SHL10-25型锅炉中硫烟煤烟气袋式除尘湿式脱硫系统设计资料

除尘湿式脱硫系统设计

1 引言

我国是煤炭资源十分丰富的国家，一次能源构成中燃煤占75％左右。随着我国经济的快速发展，煤炭消耗量不断增加，二氧化硫的排放量也日趋增多，造成二氧化硫污染和酸雨的严重危害。据最新报道，1999年我国二氧化硫排放总量为1857万吨，其中工业来源为1460万吨，生活来源为397万吨。酸雨区面积占国土面积的30％，主要分布在长江以南、青藏高原以东的广大地区及四川盆地。对106个城市的降水pH值监测结果统计表明，降水年均pH值低于5.6的有43个城市，占统计城市的40.6％。统计的59个南方城市中，降水年均pH低于5.6的有41个，占69.5％。

酸雨使得森林枯萎，土壤和湖泊酸化，植被破坏，粮食、蔬菜和水果减产，金属和建筑材料被腐蚀。空气中的二氧化硫也严重地影响人们的身心健康，它还可形成硫酸酸雾，危害更大。

为防止二氧化硫和酸雨污染，1990年12月，国务院环委会第19次会议通过了《关于控制酸雨发展的意见》。自1992年在贵州、广东两省，重庆、宜宾、等九个城市进行征收二氧化硫排污费的试点工作。1995年8月，全国人大常委会通过了新修订的《大气污染防治法》。1998年2月17日，国家环保局召开了酸雨和二氧化硫污染综合防治工作会议。这都说明我国政府高度重视酸雨和二氧化硫污染的防治。

国家环保局局长解振华指出：“成熟的二氧化硫污染控制技术和设备是实现两控区控制目标的关键因素。”他同时指出：为了实现酸雨和二氧化硫污染控制目标，要加快国产脱硫技术和设备的研究、开发、推广和应用。因此研究开发适合我国国情的烟气脱硫技术和装置，吸收消化国外先进的脱硫是当前的迫切任务。

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能源工业是国民经济的基础，我国的能源结构以煤为主且在短期内难以改变。煤炭的大量使用，造成严重的环境问题，其中SO2是形成酸雨的主要物质之一，因此燃煤脱硫对环境保护、社会效益、经济效益各方面非常重要。

我国从20世纪70年代开始电站锅炉的烟气脱硫技术的研究，但进展缓慢。由于工业发展，燃煤增加，酸雨的危害日益严重，对SO2的污染控制技术在七五期间被列入国家重点攻关项目。此后经过多年努力，与引进技术相结合，建立了大型工业装置。我国引进的技术虽然设备先进、运行稳定、自控程度高，但投资和运行费用极高，以目前我国的情况很难推广应用。因此急需根据我国国情，开发适应我国市场需要的烟气脱硫技术，达到产业化应用。 二氧化硫控制方法多种多样，可以分为三大类： （1）燃烧前脱硫，如洗煤等。

（2）燃烧中脱硫，如型煤固硫、炉内喷钙等。

（3）燃烧后脱硫，即烟气脱硫（FGD），是目前应用最广、效率最高的脱硫技术。

我国近年来大气污染严重，据国家环保局统计，1997年，我国的SO2排放量达2346万吨，超过美国及欧洲国家，成为世界SO2排放第一大国。1998年开始由于国家政策倾斜及环境问题越来越受到人们的重视，排放量开始下降，但大幅度控制SO2排放仍迫在眉睫。目前，控制SO2排放的最有效途径是FGD技术，即烟气脱硫。烟气脱硫技术一般分为湿法、干法、半干法三大类。

湿式脱硫除尘技术是由水、气、固三相工艺技术组成的一个系统，而不能仅仅把它看成是一个脱硫除尘器。从推广应用角度来说，水系统的完好性，对发挥该技术在脱硫中的作用有着更为现实和重要的意义。

