1绪论
1.1 SO2松散散污染危害与控制现状
SO2污染属于低浓度的长期污染，对生态环境是一种慢性，叠加性的长期危害。SO2的转化产物硫酸雾对大气能见度的影响极大，当大气相对湿度大于70％时，它对大气能见度的影响就比较突出。SO2对人体健康的影响主要是通过呼吸道系统进入人体，与呼吸器官作用，引起或加重呼吸器官疾病。国内外研究认为，80％～90％的癌症是由环境化学因素引起了，大气污染与肺癌之间有明显的关系。另为大气对植物和农作物危害也非常严重。
1992年联合国发展大会之后，全球环境与发展事业发生了重大变革，人类开始接受并着手实施可持续发展战略，保护大气资源，保护大气环境，解决和控制臭氧层损耗，全球气候变暖，大范围的酸雨以及城市和地区的严重大气污染。
二氧化硫污染首先发生在北半球较发达国家，近几十年来，亚洲国家，尤其是中国，已成为去全球二氧化硫排放最多的地区和国家之一。1995年我国SO2排放量达2341万吨，超过美国当年的2100万吨，成为世界SO2排放第一大国。动力行业是我国SO2排放的重点来源之一。我国燃煤活力发电机组容量占电力总装机容量的75％左右，年耗煤量近5亿吨，火电燃煤烟尘排放总量占全国工业烟尘排放总量的37%以上，列第一位。酸雨是SO2污染的一种重要形式，我国酸雨中的硫酸根与硝酸根的当量浓度之比约为64:1，这表明大量SO2的排放是降水成酸雨的主要原因（张晔，1999）。
亚洲维持世界一半人口的生存，对能源（主要地煤）的需要仍将持续增加，SO2排放仍会快速增长。国际IGBP委员会为此制定了以控制SO2排放为核心的行动计划。目前国内外较为经济适用的脱硫途径包括：燃烧前脱硫，燃烧中脱硫和燃烧后脱硫即烟气脱硫（Flue Gas Desulphurization）。
目前，各国研究的延期脱硫方法已超过一百种，其中有的进行了中间试验，有的还处于实验室研究阶段，已用于工业生产的只有十余种。
《中国环境保护21世纪议程》颁布后，对其中的固定源大气污染的控制，建议采取如下以行动方案:
(1)推广应用循环流化床燃煤脱硫成套技术和火电厂烟气脱硫技术;
(2)发展燃煤电站SO2控制技术，其中包括大型流化床燃烧脱硫技术，旋转喷雾干燥脱硫技术，炉内喷钙技术并建立示范工程；
（3）综合控制SO2面源污染（烟囱高度<40m），相应技术包括型煤燃烧成套技术，循环流化床燃烧技术，湿式脱硫除尘技术和炉内喷钙技术等。
1.2 烟气脱硫技术的发展
1.2.1 国外研究动态
当前应用的烟气脱硫方法大致上有三类：干法脱硫，半干法脱硫和湿法脱硫。根据对脱硫生成物是否可以继续使用，脱硫方法还可分为抛弃法和回收法两种。根据净化原理和流程来分类，烟气脱硫方法又可分为下列三种：
（1）用各种液体和固体物料吸收和吸附废气中的SO2；
（2）将废气中的SO2在气流中氧化为SO3，再冷凝吸收制成硫酸；
（3）将废气中的SO2在气流中还原为硫。
为了防治SO2污染和酸雨污染，各国均致力于开发先进的烟气脱硫技术。目前已形成工业化运行中的烟气脱硫技术主要有：以日本为代表的湿式石灰﹣石灰石法专利技术，以日本和意大利为代表的湿式氨法专利技术，以美国为代表的氧化镁脱硫工艺专利技术，以英国为代表的碱式硫酸铝专利技术，以美国为代表的喷雾干燥法专利技术，以美国和芬兰为代表的喷钙法脱硫专利技术，以德国为代表的循环流化床脱硫专利技术，以及以美国为代表的荷电干式吸收剂喷射脱硫技术专利技术等。后四种脱硫技术属于干法脱硫技术。
国外循环流化床烟气脱硫（CFB）工艺技术是20世纪80年代末由德国鲁奇公司研究开发的。该公司是世界上第一台循环流化床锅炉的开发者，现又把循环流化床技术引入烟气脱硫领域，取得了良好的效果，德国的wullf公司在该技术基础上开发了回流式循环流化床技术，丹麦FLS.Miljo公司开发的气体悬浮吸收技术也得到了工程应用。CFB工艺是近年来新兴起的具有世界先进水平的脱硫技术。具有干法脱硫的许多优点，如投资少，占地面积小，流程简单，而且可在较低的钙硫比下达到与湿法脱硫技术相近的脱硫效率，并能同时达到除尘效果。
从烟气脱硫技术看，目前国内外的发展趋势是：由湿法向干法，半干法发展，由单一脱硫向同时除尘脱硫发展，由单一脱硫向同时脱硫脱硝发展。
1.2.2 国内研究动态
我国早在20世纪70年代就开始了电站锅炉FGD技术的研究工作，先后有60多个高校，科研和生产单位，对多种脱硫工艺进行了实验研究。与发达国家相比，我国的研究虽起步较早，但进展缓慢。随着
SO2和酸雨污染的日趋严重，SO2控制技术的研究被提到议事日程。从“六五”到“九五”的20年间，国家投入了大量人力，物力和财力，对SO2的污染控制技术组织了攻关研究，取得了一系列成果。清华大学“煤的高效低污染燃烧”国家重点试验室做了约400m3/h烟气量的基里试验研究，东南大学热能工程研究所也完成了模拟中试试验研究，试验规模2000m3/h，取得了一定的成效。“九五”期间，由北京市劳保所，浙江大学，湘潭大学等单位承担的国家攻关项目——“湿式脱硫除尘一体化技术研究”，开发了亚硫酸钙脱硫的新方法，和几种投资少，运行费用低的脱硫除尘一体化设备，受到用户的欢迎，不仅已在220t/h以下锅炉上推广应用，还在国内建立了几家产业化基地。为了促进国内FGD技术的开发研究，我国引进了一批国外先进技术和装备，使国外技术和装备逐步国产化。
1.3设计方案
1.3.1设计目的
本设计着眼于燃煤延期排放二氧化硫的总量控制，力求实现技术上先进，经济上合理，设计出适合我国国情的火力发电燃煤锅炉的延期脱硫新工艺。
1.3.2 设计参数
（1）电源：电源频率:50Hz；
（2）环境温度：最低：-12℃，最高：40.1℃
大气压：冬季95KP，夏季101.3KP
相对湿度：≦70%
（3）风向资料：冬季主导风向东北，平均风速2m/s；
夏季主导风向西南，平均风速3m/s
（4）240t/h锅炉主要工艺参数
出力：242000m3/h 台数：1
转速：1450rpm 迎风机型号：SPY18.5—C5A
风压：6800Pa 燃煤：25t/h.台
（5）系统粉尘特性：
粉尘化学成分
C/%
H/%
O/%
N/%
S/%
W/%
A/%
50.22
3.22
6.53
0.78
0.68
10
28.59
设计为不排烟温度130℃
低位发热量18594KJ/NM3
运行中烟气含硫量1600mg/NM3 实际燃煤S份小于1
1.3.3系统方案确定
