y A ——煤中不可燃成分的含量； 3Q m s ——标准状态下实际烟气量，/kg
得C
（５）标准状态下烟气中二氧化硫浓度的计算
C SO2= (kg/m3)
式中 S Y ——煤中可燃硫的质量分数
得C SO2
（6）耗煤量校核
(mg/m3)
2. 净化系统设计方案
2.1净化系统设计工艺流程
2.2除尘方案的选择
方案初步统计，使用二级除尘，以达到预期的除尘效率。
考虑到烟气量和粒径的分布问题，由于烟气量比较大，粒径主要
是大颗粒，所以第一级选用旋风除尘器，进行预除尘，第二级选用袋式除尘器。
2.2.1旋风除尘器
2.2.1.1 旋风除尘器工作原理
旋风除尘器由筒体、锥体、进气管、
排气管和卸灰管等组成，如下图1所示。
旋风除尘器的工作过程是当含尘气体
由切向进气口进人旋风分离器时气流
将由直线运动变为圆周运动。旋转气流
的绝大部分沿器壁自圆简体呈螺旋形
向下、朝锥体流动，通常称此为外旋气
流。含尘气体在旋转过程中产生离心
力，将相对密度大于气体的尘粒甩向器
壁。尘粒一旦与器壁接触，便失去径向
惯性力而靠向下的动量和向下的重力
沿壁面下落，进人排灰管。旋转下降的
外旋气体到达锥体时，因圆锥形的收缩
而向除尘器中心靠拢。根据“旋转矩”不
变原理，其切向速度不断提高，尘粒所
受离心力也不断加强。当气流到达锥体下端某一位置时，即以同样的旋转方向从旋风分离器中部，由下反转向上，继续做螺旋性流动，即内旋气流。最后净化气体经排气管排出管外，一部分未被捕集的尘粒也由此排出。
2.2.1.2旋风除尘器的运行与管理
自进气管流人的另一小部分气体则向旋风分离器顶盖流动，然后
沿排气管外侧向下流动；当到达排气管下端时即反转向上，随上升的中心气流一同从排气管排出。分散在这一部分的气流中的尘粒也随同被带走。运行管理
除尘器的漏风对净化效率有显著影响，尤其以除尘器的排灰口的
漏风更为严重。因为旋风除尘器无论是在正压下还是在负压下运行，其底部总是处于负压状态，如果除尘器底部密封不严密，
从外部渗入
的空气会把正在落入灰斗的粉尘重新带走。使除尘器效率显著下降。旋风除尘器漏风有3种部位：
(1)除尘器进、出口连接法兰处；
(2)除尘器本体；
(3)除尘器卸灰装置。
引起漏风的原因是：
(1)除尘器进出口连接口处的漏风主要是由于连接件使用不当引
起的，例如螺栓没有拧紧，垫片不够均匀，法兰面不平整等。
(2)除尘器的本体漏风原因主要是磨损，特别是灰斗因为含尘气
流在旋转或冲击除尘器本体时磨损特别严重，根据现场经验当气体含
尘质量浓度超过10g/m3，在不到100天时间里可能磨坏3mm 厚的钢板。
(3)旋风除尘器卸灰装置的漏风。卸灰阀多用于机械自动式，如
重锤式等。这些阀严密性较差，稍有不当，即产生漏风，这是除尘器运行管理的重要环节。
除尘器一旦漏风将严重影响除尘效率。据估算，旋风除尘器灰斗
或卸灰阀漏风1％，除尘效率下降5％，惯性除尘器灰斗或卸灰阀漏风1％，除尘效率下降10％。沉降室入口或出口的漏风对除尘效率影响并不大，如果沉降室本体漏风则对除尘效率有较大影响。因此，必须保持旋风除尘器线管的气密性，不允许有漏风(正压操作时) 和吸风现象(负压操作时) 。一般在制造后需要进行气密性试验。
防止磨损的技术措施：
(1)防止排尘口堵塞。防止堵塞的方法主要是选择优质卸灰阀，
使用中加强对卸灰阀的调整和检修。
(2)防止过多的气体倒流入排尘口。使用卸灰阀要严密，配重得
当，减轻磨损。
(3)应该常检查除尘器有无因磨损而漏气的现象．以便及时采取
措施。可以利用蚊香或香烟的烟气靠近易漏风处，仔细观察有无漏气。
(4)尽量避免焊缝和接头。必须要有的焊缝应磨平，法兰连接应仔细装配好。
(5)在灰尘冲击部位使用可以更换的抗磨板。或增加耐磨层。如铸石板、陶瓷板等。也可以用耐磨材料制造除尘器，例如，以陶瓷制造多管除尘器的旋风
子；用比较厚或优质的钢板制造除尘器的圆锥部分。
(6)除尘器壁面的切向速度和入口气流速度应当保持在临界范围以下。
(7)采取有效的防腐措施，在除尘器的外壳一般要刷一层红丹、
二层耐腐漆或耐热漆。
旋风除尘器的堵塞和积灰主要发生在排尘口附近，其次发生在进排气的管道里。引起排尘口堵塞通常有两个原因，一是大块物料(如刨花、木片、木栉等) 或杂物(如从吸尘口进入的塑料袋、碎纸、破布等) 滞留在排尘口形成障碍物，之后其他粉尘在周围堆积，形成堵塞。二是灰斗内灰尘堆积过多，不能及时顺畅排出。不论哪一种情况，排尘口堵塞严重都会增加磨损。降低除尘效率和加大设备
的压力损失。
预防排尘口堵塞措施：
(1)在吸气口增加栅网，既不增加吸风效果，又能防止杂物吸入。
(2)在排尘口上部增加手掏孔，其位置应在易堵部位，大小以150x 150ram 的方孔即可。手掏孔盖的法兰处应加垫片并涂密封膏，避免漏风。平时检查维修中可用小锤敲打易堵处的壁板听其声音，以检查是否有堵塞。
与袋式吸尘器、电除尘器不同，旋风除尘器的进气口或排气口形式通常不进行专门设计，所以在进、排气口略有粗糙直角、斜角等就会形成粉尘的粘附、加厚，直至半堵塞或堵塞。因为除尘器压力损失的大小和内部气流强弱有直接关系，故可依靠测定压力损失来检查工作状态正常与否。如果除尘器内部有灰尘堵塞，压力损失就上升或者压力虽未上升，则气体流量减小，遇到这两种情况。都应该检查设备是否存在堵塞情况。避免和预防堵塞的第一个环节是从设计中考虑，设计时要根据粉尘性质和气体特点使除尘器进、出口光滑。避免容易形成堵塞的直角、斜角。加工、制造设备时要打光突出的焊瘤、结疤等。运行管理旋风除尘器要时常观察压力、流量的异常变化，并根据这些变化找出原因，及时消除。总之，防止旋风除尘器的堵塞和积灰要做到：
(1)灰斗内的粉尘位应在允许范围内；
(2)排灰和运灰工具良好；
(3)及时清除灰斗中的灰尘；
(4)防止贮灰和集灰系统中的粉尘接块硬化。
2.2.2布袋除尘器
2.2.2.1布袋除尘器的工作原理
是含尘气体从下部进入圆筒形滤袋，在通过滤料的孔隙时，粉尘被捕集于滤料上，透过滤料的清洁空气由排出口排出，沉积在滤料表面的粉尘，可以在机械振动的作用下从滤料表面脱落，最终落入灰斗中的一种除尘净化设施。
2.2.2.2袋式除尘设备的优缺点：
优点：⑴ 袋式除尘器可以捕集多种干性粉尘，特别是高比电阻粉尘；
⑵ 袋式除尘器可设计制造出适应不同气量的含尘气体的
要求，除尘器的处理烟气量可从几m 3/h到几百万m 3/h；
⑶ 袋式除尘器对净化含微米或亚微米数量级的粉尘粒子
的气体效率较高，一般可达99%，甚至可达99.99%以
上；
⑷ 袋式除尘运行稳定可靠，没有污泥处理和腐蚀等问题，
操作、维护简单。
缺点：⑴ 袋式除尘器不适于净化含粘结和吸湿性强的含尘气体，
用布袋防尘器净化烟尘时的温度不能低于露点温度，否
则将会产生结露，堵塞布袋滤料的孔隙；
⑵ 袋式除尘器的应用主要受滤料的耐温和耐腐蚀等性能
所影响，且会出现烧袋糊袋现象；
⑶ 据统计，用袋式除尘器净化大于17000 m 3/h含尘烟气
量所需的投资要比电除尘器高，而用其净化小于17000
m 3/h 含尘烟气量时，投资费用比电除尘器省。
2.3脱硫方案的选择
任务要求为湿式脱硫法，本方案初步选定为石灰石/石灰法湿法烟气脱硫。
2.3.1 石灰石/石灰法湿法烟气脱硫反应原理
采用石灰/石灰石浆液吸收烟气中的SO 2，分为吸收和氧化两个阶段。先吸收生成亚硫酸钙，然后将亚硫酸钙氧化成硫酸钙(即石膏) 。 吸收阶段： CaO +H 2O =Ca (OH ) 2
11Ca (OH ) 2+SO 2=C a SO 3⋅H 2O +H 2O 22
11CaCO 3+SO 2+H 2O =C a SO 3⋅H 2O +CO 2 22
11CaSO 3⋅H 2O +SO 2+H 2O =C a(HSO 3) 2 22
氧化阶段：在氧化过程中，主要是将吸收过程中所生成的
1CaSO 3⋅H 2O 氧化成为CaSO 3⋅2H 2O 2
12CaSO 3⋅H 2O +O 2+3H 2O =2CaSO 4⋅2H 2O 2
由于在吸收过程中生成了部分Ca (HSO 4) ，在氧化过程中，亚硫
酸氢钙也被氧化，分解出少量的SO 2：
Ca (HSO 3) 2+O 2+H 2O =CaSO 4⋅2H 2O +SO 2
2.3.2 石灰石/石灰法湿法烟气脱硫特点
(1)优点：技术成熟；脱硫效率高，可达95%以上；烟气处理量大；煤种适应性强，对高硫煤优势突出；吸收剂利用率高；
(2)缺点：设备腐蚀；易于结垢、堵塞；投资费用高；占地面积大，耗水量相对较大，有少量污水排放。
2.3.3 操作影响因素
(1)料浆的PH 值
料浆的PH 值对的吸收影响很大，一般新配制的浆液PH 值约在之间。随着吸收反应的进行，PH 值迅速下降，当PH 值低于6时，这种下降变得很缓慢，而当PH 值小于4时，则几乎不能吸收。
PH 值的变化除对的吸收有影响外，还可影响到结垢、腐蚀和石灰石粒子的表面钝化。
(2)石灰石的粒度
石灰石粒度的大小，直接影响到有效面积的大小。一般来说，粒度越小，脱硫率及石灰利用率越高。石灰石粒度一般控制在200~300目。
(3)吸收温度
吸收温度低，有利于吸收，但温度过低会使与或间的反应速率降低，因此吸收温度不是一个独立可变的因素。
(4)洗涤器的持液量
洗涤器的持液量对与的反应时重要的，因为它影响到所接触的石灰石表面积的数量。只是在洗涤器中与和接触，才能大量溶解，因此洗涤器的持液量大对吸收反应有利。
(5)气液比
气液比除对吸收推动力存在影响外，对吸收设备的持液量也有影响。增大液气比对吸收有利，当PH 值为7时，气液比(L/V)值为15时，脱硫率接近100%。
(6)防止结垢
石灰—石灰石湿式洗涤法的主要缺点是装置容易结垢堵塞。造成固体沉淀主要以三种方式出现：湿干结垢，即因溶液水分蒸发而使固体沉淀；或沉淀或结垢析出：或从溶液中结晶析出。为防止固体结垢，特别是防止的结垢，除使吸收器应满足持液量大，气液相间相对速度高，有较大的气液接触表面积，内部构件少，压力降低等条件，还可采用控制吸收液饱和和添加剂等方法。
12
3. 除尘设备结构设计计算
3.1除尘器应达到的除尘效率
按锅炉大气污染物二级排放标准烟尘的排放浓度限值为200mg/m3
计算得η
3.2除尘器工况烟气量的计算
由于排除烟气温度为160℃，烟尘预处理温度大约为250℃
m 3/h=90.47 m3/s
3.3预除尘器的设计与选型
由于烟气量较大，初步选用4台XLP/B-30长锥体旋风与除尘器
3.3.1尺寸计算
（1）每台处理烟气量为
XLP/B旋风除尘器阻力系数
（2）进口气速
=
（3）进口截面积
A=Q1/3600==1.40 m3
（4）进口高度
（5）进口宽度
（6）筒体直径D=3.33b=2.80m
取D=3000mm选择XLP/B-30型旋风除尘器
（7）排气筒直径d=0.6D=1.8m
筒体长度L=1.7D=5.1m
锥体长度H=2.3D=6.9m