2 工艺流程的选择及说明

脱硫除尘工艺设计说明：

双碱法烟气脱硫工艺主要包括吸收剂制备和补充系统，烟气系统，SO2吸收系统，脱硫产物处理系统四部分组成。

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2.1 吸收剂制备和补充系统

脱硫装置启动时用氢氧化钠作为吸收剂，氢氧化钠干粉料加入碱液罐中，加水配制成氢氧化钠碱液，在碱液罐中可以定期进行氢氧化钠的补充，以保证整个脱硫系统的正常运行及烟气的达标排放。为避免再生生成的亚硫酸钙、硫酸钙也被打入脱硫塔内容易造成管道及塔内发生结构、堵塞现象，可以加装曝气装置进行强制氧化或将水池做大，再生后的脱硫剂溶液经三级沉淀池充分沉淀保证大的颗粒物不被打回塔体。另外，还可在循环泵前加装过滤器，过滤掉大颗粒物质和液体杂质。 2.2 烟气系统

锅炉烟气经烟道进入除尘器进行除尘后进入脱硫塔，洗涤脱硫后的低温烟气经两级除雾器除去雾滴后进入主烟道，经过烟气再热后由烟囱排入大气。当脱硫系统出现故障或检修停运时，系统关闭进出口挡板门，烟气经锅炉原烟道旁路进入烟囱排放。

2.3 SO2吸收系统

锅炉烟气从烟道切向进入主塔底部，在塔内螺旋上升中与沿塔下流的脱硫液接触，进行脱硫除尘，经脱水板除雾后，由引风机抽出排空。脱硫液从螺旋板塔上部进入，在旋流板上被气流吹散，进行气液两相的接触，完成脱硫除尘后从塔底流出，通过明渠流到综合循环池。 2.4 脱硫产物处理系统

脱硫系统的最终脱硫产物仍然是石膏浆，从曝气池底部排浆管排出，由排浆泵送入水力旋流器。由于固体产物中掺杂有各种灰分及硫酸钠，严重影响了石膏品质，所以一般以抛弃为主。在水力旋流器内，石膏浆被浓缩（固体产量约40%）之后用泵打到渣处理场，溢流液回流入再生池内。

3 除尘器的设计原始数据

（1）锅炉型号：SHL10-25 即，双锅筒横置式链条炉，蒸发量10t/h，出口蒸汽压力25MPa

（2）设计耗煤量：1.25t/h

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（3）设计煤成分：CY=64.5% HY=2% OY=3% NY=1% SY=1.5% AY=18% WY=10%；VY＝15％；属于中硫烟煤 假设燃烧1kg该燃煤，计算可得表1：

表4.1 1Kg煤燃烧计算表

C H O N S A W

质量（g）

645 20 30 10 15 180 100

物质的量（mol）

53.75 20 -0.94 0.36 0.47 / 5.56

耗氧量（mol）

53.75 5 -0.94 0 0.47 0 0

（4）排烟温度：160℃ （5）空气过剩系数＝1.3 （6）飞灰率＝16％

（7）烟气在锅炉出口前阻力700Pa

（8）污染物排放按照锅炉大气污染物排放标准（GB13271-2014）中新建排污项目执行。

（9）连接锅炉、净化设备及烟囱等净化系统的管道假设长度100m，90°弯头20个。

4 除尘器的设计及计算

4.1 燃煤锅炉烟气量、烟尘和二氧化硫浓度的计算 4.1.1 标准状况下燃烧1kg煤的理论空气量 燃料与空气中的氧完全燃烧的化学反应方程式：

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ywywyCxHyOzSwxzO23.78xzN2xCO2H2OzSO242422

yw3.78xzN2Q42式中：Q—燃烧热；

x、y、z、w —分别代表碳、氢、硫和氧的原子数

nO253.7550.470.9458.28mol/kg煤 （式4.1） VO258.2822.41305.47Lkg煤 （式4.2） Va01305.4713.786240.15L6.24m3 （式4.3） 4.1.2 标准状态下燃烧1kg煤的实际空气量