本设计是对发电厂延期进行脱硫处理。目前工业上所利用的脱硫技术有很多种，并且各有个的特点，各有个的利弊。根据本次设计烟气的特征，原料的来源，产品的销路及经济效益等各方面的因素权衡，采用循环流化床脱硫技术，其工艺流程为：
240t/h燃煤锅炉 → 预除尘系统 → 风机I → 脱硫器 → 风机II → 烟囱
设计的主要内容为循环流化床脱硫系统及其附属设备，除尘系统，风机，烟囱等的设计计算及选型。
1.3.4循环流化床脱硫工艺特点
循环流化床脱硫工艺的吸收剂可以用生石灰在现场进行干硝化所得到的氢氧化钙细粉，也可以用废碱液或电石渣，从而节省投资费用，减少了能源消耗，使运行费用大为降低。
该工艺是一种干法流程，所以不像湿法，半干法那样需要有由许多庞大的贮存罐，易磨损的浆液输送泵等组成的复杂的吸收剂制备，输送系统，从而大大简化了工艺流程。脱硫产物性质稳定，可以作为建筑材料使用，也可以进一步综合利用。
该工艺通过吸收剂的多次再循环，延长吸收剂与烟气的接触时间，提高了吸收剂的利用率，具有流程简单，占地少，投资小等优点，而且能在较低的钙硫比（Ca/S: 1.1～1.2）情况下接近或者达到湿法工艺的脱硫效率。
1.3.5与脱硫相关的国家产业政策和技术政策
从20世纪70年代以来，销减燃煤锅炉SO2排放量，一直是我国SO2污染控制技术研究的重点，国家“七五”，“八五”，“九五”科技攻关项目中，将燃煤SO2污染控制列为重点研究课题。1997年1月12日国务院批准了《酸雨控制区和SO2污染控制区划分方案》，要求各污染企业“在2010年前分期分批建成脱硫设施或采取具有相应效果的减排SO2的措施”。国家环保局《全国环境保护工作（1998～2002）纲要》中明确要求“集中优势力量，对烟气脱硫，高浓度有机废水处理和生态退化防治等技术进行攻关；加强环保科技成果筛选湖推广，开发污染防治的成套技术设备，建设一批示范工程”。2001年10月，国家经济贸易委员会组织制定了《环保产业发展“十五”规划》，（国经贸源[2001]1023号）并对“十五”起降我国环保产业发展重点做出了具体规定：在大气污染防治领域，“重点发展湿法脱硫工艺，以满足大容量，高参数火电机组烟气脱硫的需要；适当发展烟气循环流化床脱硫，喷雾干燥脱硫，炉内喷钙尾部增湿活化脱硫，电子束脱硫等工艺，以适应中小机组和老机组的烟气脱硫。”
1.3.6循环流化床法的反应机理
1.3.6.1固体流态化机理
固体颗粒的流动性差，若采取某种措施是颗粒也像流体一样呈流动状态，这种操作就称为固体流态化，进行流态化操作的设备叫流化床。
当气体自下而上通过床层时，随着床层物料颗粒的特征，床层级和尺寸，气体流速等参数改变，其流态化状态不同。当改变空床气速时，固体流态化过程可大致分为固定床，流化床和气力输送三种情况。
（1） 固定床状态：在一个床内，当空床气速较小时，固定颗粒静止不动，气体从物料颗粒间的缝隙穿过。
（2） 流化床状态：当床速增加到一定值后，固体颗粒开始松动，且颗粒位置也在一定区间进行调整，创层略有膨胀，床内空隙率开始增加，但固体颗粒仍保持接触，开始进入流化状态，此时的气流速度成为临界流化速度umf，当空床气速超过umf时，颗粒完全悬浮在向上的气流中，并在床层上形成一明显的上界面，即床层的密相段，这是床内气固两相进行传质与传热的主要区域，在密相段中的固体看起来像沸腾着的液体，并且在很多方面具有液体的性质。
（3） 气力输送状态：当空床气速升高到一定值后，流化床上界面消失，床层空隙率剧增，颗粒分散悬浮在气流中，被气流带走，其相应气速称为最大气速ut,或称颗粒的终端速度。
由上可知，要维持床层处于良好的流化床状态和脱硫效果，气流速度应处于umf与ut之间，且保持足够反应时间和较小的压力损失。
1.3.6.2化学反应机理
(1)SO2倍水吸收的化学反应机理 SO2溶于水，发生下列反应
SO2（g）+ H2O ＝ Hˉ + HSO3ˉ
(2)CaO吸收剂的水合反应 流化床内此反应在吸收剂CaO与喷入的雾化水之间进行，反应式为
CaO（s） + H2O(l) ＝ Ca(OH)2 + 273.21cal/g(1143.11J/g)
56.08 18.016 74.096 g/mol
由上式知，每克CaO与0.3213g H2O反应生成1.3213g Ca(OH)2，放出273.21 cal的热量。
CaO的水合反应式一个剧烈放热反应。当CaO与水接触，CaO对水产生剧烈亲和反应，巴水吸进空隙中，激发大量的热，在粒子内部产生强大的膨胀力，使颗粒迅速分裂破碎，变为小颗粒。
(3) CaO与SO2,O2的反应
CaO（s） + SO2(g) + 1/2 O2 ＝ CaSO4(S)
由热力学观点来看，反映速度受反应条件（如温度，浓度）的严格限制，在760℃以下时，CaO与SO2，O2的反应缓慢，当温度在
760℃以上时，此反应变得显著，温度不断升高，反应速度亦随着增加，当温度增加到1000℃以上后，反应速度增加非常缓慢。
(4) Ca(OH)2与SO2反应
Ca(OH)2 (s) + SO2 (g) ＝ CaSO3(S) + H2O(g)
此反应在590℃条件下，可以直接完全进行。对于除去SO2来说，温度应保持在480～650℃范围内，若反应温度低于480℃时，反应几乎就无法进行。但是，当气相中存在一定量水分时，即使反应温度小于120℃时，反应就是可以进行的。KlingSper首先系统研究了温度对脱硫效率的影响，并认为
① 温度是此反应最为重要的影响因素。
② 反应在420℃以下进行时，脱硫效率受温度影响不大，虽然Ca(OH)2与SO2的反应岁温度升高，反应速率有所提高，但温度不超过420℃时，影响不显著。
③ CaO，SO2的水和反应是个极快的防热反应，只要温度足够，大多数CaO将迅速反应生成Ca(OH)2。
④ SO2在水中溶解度受温度限制，但在有碱离子存在时，其溶解度大大增加。在CFB系统中，水直接吸收SO2的量远远低于Ca(OH)2在润湿状态下吸收SO2的量。
⑤ CaO与SO2反应在高于800℃温度下反应激烈，在较低温度且没有水分润湿条件下，反应不明显。
⑥ 即使在较低温度下（低于120℃），只要存在足够水分，Ca(OH)2与SO2的反应充分。
(5)循环流化床脱硫综合反应机理 综上所述，在CFB系统中脱硫的主要化学反应可表示为
CaO (s) + H2O(l) = Ca(OH)2 （s）
Ca(OH)2（s） + SO2 (g) + H2O(l) ＝ CaSO3(S) + H2O(g)