排灰口直径=0.43D=1.29m
3.3.2除尘效率的计算
（1）排气管底到锥体底部的高度L+H=12m
（2）计算速度指数n=
m 3/h查表得 m 3/h
得
0.5=0.5
=11.35µm
（3）压力损失
查表得XLP/B型旋风除尘器的阻力系数为
5.8
（4）分级效率计算
ηi ＝1－exp[－0.6913(dp /d50) 1/n+1]
ηT =∑gi ηi
（4）总除尘效率
第一级总除尘效率 ηT ＝68.76%
一级处理之后烟尘浓度：C=6280×(1-68.76%)=1962mg/ m3
二级除尘效率最低要达到：η=（1962-200）/1962=90%
3.2二级除尘器的设计与选型
根据烟尘量及烟尘温度（在二级除尘器中烟尘温度约为220℃）
选用逆气流反吹风式布袋除尘器。滤料选用玻璃纤维滤料，具有过滤性能好、阻力低、化学稳定性好、价格便宜等优点。用硅酮树脂处理玻璃纤维滤料能提高其耐磨性、疏水性和柔软性，还可使其表面光滑易于清灰，可在523K 下长期使用。
3.2.1尺寸计算
（1）处理气体量的确定
由于排除烟气温度为160℃，烟尘预处理温度大约为250℃，则二级除尘时的烟气温度约为220℃
m
3/h=85.28 m3/s
（2）设计布袋尺寸
滤袋直径由滤布规格确定。一个工厂尽量使用同一规格，以便
检修更换。一般为Φ100-600mm ，常用的是Φ200-300mm. 为了便于清灰，履带可做成上口小下口大的形式。滤袋长度对除尘效率和压力损失无影响，一般取
3-5m 。
这里滤袋尺寸选择Φ2505000mm
（3）过滤面积
过滤总面积
逆气流反吹清灰的一般取0.5-2.0m/min。这里取1.5m/min
每条滤袋的面积a=πdl=3.14×0.25×5=3.925
滤袋条数n=A/a=880（条）
将其分为8室，每室为110条滤袋，间距为300mm
（4）反吸风量及反吸风压
式中V
—清灰滤袋的容积，m ；
n —所有清灰的滤袋内气体抽净所需要的时间，s ，一般为10s ；
k —考虑其他各式反吸风阀门关闭时的漏风系数，一般取1.3 。
计算得q=28.28
（5）反吸风周期和反吸时间 3
C —除尘器入口含尘浓度，g/m
T=1.4min
3
4. 脱硫设备结构设计计算
4.1脱硫效率
（按锅炉大气污染物二级排放标准烟尘的排放浓度限值为1200mg/m3）计算得
4.2吸收塔的设计
吸收塔是脱硫装置的核心，是利用石灰石和亚硫酸钙来脱去烟气
中二氧化硫气体的主要设备，要保证较高的脱硫效率，必须对吸收塔系统进行详细的计算，包括吸收塔的尺寸设计，塔内喷嘴的配置，吸收塔底部搅拌装置的形式的选择、吸收塔材料的选择以及配套结构的选择（包括法兰、人孔等）。
4.2.1 吸收塔的直径和喷淋塔高度设计
本脱硫工艺选用的吸收塔为喷淋塔，喷淋塔的尺寸设计包括喷淋塔的高度设计、喷淋塔的直径设计
4.2.1.1 喷淋塔的高度设计 喷淋塔的高度由三大部分组成，即喷
淋塔吸收区高度、喷淋塔浆液池高度和喷淋塔除雾区高度。但是吸收区高度是最主要的，计算过程也最复杂，次部分高度设计需将许多的影响因素考虑在内。而计算喷淋塔吸收区高度主要有两种方法：
（1） 喷淋塔吸收区高度设计（一）
为了更加准确，减少计算的误差，需要将实际的喷淋塔运行状态
下的烟气流量考虑在内。而这部分的计算需要用到液气比（L/G）、烟气速度u （m/s）和钙硫摩尔比(Ca/S)的值。
本设计中的液气比L/G是指吸收剂石灰石液浆循环量与烟气流量
之比值（L/M3）。如果增大液气比L/G，则推动力增大，传质单元数减少，气液传质面积就增大，从而使得体积吸收系数增大，可以降低塔高。在一定的吸收高度内液气比L/G增大，则脱硫效率增大。但是，液气比L/G增大，石灰石浆液停留时间减少，而且循环泵液循环量增大，塔内的气体流动阻力增大使得风机的功率增大，运行成本增大。在实际的设计中应该尽量使液气比L/G减少到合适的数值同时有保证了脱硫效率满足运行工况的要求。
湿法脱硫工艺的液气比的选择是关键的因素，对于喷淋塔，液气
比范围在8L/m3-25 L/m3之间，根据相关文献资料可知液气比选择
12.2 L/m3是最佳的数值。
烟气速度是另外一个因素，烟气速度增大，气体液体两相截面湍
流加强，气体膜厚度减少，传质速率系数增大，烟气速度增大回减缓液滴下降的速度，使得体积有效传质面积增大，从而降低塔高。但是，烟气速度增大，烟气停留时间缩短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。
因而选择合适的烟气速度是很重要的，典型的FGD 脱硫装置的液
气比在脱硫率固定的前提下，逆流式吸收塔的烟气速度一般在
2.5-5m/s范围内，本设计方案选择烟气速度为3.5m/s。
湿法脱硫反应是在气体、液体、固体三相中进行的，反应条件比较
理想，在脱硫效率为90%以上时，钙硫比(Ca/S)一般略微大于1，最佳状态为1.01-1.02，而比较理想的钙硫比(Ca/S)为1.02-1.05，因此本设计方案选择的钙硫比(Ca/S)为1.02。
（2）喷淋塔吸收区高度的计算
含有二氧化硫的烟气通过喷淋塔将此过程中塔内总的二氧化硫吸收量平均到吸收区高度内的塔内容积中, 即为吸收塔的平均容积负
荷――平均容积吸收率，以ζ表示。
首先给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除于吸收容积，得到单位时间单位体积内的二氧化硫吸收量
ζ＝Q C η=K 0 V h
其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3
η为给定的二氧化硫吸收率, ％; 本设计方案为85.22％ h 为吸收塔内吸收区高度，m
K 0为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度(℃) ;
K 0=3600u×273/(273+t)=3600×3.5×273／（273+200）=7272.3
由于传质方程可得喷淋塔内单位横截面面积上吸收二氧化硫的量
为：G （y 1-y 2）=k y a ×h×∆y m
其中: G为载气流量(二氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流
量) ，kmol/( m2.s)
Y 1,y 2 分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数（标准
状态下的体积分数）
k y —单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推动力的总传质
系数，kg/(m3﹒s)
a —为单位体积内的有效传质面积，m 2/m3.
∆y m —平均推动力，即塔底推动力，△y m =（△y 1-△y 2）
/ln(△y 1/△y 2)
所以 ζ=G(y1-y 2)/h
吸收效率ζ=1-y1/y2，按照排放标准，要求脱硫效率至少85.22%。
二氧化硫质量浓度应该低于1200mg/m3（标状态）
所以 y 1η≥y1-0.0203%
又因为G=22.4×（273+t）/273=u(流速)
将ζ的单位换算成kg/( m2.s), 可以写成
ζ64273*u *y 1η/h 22. 4273+t
在喷淋塔操作温度200℃下、烟气流速为 u=3.5m/s、脱硫效率
η=0.8522
前面已经求得原来烟气二氧化硫SO 2质量浓度为a (mg/m 3) 且
a=8.12×103mg/m3
而原来烟气的流量（250︒C 时）为1.7 ×105 m3/h换算成标准状态时(设为V a )
已经求得 V a =2.95×105 m 3/h=81.95 m3/s
故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中含有二氧化硫质量为 m SO =81.95×8.12×103mg/m3=6.66×105mg=666g
2
则根据理想气体状态方程，在标准状况下，体积分数和摩尔分数比值相等
故
烟气流速u=3.5m/s, y1=0.285%,η=0.8522,t=200℃
总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/（m 3﹒s ）之间，
取ζ=6 kg/（m 3﹒s ）
代入上式可得
故吸收区高度h=8.41≈8.5m
（3）喷淋塔除雾区高度（h 3）设计（含除雾器的计算和选型） 吸收塔均应装备除雾器，在正常运行状态下除雾器出口烟气中的雾滴浓度应该不大于75mg/m3。
除雾器一般设置在吸收塔顶部（低流速烟气垂直布置）或出口烟道（高流速烟气水平布置), 通常为二级除雾器。除雾器设置冲洗水，间歇冲洗冲洗除雾器。湿法烟气脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋流板除雾器。
① 除雾器的选型
折流板除雾器 折流板除雾器是利用液滴与某种固体表面相撞击而将液滴凝聚并捕集的，气体通过曲折的挡板，流线多次偏转，液滴则由于惯性而撞击在挡板被捕集下来。通常，折流板除雾器中两板之间的距离为20-30mm ，对于垂直安置，气体平均流速为2－3m/s；对于水平放置，气体流速一般为6－10m/s。气体流速过高会引起二次夹带。
旋流板除雾器 气流在穿过除雾器板片间隙时变成旋转气流，其中的液滴在惯性作用下以一定的仰角射出作螺旋运动而被甩向外侧，汇集流到溢流槽内，达到除雾的目的，除雾率可达90％－99％。
喷淋塔除雾区分成两段，每层喷淋塔除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层（3-3.5）m ，距离最上层冲洗喷嘴（3.4-32）m 。
② 除雾器的主要设计指标
a. 冲洗覆盖率：冲洗覆盖率是指冲洗水对除雾器断面的覆盖程
度。冲洗覆盖率一般可以选在100 %～300 %之间。 ／h
n πh 2tg 2α*100% 冲洗覆盖率%=A
式中 n 为喷嘴数量，20个;α为喷射扩散角，90
A 为除雾器有效通流面积 ,15 m2
h 为冲洗喷嘴距除雾器表面的垂直距离,0.05m
n πh 2tg 2α*100% 所以 冲洗覆盖率%=A
20π⨯0.052⨯12
⨯100%=203% =15
b. 除雾器冲洗周期：冲洗周期是指除雾器每次冲洗的时间间隔。由于除雾器冲洗期间会导致烟气带水量加大。所以冲洗不宜过于频繁, 但也不能间隔太长, 否则易产生结垢现象, 除雾器的冲洗周期主要根据烟气特征及吸收剂确定。
c. 除雾效率。指除雾器在单位时间内捕集到的液滴质量与进入除雾器液滴质量的比值。影响除雾效率的因素很多, 主要包括:烟气流速、通过除雾器断面气流分布的均匀性、叶片结构、叶片之间的距离及除雾器布置形式等。