Va6.241.38.11m3kg煤 （式4.4） 4.1.3 标准状态下燃烧1kg煤的理论烟气量

0VfgVCO2VH2OVSO2VN253.75105.560.470.3658.283.7822.46.51m31000 （式4.5）

4.1.4 标准状态下燃烧1kg煤的实际烟气量

Vfg6.518.11-6.248.38m3 （式4.6） 4.1.5 实际烟气含尘浓度

fgMV1kg8.38m30.12kgm3 （式4.7） 4.1.6 160℃时烟气量 VVfgP0T1013252731608.3815.16m3 （式4.8）

PT088860273（查阅资料得山西朔州大气压大约为88.86kPa）

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160℃时实际烟气密度为： fgP0T1013252731600.120.22mgm3 （式4.9） PT0888602734.1.7 标准状态下烟气中的二氧化硫的浓度的计算

mSO20.476430.08g30080mg （式4.10） SO230080 3589.49mgm3 （式4.11）

8.384.1.8 标准状态下烟气中的飞灰的浓度的计算

mA1800.1628.80g28800mg （式4.12） A288003436.75mgm3 （式4.13） 8.384.1.9 锅炉烟气流量

Q15.1610001.2518950m3h5.26m3s （式4.14） 4.2 除尘设备结构设计及计算 4.2.1 除尘器的选择及计算

根据工况下烟气量、烟气温度及要求达到的除尘效率来确定除尘器（袋式除尘器）

袋式除尘器是使含尘气体通过滤袋滤去其中离子的分离捕集装置，是过滤式袋式除尘器中一种，其结构形式多种多样，按不同特点可分为圆筒形和扁形；上进气和下进气，内滤式和外滤式，密闭式和敞开式；简易机械振动，逆气流反吹，气环反吹，脉冲喷吹与联合清灰等不同种类，其性能比较如下表：

表4.2 除尘器性能比较

除尘种类 除尘效率% 净化程度 特点 第 6 页 共 22 页

简易袋式 30 中净化 机械振动袋式 90 中净化 要求滤料薄而光滑，质地柔软，再过滤面上生成足够的振动力 脉冲喷吹袋式 99 细净化 清灰方式方式作用强度很大，而且其强度和频率都可以调节，清灰效果好 通过比较最终决定选用袋式除尘器，根据处理烟气性质及不同形式的袋式除尘器的优缺点，最终决定选逆喷脉冲袋式除尘器。脉冲袋式除尘器是一种周期性的向滤袋内或滤袋外喷吹压缩空气来达到清除滤袋上积尘的袋式除尘器，它具有处理风量大，除尘效率高的优点，而且清灰机构设有运动部件，滤袋不受机械力作用，损伤较小，滤袋使用周期长的特点。

影响因素：过滤风速、滤料风速、滤料种类、清灰方式、入口含尘浓度、处理气体性质、净化物料种类等。

4.2.2 除尘效率

1Ct50198.54% （式4.15） C03436.754.2.3 设计计算

锅炉烟气流量为：18950m3/h 进口烟气浓度等于灰尘浓度3436.75mg/m3 一般情况下的过滤气速如下: 简易清灰: vF=0.20～0.75m/min 机械振动清灰: vF=1.0～2.0m/min 逆气流反吹清灰: vF=0.5～2.0m/min 脉冲喷吹清灰: vF=2.0～4.0m/min

采用脉冲喷吹清灰式除尘器，其过滤速度取：vF=3.0m/min

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计算用烟气量为：Q11.1Q1.11895020845m3/h5.79m3/s

qV208450115.81m3 （式4.16） 60vF603则可得烟气所要经过的总的滤袋面积为：A设计袋的直径为：D120mm 设计袋的高度为：L3500mm

则可得每条滤袋的面积为：s3.14DL3.140.123.51.3188m2

（式4.17）

A115.8188条 （式4.18） s1.3188115.81 选用90条滤袋，重新计算气布比：（式4.19） uF0.98mmin

1.318890可得所需滤袋的条数为：n 设计有一个滤室，每个滤室分2个组，则每个组有滤袋45条,分布为长方向上为9条滤袋，宽方向上为5条滤袋，一般袋与袋之间的距离为50—70mm,此处设计中取袋与袋之间的距离为50mm,即0.05m。为了便于安装与检修，两个组之间留500mm宽的检修通道。边排滤袋与壳体间留出距离为300mm。 由以上设计可得每个滤室的长为：90.180.0520.50.323.7m 宽为：50.140.050.321.3m

