下载文档原格式
烟气脱硫技术方案第一章工程概述1.1项目概况*钢厂将就该厂烧结机后烟气进行烟气脱硫处理。
现烧结机烟气流程为烧结机—除尘器—吸风机—烟囱。
除尘器采用多管式除尘器，除尘效率大于90％。
主要原始资料如下：1.2主流烟气脱硫方法烟气脱硫（简称FGD）是世界上唯一大规模商业化应用的脱硫方法，是控制酸雨和二氧化硫污染最为有效和主要的技术手段。
，就目前国实际应用工程，FGD其基本原理都是以一种碱性物质来吸收SO2按脱硫剂的种类划分，FGD技术主要可分为以下几种方法：1、以石灰石、生石灰为基础的钙法；2、以镁的化合物为基础的镁法；3、以钠的化合物为基础的钠法或碱法；4、以化肥生产中的废氨液为基础的氨法；最为普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例在90％以上。
而其中应用最为广泛的是石灰石－石膏湿法和循环流化床半干法烟气脱硫系统。
针对本工程，-我公司将就以上两种脱硫方法分别进行设计、描述，并最终给出两方案比较结果。
1.3主要设计原则针对本脱硫工程建设规模，同时本着投资少、见效快、系统简单可靠等原则，我方在设计过程中主要遵循以下主要设计原则：1、脱硫剂采用外购成品石灰石粉（半干法为消石灰粉），厂不设脱硫剂制备车间。
2、考虑到烧结机吸风机出口烟气含硫浓度为2345 mg/Nm3，浓度并不是很高，在满足环保排放指标的前提下，脱硫装置的设计脱硫效率取≥90％。
3、脱硫装置设单独控制室，采用PLC程序控制方式。
同时考虑同主体工程的信号连接。
4、脱硫装置的布置尽可能靠近烟囱以减少烟道的长度，减少管道阻力及工程投资。
- .第二章石灰石－石膏湿法脱硫方案2.1工艺简介石灰石－石膏湿法脱硫工艺是目前世界上应用最为广泛和可靠的工艺。
该工艺以石灰石浆液作为吸收剂，通过石灰石浆液在吸收塔对烟气进行洗涤，发生反应，以去除烟气中的SO2，反应产生的亚硫酸钙通过强制氧化生成含两个结晶水的硫酸钙（石膏）。
图2.1 石灰石－石膏湿法脱硫工艺流程图工艺流程图如图2.1所示，该工艺类型是：圆柱形空塔、吸收剂与烟气在塔逆向流动、吸收和氧化在同一个塔进行、塔设置喷淋层、氧化方式采用强制氧化。
一、喷水量的计算（热平衡法）参数查表： 144℃: ρ（烟气）＝0.86112Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25808Kcal/Kg ·℃ 78℃: ρ（烟气）＝1.0259Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25368Kcal/Kg ·℃ 144℃：C 灰＝0.19696Kcal/Kg ·℃78℃: C 灰＝0.19102Kcal/Kg ·℃；C 灰泥,石膏＝0.2Kcal/Kg ·℃C Ca(OH)2＝0.246Kcal/Kg ·℃1．带入热量： Q 烟气， Q 灰，Q Ca(OH)2，Q 水M 烟气＝ρ烟气·V 烟＝510453.286112.0⨯⨯510112.2⨯=（Kg/hr ）Q 烟气＝C P ·M ·t 5510489.7814410112.225808.0⨯=⨯⨯⨯=(Kcal/hr)M 灰253105694.4810453.2108.19⨯=⨯⨯⨯=-（Kg/hr ）Q 灰=C 灰•M 灰•t =52103775.1144105694.4819696.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal /hr) Q Ca(OH)2=C Ca(OH)2•M •20=20246.02)(⨯⨯OH Ca M当 Ca/S=1.3， SO 2浓度为3500mg/m 3时Kg M OH Ca 244.151810743.185.06410453.21035003532)(=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-- ∴Q Ca(OH)2=76.746920244.1518246.0=⨯⨯(Kcal/hr)Q 水=cmt=χχ20201=⨯⨯(Kcal/hr) 其中χ为喷水量2．带出热量：Q 灰3，Q 烟气，Q 灰2，Q 蒸汽，Q 散热M 灰3=M Ca(OH)2=1518.244Kg ； Q 灰3=Q Ca(OH)2=7469.76(Kcal/hr)Q 烟气＝cmt=551079.417810112.225368.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal/hr)；Q 灰2＝264.7576810785694.482.02=⨯⨯⨯(Kcal/hr)Q 蒸汽＝630.5χ（Kcal/Kg ）热损失以3％计： Q 散＝（Q 烟气+Q 灰）03.0⨯03.0)103775.110489.78(55⨯⨯+⨯=3．系统热平衡计算： Q in =Q out ，即：03.0)103775.110489.78(5.630264.757681079.4176.74692076.7469103775.110489.7855555⨯⨯+⨯+++⨯+=++⨯+⨯χχ∴χ=5.72(t/hr)二、脱硫主塔结构尺寸的计算1．出口计算主要计算脱硫塔出口高度，出口顶部颗粒速度为零。