d. 系统压力降。指烟气通过除雾器通道时所产生的压力损失 , 系统压力降越大 , 能耗就越高。除雾系统压降的大小主要与烟气流速、叶片结构、叶片间距及烟气带水负荷等因素有关。当除雾器叶片上结垢严重时系统压力降会明显提高 , 所以通过监测压力降的变化有助把握系统的状行状态 , 及时发现问题 , 并进行处理。
e. 烟气流速。通过除雾器断面的烟气流速过高或过低都不利于除雾器的正常运行 , 烟气流速过高易造成烟气二次带水, 从而降低除雾效率, 同时流速高系统阻力大, 能耗高。通过除雾器断面的流速过低, 不利于气液分离, 同样不利于提高除雾效率。设计烟气流速应接近于临界流速。根据不同除雾器叶片结构及布置形式, 设计流速一般选定在
3.5～5.5m/ s之间。本方案的烟气设计流速为6.9m/s。
f. 除雾器叶片间距。除雾器叶片间距的选取对保证除雾效率 , 维持除雾系统稳定运行至关重要。叶片间距大 , 除雾效率低 , 烟气带水严重 , 易造成风机故障 , 导致整个系统非正常停运。叶片间距选取过小, 除加大能耗外 , 冲洗的效果也有所下降 , 叶片上易结垢、堵塞 , 最终也会造成系统停运。叶片间距一般设计在 20～95mm 。目前脱硫系统中最常用的除雾器叶片间距大多在30～50mm 。
g. 除雾器冲洗水压。除雾器水压一般根据冲洗喷嘴的特征及喷嘴与除雾器之间的距离等因素确定，喷嘴与除雾器之间距离一般小于1m ,冲洗水压低时, 冲洗效果差, 冲洗水压过高则易增加烟气带水, 同时降低叶片使用寿命。
h. 除雾器冲洗水量。选择除雾器冲水量除了需满足除雾器自身的要求外，还需考虑系统水平衡的要求, 有些条件下需采用大水量短时间冲洗, 有时则采用小水量长时间冲洗, 具体冲水量需由工况条件确定, 一般情况下除雾器断面上瞬时冲洗耗水量约为1-4m 3/m2. h
③ 除雾器的最终设计参数
本设计中设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m 。距离最上层冲洗喷嘴3.5m 。
1) 数量：1套× 1units=套
2) 类型：V 型 级数：2级
3) 作用：除去吸收塔出口烟气中的水滴，以便减少烟囱出烟口灰尘量。
4) 选材：外壳：碳钢内衬玻璃鳞片；除雾元件：阻燃聚丙烯材料（PP ）；冲洗管道：FRP ；冲洗喷嘴：PP 。
表1 除雾器进出口烟气条件基于锅炉100%BMCR工况
进行设计
烟气量
温度℃
烟气压力mmAq 除雾器进口 ----------- 50 113(1.11kPaG) 除雾器出口 ------------ ------------ 93(0.91kPaG)
≤75 雾滴含量mg/m3N(D) ------------
5) 雾滴去除率：99.75% 为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于
75mg/Nm3（干态），除雾器的雾滴去除率需要达到99.75% 以上。
6) 除雾器内烟气流速：6.9m/s
a. 重散布速度
大直径的雾滴颗粒可以通过除雾器元件惯性作用产生颗粒间碰撞从而去除雾滴。（平均颗粒直径大小为100～200μm）。
因此，烟气流速越高，雾滴去除率越高。但是，被去除的雾滴会重新散布，而降低雾滴去除效率。这就是雾滴重散布速度的概念。
b ．通过除雾器的烟气流速
为了使除雾器的雾滴去除率达到99.75% 以上，根据吸收塔出口端（即除雾器入口端）雾滴颗粒直径的实际分布状况，直径大于17μm
的雾滴颗粒必须100％完全去除。
综上所述，除雾区的最终高度确定为3.5m ，即h 3=3.5m
（4) 喷淋塔浆液池高度设计（设高度为h 2）
浆液池容量V 1按照液气比L/G和浆液停留时间来确定，计算式子如下：
V 1=L ⨯V N ⨯t 1 G
其中 L/G为 液气比,12.2L/m3
V N 为烟气标准状态湿态容积，V N =Vg =39.40m3/s T 1=2-6 min,取t 1=2.8min=168s
由上式可得喷淋塔浆液池体积
V ! =(L/G) ×V N ×t ! =12.20×39.40×168=80.02 m3
选取浆液池内径等于吸收区内径，内径D 2= Di =3.8m
而V 1=0.25×3.14×D 2×D 2×h 2=0.25×3.14×3.8×3.8×h 2
所以 h 2=7.06m
（5) 喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为h 4）
根据工艺要求，进出口流速（一般为12m/s-30m/s）确定进出口面积，一般希望进气在塔内能够分布均匀，且烟道呈正方形，故高度尺寸取得较小，但宽度不宜过大，否则影响稳定性.
因此取进口烟气流速为20m/s，而烟气流量为81.95 m3/s，
可得
所以
2×2.03=4.06m≈4.1m(包括进口烟气和净化烟气进出口烟道高度) 综上所述，喷淋塔的总高（设为H, 单位m ）等于喷淋塔的浆液池高度h 2 (单位m) 、喷淋塔吸收区高度h (单位m) 和喷淋塔的除雾区高度h 3（单位m ）相加起来的数值。此外，还要将喷淋塔烟气进口高度h 4（单位m ）计算在内
因此喷淋塔最终的高度为
H= h+h2+h3+ h4=8.5+7.06+3.50+4.1=23.16m取圆整值
23.2m
4.2.1.2 喷淋塔的直径设计
根据锅炉排放的烟气，计算运行工况下的塔内烟气体积流量，此时要考虑以下几种引起烟气体体积流量变化的情况：塔内操作温度低于进口烟气温度，烟气容积变小；浆液在塔内蒸发水分以及塔下部送入空气的剩余氮气使得烟气体积流量增大。喷淋塔内径在烟气流速和平均实际总烟气量确定的情况下才能算出来，而以往的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量，为了更加准确，本方案将浆液蒸发水分V 2 (m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V 3 (m3/s) 均计算在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量。
（1） 吸收塔进口烟气量V a (m3/s)计算
烟气进口量为：81.95（m 3/s)
然而，该计算数值实质上仅仅指烟气在喷淋塔进口处的体积流量，而在喷淋塔内延期温度会随着停留时间的增大而降低，根据PVT 气体状态方程，要算出瞬间数值是不可能的，因此只能算出在喷淋塔内平均温度下的烟气平均体积流量。
（2） 蒸发水分流量V 2 (m3/s)的计算
烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗，温度降低，吸收液蒸发，烟气流速迅速达到饱和状态，烟气水分由6%增至13%，则增加水分的体积流量 V 2 (m3/s)为：
V 2=0.07×81.95(m3/s)=5.74(m3/s)（标准状态下）
（3） 氧化空气剩余氮气量V 3 (m3/s)
在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气，使得亚硫酸钙氧化成硫酸钙，这部分空气对于喷淋塔内气体流速的影响是不能够忽略的，因此应该将这部分空气计算在内。
假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中的氧气完全用于氧化亚硫酸钙，即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化1摩尔亚硫酸钙需要0.5摩尔的氧气。(假设空气中每千克含有0.23千克的氧气 )
又V SO2=0.2331m3/s 质量流率
根据物料守衡, 总共需要的氧气质量流量
G O2=0.67×0.5kg/s=0.335Kg/s
该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G 空气= GO2/0.23=1.457 Kg/s
标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3
故V 空气=1.457/1.293(m3/s)=1.127(m3/s)
V 3=(1-0.23) ×V 空气=0.77×1.127 m3/s=0.87 m3/s
综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量
V g =Va +V2+V3=36.30+5.74+0.87(m3/s)=42.91 (m3/s)
（4） 喷淋塔直径的计算
假设喷淋塔截面为圆形，将上述的因素考虑进去以后，可以得到实际运行状态下烟气体积流量V g ，从而选取烟速u ，则塔径计算公式为：
D i = V g πu
其中： V g 为实际运行状态下烟气体积流量，42.91 m3/s u 为烟气速度，3.5m/s
因此喷淋塔的内径为 D i = V g πu =3.786m≈4.0m
4.2.2吸收塔喷淋系统的设计（喷嘴的选择配置）
在满足吸收二氧化硫所需表面积的同时，应该尽量把喷淋造成的压力损失降低到最小，喷嘴是净化装置的最关键部分，必须满足以下条件：
（1） 能产生实心锥体形状，喷射区为圆形，喷射角度为
60-120；
（2） 喷嘴内液体流道大而畅通，具有防止堵塞的功能；
（3） 采用特殊的合金材料制作，具有良好的防腐性能和
耐磨性能；
（4） 喷嘴体积小，安装清洗方便；
（5） 喷雾液滴大小均匀，比表面积大而又不容易引起带
水；
雾化喷嘴的功能是将大量的石灰石浆液转化为能够提供足够接
触面积的雾化小液滴以有效脱除烟气中二氧化硫。湿法脱硫采用的喷嘴一般为离心压力雾化喷嘴，可粗略分为旋转型和离心型。常用的有空心锥切线型、实心锥切线型、双空心锥切线型、实心锥型、螺旋型等5种。
喷嘴布置分成2-6层，一般情况下为4层；层数的安排可以根据脱硫效率的具体要求来增减。底负荷时可以停止使用某一层，层间距0.8-2米，离心式喷嘴1.7米。实际上从浆液池液面到除雾器，整个高度都在进行吸收反应。因而实际吸收区高度要比h 高6-8米。
本方案采用4层喷嘴，层间距为1.5米。每台吸收塔再循环泵均对应一个喷淋层，喷淋层上安装空心锥喷嘴，其作用是将石灰石/石膏浆液雾化。浆液由吸收塔再循环泵输送到喷嘴，喷入烟气中。喷淋系统能使浆液在吸收塔内均匀分布，流经每个喷淋层的流量相等。一个喷淋层由带连接支管的母管制浆液分布管道和喷嘴组成，喷淋组件及喷嘴的布置成均匀覆盖吸收塔的横截面，并达到要求的喷淋浆液覆盖率，使吸收浆液与烟气充分接触，从而保证在适当的液/气比（L/G）下可靠地实现至少95%的脱硫效率，且在吸收塔的内表面不产生结垢。喷嘴系统管道采用FRP 玻璃钢，喷嘴采用SIC, 是一种脆性材料，但是特别耐磨，而且抗化学腐蚀，可以长期运行而无腐蚀、无磨损、无石膏结垢以及堵塞等问题。