设灰斗短边与地面夹角为60°，灰斗底面为直径0.4m的圆筒，底面距地面0.5m,计算灰斗高度：h1.3-0.430.78m 2滤袋上方的安装高度取0.8m，则除尘器的总高度为：

HLh1.00.83.50.781.00.86.08m （式4.20） 4.3 脱硫设备结构设计及计算 4.3.1 脱硫方法的选择

湿法脱硫是采用液体吸收剂洗涤SO2烟气以除去SO2的技术。 本设计为高浓度SO2烟气的湿法脱硫。

近年来尽管半干法和干法脱硫技术及其应用有了较大的发展空间，但是湿法脱硫仍是目前世界上应用最广的脱硫技术，其优点是技术成熟，脱硫效率高，操作简

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单，吸收剂价廉易得，适用煤种范围广，所用设备简单等优点。常用方法有石灰/石灰石吸收法，氢氧化钠吸收法，氨吸收法。

根据表4.3，湿法脱硫性能的比较，综合本工艺流程图及上述几种常用脱硫的优缺点比较，经过比较全面考虑，最终我们组选用石灰/石灰石吸收法进行脱硫。

表4.3 湿法脱硫性能比较

项目 石灰/石灰石吸收法 优点 脱硫效率高，吸收剂资源广泛，价格低廉，副产品石膏可用建筑材料 缺点 系统复杂，占地面积大，造价高，容易结垢，造成堵塞，运行费用高，只使用大型电站锅炉 氢氧化钠吸收法 价格便宜，脱硫效率高，副产品的溶解度特性更适用加热解吸过程，可循环利用，吸收速度快 高温下NaHSO3转换成Na2SO3，丧失二氧化硫的能力 氨吸收法 脱硫效率高，运行费用低 吸收剂在洗涤过程中挥发产生氨雾，污染环境，投资大 4.3.2 工艺简介

石灰石/石灰法湿法烟气脱硫是采用石灰石或石灰浆液脱除烟气中SO2的方法。该方法开发较早，工艺成熟，吸收剂廉价易得，因而应用广泛。它的反应原理是将石灰石粉加水制成浆液作为吸收剂泵入吸收塔与烟气充分接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及从塔下部鼓入的空气进行氧化反应生成硫酸钙，硫酸钙达到一定饱和度后，结晶形成二水石膏。经吸收塔排出的石膏浆液经浓缩、脱水，使其含水量小于10%，然后用输送机送至石膏贮仓堆放，脱硫后的烟气经过除雾器

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除去雾滴，再经过换热器加热升温后，由烟囱排入大气。由于吸收塔内吸收剂浆液通过循环泵反复循环与烟气接触，吸收剂利用率很高，钙硫比较低，脱硫效率可大于95%。

这个过程发生的反应机理如下表4.4：

表4.4 湿法脱硫反应机理

脱硫剂 溶解 反应 石灰石 石灰 SO2气H2OSO2液H2O SO2液H2OH2SO3 SO2气H2OSO2液H2OSO2液H2OH2SO3H2SO3HHSO32HSO解离 反应 23 H2SO3HHSO32HSO23 HCaCO3Ca2HCO3 H2OCaOCaOH2CaOH2Ca22OH 吸收 反应 Ca2SO320.5H2OCaSO30.5H2OCa2SO320.5H2OCaSO30.5H2OCa2HSO32H2OCaSO32H2OH Ca2HSO32H2OCaSO32H2OH 中和 反应 HHCO3H2CO3H2CO3CO2H2O HOHH2O 总反应 CaCO3SO20.5H2OCaSO30.5H2OCO2 CaOSO20.5H2OCaSO30.5H2O 4.3.3 吸收塔