CaSO3 + 1/2 O2 ＝ CaSO4
由反应式可以看出，直接影响脱硫效率的因素是氧化钙和水分的含量。钙硫比较高时，反应时氧化钙过量，二氧化硫就能得到较高的去除率。谁含量有利于氢氧化钙生成，能促进二氧化硫吸收。
由小实验结果可知，CFB反应器中喷入的水使氧化钙表面CFB形成氧化钙，烟气因为水的蒸发而冷却，氧化钙与水反应很快，床内固体主要是氢氧化钙和脱硫后的产物，气固反应开始发生在吸收剂粒子外表，随着反应进行，反应面向内部移动。由于磨损使吸收石灰粒子的未反应表面不断暴露出来，又利于反应的顺利进行。但是由于粒子磨损（特别是在润湿条件下），小粒子不断被烟气带出床外，床重不断发生改变。维持床重的恒定，是CFB反应器正常运行的基础。在喷水条件下，粒子的磨损机理对CFB反应器正常运行具有重要的意义，而喷水量对粒子磨损破碎剂脱硫效率有重要影响。
1.4预期目标
本次设计通过对SO2浓度的控制使SO2总量达标，设计脱硫效率96%以上，在控制SO2达标的同时，也使粉尘排放达到国家标准。
2基本计算
（1）标准状态下理论空气量的计算
Qa′ ＝ 4.76(1.867C′+5.56H′+0.7S′-0.7O′) (m3/kg)
式中：Qa′——燃煤所需的理论空气量
C′，H′，S′，O′——分别为煤中各元素的质量分数
Qa′＝4.76（1.867×50.22% + 5.56×3.22% + 0.7×0.68% - 0.7×6.53%)
＝5.12 m3/kg
（2）标准状态下理论烟气量的计算
Qs′＝1.867(C′+0.375S′) + 11.2 H′ + 1.24W′+ 0.016 Qa′
+ 0.79 Qa′+ 0.8N′ （m3/kg）
式中：Qs′——燃煤所排放出的理论烟气量
Qa′——燃煤所需的理论空气量
C′，H′，S′，O′，N′——分别为煤中各元素的质量分数
W′——燃煤中所含水分的质量分数
Qs′＝1.867（50.22% + 0.375×0.68%）+ 11.2×3.22% +
1.24×10% + 0.016×5.12 + 0.79×5.12 + 0.8×0.78%
＝5.56 m3/kg
（3） 标准状态下实际烟气量的计算
Qs＝Qs′+ 1.016（α- 1）Qa′（m3/kg）
式中：α——空气过量系数 取值1.2
Qs——燃煤所排放出的实际烟气量
Qs＝5.56 + 1.016（1.2 – 1）×5.12＝6.6 m3/kg
∴耗煤量为25t/h.台的锅炉每小时的烟气量为：
Q＝6.6×25000＝1.65×105m3/h
（4）标准状态下烟气含尘浓度的计算
C＝dsh·A′/ Qs (kg/ m3)
式中：dsh——排烟中飞灰占煤中不可燃成份的质量分数
A′——煤中不可燃成份的含量
Qs——标准状态下实际烟气量
C ＝ 30%×28.59%/6.6 ＝ 0.013 kg/ m3
＝ 1.3×104mg/ m3
（5）标准状态下烟气中SO2浓度的计算
CSO2 ＝ 2S′/Qs × 106（mg/m3）
式中：S′——煤中含可燃S的质量分数
Qs——标准状态下燃煤产生的实际烟气量
CSO2 ＝ （2×0.68%/6.6）× 106＝2.061 105 mg/m3
(6)工况下的 烟气量：
式中： Q——标准状况下的烟气流量 m3/h
T′——工况下的烟气温度 K
T——标准状态下的烟气温度 K
∴
= 4059.52 (m3/min)
= 67.66 (m3/s)
3集气罩的设计
3.1集气罩型式的选择
根据66盐的自备电厂锅炉的实际情况，并结合整个企业的经济效益，产品销路等，和设计操作的情况，本设计选择接受式集气罩。
接受式集气罩是沿污染气流流线方向设置吸气罩口，污染气流便可借助自身的流动能量进入罩口。其特点是直接接受生产过程能够产生
或诱导出来的污染气流，其排风量取决于接受的污染气流量。因此，在设计接受罩时，首先应确定污染气流量的大小，并考虑横向气流干扰等影响，适当加大接受罩的罩口尺寸和排风量。
3.2集气罩的设计计算
（1）集气罩基本参数的确定：
集气罩的罩口尺寸不应小于罩子所在污染位置的污染物扩散的断面积。如果设及气罩连接风管的特征尺寸为d0(圆形为直径，方形为短边，本设计为圆形），污染源的特征尺寸d（圆形为直径，方形为短边，本设计为圆形），集气罩距污染源的垂直距离H,集气罩口的特征尺寸为D0(圆形为直径，方形为短边，本设计为圆形），集气罩喇叭口长度h2,则应满足d0/d﹥0.2，1.0﹤D0/d﹤2.0,和H/d﹤0.7(若影响操作，可适当增大)和h2/d0≦3
由设计资料知：d = 2.0m = 2000mm, H′= 2000m，取H = 2000mm
则：D0 = d + 0.8H = 2000 + 0.8×2000 =3600(mm)
罩下口面积为F0 = 0.25 = 0.25×3.14×3.62= 10.1736(m2)
罩下口边高位：
罩上口直径拟定为：d0 = 1500mm
则罩净高位：
校核：d0/d (= 1.5/2.0 = 0.75)﹥0.2， 1.0﹤D0/d（=1.8）﹤2.0, H/d = 1
h2/d0(=1.05/1.500=0.7)﹤3
基本满足。
（2）集气罩入口风量的确定
①冬季： 环境气温为-12℃，锅炉烟气温度为130℃
△ T = T1 – T2 (K)
式中： △T——温差 K
T1——锅炉烟气温度
T2——环境温度
∴ △T = 130 -（-12）= 142 （K）
热烟气流量Q0为：
式中： q——热量流率 KJ/s
H——集气罩距污染源的垂直距离 m
F——污染源断面积 ㎡
其中： F = 0.25 = 0.25×3.14×22= 3.14 (㎡)
=
∴
∴集气罩排风量为：
式中：v′——最小吸入速度 0.5～1.0m/s,取0.6m/s
F′——集气罩口口面积与污染源断面积之差，
F′= F0 - F = 10.1736 – 3.14 = 7.034(m2)
∴ = 1.70 + 0.6×7.034 = 5.920 （m3/s）
②夏季： 环境温度为41℃，锅炉烟气温度130℃
△T = 130 -41 = 89（K）
F = 0.25×3.14×22= 3.14m2
=
∴ = 1.403 + 0.6×7.034 = 5.623（m3/s）
由于冬季排风量大于夏季排风量。应以冬季排风量来计算
校核管道中风速 <20m/s，符合要求.