4.1.2.1喷嘴布置设计原理
（1) 喷管管数的确定
根据单层浆体总流量Q l 和单个喷嘴流量Q s ，可得单层喷嘴个数n Q l = 1000/4=250(L/s)
而单个喷嘴流量为Q s =0.75L/s
N=Ql /Qs
所以 N=250/0.75=333.33取整数值334个
单喷管最大流量
Q max, s =π
4D max V
单喷淋层主喷管数
⎛Q l N =int Q ⎝max, s ⎫⎪+1 ⎪⎭
式中 D m a x 为单喷淋管可选最大管径，0.04m ；
V 为喷淋管内最大流速，6m/s。
所以 Q max, s =π
4D max V =0.25×3.14×0.04×0.04×6=7.536L/S
N =int ⎛Q l
⎝Q max, s ⎫⎪+1=int(250/7.536)+1=34 ⎪⎭
4.2.3 吸收塔底部搅拌器及相关配置
在吸收塔底部，石灰石浆液经过脱硫过程之后，变成了CaSO 3和CaSO 3﹒1/2 H2O ，此时为了使氧化风机鼓入的空气能够充分地和CaSO 3和CaSO 3﹒1/2 H2O 接触，以便充分氧化，需要CaSO 3和CaSO 3﹒1/2 H2O 的混合溶液内部颗粒分布均匀，在这种情况下，需要使用搅拌器来使溶液悬浮颗粒均匀混合，同时增大和空气接触的面积。
由于底部溶液是固体悬浮溶液，在吸收塔浆液池的下部，沿塔径向布置四台侧进式搅拌器，其作用是使浆液的固体维持在悬浮状态，同时分散氧化空气。搅拌器安装有轴承罩、主轴、搅拌叶片、机械密封。搅拌器叶片安装在吸收塔降池内，与水平线约为10度倾角、与中心线约为-7度倾角。搅拌桨型式为三叶螺旋桨，轴的密封形式为机械密封。
在吸收塔旁有人工冲洗设施，提供安装和检修所需要的吊耳、吊环及其他专用滑轮。采用低速搅拌器，有效防止浆液沉降。吸收塔搅拌器的搅拌叶片和主轴的材质为合金钢。在运行时严禁触摸传动部件及拆下保护罩。向吸收塔加注浆液时，搅拌器必须不停地运行。
叶片和叶轮的材料等级是ANSI/ASTMA176—80a ，搅拌器轴为固定结构，转速适当控制，不超过搅拌机的临界转速。所有接触被搅拌流体的搅拌器部件，必须选用适应被搅拌流体的特性的材料，包括具有耐磨损和腐蚀的性能。
4.2.4 吸收塔材料的选择
因为脱硫塔承受压力不大，而且16MnR 钢材综合力学性能、焊接性能以及低温韧性、冷冲压以及切削性能比较好，低温冲击韧性也比较优越，价格低廉，应用比较广泛。故塔壁面由16MnR 钢材制造，为了节约材料和防止腐蚀，内衬橡胶板防腐层，其烟气入口部分内衬玻璃鳞片加耐酸瓷砖。
4.2.5吸收塔配套结构的选择
（1） 吸收塔（喷淋塔）进料浆液管道和配套阀门的设计选择
设计时应该充分考虑到石灰石浆液对管道系统的腐蚀与磨损，一般
应该选用衬胶管道或者玻璃钢管道。管道内介质流速的选择既要 考虑到应该避免浆液沉淀，同时又要考虑到管道的磨损和屹立损失减少到最小。而且浆液管道上的阀门应该选用蝶阀，尽量少采用调节阀门。阀门的流通直径与管道一致。
（2） 吸收塔（喷淋塔）配套结构的选择（人孔选择）
塔设备内径大于2500mm ，封头和筒体都应该开设人孔，室外露天设备，考虑清洗，检修方便，一般选用公称直径450mm 或者500mm 的人孔；常压大型设备，贮槽则选用公称直径为500mm 或者600mm 的人孔。
综上所述，本设计方案中的吸收塔应该选用公称直径为500mm 的人孔。
d w ×S D D 1
585 B 300 b 14 B 1 10 B 2 12 H 1 160 H 2 90 螺栓直径长度 M16×5 530×6 620
4.3吸收塔最终参数的确定
（1）吸收塔（喷淋塔）数量：1 套×1 units=1 套
（2）类型：管道内置型吸收塔（喷淋塔）
（3）作用：烟气中的二氧化硫气体由吸收塔（喷淋塔）的浆液吸收并去除，为了使得烟气和浆液充分接触，应该合理地设计吸收塔（喷淋塔）内的除雾器、喷嘴、搅拌器。
4.3.1设计条件
（1）二氧化硫脱硫效率：85.22%（最小值）
（2）钙硫率：1.02（最大）
（3）烟气流速：3.5m/s
（4）吸收塔（喷淋塔）液气比：12.20L/ m3
（5）浆液池循环时间：≥4min ；
（6）排浆时间：≥16.5h
以上数值为经验值，该时间可以确保浆液池内充分的石膏产品和晶体生长。
4.3.2吸收塔尺寸的确定
4.3.2.1喷淋区截面面积以及尺寸
根据吸收塔（喷淋塔）出口实际烟气流量和上升和下降段烟气流速，喷淋区域截面面积如下所示：
（此处没有将氧化空气和饱和蒸汽考虑在内）
根据该面积算出D=5.5m
4.3.2.2吸收塔（喷淋塔）浆液循环量
根据吸收塔（喷淋塔）出口烟气量和液气比，浆液循环量计算如下所示：
1000L/s×4=4000L/s
4.3.2.3喷淋区域高度和喷淋层数：
喷淋层数目：4层；
喷淋区域高度：1.5 m×4 层＝6.0 m
4.3.2.4已确定的参数尺寸（mm ）
吸收塔（喷淋塔） 4000Φ×23100
喷淋区 6000
出口烟道 1200
进口烟道 1200
反应池 7100
4.3.2.5选材及防腐
塔本体：碳钢16MnR 钢材
塔内部螺栓、螺母类：6%Mo不锈钢材料
塔内壁：衬里施工前经表面预处理，喷砂除锈，内衬材料为丁基橡胶板
塔内件支撑：碳钢衬丁基橡胶
丁基橡胶是由异丁烯中混以1.5%—4.5%的异戌二烯具有化学稳定性好、对臭氧、酸碱的耐腐蚀能力强、无吸水性等优良性能。丁基
橡胶经改性后有卤化丁基橡胶，包括氯化丁基橡胶和溴化丁基橡胶，基本特性有：
（1）具有优良的耐水气渗透性能、耐浆液磨损性能、耐腐蚀性特别是耐Fˉ性、耐SO 2、耐CL -性及耐热性等。结合脱硫工程浆液介质条件，通常来说厚度为4mm 即可，在磨损严重的部位衬2层4mm 丁基橡胶。
（2）气体透过性小，气密性好回弹性小，在较宽温度范围内（30～50℃）均不大20% ，因而具有吸收振动和冲击能量的特性。
（3）耐热老化性优良，且有良好的耐臭氧老化、耐天候老化和对化学稳定性以及耐电晕性能与电绝缘性好。
（4）耐水性好、水渗透率极低，因而适于做绝缘材料。缺点是硫化速度慢、粘合性和自粘性差、与金属粘合性不好、与不饱和橡胶相容性差，不能并用。
5烟囱的设计计算
5.1烟囱高度的确定
（1）由设计任务书上可得所有锅炉的总的耗煤量为23t/h,
然后根据锅炉大气污染排放标准中的规定则可确定烟囱的高度为:85m
（2） 烟囱抬升高度计算ΔH(排烟温度为160℃)
=2.774.9/s
式中
——烟气的热释放率，kw ； ——大气压力，hPa
； ＿＿实际排烟量，/s ； ——烟囱出口处的烟气温度，℃ ；
其中n 0 、 n 1、n 2见下表
其中u 取4m/s
（3） 烟囱的有效高度
H=
（4）烟囱高度校核
——污染物在y,z 方向上的标准差，
u ——烟气出口处的平均风速，取4m/s
Q ——源强,g/s
——地面最大浓度，
mg/ 当
g/ 0.5 mg/
（根据＜环境空气质量标准＞各项污染物浓度限值），符合标准
5.2烟囱直径的计算
烟囱出口内经按下式计算：
式中， Q —通过烟囱的总烟气量，
W —烟囱出口烟气流速，取 12m/s
烟囱底部直径
式中 H —烟囱高度，m.
i —烟囱椎角（通常取 i= 0.02—0.03），此处设计取 i=0.02, =11m
5.3 烟囱阻力的计算
由下式可得
式中 ，L —管道长度m ；
d —
管道直径，取均值m
ρ—烟气密度，设标况下烟气的密度为：1.46kg/
则可得在实际温度下的密度为：
v —管中气流平均流速， m/s；
λ—摩擦阻力系数，使气体雷诺数 Re 和管道相对粗糙度的函数。可查手册得到（实际中对金属管道λ值取 0.02，对砖砌或混凝土管道λ值可取0.04）
6. 管道设计
确定吸收塔、风机、烟囱的位置及管道的布置。并计算管道的直径、长度、烟囱高度及系统总阻力。
6.1 计算管道的直径
（1
） 各装置及管道布置的原则 根据锅炉运行情况及锅炉现场的实际情况确
定各装置的位置。对各装置及管道的布置应力求简单、紧凑、管程短、、 占地面积小，并使安装、操作及检修方便即可。
（2） 管径的计算
式中：Q —工况下管道的烟气流量，/s
v —管道内烟气流速，m/s , 对于锅炉内烟尘 v=10—25m/s 此
处设计取v=20m/s
6.2 管道系统阻力的计算
（
1）摩摖压力损失
对于圆管 式中 ，L —管道长度m ；
d
—管道直径，取均值m
ρ—烟气密度，设标况下烟气的密度为：1.46kg/
则可得在实际温度下的密度为：
v —管中气流平均流速， m/s；
λ—摩擦阻力系数，使气体雷诺数 Re 和管道相对粗糙度的函数。可查手册得到（实际中对金属管道λ值取 0.02，对砖砌或混凝土管道λ值可取0.04）
（2）局部阻力损失：
式中，—异形管道的局部阻力系数；
v —与相对应的断面平均气流流速， m/s；
—烟气密度
已知连结锅炉、净化设备及烟囱等净化系统总需
90 度弯头 60 个，查表可得=0.29则可得
60个弯头总压力损失为：
6.3系统总阻力的计算
系统总阻力（其中锅炉出口前阻力为 1020Pa，吸收塔的总阻力取：1200Pa ，引风机阻力为 146Pa，旋风除尘器阻力为578.4Pa ，袋式除尘器的阻约为1200Pa ）= 阻力+管道阻力+引风机阻力+烟囱阻力 +设备阻力=1020+146+15.74+578.4+1200+15.87+952.2=3928.21Pa
7. 风机的选择与计算
7.1 风机风量的计算:
由
式中， 1.1—风量备用系数； Q — 通过风机前的风量/h
7.2风机风压的计算
计算可得
式中，
1.2—风压备用系数；
计算可得=1.2×3928.21≈4714Pa
根据 Qy 和 Hy 选定G-73-11锅炉通风机，性能如下。
使用上述的风机 3 台串联进行工作。
设计体会
本次设计是对一学期学习的总结与扩展。单独完成一份设计，从最开始的资料收集到数据的计算再到图纸的绘制让我更加有耐心去独立完成一项任务。
而通过本设计了解和掌握了更多有关除尘脱硫的工艺的详细资料和具体设备，加深了对除尘脱硫工艺的认识，在实际计算中遇到的困难体现出了我所学知识上的不
足，另一方面也是理论与实践的差距的表现。所以就必须要更加牢固掌握理论知识来应对实际遇到的问题。而通过查阅文献和计算，体会到实际工作中必须要保持严谨的态度和细心认真。但是由于时间上很仓促，虽然已经完成了设计内容，
但其中还有很多的不足和错误，这是很遗憾的，但通过这次的设计，使我动手解决问题的能力有了很大的提高，我会继续努力。
参考文献
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《大气污染控制工程》课程设计