吸收SO2的吸收塔的选择，见下表4.5:

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表4.5 吸收塔比较

名 称 填 料 塔 空塔气速2.0～5.0m/s，液气比0.5～1.0L/m，压力损失200～1000Pa 3操作参数 优点 缺点 结构简单，设备小，制造容易，占空间小，液气比小，能耗低；气液接触好，传质较以，可同时除尘、降温、吸收 不能无水运行 自 激 湍 球 塔 筛 板 塔 液气比1～10L/m，喷淋密度6m/(m·h)，压力损失500Pa/m，空塔气速0.5～1.2m/s 323结构简单，制造容易，填料可用耐酸陶瓷，较易解决防腐蚀问题，流体阻力较小，能量消耗低。操作弹性较大，运行可靠。 不能无水运行 空塔气速1.0～3.0m/s，小孔气速16～22m/s，也曾厚度40～60mm，单板阻力300～600Pa，喷淋密度12～15m/(m·h) 32结构简单，空塔速度高，处理气安装要求严格，塔板要求水平，量大，能够处理含尘气体，可以同时除尘、降温、吸收，大直径塔检修时方便 操作弹性较小，易形成偏流和漏液，使吸收效率下降。 喷 空塔气速2.5～结构简单，造价低，操作容易，气液接触时间短，混合不宜均第 11 页 共 22 页

淋 塔 4.0m/s，液气比13～30L/m，压力损失500～2000Pa 3可以同时除尘、降温、吸收 匀，吸收效率低，液体经喷嘴喷入，动力消耗大，喷嘴易堵塞，产生雾滴，需设除雾器 通过比较各种设备的性能参数，所以选用喷淋塔吸收二氧化硫。 4.3.4 吸收塔内的流量计算

假设吸收塔内平均温度为80C，压力为120KPa，则吸收塔内烟气流量为： QVQ273t101.325（式4.21） (1K)

273P 式中：QV—吸收塔内烟气流量，m3/s；

Q—标况下烟气流量，m3/s；

K—除尘前漏气系数，0-0.1，取0.05； Qv5.264.3.5 吸收塔的塔径计算

根据石灰石烟气脱硫的操作条件参数，选择吸收塔内烟气流速v3m/s，则吸

v327380101.325(10.05)6.03m3/s 273120收塔截面A为： AQv6.032.01m2 （式4.22） 则塔径d为：d4Aπ42.011.60m （式4.23）

取塔径 D02000mm 4.3.6 吸收塔的高度计算

吸收塔可看做由三部分组成，分成为吸收区、除雾区和浆池。 (1) 吸收区高度

依据石灰石法烟气脱硫的操作条件参数得，选择喷淋塔喷气液反应时间t=4s，则喷淋塔的吸收区高度为：H1vt3412m （式4.24） (2) 除雾区高度

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除雾器设计成两段。每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。最下层冲洗喷嘴距最上层(3.4～3.5)m，则取除雾区高度为：H23.5m (3) 浆池高度

浆池容量V1按液气比浆液停留时间t1确定：V1LGQt1 （式4.25） 式中：LG—液气比，一般为15～25L/m3，本设计取18Lm3； Q—标况下烟气量，m3h；

t1—浆液停留时间，s；一般t1为4min~8min，本设计中取值为6min。 则浆池容积为：V1181031895066034.11m3

选取浆池直径等于或略大于吸收塔D0，本设计中选取的浆池直径D1为2m，然后再根据V1计算浆池高度： h0式中：h0—浆池高度，m； V1—浆池容积，m3； D1—浆池直径，m。

h0434.1110.86m

3.14224V1（式4.26）

D12

从浆池液面到烟气进口底边的高度为0.8～2m。本设计取2m。 （4）吸收塔高度

HTH1H2h0123.510.8626.36m （式4.27） 4.4 烟囱设计及计算 4.4.1 烟气释放热计算

QH0.35PaQvΔT （式4.28） Ts式中：QH—烟气热释放率，kw；

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Pa—大气压力，近似取888.6hPa； Qv—实际排烟量，m3/s