4除尘器的选型计算
燃煤电厂对除尘器类型的选择与本国的烟尘排放标准密切相关。实现电力工业的可持续发展，在推广净煤燃烧和调整火电结构的同时，提高火电厂烟尘排放标准已势在必行。
从选择除尘器的原则来看，首先是除尘器效率和出口浓度，应当排除排除离心式除尘器和洗涤式除尘器，因为他们的除尘效率较低，一般约为80%～95%，根据前述的粉尘进口浓度来看远不能达到排放标准的要求。能满足排放标准要求的只有文丘里洗涤器，袋式除尘器和电除尘器。其次从粉尘特性和烟气条件来看，火电厂燃煤粉尘粘性和亲水性都不太适合用湿式除尘器来处理，并且其结构较复杂,投资大较大。故能满足要求的只有电除尘器和袋式除尘器。
4.1袋式除尘器的特点
(1)袋式除尘器的优点
①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99.9%以上。
②袋式除尘器可以捕集多种干式粉尘，特别是高比电阻粉尘，采用袋式除尘器要比用电除尘器的净化效率高的多。
③含尘气体浓度在相当大的范围内变化对袋式除尘器效率和阻力影响不大。
④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。除尘器的处理气量可从1～106m3/h.
⑤袋式除尘器也可做成小型的，安装在散尘设备上或散尘设备附近，也可安装在车上做成移动式袋式除尘器，这种小巧，灵活的袋式除尘器特别适用于分散尘源的除尘。
⑥袋式除尘器性能可靠稳定，没有污泥处理和腐蚀等问题，操作维护简单，。
(2)袋式除尘器的缺点
①袋式除尘器的应用抓哟受滤料的耐温和耐腐蚀等性能影响。目前常应用的滤料可耐250℃左右高温，如采用特别滤料处理高温含尘烟气，将会增大投资费用。
②不适于净化含黏结合吸湿性强的含尘气体。用袋式除尘器净化烟气时的温度不能低于露点温度，否则将会产生结露，堵塞布袋滤料的空隙。
③据初步统计，用袋式除尘器净化大于17000 m3/h含尘气量的投资费用要比电除尘器高。而净化小于17000 m3/h含尘烟气时，投资费用要比电除尘器省。
4.2电除尘器的特点
(1)收尘效率高：静电除尘装置可以很方便的通过加长电场的长度达到99%以上的除尘效率。当前，我国普遍使用三个电场的电除尘器，当烟气中粉尘状态处于一般状态时，其捕集效率可达99%以上。国外工业化国家普遍使用5个电场的电除尘器，收尘效率在99.9%以上。
静电除尘器还有一个出色的特征，就是收尘效率可长期稳定保持不变，这就是其他除尘器比不上的，只有袋式除尘器例外。但袋式除尘器需要经常更换滤袋，才能保持良好的收尘效率。静电除尘器电场内主要构件都是静止的，烟气流速又很低，（仅1m/s左右），磨损很少，只要设计合理，制造安装合格，维护保养及时，电除尘器一般都能长期高效运行（可做到10年大修一次）
(2)烟气阻力小，总的能耗低：电除尘器的能耗主要是由烟气阻力损失，供电装置，电加热保温和振打电机等能耗组成，其他烟气除尘装置的烟气阻力占总能耗的90%以上，其数值是静电除尘器的5～8倍，电除尘其的烟气阻力，不管装置的体积有多大，一般仅200Pa左右，。即使4个电场，5个电场也不会超过300Pa
。由于总的能耗低，有很少更换易损件，所以运行费用比袋式除尘器，文丘里除尘器要小得多。
(3) 使用范围广：电除尘器可捕集粒径小于0.1μm的粒径，300～400℃的高温烟气，湿式静电除尘器不仅可以除尘，还可除去烟气中的水雾和酸雾。这种综合性的能力，为用户提供了方便。当烟气的各项参数发生一定范围的波动是，电除尘器的性能仍然保持良好的性能。
(4)可处理大容量烟气：电除尘器易模块化，因此可以很方便地实现装置的大型化。目前单台电除尘器处理气量已达2×106m3/h。这样大的气量用袋式除尘器或旋风除尘器来处理时很难想象的。即使勉强做到也是不经济的。
(5)捕集到的粉尘干燥：因为粉尘以干燥的形态被捕集，有利于粉尘的输送和再利用，也没二次污染。
(6)维护保养简单：电除尘器如果品种规格选的恰当，又有良好的制造安装质量，日常的维护保养量是很少的。电除尘器的曹族运行全部实行自动化，实现了智能化——即自动选择瞬时最佳运行方式。
(7)一次投资大: 电除尘器和其他除尘器相比，结构较复杂，耗用钢材较多，每个电场需要配用一套高压电源及控制设备，因此价格较大。但是静电除尘装置费用加上3～5年的运行费用比打多数其他除尘设备的要低。
从以上的有缺点比较分析可得：首先从除尘器进口的粉尘浓度来看，火电厂除尘器入口的浓度较高。在火电厂，由于燃煤的费用占发电成本的60%～70%。所以，尽管含灰两大的煤使锅炉对流受热面有磨损，但为了降低发电成本，煤粉炉不得不燃用含灰量较大，价格较低的煤，故电除尘器可选。其次，从这两种除尘器的投资和运行费用来看，尽管电除尘器的一次投资费用较大，但袋式除尘器的阻力较大，布袋更换导致其运行费用极大，故从总的费用来看电除尘器的设备可选。再次，从使用寿命来看，袋式除尘器由于滤袋寿命的缘故，只能使用1～5年，而电除尘器可以使用5～10年，甚至20年。从这几点看，虽然电除尘器也有一些缺点，但却是最可选的。
4.3电除尘器的计算及选型
4.3.1电除尘器的设计计算
（1）电除尘器型号的确定： 设计选用单区电除尘器，即粒子的捕集和核电是在同一个区域中进行。收尘机和放电极夜在同一个区域。单区电除尘器按结构类型可分为立式和卧式电除尘。立式电除尘器中的气流使自下而上垂直运动，一般用于烟气流量较小，除尘效率不太高的场合。立式电除尘器较高，气体通常直接排入大气。所以在整压下进行。它的主要优点是占地面积小。卧式电除尘器没得气流是沿水平方向流动。它的主要优点是按照不同除尘效率的要求，可任意增加电场长度和电场个数；能分段供电；适合于负压操作，引风机的寿命较长。本次设计由于烟气量大，电场多，分段供电等，因而采用卧式电除尘器。