DG220/100火电厂型锅炉高硫无烟煤烟气
袋式除尘湿式脱硫系统设计
班级：环境12-2
学号：1209030211
姓名：孟繁竹
哈尔滨理工大学化学与环境工程学院环境工程系
二○一五年七月十七日
任务书
锅炉型号：DG-220/100 即，东方锅炉厂制造，蒸发量220t/h，出口蒸汽压力100Mpa
燃烧方式是 室燃炉（煤粉炉），所配发电机组功率50MW
设计耗煤量：23t/h
排烟温度：160℃ 空气过剩系数：α＝1.25
烟气在锅炉出口前阻力：1020Pa
飞灰率=29%
设计煤成分：C Y ＝64％ H Y ＝2％ S Y ＝3％ O Y ＝4％
N Y ＝1％ W Y ＝10％ A Y ＝16％；
V Y ＝8％属于高硫无烟煤
污染物排放按照按火电厂大气污染物诽放标准中二类区标准执行
烟尘浓度排故标淮(标准状态下) ：200mg ／m3
二氧化硫排放标准(标准状态下) ：1200mg ／m3。
连接锅炉、净化设备及烟囱等净化系统的管道假设长度380m ，90°弯头60个。
前言 目前，大气污染已经变成了一个全球性的问题，主要有
温室效应、臭氧层破坏和酸雨。随着国民经济的发展，能源的消耗量逐步上升，大气污染物的排放量相应增加。而就我国的经济和技术发展就我国的经济和技术发展水平及能源的结构来看，以煤炭为主要能源的状况在今后相当长时间内不会有根本性的改变。我国的大气污染仍将以煤烟型污染为主。因此，控制燃煤烟气污染是我国改善大气质量、减少酸雨和SO 2危害的关键问题。
人类不仅能适应自然环境，而且还能开发利用自然资源，改造自
然环境，使环境更加适合于人类生存。在人为活动影响下形成的环境，称为次生环境。工农业生产排放大量有毒有害污染物，严重污染大气、水、土壤等自然环境，破坏生态平衡，使人类生活环境的质量急剧恶化，人类生产和生活活动排入环境各种污染物，特别是生产过程排放的污染物种类极多，而且随着科学技术和工业的发展，环境中污染物的种类和数量还在与日俱增。这些污染物随同空气、饮水和食物进入人体后，对人体健康产生各种有害影响 。大气污染是随着产业革命的兴起，现代工业的发展，城市人口的密集，煤炭和石油燃料的迅猛增长而产生的。据统计，1990年全国煤炭消耗量10.52亿吨，到1995年煤炭消耗量增至12.8亿吨，二氧化硫排放量达2232万吨。超过欧洲和美国，居世界首位。由于我国部分地区燃用高硫煤，燃煤设备未能采取脱硫措施，致使二氧化硫排放量不断增加，造成严重的环境污染。如不严格控制，到2010年我国煤炭消耗量增长到15亿吨时，二氧化硫排放量将达2730万吨。 因而已经到了我们不得不面对的时候，我们这里我们将用科学的态度去面对去防治。
【关键字】袋式除尘器 大气污染
1. 烟气量、烟尘和二氧化硫浓度的计算
CH 0.375N 0.0134S 0.0176O 0.0409+n（O 2+3.78N2）
→CO2+0.0188H2O+0.0176SO2+(3.78n+0.00067)N2
解得
（1） 标准状态下理论空气量
燃料的摩尔质量
m 3/kg
3m （2）标准状态下理论烟气量（设空气含湿量为12.93/kg ） =1.01
Q S =1. 867(C Y +0. 375S Y ) +11. 2H Y +1. 24W Y +0. 016Q a +0. 79Q a +0. 8N Y (m 3/kg )
3式中 Q a ——标准状态下理论空气量，m /kg ； ' ' ' '
W ——煤中水分所占质量分数，％；
Y N ——N 元素在所占质量分数，％；
得Qs’=5.928 m3/kg；
（３）标准状态下实际烟气量 ' ' 3Q =Q +1. 01(α6-1) Q (m /kg ) s s a
式中 α——空气过剩系数, 取1.25
得Q s =5.928+1.016×（1.25-1）×5.76=7.391 m3/kg
标准状态下实际烟气量Q 应以m 3/h来计
Q =7.391×23×103=1.7 ×105 m3/h
（４）标准状态下烟气含尘浓度
Y
式中 d sh ——排烟中飞灰占不可燃成分的质量分数；
Y A ——煤中不可燃成分的含量； 3Q m s ——标准状态下实际烟气量，/kg
得C
（５）标准状态下烟气中二氧化硫浓度的计算
C SO2= (kg/m3)
式中 S Y ——煤中可燃硫的质量分数
得C SO2
（6）耗煤量校核
(mg/m3)
2. 净化系统设计方案
2.1净化系统设计工艺流程
2.2除尘方案的选择
方案初步统计，使用二级除尘，以达到预期的除尘效率。
考虑到烟气量和粒径的分布问题，由于烟气量比较大，粒径主要
是大颗粒，所以第一级选用旋风除尘器，进行预除尘，第二级选用袋式除尘器。
2.2.1旋风除尘器
2.2.1.1 旋风除尘器工作原理
旋风除尘器由筒体、锥体、进气管、
排气管和卸灰管等组成，如下图1所示。
旋风除尘器的工作过程是当含尘气体
由切向进气口进人旋风分离器时气流
将由直线运动变为圆周运动。旋转气流
的绝大部分沿器壁自圆简体呈螺旋形
向下、朝锥体流动，通常称此为外旋气
流。含尘气体在旋转过程中产生离心
力，将相对密度大于气体的尘粒甩向器
壁。尘粒一旦与器壁接触，便失去径向
惯性力而靠向下的动量和向下的重力
沿壁面下落，进人排灰管。旋转下降的
外旋气体到达锥体时，因圆锥形的收缩
而向除尘器中心靠拢。根据“旋转矩”不
变原理，其切向速度不断提高，尘粒所
受离心力也不断加强。当气流到达锥体下端某一位置时，即以同样的旋转方向从旋风分离器中部，由下反转向上，继续做螺旋性流动，即内旋气流。最后净化气体经排气管排出管外，一部分未被捕集的尘粒也由此排出。
2.2.1.2旋风除尘器的运行与管理
自进气管流人的另一小部分气体则向旋风分离器顶盖流动，然后
沿排气管外侧向下流动；当到达排气管下端时即反转向上，随上升的中心气流一同从排气管排出。分散在这一部分的气流中的尘粒也随同被带走。运行管理
除尘器的漏风对净化效率有显著影响，尤其以除尘器的排灰口的
漏风更为严重。因为旋风除尘器无论是在正压下还是在负压下运行，其底部总是处于负压状态，如果除尘器底部密封不严密，
从外部渗入
的空气会把正在落入灰斗的粉尘重新带走。使除尘器效率显著下降。旋风除尘器漏风有3种部位：
(1)除尘器进、出口连接法兰处；
(2)除尘器本体；
(3)除尘器卸灰装置。
引起漏风的原因是：
(1)除尘器进出口连接口处的漏风主要是由于连接件使用不当引
起的，例如螺栓没有拧紧，垫片不够均匀，法兰面不平整等。
(2)除尘器的本体漏风原因主要是磨损，特别是灰斗因为含尘气
流在旋转或冲击除尘器本体时磨损特别严重，根据现场经验当气体含
尘质量浓度超过10g/m3，在不到100天时间里可能磨坏3mm 厚的钢板。
(3)旋风除尘器卸灰装置的漏风。卸灰阀多用于机械自动式，如
重锤式等。这些阀严密性较差，稍有不当，即产生漏风，这是除尘器运行管理的重要环节。
除尘器一旦漏风将严重影响除尘效率。据估算，旋风除尘器灰斗
或卸灰阀漏风1％，除尘效率下降5％，惯性除尘器灰斗或卸灰阀漏风1％，除尘效率下降10％。沉降室入口或出口的漏风对除尘效率影响并不大，如果沉降室本体漏风则对除尘效率有较大影响。因此，必须保持旋风除尘器线管的气密性，不允许有漏风(正压操作时) 和吸风现象(负压操作时) 。一般在制造后需要进行气密性试验。
防止磨损的技术措施：
(1)防止排尘口堵塞。防止堵塞的方法主要是选择优质卸灰阀，
使用中加强对卸灰阀的调整和检修。
(2)防止过多的气体倒流入排尘口。使用卸灰阀要严密，配重得
当，减轻磨损。
(3)应该常检查除尘器有无因磨损而漏气的现象．以便及时采取
措施。可以利用蚊香或香烟的烟气靠近易漏风处，仔细观察有无漏气。
(4)尽量避免焊缝和接头。必须要有的焊缝应磨平，法兰连接应仔细装配好。
(5)在灰尘冲击部位使用可以更换的抗磨板。或增加耐磨层。如铸石板、陶瓷板等。也可以用耐磨材料制造除尘器，例如，以陶瓷制造多管除尘器的旋风
子；用比较厚或优质的钢板制造除尘器的圆锥部分。
(6)除尘器壁面的切向速度和入口气流速度应当保持在临界范围以下。
(7)采取有效的防腐措施，在除尘器的外壳一般要刷一层红丹、
二层耐腐漆或耐热漆。
旋风除尘器的堵塞和积灰主要发生在排尘口附近，其次发生在进排气的管道里。引起排尘口堵塞通常有两个原因，一是大块物料(如刨花、木片、木栉等) 或杂物(如从吸尘口进入的塑料袋、碎纸、破布等) 滞留在排尘口形成障碍物，之后其他粉尘在周围堆积，形成堵塞。二是灰斗内灰尘堆积过多，不能及时顺畅排出。不论哪一种情况，排尘口堵塞严重都会增加磨损。降低除尘效率和加大设备
的压力损失。
预防排尘口堵塞措施：
(1)在吸气口增加栅网，既不增加吸风效果，又能防止杂物吸入。
(2)在排尘口上部增加手掏孔，其位置应在易堵部位，大小以150x 150ram 的方孔即可。手掏孔盖的法兰处应加垫片并涂密封膏，避免漏风。平时检查维修中可用小锤敲打易堵处的壁板听其声音，以检查是否有堵塞。
与袋式吸尘器、电除尘器不同，旋风除尘器的进气口或排气口形式通常不进行专门设计，所以在进、排气口略有粗糙直角、斜角等就会形成粉尘的粘附、加厚，直至半堵塞或堵塞。因为除尘器压力损失的大小和内部气流强弱有直接关系，故可依靠测定压力损失来检查工作状态正常与否。如果除尘器内部有灰尘堵塞，压力损失就上升或者压力虽未上升，则气体流量减小，遇到这两种情况。都应该检查设备是否存在堵塞情况。避免和预防堵塞的第一个环节是从设计中考虑，设计时要根据粉尘性质和气体特点使除尘器进、出口光滑。避免容易形成堵塞的直角、斜角。加工、制造设备时要打光突出的焊瘤、结疤等。运行管理旋风除尘器要时常观察压力、流量的异常变化，并根据这些变化找出原因，及时消除。总之，防止旋风除尘器的堵塞和积灰要做到：
(1)灰斗内的粉尘位应在允许范围内；
(2)排灰和运灰工具良好；
(3)及时清除灰斗中的灰尘；
(4)防止贮灰和集灰系统中的粉尘接块硬化。
2.2.2布袋除尘器
2.2.2.1布袋除尘器的工作原理
是含尘气体从下部进入圆筒形滤袋，在通过滤料的孔隙时，粉尘被捕集于滤料上，透过滤料的清洁空气由排出口排出，沉积在滤料表面的粉尘，可以在机械振动的作用下从滤料表面脱落，最终落入灰斗中的一种除尘净化设施。
2.2.2.2袋式除尘设备的优缺点：
优点：⑴ 袋式除尘器可以捕集多种干性粉尘，特别是高比电阻粉尘；
⑵ 袋式除尘器可设计制造出适应不同气量的含尘气体的
要求，除尘器的处理烟气量可从几m 3/h到几百万m 3/h；
⑶ 袋式除尘器对净化含微米或亚微米数量级的粉尘粒子
的气体效率较高，一般可达99%，甚至可达99.99%以
上；
⑷ 袋式除尘运行稳定可靠，没有污泥处理和腐蚀等问题，
操作、维护简单。
缺点：⑴ 袋式除尘器不适于净化含粘结和吸湿性强的含尘气体，
用布袋防尘器净化烟尘时的温度不能低于露点温度，否
则将会产生结露，堵塞布袋滤料的孔隙；