Ts—烟囱出口处的烟气温度，160℃=433K； Ta—环境大气温度，取环境大气温度Ta=293K

ΔTTsTa433293140K （式4.29） 环境大气压下的烟气流量： QV18950273160101.32510.059.99m3s 360027388.86T1400.35888.69.991004.57kw T433QH0.35PaQV4.4.2 烟囱直径计算

烟囱出口烟气流速不应低于该高度处平均风速的1.5倍，为保证烟气顺利抬升，出口流速应在20～30m/s，取20m/s。则有

D4Qv （式4.30） πυ 求得D=0.80m,取烟囱直径为D为800mm；

校核流速 v4Qv49.9919.88m/s πD20.8024.4.3 烟气抬升高度计算

21.5vSD0.01QH （式4.31）

u 由QH＜1700kw，可得 H式中：s—烟囱出口流速，取20m/s； D—烟囱出口内径，m；

u—烟囱出口处平均风速，朔州当地年平均风速为2.5-4.5m/s,取3m/s. ΔH2(1.5200.800.011004.57)22.70m

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4.4.4 烟气几何高度计算

根据锅炉的蒸发量，然后根据锅炉大气污染物排放标准中的规定确定烟囱高度。

表4.6 锅炉的蒸发量与烟囱高度的关系

锅炉总锅炉的蒸发量(t/h) 烟囱最低高度（m）

<1 20

1~2 25

2~6 30

6~10 35

10~20 40

26~35 45

由设计任务书上可得所有锅炉的总的蒸发量为10t/h。通过上表可以确定烟囱的几何高度为： HS40m

4.4.5 烟气有效高度计算：HHsH4022.7062.70m （式4.32） 4.4.6 烟气阻力计算

标准状况下的烟气密度为1.46kg/m3，则可得在实际温度下的密度为： ρρn273273 1.460.92kg/m3 （式4.33）

273160443lv2ρ 烟囱阻力可按下式计算： Δpλ （式4.34）

d2式中：λ—摩擦阻力系数，无量纲，本处取0.02； v—管内烟气平均流速，m/s； l—烟囱长度，m；即H.

62.700.9219.882379.96Pa Δp0.020.6024.4.7 烟气高度校核

假设吸收塔的吸收效率为80%，可得排放烟气中二氧化硫的浓度为：

3 SO2(180%)1984.17396.83mg/m （式4.35）

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二氧化硫排放的排放速率：

vso2SO2Qv396.839.99103g/s3.96g/s （式4.36） 校核 ： ρmax2vso2ρyπuH2eρz （式4.37）

式中：

ρyρz—为一个常数，一般取0.51，此处取0.5；

23.9610000.50.04mg/m3 2362.70e ρmax查得国家环境空气质量二级标准时平均SO2的浓度为0.5mg/m3,设计符合要求。 4.5 管道系统设计计算 4.5.1 管径的计算

4Q45.260.67m （式4.38） v3.1415 d式中：v—烟气流速m/s（对于锅炉烟尘v=10～15m/s）本设计取为15m/s。 圆整并选取峰值：

表4.7 钢制板风管

外径D/mm 700 外径允许偏差/mm ±1 壁厚/mm 0.12 内径d1=700-2×0.12=699.76mm 烟气流速 v4Q45.2613.68m/s （式4.39） d23.140.699762 由此可知，除尘器的管径设计合理。 4.5.2 摩擦阻力损失计算

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根据流体力学原理，空气在任何横截面形状不变的管道内流动时，摩擦阻力

lv2ρ （式4.40） Δpm可用下式计算： Δpmλd2式中：v—管内烟气平均流速，m/s； l—管道长度，100m；

0.0210013.6820.92245.96Pa Δpm20.7烟气管道局部阻力损失可按下式计算：Δpm式中：n—弯头个数，20个； ζ—局部阻力系数，无量纲； ρ—烟气密度，kg/m3； v—管内烟气平均流速，m/s；

ρv2 （式4.41） nζ2 在烟气管道中采用90°弯头，其局部阻力损失系数ζ0.25，所以管道局部阻力损失为： Δpm13.682200.250.92430.43Pa