按清灰方式分为干式和湿式。干式清灰是通过冲击振动来剥离电极上的粉尘，收集的粉尘时干燥的，便于综合利用。湿式清灰石用水冲洗电机，一般只在易爆气体净化或烟气温度过高，没有泥浆处理设备时才使用。设计清灰选用干式。
按电极形状可分为板式，管式和棒帏式电除尘器。板式电除尘器的收集极呈板状，为了减少粉尘的二次飞扬和增加极板的刚度，通常将极板轧制成不同的凸凹槽型。管式电除尘器的收尘极由一根或一组截面呈圆形，六角形或方形的管子组成，放电极位于管子中心。通常用于除去气体中的液滴。棒式电收尘器的收尘极使用ф8钢筋编成榜帏状，它结实，耐腐蚀，不易变形，但自重大，耗钢材多。本设计采用板式电除尘器。
按电极的大小分常规电除尘和宽间距电除尘器。同级距在400mm以上的称为宽间距电除尘，它在本体结构上与常规电除尘没有根本区别。但由于间距的加大，供电机组电压的提高，有效电场强度大，板电流密度均匀，趋进速度提高，有利于净化高比阻粉尘，因此本次设计采用宽间距电除尘。
综上所述，本次设计选用卧式，板式，无辅助电极的宽间距（400mm）电除尘器。
（2） 电除尘器的台数： 240t/h燃煤锅炉的烟气量为165000m3/h ,采用2台电除尘器。
（3） 电场风速的确定：烟气在电除尘器内流速大小的选取，视电除尘器规格大小而定，一般在0.4～1.5m/s范围内，本次设计取0.90m/s。
（4） 电除尘器的截面积初定（F′）
F′=
（5） 除尘效率（η） 除尘效率可以根据电除尘器进口烟气和出口浓度来确定，根据《大气污染综合排放标号》（GB16397-1996）的规定，出口排放浓度标准状态下小于120mg/m3来确定
式中： CS——标准状态下烟尘排放标准规定值 mg/ m3
C——标准状态下烟气含尘浓度 mg/ m3
（6）有效驱进速度的确定 影响驱进速度的因素很多，驱进速度比较难确定，且驱进速度故驱与电除尘的除尘效率和收尘面积关系密切，采用得意希公式计算：
式中： ——电除尘器的除尘效率 %
A——电除尘器收尘极面积 m2
Q——烟气量 m3/s
W——有效驱进速度 m/s
从公式可以看出，当被处理的烟气量和收尘效率一定时，粉尘的驱进速度越大，则收尘极版面积越小，对于电厂锅炉虽然影响驱进速度的因素很多，但实际上煤的含硫量和粉尘粒径分布是影响驱进速度的主要因素。根据经验，当含硫量大于0.5%小于2%时，氧化钠含量大于0.3%，电晕线为芒刺时，同极距为400mm时，有效驱进速度，由下式计算：
W = 7.4×1.3×
式中：S——煤的含硫量 %
k——平均粒度影响系数
根据大量实际案例，采用400mm同极距，并考虑经济性，W取6.0cm/s
(7)收尘极面积（A）由得意希公式有：
A = (m2)
计算求得的极板面积后，在选择电除尘器的实际极板面积时，要考虑各种参数的准确性和电除尘其结构等方面的影响，应将极板面积适当增加一些余量（也可称为储备系数），一般按5%左右考虑：
A′ = A ( 1 + 5% ) = 35.98 ( 1 + 5% ) = 37.78 m2
(8)比集尘面积（f）
f = (m2)
(9)电场数（n）的确定
在卧式除尘器中，一般可将电极沿气流方向分为几段，即通称几个电场。为适应粉尘的特性，达到较好的供电效果和电极的清灰性能。单电场长度不宜过大，一般取3.5～5.4m,对要求净化率高的电除尘器，一般选3～4个电场，本次设计由于除尘效率较高，故选4个电场
（10）电场高度（h）
取 h = 4 m
(11)同极距（2s）的确定：一般电除尘器的极距为250～300mm，由于本设计要求除尘效率较高，所以本设计同极距取400mm
(12)通道数：
式中：k′——除尘器的阻流宽度，设计选用Z型板宽度为40mm，k′=0.02m
取:Z = 17(mm)
(13)电场断面（F）
由上式得：F = Z × h ( 2s - k′) = 17×4×( 0.4 – 0.02 ) = 25.84(m2)
则实际风速为：
4.3.2电除尘器的选型
根据以上计算和工况下的烟气量Q′= 243571.4 m3/h,选择两台GD30ⅡB并联使用,其性能参数列表如下：
名称
单位
数量
有效断面积
㎡
30
烟气处理量
m3/h
86400～140400
电厂风速
m/s
0.8～1.3
正负极间距
mm
180
集尘极总面积
㎡
1484
电场内烟气压力
Pa
-2500
阻力
Pa
﹤300
气体允许最高温度
℃
300
设计效率
%
99
硅整流装置容量
A/KV
0.4/72
硅整流装置个数
个
2
阳极振打用电动机数量
个
2
阴极振打用电动机数量
个
2
给料机用减速电机数量
个
2
设备总重
t
95
根据所选电除尘器与压损选择G.Y4-73-11NO18D锅炉通风机
G.Y4-73-11NO18D锅炉通风机性能参数
名称
单位
数值
转速
r/min
960
全压
Pa
3256
流量
m3/h
238000
效率
%
84
轴功率
KW
257
电机型号
JSQ148-6
1台
功率
KW
310
联轴器
ST0103
350×130×110
电机地脚螺丝
GB799-76
M36×1000
5循环流化床的设计计算
（1）临界流化气速的计算公式为：
× (m/s) <1>
式中： ——临界硫化气速，m/s
——颗粒平均直径 m
——固体颗粒密度 kg/m3
——气体运动粒度 m2/s
上式的使用界定条件是雷诺数Re必须小于10，即：
Re ＝ ﹤10 <2>
当计算出的 代入<2>，算得Re﹥10，则必须进行修正。修正方法是，先计算出Re，代入式<3>，则：