⑵ 袋式除尘器的应用主要受滤料的耐温和耐腐蚀等性能
所影响，且会出现烧袋糊袋现象；
⑶ 据统计，用袋式除尘器净化大于17000 m 3/h含尘烟气
量所需的投资要比电除尘器高，而用其净化小于17000
m 3/h 含尘烟气量时，投资费用比电除尘器省。
2.3脱硫方案的选择
任务要求为湿式脱硫法，本方案初步选定为石灰石/石灰法湿法烟气脱硫。
2.3.1 石灰石/石灰法湿法烟气脱硫反应原理
采用石灰/石灰石浆液吸收烟气中的SO 2，分为吸收和氧化两个阶段。先吸收生成亚硫酸钙，然后将亚硫酸钙氧化成硫酸钙(即石膏) 。 吸收阶段： CaO +H 2O =Ca (OH ) 2
11Ca (OH ) 2+SO 2=C a SO 3⋅H 2O +H 2O 22
11CaCO 3+SO 2+H 2O =C a SO 3⋅H 2O +CO 2 22
11CaSO 3⋅H 2O +SO 2+H 2O =C a(HSO 3) 2 22
氧化阶段：在氧化过程中，主要是将吸收过程中所生成的
1CaSO 3⋅H 2O 氧化成为CaSO 3⋅2H 2O 2
12CaSO 3⋅H 2O +O 2+3H 2O =2CaSO 4⋅2H 2O 2
由于在吸收过程中生成了部分Ca (HSO 4) ，在氧化过程中，亚硫
酸氢钙也被氧化，分解出少量的SO 2：
Ca (HSO 3) 2+O 2+H 2O =CaSO 4⋅2H 2O +SO 2
2.3.2 石灰石/石灰法湿法烟气脱硫特点
(1)优点：技术成熟；脱硫效率高，可达95%以上；烟气处理量大；煤种适应性强，对高硫煤优势突出；吸收剂利用率高；
(2)缺点：设备腐蚀；易于结垢、堵塞；投资费用高；占地面积大，耗水量相对较大，有少量污水排放。
2.3.3 操作影响因素
(1)料浆的PH 值
料浆的PH 值对的吸收影响很大，一般新配制的浆液PH 值约在之间。随着吸收反应的进行，PH 值迅速下降，当PH 值低于6时，这种下降变得很缓慢，而当PH 值小于4时，则几乎不能吸收。
PH 值的变化除对的吸收有影响外，还可影响到结垢、腐蚀和石灰石粒子的表面钝化。
(2)石灰石的粒度
石灰石粒度的大小，直接影响到有效面积的大小。一般来说，粒度越小，脱硫率及石灰利用率越高。石灰石粒度一般控制在200~300目。
(3)吸收温度
吸收温度低，有利于吸收，但温度过低会使与或间的反应速率降低，因此吸收温度不是一个独立可变的因素。
(4)洗涤器的持液量
洗涤器的持液量对与的反应时重要的，因为它影响到所接触的石灰石表面积的数量。只是在洗涤器中与和接触，才能大量溶解，因此洗涤器的持液量大对吸收反应有利。
(5)气液比
气液比除对吸收推动力存在影响外，对吸收设备的持液量也有影响。增大液气比对吸收有利，当PH 值为7时，气液比(L/V)值为15时，脱硫率接近100%。
(6)防止结垢
石灰—石灰石湿式洗涤法的主要缺点是装置容易结垢堵塞。造成固体沉淀主要以三种方式出现：湿干结垢，即因溶液水分蒸发而使固体沉淀；或沉淀或结垢析出：或从溶液中结晶析出。为防止固体结垢，特别是防止的结垢，除使吸收器应满足持液量大，气液相间相对速度高，有较大的气液接触表面积，内部构件少，压力降低等条件，还可采用控制吸收液饱和和添加剂等方法。
12
3. 除尘设备结构设计计算
3.1除尘器应达到的除尘效率
按锅炉大气污染物二级排放标准烟尘的排放浓度限值为200mg/m3
计算得η
3.2除尘器工况烟气量的计算
由于排除烟气温度为160℃，烟尘预处理温度大约为250℃
m 3/h=90.47 m3/s
3.3预除尘器的设计与选型
由于烟气量较大，初步选用4台XLP/B-30长锥体旋风与除尘器
3.3.1尺寸计算
（1）每台处理烟气量为
XLP/B旋风除尘器阻力系数
（2）进口气速
=
（3）进口截面积
A=Q1/3600==1.40 m3
（4）进口高度
（5）进口宽度
（6）筒体直径D=3.33b=2.80m
取D=3000mm选择XLP/B-30型旋风除尘器
（7）排气筒直径d=0.6D=1.8m
筒体长度L=1.7D=5.1m
锥体长度H=2.3D=6.9m
排灰口直径=0.43D=1.29m
3.3.2除尘效率的计算
（1）排气管底到锥体底部的高度L+H=12m
（2）计算速度指数n=
m 3/h查表得 m 3/h
得
0.5=0.5
=11.35µm
（3）压力损失
查表得XLP/B型旋风除尘器的阻力系数为
5.8
（4）分级效率计算
ηi ＝1－exp[－0.6913(dp /d50) 1/n+1]
ηT =∑gi ηi
（4）总除尘效率
第一级总除尘效率 ηT ＝68.76%
一级处理之后烟尘浓度：C=6280×(1-68.76%)=1962mg/ m3
二级除尘效率最低要达到：η=（1962-200）/1962=90%
3.2二级除尘器的设计与选型
根据烟尘量及烟尘温度（在二级除尘器中烟尘温度约为220℃）
选用逆气流反吹风式布袋除尘器。滤料选用玻璃纤维滤料，具有过滤性能好、阻力低、化学稳定性好、价格便宜等优点。用硅酮树脂处理玻璃纤维滤料能提高其耐磨性、疏水性和柔软性，还可使其表面光滑易于清灰，可在523K 下长期使用。
3.2.1尺寸计算
（1）处理气体量的确定
由于排除烟气温度为160℃，烟尘预处理温度大约为250℃，则二级除尘时的烟气温度约为220℃
m
3/h=85.28 m3/s
（2）设计布袋尺寸
滤袋直径由滤布规格确定。一个工厂尽量使用同一规格，以便
检修更换。一般为Φ100-600mm ，常用的是Φ200-300mm. 为了便于清灰，履带可做成上口小下口大的形式。滤袋长度对除尘效率和压力损失无影响，一般取
3-5m 。
这里滤袋尺寸选择Φ2505000mm
（3）过滤面积
过滤总面积
逆气流反吹清灰的一般取0.5-2.0m/min。这里取1.5m/min
每条滤袋的面积a=πdl=3.14×0.25×5=3.925
滤袋条数n=A/a=880（条）
将其分为8室，每室为110条滤袋，间距为300mm
（4）反吸风量及反吸风压
式中V
—清灰滤袋的容积，m ；
n —所有清灰的滤袋内气体抽净所需要的时间，s ，一般为10s ；
k —考虑其他各式反吸风阀门关闭时的漏风系数，一般取1.3 。
计算得q=28.28
（5）反吸风周期和反吸时间 3
C —除尘器入口含尘浓度，g/m
T=1.4min
3
4. 脱硫设备结构设计计算
4.1脱硫效率
（按锅炉大气污染物二级排放标准烟尘的排放浓度限值为1200mg/m3）计算得
4.2吸收塔的设计
吸收塔是脱硫装置的核心，是利用石灰石和亚硫酸钙来脱去烟气
中二氧化硫气体的主要设备，要保证较高的脱硫效率，必须对吸收塔系统进行详细的计算，包括吸收塔的尺寸设计，塔内喷嘴的配置，吸收塔底部搅拌装置的形式的选择、吸收塔材料的选择以及配套结构的选择（包括法兰、人孔等）。
4.2.1 吸收塔的直径和喷淋塔高度设计
本脱硫工艺选用的吸收塔为喷淋塔，喷淋塔的尺寸设计包括喷淋塔的高度设计、喷淋塔的直径设计
4.2.1.1 喷淋塔的高度设计 喷淋塔的高度由三大部分组成，即喷
淋塔吸收区高度、喷淋塔浆液池高度和喷淋塔除雾区高度。但是吸收区高度是最主要的，计算过程也最复杂，次部分高度设计需将许多的影响因素考虑在内。而计算喷淋塔吸收区高度主要有两种方法：
（1） 喷淋塔吸收区高度设计（一）
为了更加准确，减少计算的误差，需要将实际的喷淋塔运行状态
下的烟气流量考虑在内。而这部分的计算需要用到液气比（L/G）、烟气速度u （m/s）和钙硫摩尔比(Ca/S)的值。
本设计中的液气比L/G是指吸收剂石灰石液浆循环量与烟气流量
之比值（L/M3）。如果增大液气比L/G，则推动力增大，传质单元数减少，气液传质面积就增大，从而使得体积吸收系数增大，可以降低塔高。在一定的吸收高度内液气比L/G增大，则脱硫效率增大。但是，液气比L/G增大，石灰石浆液停留时间减少，而且循环泵液循环量增大，塔内的气体流动阻力增大使得风机的功率增大，运行成本增大。在实际的设计中应该尽量使液气比L/G减少到合适的数值同时有保证了脱硫效率满足运行工况的要求。
湿法脱硫工艺的液气比的选择是关键的因素，对于喷淋塔，液气
比范围在8L/m3-25 L/m3之间，根据相关文献资料可知液气比选择
12.2 L/m3是最佳的数值。
烟气速度是另外一个因素，烟气速度增大，气体液体两相截面湍
流加强，气体膜厚度减少，传质速率系数增大，烟气速度增大回减缓液滴下降的速度，使得体积有效传质面积增大，从而降低塔高。但是，烟气速度增大，烟气停留时间缩短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。
因而选择合适的烟气速度是很重要的，典型的FGD 脱硫装置的液
气比在脱硫率固定的前提下，逆流式吸收塔的烟气速度一般在
2.5-5m/s范围内，本设计方案选择烟气速度为3.5m/s。
湿法脱硫反应是在气体、液体、固体三相中进行的，反应条件比较
理想，在脱硫效率为90%以上时，钙硫比(Ca/S)一般略微大于1，最佳状态为1.01-1.02，而比较理想的钙硫比(Ca/S)为1.02-1.05，因此本设计方案选择的钙硫比(Ca/S)为1.02。
（2）喷淋塔吸收区高度的计算
含有二氧化硫的烟气通过喷淋塔将此过程中塔内总的二氧化硫吸收量平均到吸收区高度内的塔内容积中, 即为吸收塔的平均容积负
荷――平均容积吸收率，以ζ表示。
首先给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除于吸收容积，得到单位时间单位体积内的二氧化硫吸收量
ζ＝Q C η=K 0 V h
其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3
η为给定的二氧化硫吸收率, ％; 本设计方案为85.22％ h 为吸收塔内吸收区高度，m
K 0为常数，其数值取决于烟气流速u(m/s)和操作温度(℃) ;
K 0=3600u×273/(273+t)=3600×3.5×273／（273+200）=7272.3
由于传质方程可得喷淋塔内单位横截面面积上吸收二氧化硫的量
为：G （y 1-y 2）=k y a ×h×∆y m
其中: G为载气流量(二氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流
量) ，kmol/( m2.s)
Y 1,y 2 分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数（标准
状态下的体积分数）
k y —单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推动力的总传质
系数，kg/(m3﹒s)
a —为单位体积内的有效传质面积，m 2/m3.