2管道总阻力损失p为： Δp245.96430.43679.39Pa 4.5.3 系统总阻力计算

系统的总阻力包括烟气在锅炉出口前的阻力（取700Pa）、烟囱阻力、管道总阻力与脱硫设备的阻力之和。查相关资料，脱硫设备的阻力为500Pa，除尘的阻力为1500Pa,则系统总压力损失为

P系统锅炉出口前阻力烟囱阻力管道总阻力脱硫设备阻力除尘阻力

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Δp系统700379.96679.3950015003759.35Pa （式4.42）

5 风机电机的选择

5.1 风机的选择 5.1.1 风机风量的计算

选择通风机的风量按下式计算： qv,0(1K1)qv （式5.1） 式中：qv—管道计算的总风量，m3/h；

K1—考虑系统漏风所附加的安全系数，取0.1。 qv,o(10.1)2084522929.5m3/h 5.1.2 风机风压的计算

选择通风机的风压按下式计算： Δp0(1K2)pρ0 （式5.2） ρ式中：Δp—管道计算的总压力损失，Pa；

K2—考虑管道计算误差及系统漏风等因素所采用的安全系数，一般 管道取0.1～0.15，本设计取0.12；

ρ0—标定状态下的空气密度，对于引风机ρ00.745kg/m3； ρ—运行工况下进入通风机时的气体密度。 Δp0(10.12)3759.355.2 电机的选择 5.2.1 系统总阻力计算

0.7453409.57Pa 0.92第 18 页 共 22 页

NKqv0p0 （式5.3）

1000123600式中：K---电机安全系数，取1.15 1---风机效率，取75% 2---机械效率，取1.0

qv0p022929.53409.571.1533.30KW

100012360010000.753600 NK结合通风机风压及总风量，经选择，本设计采用Y2-10型锅炉引风机。

表5.1 Y2-10型引风机性能参数

引风机型号

流量m3/h

全压Pa

功率kw

Y2-10 2200～58330 1490～3235 3～55

6 总结

中国的大气污染以煤烟型为主，主要的污染物是SO2和烟尘。火电厂是煤、石灰消耗大户，火电厂SO2年排风量占工业中排放量的1/3，且增长较快。锅炉烟气是造成大气污染的主要原因之一。但是在我国，投入到烟气除尘脱硫的资金不多，因此一台设备同时除尘有脱硫，可以降低系统的投资费用和占地面积，才适合我国的国情。

本设计主要设计数据如下：

（1）采用脉冲喷吹清灰式除尘器，其过滤速度取：vF=3.0m/min； （2）烟气量：5.79m3/s； （3）总的滤袋面积：115.81m3； （4）每条滤袋的面积:1.3188m2；

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（5）选用90条滤袋，设计有一个滤室，每个滤室分2个组，则每个组有滤袋45条,分布为长方向上为9条滤袋，宽方向上为5条滤袋；

（6）每个滤室的长：3.7m； 宽：1.3m。

总的说来，本次设计的主要工作都集中在参数的选取上。通过本次设计，进一步加强了我们在文献查阅方面的能力，这是本次设计我最大的收获。

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参 考 文 献

[1]郝吉明，马广大. 大气污染控制工程[M].第二版. 北京：高等教育出版社，2002 [2]张殿印. 除尘工程设计手册[M]. 北京：化学工业出版社，2003 [3]周兴求，叶代启. 环保设备设计手册—大气污染控制设备[M]北京：化学工业出版社，2003

[4]蓝火金.工业锅炉房常用设备手册[M]. 北京：机械工业出版社，1993

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致 谢

历经一个多星期的课程设计已接近尾声，在这段时间里，感谢我的指导老师白小娟老师以及柴春镜老师在设计中给予我们极大的帮助，不仅督促我们抓紧时间作课程设计，还提醒我们要认真、保证保量的完成课程设计。同时感谢身边同学的帮助，是因为大家的共同努力，才有了现在这份成果。

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