F ＝ 1.33 – 0.38lg Remf <3>
计算出F值后，再将式<1>计算出的 乘以F，即得所求的临界流化气速，最大流化气速 一般为临界流化气速 的10～90倍，最大流化气速 的求取一半是不按均匀系统中颗粒在介质中的沉降速度求得：
（m/s）
式中： ——为与雷诺数有关的曳力系数
用生石灰作为吸收剂，其主要成分是CaO，加入流化床的生石灰粒径为2～3μm，可取为2.5μm，堆积密度为 ＝2666.2kg/m3,在温度为130℃时，烟气的密度为 ＝0.815kg/m3,黏度为 ＝ 2.45×10-5kg/m?s。
=
= 3.25m/s
此时：Re = = =180.46﹥10
所以需修正：F = 1.33 – 0.38㏒Remf
= 1.33 – 0.38×㏒180.46
= 0.47
∴ = 0.47×3.25 = 1.53 m/s
对于球型颗粒， 与Re的关系及 的表达式如下：
当 2﹤Re﹤500时
=
=
则: =
= 22.64 m/s
最大流化速度与临界流化速度的比值： / = 14.80
根据 ﹤ ﹤ ，并且 =（1.5～2.5）
则： = 2.5 =3.8m/s
（2）流化床直径的计算：
将 =3.8m/s Q = 243571.4m3/h = 67.7 m3/s代入下式
= m
反之，对空塔气速 重新核算： = m/sZ
∴ = = 3.8m/s
(3)流化床高度的计算
流化床高度L指从气体分布板到气体出口的高度，由流化床高Lf,稳定段高度Ld以及分离高度TDH确定,即L = Lf + Ld + TDH
①临界流化床高度L0
根据半工业试验研究结果，确定本设计的流化床的物料质量ms=2722.22kg ,由公式：
上式中的ρc 为吸收剂的堆积密度，单位kg/m3,其计算过程如下：
生石灰的真实密度为2408.9kg/m3,由试验知，其空隙率大致为0.49
则堆积密度为：
（kg/m3）
通过试验知，砂子的堆积密度为 =1370.1 kg/m3
所以吸收剂（生石灰与砂子的混合物）堆积密度为：
偶有节涌仍可操作的关系式为：
式中： ——固体颗粒的平均直径, m
——临界流化床高度, m
——流化床直径, m
——膨胀比为1.5时表观气速，（m/s）
——分别为气体和颗粒的密度， kg/m3
——气体的黏度， kg/m·s
将各数据代入得：
∵ = 4.8m
∴ = 0.31×4.8=1.66 （m）
即：在静止床高危1.66m以内时，流化床都可操作，所以 =0.1m,符合要求，本设计中取 =1.5m,就是流化床的静止高度，即临界流化床高度。
②流化床高Lf
根据流化床特性，选取适当的膨胀比R = 1.5
∴ Lf = R × L0 = 1.5×1.5 = 2.1(m)
③稳定段高度
在流化床设计中一般考虑在稀相段高度之上增加一段高度，使床层稳定操作，稳定段高度取决于床层的稳定性以及密相床层的高度变化等，一般由经验来定，本设计中取Ld =2m
④分离高度TDH
其计算式为：
式中： u —— 流化床操作速度 m/s
代入数据得：
为防止粉尘随气流流出流化床，特在流化床的出口处设置挡板：所以
TDH = 1.5m。
⑤流化床总高：
综上所述，流化床的总高为：
L = Lf + Ld + TDH = 2.1 + 2.0 + 1.5= 5.60 (m)
6循环流化床系统的其他构件
6.1气流分布板
气流分布板的作用是保证流化床具有良好而稳定的流化状态。气流分布板应满足以下四个条件。
(1) 均布气流，压降小，不产生“沟流”；
(2) 必须使流化床有一个好的初始流化状态，消除“死角”；
(3) 在长期的操作中不赌赛和磨蚀；
(4) 停运时固体物料不大量下漏。
流化床气流分布板的型式和开孔率对流态化效果影响很大，当开孔率较小时，床层气相密度较为均匀，气泡较小，气固相接触较为密切而气体沟流较少，但阻力较大。考虑到系统许用压降的情况下，选用单层多孔板形式，其上加一层金属丝网，以减少物料的漏失。
由流化床的半径得气流分布板的面积为：
A ＝ ∏/4 × D2 ＝ ∏/4 × 4.82 ＝ 18.09 (㎡)
6.2床重的计算
(1)流化床出口扬析量的确定
根据半工业性试验结果，本设计采用扬析量与床重的比例为0.05m,由流化床静止高度为0.5m,可计算出床重为：
所以,流化床出口扬析量为：11536.4×0.05 = 576.8 (kg/h)
(2)补充新料量与回料量的确定：
根据所选除尘器的除尘效率为96%，除尘器的排放速度为：
576.8×4% = 23.00（kg/h）
SO2在150℃时，密度为1.8719g/L，在200℃时密度为1.6755g/L，应用内差法计算130℃时SO2的密度为：
按脱硫效率为96%来计算，装置进口烟气浓度最高为500mg/m3,在T = 130℃下将体积浓度换算成为烟气浓度，则：
设CaO的浓度为x,由主要反映方程式：
CaO (s) + H2O(l) = Ca(OH)2 （s）
Ca(OH)2（s） + SO2 (g) + H2O(l) ＝ CaSO3(S) + H2O(g)
得：
试验用生石灰成分见下表，可知CaO在生石灰中占的比例是71.33%，所以所需生石灰的质量M = 199.6 ÷ 71.33% = 279.87(kg/h)
吸收剂
名称
粒径
（μm）
CaO
( % )
MgO
( % )
CaSO2
( % )
CaCO3
( % )
真密度
（ ）
生石灰
0～2000
71.33
2.53
0.69
3.78
2.4098
设计中砂子加入比例为：砂子质量﹕活性石灰 = 1﹕2，所以固体物料加入总量为： WS = 279.87×1.5 = 419.8 (kg/h)