∆y m —平均推动力，即塔底推动力，△y m =（△y 1-△y 2）
/ln(△y 1/△y 2)
所以 ζ=G(y1-y 2)/h
吸收效率ζ=1-y1/y2，按照排放标准，要求脱硫效率至少85.22%。
二氧化硫质量浓度应该低于1200mg/m3（标状态）
所以 y 1η≥y1-0.0203%
又因为G=22.4×（273+t）/273=u(流速)
将ζ的单位换算成kg/( m2.s), 可以写成
ζ64273*u *y 1η/h 22. 4273+t
在喷淋塔操作温度200℃下、烟气流速为 u=3.5m/s、脱硫效率
η=0.8522
前面已经求得原来烟气二氧化硫SO 2质量浓度为a (mg/m 3) 且
a=8.12×103mg/m3
而原来烟气的流量（250︒C 时）为1.7 ×105 m3/h换算成标准状态时(设为V a )
已经求得 V a =2.95×105 m 3/h=81.95 m3/s
故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中含有二氧化硫质量为 m SO =81.95×8.12×103mg/m3=6.66×105mg=666g
2
则根据理想气体状态方程，在标准状况下，体积分数和摩尔分数比值相等
故
烟气流速u=3.5m/s, y1=0.285%,η=0.8522,t=200℃
总结已经有的经验，容积吸收率范围在5.5-6.5 Kg/（m 3﹒s ）之间，
取ζ=6 kg/（m 3﹒s ）
代入上式可得
故吸收区高度h=8.41≈8.5m
（3）喷淋塔除雾区高度（h 3）设计（含除雾器的计算和选型） 吸收塔均应装备除雾器，在正常运行状态下除雾器出口烟气中的雾滴浓度应该不大于75mg/m3。
除雾器一般设置在吸收塔顶部（低流速烟气垂直布置）或出口烟道（高流速烟气水平布置), 通常为二级除雾器。除雾器设置冲洗水，间歇冲洗冲洗除雾器。湿法烟气脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋流板除雾器。
① 除雾器的选型
折流板除雾器 折流板除雾器是利用液滴与某种固体表面相撞击而将液滴凝聚并捕集的，气体通过曲折的挡板，流线多次偏转，液滴则由于惯性而撞击在挡板被捕集下来。通常，折流板除雾器中两板之间的距离为20-30mm ，对于垂直安置，气体平均流速为2－3m/s；对于水平放置，气体流速一般为6－10m/s。气体流速过高会引起二次夹带。
旋流板除雾器 气流在穿过除雾器板片间隙时变成旋转气流，其中的液滴在惯性作用下以一定的仰角射出作螺旋运动而被甩向外侧，汇集流到溢流槽内，达到除雾的目的，除雾率可达90％－99％。
喷淋塔除雾区分成两段，每层喷淋塔除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层（3-3.5）m ，距离最上层冲洗喷嘴（3.4-32）m 。
② 除雾器的主要设计指标
a. 冲洗覆盖率：冲洗覆盖率是指冲洗水对除雾器断面的覆盖程
度。冲洗覆盖率一般可以选在100 %～300 %之间。 ／h
n πh 2tg 2α*100% 冲洗覆盖率%=A
式中 n 为喷嘴数量，20个;α为喷射扩散角，90
A 为除雾器有效通流面积 ,15 m2
h 为冲洗喷嘴距除雾器表面的垂直距离,0.05m
n πh 2tg 2α*100% 所以 冲洗覆盖率%=A
20π⨯0.052⨯12
⨯100%=203% =15
b. 除雾器冲洗周期：冲洗周期是指除雾器每次冲洗的时间间隔。由于除雾器冲洗期间会导致烟气带水量加大。所以冲洗不宜过于频繁, 但也不能间隔太长, 否则易产生结垢现象, 除雾器的冲洗周期主要根据烟气特征及吸收剂确定。
c. 除雾效率。指除雾器在单位时间内捕集到的液滴质量与进入除雾器液滴质量的比值。影响除雾效率的因素很多, 主要包括:烟气流速、通过除雾器断面气流分布的均匀性、叶片结构、叶片之间的距离及除雾器布置形式等。
d. 系统压力降。指烟气通过除雾器通道时所产生的压力损失 , 系统压力降越大 , 能耗就越高。除雾系统压降的大小主要与烟气流速、叶片结构、叶片间距及烟气带水负荷等因素有关。当除雾器叶片上结垢严重时系统压力降会明显提高 , 所以通过监测压力降的变化有助把握系统的状行状态 , 及时发现问题 , 并进行处理。
e. 烟气流速。通过除雾器断面的烟气流速过高或过低都不利于除雾器的正常运行 , 烟气流速过高易造成烟气二次带水, 从而降低除雾效率, 同时流速高系统阻力大, 能耗高。通过除雾器断面的流速过低, 不利于气液分离, 同样不利于提高除雾效率。设计烟气流速应接近于临界流速。根据不同除雾器叶片结构及布置形式, 设计流速一般选定在
3.5～5.5m/ s之间。本方案的烟气设计流速为6.9m/s。
f. 除雾器叶片间距。除雾器叶片间距的选取对保证除雾效率 , 维持除雾系统稳定运行至关重要。叶片间距大 , 除雾效率低 , 烟气带水严重 , 易造成风机故障 , 导致整个系统非正常停运。叶片间距选取过小, 除加大能耗外 , 冲洗的效果也有所下降 , 叶片上易结垢、堵塞 , 最终也会造成系统停运。叶片间距一般设计在 20～95mm 。目前脱硫系统中最常用的除雾器叶片间距大多在30～50mm 。
g. 除雾器冲洗水压。除雾器水压一般根据冲洗喷嘴的特征及喷嘴与除雾器之间的距离等因素确定，喷嘴与除雾器之间距离一般小于1m ,冲洗水压低时, 冲洗效果差, 冲洗水压过高则易增加烟气带水, 同时降低叶片使用寿命。
h. 除雾器冲洗水量。选择除雾器冲水量除了需满足除雾器自身的要求外，还需考虑系统水平衡的要求, 有些条件下需采用大水量短时间冲洗, 有时则采用小水量长时间冲洗, 具体冲水量需由工况条件确定, 一般情况下除雾器断面上瞬时冲洗耗水量约为1-4m 3/m2. h
③ 除雾器的最终设计参数
本设计中设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m 。距离最上层冲洗喷嘴3.5m 。
1) 数量：1套× 1units=套
2) 类型：V 型 级数：2级
3) 作用：除去吸收塔出口烟气中的水滴，以便减少烟囱出烟口灰尘量。
4) 选材：外壳：碳钢内衬玻璃鳞片；除雾元件：阻燃聚丙烯材料（PP ）；冲洗管道：FRP ；冲洗喷嘴：PP 。
表1 除雾器进出口烟气条件基于锅炉100%BMCR工况
进行设计
烟气量
温度℃
烟气压力mmAq 除雾器进口 ----------- 50 113(1.11kPaG) 除雾器出口 ------------ ------------ 93(0.91kPaG)
≤75 雾滴含量mg/m3N(D) ------------
5) 雾滴去除率：99.75% 为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于
75mg/Nm3（干态），除雾器的雾滴去除率需要达到99.75% 以上。
6) 除雾器内烟气流速：6.9m/s
a. 重散布速度
大直径的雾滴颗粒可以通过除雾器元件惯性作用产生颗粒间碰撞从而去除雾滴。（平均颗粒直径大小为100～200μm）。
因此，烟气流速越高，雾滴去除率越高。但是，被去除的雾滴会重新散布，而降低雾滴去除效率。这就是雾滴重散布速度的概念。
b ．通过除雾器的烟气流速
为了使除雾器的雾滴去除率达到99.75% 以上，根据吸收塔出口端（即除雾器入口端）雾滴颗粒直径的实际分布状况，直径大于17μm
的雾滴颗粒必须100％完全去除。
综上所述，除雾区的最终高度确定为3.5m ，即h 3=3.5m
（4) 喷淋塔浆液池高度设计（设高度为h 2）
浆液池容量V 1按照液气比L/G和浆液停留时间来确定，计算式子如下：
V 1=L ⨯V N ⨯t 1 G
其中 L/G为 液气比,12.2L/m3
V N 为烟气标准状态湿态容积，V N =Vg =39.40m3/s T 1=2-6 min,取t 1=2.8min=168s
由上式可得喷淋塔浆液池体积
V ! =(L/G) ×V N ×t ! =12.20×39.40×168=80.02 m3
选取浆液池内径等于吸收区内径，内径D 2= Di =3.8m
而V 1=0.25×3.14×D 2×D 2×h 2=0.25×3.14×3.8×3.8×h 2
所以 h 2=7.06m
（5) 喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为h 4）
根据工艺要求，进出口流速（一般为12m/s-30m/s）确定进出口面积，一般希望进气在塔内能够分布均匀，且烟道呈正方形，故高度尺寸取得较小，但宽度不宜过大，否则影响稳定性.
因此取进口烟气流速为20m/s，而烟气流量为81.95 m3/s，
可得
所以
2×2.03=4.06m≈4.1m(包括进口烟气和净化烟气进出口烟道高度) 综上所述，喷淋塔的总高（设为H, 单位m ）等于喷淋塔的浆液池高度h 2 (单位m) 、喷淋塔吸收区高度h (单位m) 和喷淋塔的除雾区高度h 3（单位m ）相加起来的数值。此外，还要将喷淋塔烟气进口高度h 4（单位m ）计算在内
因此喷淋塔最终的高度为
H= h+h2+h3+ h4=8.5+7.06+3.50+4.1=23.16m取圆整值
23.2m
4.2.1.2 喷淋塔的直径设计
根据锅炉排放的烟气，计算运行工况下的塔内烟气体积流量，此时要考虑以下几种引起烟气体体积流量变化的情况：塔内操作温度低于进口烟气温度，烟气容积变小；浆液在塔内蒸发水分以及塔下部送入空气的剩余氮气使得烟气体积流量增大。喷淋塔内径在烟气流速和平均实际总烟气量确定的情况下才能算出来，而以往的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量，为了更加准确，本方案将浆液蒸发水分V 2 (m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V 3 (m3/s) 均计算在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量。
（1） 吸收塔进口烟气量V a (m3/s)计算
烟气进口量为：81.95（m 3/s)
然而，该计算数值实质上仅仅指烟气在喷淋塔进口处的体积流量，而在喷淋塔内延期温度会随着停留时间的增大而降低，根据PVT 气体状态方程，要算出瞬间数值是不可能的，因此只能算出在喷淋塔内平均温度下的烟气平均体积流量。
（2） 蒸发水分流量V 2 (m3/s)的计算
烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗，温度降低，吸收液蒸发，烟气流速迅速达到饱和状态，烟气水分由6%增至13%，则增加水分的体积流量 V 2 (m3/s)为：
V 2=0.07×81.95(m3/s)=5.74(m3/s)（标准状态下）
（3） 氧化空气剩余氮气量V 3 (m3/s)
在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气，使得亚硫酸钙氧化成硫酸钙，这部分空气对于喷淋塔内气体流速的影响是不能够忽略的，因此应该将这部分空气计算在内。
假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中的氧气完全用于氧化亚硫酸钙，即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。理论上氧化1摩尔亚硫酸钙需要0.5摩尔的氧气。(假设空气中每千克含有0.23千克的氧气 )
又V SO2=0.2331m3/s 质量流率
根据物料守衡, 总共需要的氧气质量流量
G O2=0.67×0.5kg/s=0.335Kg/s
该质量流量的氧气总共需要的空气流量为G 空气= GO2/0.23=1.457 Kg/s
标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3
故V 空气=1.457/1.293(m3/s)=1.127(m3/s)
V 3=(1-0.23) ×V 空气=0.77×1.127 m3/s=0.87 m3/s
综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量
V g =Va +V2+V3=36.30+5.74+0.87(m3/s)=42.91 (m3/s)
（4） 喷淋塔直径的计算
假设喷淋塔截面为圆形，将上述的因素考虑进去以后，可以得到实际运行状态下烟气体积流量V g ，从而选取烟速u ，则塔径计算公式为：
D i = V g πu