由主要反应方程式得CaCO3生成量 y
假设在流化床内有20%的CaSO3被氧化为CaSO4，则根据反应方程式得的CaSO4生成量：
亦即在流化床中反应1小时产生的CaSO3质量为：
m1 = 427.67×0.8 = 342.21 (kg/h)
产生的CaSO4的质量为: m2 = 96.92 (kg/h)
∴反应的增量为： m1 + m2 - x = 342.21 + 96.92– 199.6 = 239.53(kg/h)
综上所述，可知所需新物料量为427.67 kg/h，流化床扬析两位576.8 kg/h，
从除尘器排出的130℃烟气中的含尘浓度为：
而标准排放量为200mg/m3,基本达标。
6.3螺旋进料器的选型
螺旋输送由螺旋机本体。进出料口及驱动装置三大部分组成。螺旋机本体由头部轴承，尾部轴承，悬挂轴承，螺旋，机壳，盖板及底座等组成。驱动装置由电动机，减速器，联轴器及底部所组成。
本次设计选用GX型螺旋输送机。它是定型产品，螺旋直径有150，200，250，300，400，500，600mm七种，机长3～70m，级差为0.5m，可在环境温度为-20～50℃的条件下，以小于20o的倾角单向输送温度低于200℃的物料。GX型螺旋输送机按结构可分为头节，中间节和尾部节三部分。每一部分又有几种不同的长度，依不同的输送长度可组成一台完整的螺旋机。
GX型螺旋输送机按使用场合要求的不同，分为S制法和D制法两种。
S制法——带有实体螺旋面的螺旋，其螺距等于直径的0.8倍；
D制法——带有带式螺旋面的螺旋，其螺距等于直径。
GX型螺旋输送机按驱动装置装配方法不同，分为右装和左装两种。
右装——站在电动机尾部向前看，减速器低速轴在电动机的右侧；
左装——站在电动机尾部向前看，减速器低速轴在电动机的左侧。
本设计采用S制法，右装。且经过大量资料的查阅得出螺旋直径取值为150mm,螺旋轴转速为20r/min。
6.4气固分离装置
气固分离装置的作用是捕集固体物料并部分或全部返回床中，在循环流化床的实际操作中往往采用比理论大得多的操作气速。如果不设置颗粒捕集装置，由于细颗粒的带出，将破坏床层原有的粒径分布，降低流化质量。对于非催化反应来说，许多为反应物料被气流带出，增加了物料消耗。因此颗粒捕集装置成为流化床重要的组成部分。
本设计选用了GD30ⅡB型电除尘器,其除尘效率在99%以上，除尘阻力﹤300Pa。
6.5检测系统
烟气循环流化床运行需要检测风量，温度，压力以及烟气成分等参数，需要合理布置测点。烟气循环流化床应设置三个控制回路来控制系统的正常运行。
（1） 根据流化床进口烟气量和烟气中SO2浓度控制消石灰粉的给料量，以保证脱硫效率。
（2） 根据流化床出口的烟气温度直接控制流化床底部的喷水量，以保证烟气出口温度的△t尽可能的小；
（3） 根据进料量，扬析量和回料量控制流化床床重稳定。
本次设计中主要的检测系统如下：
（1） 温度自动监测系统 流化床内温度计采用WZP-BA2型热电偶三个和DBW-120热电阻温度变送器三个，分别设在流化床底部，中部和顶部测孔处，自动检测烟气从进口到出口的温度变化。在显示屏上显示任一时刻烟气的温度。
（2） SO2自动采集监测系统 本试验系统流化床进出口烟气中SO2浓度采用KM9106自动测定仪监测，该仪表精度为1mg/m3.在试验过程中，两虚监测，自动打印记录。
（3） 压力检测系统 岩流化床床高分别设置16个压力检测孔，回料器立管上设置两个测孔，用皮管将其与U型管压力计相连，定时读数，连续监测记录流化床内的压力分布情况。
（4） 烟气参数检测系统 循环流化床烟气脱硫管道系统设有五个测点，其测点位置分别为：预除尘器出口管道，流化床进口管道，流化床出口管道和气固分离器出口管道。这五个测点将进行烟气温度，粉尘浓度，二氧化硫浓度，烟气湿度，烟气压力和流速，气量等烟气参数的测试。
6.6喷水量的确定
6.6.1喷水机理
喷水量不仅是脱硫反应发生的前提条件，也是CFB反应器利用湿法原理实现干法操作的关键所在。
在Ca/S一定的条件下，系统的脱硫效率随着喷水量的增加而上升。喷水量较低时，由于流化床内的高度混合作用使水分一进入流化床床体就很快被蒸发，来不及再脱硫剂表面形成液膜，这时喷水的作用仅仅是增加了烟气湿度，对提高脱硫效率又一定的效果，但不很明显。随着喷水量的增加，烟气温度降低，使喷入的水蒸发时间延长，从而在脱硫剂表面形成一定厚度的稳定的液膜，使氢氧化钙与水的反应从速率较慢的气固反应变成快速的离子反应，脱硫效率得以大幅度提高。但随着喷水量的增加，脱硫效率上升的幅度渐渐变小。
6.6.2喷水量的确定
（1）水量平衡与热量平衡 循环流化床工艺属于干法脱硫，所以喷入的水要与干的生石灰反应，还要用来冷却热的烟气，本身完全蒸发。总的来水，水的喷入量和蒸发量是相等的。循环流化床内生石灰与水反应放出的热与烟气冷却时放出的热要和和水蒸发时需要的热量相等。
（2）最大喷水量的计算 最大喷水量L由两方面因素决定，一是系统放热决定的喷水量L1。系统放热包括物理放热和化学放热；另一个是氧化钙过量时，过量的氧化钙决定的水量L2。L1和 L2之和即为系统多能容纳的最大喷水量L。
①计算L1 热量平衡方程如下所示×
G × (H0 －H2) + q ＝ L1 × (h2 － h1)
式中 G——烟气质量流量， kg/h
L1——水气质量流量，kg/h
H0，H2——烟气在温度下的焓值；
h1,h2——水在t1,t2温度下的焓值，
且h1＝4.19t1，h2＝×1.84t2 +2500；
q——CaO与水反应时放热量，q＝1142kJ/kgCaO.