其中： V g 为实际运行状态下烟气体积流量，42.91 m3/s u 为烟气速度，3.5m/s
因此喷淋塔的内径为 D i = V g πu =3.786m≈4.0m
4.2.2吸收塔喷淋系统的设计（喷嘴的选择配置）
在满足吸收二氧化硫所需表面积的同时，应该尽量把喷淋造成的压力损失降低到最小，喷嘴是净化装置的最关键部分，必须满足以下条件：
（1） 能产生实心锥体形状，喷射区为圆形，喷射角度为
60-120；
（2） 喷嘴内液体流道大而畅通，具有防止堵塞的功能；
（3） 采用特殊的合金材料制作，具有良好的防腐性能和
耐磨性能；
（4） 喷嘴体积小，安装清洗方便；
（5） 喷雾液滴大小均匀，比表面积大而又不容易引起带
水；
雾化喷嘴的功能是将大量的石灰石浆液转化为能够提供足够接
触面积的雾化小液滴以有效脱除烟气中二氧化硫。湿法脱硫采用的喷嘴一般为离心压力雾化喷嘴，可粗略分为旋转型和离心型。常用的有空心锥切线型、实心锥切线型、双空心锥切线型、实心锥型、螺旋型等5种。
喷嘴布置分成2-6层，一般情况下为4层；层数的安排可以根据脱硫效率的具体要求来增减。底负荷时可以停止使用某一层，层间距0.8-2米，离心式喷嘴1.7米。实际上从浆液池液面到除雾器，整个高度都在进行吸收反应。因而实际吸收区高度要比h 高6-8米。
本方案采用4层喷嘴，层间距为1.5米。每台吸收塔再循环泵均对应一个喷淋层，喷淋层上安装空心锥喷嘴，其作用是将石灰石/石膏浆液雾化。浆液由吸收塔再循环泵输送到喷嘴，喷入烟气中。喷淋系统能使浆液在吸收塔内均匀分布，流经每个喷淋层的流量相等。一个喷淋层由带连接支管的母管制浆液分布管道和喷嘴组成，喷淋组件及喷嘴的布置成均匀覆盖吸收塔的横截面，并达到要求的喷淋浆液覆盖率，使吸收浆液与烟气充分接触，从而保证在适当的液/气比（L/G）下可靠地实现至少95%的脱硫效率，且在吸收塔的内表面不产生结垢。喷嘴系统管道采用FRP 玻璃钢，喷嘴采用SIC, 是一种脆性材料，但是特别耐磨，而且抗化学腐蚀，可以长期运行而无腐蚀、无磨损、无石膏结垢以及堵塞等问题。
4.1.2.1喷嘴布置设计原理
（1) 喷管管数的确定
根据单层浆体总流量Q l 和单个喷嘴流量Q s ，可得单层喷嘴个数n Q l = 1000/4=250(L/s)
而单个喷嘴流量为Q s =0.75L/s
N=Ql /Qs
所以 N=250/0.75=333.33取整数值334个
单喷管最大流量
Q max, s =π
4D max V
单喷淋层主喷管数
⎛Q l N =int Q ⎝max, s ⎫⎪+1 ⎪⎭
式中 D m a x 为单喷淋管可选最大管径，0.04m ；
V 为喷淋管内最大流速，6m/s。
所以 Q max, s =π
4D max V =0.25×3.14×0.04×0.04×6=7.536L/S
N =int ⎛Q l
⎝Q max, s ⎫⎪+1=int(250/7.536)+1=34 ⎪⎭
4.2.3 吸收塔底部搅拌器及相关配置
在吸收塔底部，石灰石浆液经过脱硫过程之后，变成了CaSO 3和CaSO 3﹒1/2 H2O ，此时为了使氧化风机鼓入的空气能够充分地和CaSO 3和CaSO 3﹒1/2 H2O 接触，以便充分氧化，需要CaSO 3和CaSO 3﹒1/2 H2O 的混合溶液内部颗粒分布均匀，在这种情况下，需要使用搅拌器来使溶液悬浮颗粒均匀混合，同时增大和空气接触的面积。
由于底部溶液是固体悬浮溶液，在吸收塔浆液池的下部，沿塔径向布置四台侧进式搅拌器，其作用是使浆液的固体维持在悬浮状态，同时分散氧化空气。搅拌器安装有轴承罩、主轴、搅拌叶片、机械密封。搅拌器叶片安装在吸收塔降池内，与水平线约为10度倾角、与中心线约为-7度倾角。搅拌桨型式为三叶螺旋桨，轴的密封形式为机械密封。
在吸收塔旁有人工冲洗设施，提供安装和检修所需要的吊耳、吊环及其他专用滑轮。采用低速搅拌器，有效防止浆液沉降。吸收塔搅拌器的搅拌叶片和主轴的材质为合金钢。在运行时严禁触摸传动部件及拆下保护罩。向吸收塔加注浆液时，搅拌器必须不停地运行。
叶片和叶轮的材料等级是ANSI/ASTMA176—80a ，搅拌器轴为固定结构，转速适当控制，不超过搅拌机的临界转速。所有接触被搅拌流体的搅拌器部件，必须选用适应被搅拌流体的特性的材料，包括具有耐磨损和腐蚀的性能。
4.2.4 吸收塔材料的选择
因为脱硫塔承受压力不大，而且16MnR 钢材综合力学性能、焊接性能以及低温韧性、冷冲压以及切削性能比较好，低温冲击韧性也比较优越，价格低廉，应用比较广泛。故塔壁面由16MnR 钢材制造，为了节约材料和防止腐蚀，内衬橡胶板防腐层，其烟气入口部分内衬玻璃鳞片加耐酸瓷砖。
4.2.5吸收塔配套结构的选择
（1） 吸收塔（喷淋塔）进料浆液管道和配套阀门的设计选择
设计时应该充分考虑到石灰石浆液对管道系统的腐蚀与磨损，一般
应该选用衬胶管道或者玻璃钢管道。管道内介质流速的选择既要 考虑到应该避免浆液沉淀，同时又要考虑到管道的磨损和屹立损失减少到最小。而且浆液管道上的阀门应该选用蝶阀，尽量少采用调节阀门。阀门的流通直径与管道一致。
（2） 吸收塔（喷淋塔）配套结构的选择（人孔选择）
塔设备内径大于2500mm ，封头和筒体都应该开设人孔，室外露天设备，考虑清洗，检修方便，一般选用公称直径450mm 或者500mm 的人孔；常压大型设备，贮槽则选用公称直径为500mm 或者600mm 的人孔。
综上所述，本设计方案中的吸收塔应该选用公称直径为500mm 的人孔。
d w ×S D D 1
585 B 300 b 14 B 1 10 B 2 12 H 1 160 H 2 90 螺栓直径长度 M16×5 530×6 620
4.3吸收塔最终参数的确定
（1）吸收塔（喷淋塔）数量：1 套×1 units=1 套
（2）类型：管道内置型吸收塔（喷淋塔）
（3）作用：烟气中的二氧化硫气体由吸收塔（喷淋塔）的浆液吸收并去除，为了使得烟气和浆液充分接触，应该合理地设计吸收塔（喷淋塔）内的除雾器、喷嘴、搅拌器。
4.3.1设计条件
（1）二氧化硫脱硫效率：85.22%（最小值）
（2）钙硫率：1.02（最大）
（3）烟气流速：3.5m/s
（4）吸收塔（喷淋塔）液气比：12.20L/ m3
（5）浆液池循环时间：≥4min ；
（6）排浆时间：≥16.5h
以上数值为经验值，该时间可以确保浆液池内充分的石膏产品和晶体生长。
4.3.2吸收塔尺寸的确定
4.3.2.1喷淋区截面面积以及尺寸
根据吸收塔（喷淋塔）出口实际烟气流量和上升和下降段烟气流速，喷淋区域截面面积如下所示：
（此处没有将氧化空气和饱和蒸汽考虑在内）
根据该面积算出D=5.5m
4.3.2.2吸收塔（喷淋塔）浆液循环量
根据吸收塔（喷淋塔）出口烟气量和液气比，浆液循环量计算如下所示：
1000L/s×4=4000L/s
4.3.2.3喷淋区域高度和喷淋层数：
喷淋层数目：4层；
喷淋区域高度：1.5 m×4 层＝6.0 m
4.3.2.4已确定的参数尺寸（mm ）
吸收塔（喷淋塔） 4000Φ×23100
喷淋区 6000
出口烟道 1200
进口烟道 1200
反应池 7100
4.3.2.5选材及防腐
塔本体：碳钢16MnR 钢材
塔内部螺栓、螺母类：6%Mo不锈钢材料
塔内壁：衬里施工前经表面预处理，喷砂除锈，内衬材料为丁基橡胶板
塔内件支撑：碳钢衬丁基橡胶
丁基橡胶是由异丁烯中混以1.5%—4.5%的异戌二烯具有化学稳定性好、对臭氧、酸碱的耐腐蚀能力强、无吸水性等优良性能。丁基
橡胶经改性后有卤化丁基橡胶，包括氯化丁基橡胶和溴化丁基橡胶，基本特性有：
（1）具有优良的耐水气渗透性能、耐浆液磨损性能、耐腐蚀性特别是耐Fˉ性、耐SO 2、耐CL -性及耐热性等。结合脱硫工程浆液介质条件，通常来说厚度为4mm 即可，在磨损严重的部位衬2层4mm 丁基橡胶。
（2）气体透过性小，气密性好回弹性小，在较宽温度范围内（30～50℃）均不大20% ，因而具有吸收振动和冲击能量的特性。
（3）耐热老化性优良，且有良好的耐臭氧老化、耐天候老化和对化学稳定性以及耐电晕性能与电绝缘性好。
（4）耐水性好、水渗透率极低，因而适于做绝缘材料。缺点是硫化速度慢、粘合性和自粘性差、与金属粘合性不好、与不饱和橡胶相容性差，不能并用。
5烟囱的设计计算
5.1烟囱高度的确定
（1）由设计任务书上可得所有锅炉的总的耗煤量为23t/h,
然后根据锅炉大气污染排放标准中的规定则可确定烟囱的高度为:85m
（2） 烟囱抬升高度计算ΔH(排烟温度为160℃)
=2.774.9/s
式中
——烟气的热释放率，kw ； ——大气压力，hPa
； ＿＿实际排烟量，/s ； ——烟囱出口处的烟气温度，℃ ；
其中n 0 、 n 1、n 2见下表
其中u 取4m/s
（3） 烟囱的有效高度
H=
（4）烟囱高度校核
——污染物在y,z 方向上的标准差，
u ——烟气出口处的平均风速，取4m/s
Q ——源强,g/s
——地面最大浓度，
mg/ 当
g/ 0.5 mg/
（根据＜环境空气质量标准＞各项污染物浓度限值），符合标准
5.2烟囱直径的计算
烟囱出口内经按下式计算：
式中， Q —通过烟囱的总烟气量，
W —烟囱出口烟气流速，取 12m/s
烟囱底部直径
式中 H —烟囱高度，m.
i —烟囱椎角（通常取 i= 0.02—0.03），此处设计取 i=0.02, =11m
5.3 烟囱阻力的计算
由下式可得
式中 ，L —管道长度m ；
d —
管道直径，取均值m
ρ—烟气密度，设标况下烟气的密度为：1.46kg/
则可得在实际温度下的密度为：
v —管中气流平均流速， m/s；
λ—摩擦阻力系数，使气体雷诺数 Re 和管道相对粗糙度的函数。可查手册得到（实际中对金属管道λ值取 0.02，对砖砌或混凝土管道λ值可取0.04）
6. 管道设计
确定吸收塔、风机、烟囱的位置及管道的布置。并计算管道的直径、长度、烟囱高度及系统总阻力。
6.1 计算管道的直径
（1
） 各装置及管道布置的原则 根据锅炉运行情况及锅炉现场的实际情况确
定各装置的位置。对各装置及管道的布置应力求简单、紧凑、管程短、、 占地面积小，并使安装、操作及检修方便即可。
（2） 管径的计算
式中：Q —工况下管道的烟气流量，/s
v —管道内烟气流速，m/s , 对于锅炉内烟尘 v=10—25m/s 此
处设计取v=20m/s
6.2 管道系统阻力的计算
（
1）摩摖压力损失
对于圆管 式中 ，L —管道长度m ；
d
—管道直径，取均值m
ρ—烟气密度，设标况下烟气的密度为：1.46kg/
则可得在实际温度下的密度为：
v —管中气流平均流速， m/s；
λ—摩擦阻力系数，使气体雷诺数 Re 和管道相对粗糙度的函数。可查手册得到（实际中对金属管道λ值取 0.02，对砖砌或混凝土管道λ值可取0.04）
（2）局部阻力损失：
式中，—异形管道的局部阻力系数；
v —与相对应的断面平均气流流速， m/s；
—烟气密度
已知连结锅炉、净化设备及烟囱等净化系统总需
90 度弯头 60 个，查表可得=0.29则可得
60个弯头总压力损失为：
6.3系统总阻力的计算
系统总阻力（其中锅炉出口前阻力为 1020Pa，吸收塔的总阻力取：1200Pa ，引风机阻力为 146Pa，旋风除尘器阻力为578.4Pa ，袋式除尘器的阻约为1200Pa ）= 阻力+管道阻力+引风机阻力+烟囱阻力 +设备阻力=1020+146+15.74+578.4+1200+15.87+952.2=3928.21Pa
7. 风机的选择与计算
7.1 风机风量的计算:
由
式中， 1.1—风量备用系数； Q — 通过风机前的风量/h
7.2风机风压的计算
计算可得
式中，
1.2—风压备用系数；
计算可得=1.2×3928.21≈4714Pa
根据 Qy 和 Hy 选定G-73-11锅炉通风机，性能如下。
使用上述的风机 3 台串联进行工作。
设计体会
本次设计是对一学期学习的总结与扩展。单独完成一份设计，从最开始的资料收集到数据的计算再到图纸的绘制让我更加有耐心去独立完成一项任务。
而通过本设计了解和掌握了更多有关除尘脱硫的工艺的详细资料和具体设备，加深了对除尘脱硫工艺的认识，在实际计算中遇到的困难体现出了我所学知识上的不
足，另一方面也是理论与实践的差距的表现。所以就必须要更加牢固掌握理论知识来应对实际遇到的问题。而通过查阅文献和计算，体会到实际工作中必须要保持严谨的态度和细心认真。但是由于时间上很仓促，虽然已经完成了设计内容，
但其中还有很多的不足和错误，这是很遗憾的，但通过这次的设计，使我动手解决问题的能力有了很大的提高，我会继续努力。
参考文献
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