烟气起始温度为t0,由原始资料可知t0为200℃。水的起始温度是t1，取
4℃。t2为系统饱和温度，根据处理需要，200℃下烟气的密度是0.7445kg/m3，则
7445×（1.01×200 – 1.01×85）+ 1142×8.196
＝ L1 （1.84×85 + 2500 – 4.19×4）
∴ L1 ＝ 331.14kg/h 即 L1 ＝ 331.14L/h
②计算L2 L2 ＝ （m/56 – m1/64）× 18/ρl
式中： m ——氧化钙质量 kg/h
m1 ——二氧化硫质量 kg/h
ρL—— 物料真密度 kg/m3
将m＝8.196 kg/h，m1＝242000×2.061mg/m3＝5 kg/h
ρL＝1000 kg/m3代入得：
L2＝（8.196/56 – 5/64×18/1000＝0.00122 m3/h＝1.22 L/h
③计算L
L＝ L1 + L2 ＝ 331.14 + 1.22 ＝ 332.36 L/h＝5.54L/min
6.6.3喷嘴的选择
采用两相流喷嘴，两相流嘴于气流分布板上方400mm处，其作用是保证床内处于流态化状态的吸收剂粒子表面充分湿润。
选用HPZ系列气-水雾化喷嘴，它的特点如下。
（1） 冷却均匀，水不会在小区域内部局集中，而是在整个喷射面内均匀分布；
（2） 水量的调节范围大，最小水量与最大水量之比一般喷嘴可达1:10,特殊喷嘴可达1:25；
（3） 喷雾水滴的直径小，在Rwa＝35以下时，平均体面积直径均在在100μm以下，大大地提高了冷却效率，故在相同的冷却条件下可节水30%～50%;
（4） 喷嘴不易堵塞，使用寿命长，在相同的条件下，可减少喷嘴的数量和现场维修量。
考虑到喷嘴的喷射面形状对硫化床的影响，不选用喷淋形式为扁平状的喷嘴而选用喷淋形式为圆型的喷嘴。又考虑到喷射角度和覆盖面积的因素，本次设计选用三个喷嘴，安装时排成正三角形。则每个喷嘴的最大喷水量为
5.52 ÷ 3 ＝ 1.84 （L/min）
选用的喷嘴型号为：HPZ2.0—80QZ2, 喷射角度为80℃，性能参数见下表
气
压
（MPa）
0.15
水压
(MPa)
0.2
0.3
水量
(L/min)
2.3
3.6
气量
（mN3/h）
8.2
6.3
0.2
水压
(MPa)
0.2
0.3
0.4
水量/
(L/min)
2.0
2.9
4.2
气量
（mN3/h）
12.1
9.5
7.6
0.25
水压
(MPa)
0.3
0.4
0.5
水量
(L/min)
2.7
3.7
4.7
气量
（mN3/h）
12.7
10.4
9.0
0.3
水压
(MPa)
0.3
0.4
0.5
水量
(L/min)
2.3
3.5
4.3
气量
（mN3/h）
6.4
13.8
11.6
7烟囱的设计
7.1烟囱高度的确定：
首先确定公用一个烟囱的所有锅炉的总的蒸发量（t/h）,然后根据锅炉发区污染物排放标准中的规定确定烟囱的高度
锅炉烟囱的高度
锅炉总额定出力
（t/h）
﹤1
1～2
2～6
6～10
10～20
26～35
…
670
烟囱最低高度
(m)
20
25
30
35
40
45
…
210
锅炉总额定处理为：242000m3/h = 242000×0.815 = 197.23 t/h
利用表内差法的烟囱高度为87.1m = 87m
7.2烟囱直径的计算
烟囱出口直径可按下式计算：
式中：Q——通过烟囱的总烟气量 m3/h
W——烟囱出口烟气流速 m/s
根据下表：
通风方式
运行情况/(m/s)
全负荷时
最小负荷时
机械通风
10～20
4～5
自然通风
6～10
2.5～3
取 W = 4m/s
∴烟囱出口直径为：
烟囱底部直径:
式中： ——烟囱出口直径 m
i —— 烟囱的锥度，通常取0.02～0.03，本设计取0.02
H —— 烟囱的高度 m
∴ 烟囱底部直径为：
(3)烟囱抽力的计算：
式中： ——外界空气温度 ，-12℃
——烟囱内的烟气平均温度，130℃
B ——当地大气压，101.3× Pa
∴ 烟囱的抽力为：
(Pa)
8系统阻力计算与风机的选择
8.1风速和管径的计算
保证管道内风速在10～25m/s的范围内，以保证较小的压力损失，但本设计风量较大，故先以风速为25m/s计算管径：
为了降低管道的成本,故将管经圆整为1.5m
∴
当d = 1000 时，v = 43.06(m/s)
8.2 进行净化系统设备及管道布置，并绘出布置简图
管道布置应力求简单，紧凑，缩短管线，减少占地和空间。节省投资，方便安装，调节和维修
8.3管道阻力的计算
8.3.1直管的阻力计算
圆形管的单位摩擦阻力为：
式中： ——比摩阻 Pa/m
λ ——摩擦阻力系数 本设计取0.02
d ——圆形风管管径 m
ρ——烟气密度 kg/m3, 取0.815 kg/m3
u ——管道中气流速度
——动压 Pa
式中: ——沿程摩擦阻力损失 Pa
L ——风管长度，共长43.164m
8.3.2局部阻力损失的计算
式中： ——局部阻力损失，Pa
ε ——局部阻力系数
u ——管道中气流速度 m/s
(1)90o弯头的阻力损失
查《供暖通风设计手册》，90o圆形弯头（共10个）的局部阻力损失系数当r/D=1时，ε = 0.23，代入下式：
(2)减缩管（1个）：
当α≤45°时，ε= 0.1，取α=45°，v = 38.3m/s
(3)渐扩管（1个）
当α< 30°时，ε= 0.19
(4)T型三通管（2个）
查有关工具书得：ε= 0.78
(5)天圆地方（4个）
查相关工具书得，ε= 0.16
8.3.3设备阻力
①GD30IIB型电除尘器压损≤300，故两台同型号的电除尘器的压损为：
2×300=600（Pa）
②循环流化床脱硫器：
8.3.4整个系统总的压损
8.4风机的选择计算
(1)标准状态下风机风量的计算
式中：1.1——风量储备系数
Q ——标准状态下风机前风量 m3/h
——风机前烟气温度 ℃
B ——当地大气压 KPa
∴
(2)风机风压的计算
式中：1.2——风压储备系数
——系统总阻力 Pa
——烟囱的抽力 Pa
——风机性能表中给出的实验班用气温 ℃
——标准状态下烟气密度 kg/m3
8.5风机型号的选择及与之相配套的电动机
根据 和 的计算结果，选择G.Y4-73-11NO20D型锅炉通风机，其性能参数如下表所示：
转速
全压
流量
效率
功率
960r/min
5263Pa
262000m3/h
93.0%
411kw
与所选通风机型号向配套的电动机型号及性能参数如下表：
电机
联轴器
电机地脚螺栓
型号
JS158-6
型号
ST0103 410×130×120
GB799-76
M36×1000
功率
550KW
风机轴
130
电机轴
120