项目名称符号单位数值项目名称符号单位收到基碳Car %54.39实际燃料消耗量B t/h 收到基氢Har % 3.8固体不完全燃烧损失q 4%收到基氧Oar %4锅炉飞灰份额αfh %收到基氮Nar %0.5脱硫系统入口温度T0℃收到基硫Sar %0.8脱硫入口过量空气系数a1%收到基水分Mar %9.51脱硫塔漏风系数b1%收到基灰分Aar %27除尘器入口过量空气系数a3%燃料含量总和∑%100除尘器漏风系数b3%收到基低位发热量Qnet KJ/kg 20900脱硫总效率ηSO2%项目符号单位公式数值理论空气容积V 0Nm 3/kg 理论氮气容积V0N2Nm 3/kg 理论水蒸气容积V 0H2O Nm 3/kg 理论二氧化碳容积V CO2Nm 3/kg 理论二氧化硫容积V SO2Nm 3/kg 三原子气体容积V RO2Nm 3/kg脱硫入口过量空气系数a1%脱硫塔漏风系数b1%脱硫出口过量空气系数a2%实际水蒸气容积V H2O Nm3/kg 实际氮气容积V N2Nm3/kg 实际干烟气总容积V y,dry Nm3/kg 脱硫系统入口烟气容积V y,in Nm3/kg 喷水形成的蒸汽容积V H2O,addNm3/kg半干法烟气脱硫设计计算书（自动生成）燃料参数锅炉及脱硫塔设计参数VN2+V RO2+(a1-1)VV y,dry +V H2O 脱硫系统燃烧产物的容积及成分计算（由燃料燃烧产生和过量空气和喷入的水三部分）理论空气量计算（根据化学反应方程式计算理论空气量）0.089*(Car+0.375*Sar)+0.265*H-0.0333*Oar0.79*V 0+0.008*Nar0.111*Har+0.0124*Mar+0.0161*V 00.01866*0.375*Sar 0.01866*（Car+0.375*Sar）V SO2+V RO2设计给定设计给定设计给定V 0H2O +0.0161(a1-1)*V 0V 0N2+0.79(a1-1)V0根据热平衡计算脱硫系统出口烟气容积V y,out Nm3/kg 计算燃料消耗量B j kg/h 脱硫系统入口烟气容积V y,FGDin Nm3/h 脱硫系统出口烟气容积V y,FGDout Nm3/h 脱硫塔入口RO2容积份额r RO2脱硫塔入口HO2容积份额r HO2脱硫系统入口SO2浓度C SO2,in mg/Nm3脱硫系统出口SO2浓度C SO2,out mg/Nm3塔入口烟气重量G y kg/kg 塔入口飞灰浓度μfa kg/kg 脱硫塔入口飞灰量Gfa kg/kg 脱硫塔入口飞灰浓度C A.in mg/Nm3脱硫塔入口烟气含氧量O in%脱硫塔出口烟气含氧量O out%除尘器出口烟气总容积V y,out Nm3/hV y,in+V H2O,add-ηSO2*V SO2/100B*(100-q4)*10B j*V y,inB j*(V y,out+b1*V0)V RO2/V y,inV HO2/V y,inV SO2*64*1000000/22.4/V y,in(1-ηSO2）*VSO2*1000000*64/22.4 1-A ar/100+1.306a1V0B j*(V y,out+b3*V0)A ar*αfh/10000/G yAar*αfh/10000A ar*αfh*1000000/V y,in/1000021(a1-1)*V0/V y.in21(a2-1)*V0/V y.out数值14.591.595和锅炉设计有关系440.57334523383.587264871242.5130270321331.51.2721.270.05995.741214.539560.632161.014920.00561.020521.2711.28270.658295.821767.183117.84142.1855310.021414371.21126901448440.130140.083952039.7220.397210.25250.02502每kg烟气0.2565每kg燃煤327114.151383.40111148144漏风系数为何乘空。
脱硫计算书一、参数确定1、过量空气系数α确定烟气计算时的空气过量系数与燃烧设备型式、燃料种类有关。
常用一般链条炉采用烟煤的过量空气系数为1。
3;,对于油气炉为1。
１,流化床炉为1。
１～1.2,ﻪ过剩空气系数计算方法按ＧＢ/T 15317一９4工业锅炉节能监测方法中公式1计算.2、锅炉热效率:75~85%3、按锅炉110％工况计算二、燃煤烟气量计算1、1k ｇ煤完全燃烧烟气量计算➢ 理论空气量:a0ar ar ar ar =8.88226.46 3.332V C H ++（S -O ）➢ 实际空气量:a1a0=V V α•➢ 理论干烟气量:d0ar ar ar a0=1.8860.70.800.79V C S N V +++➢ 理论湿烟气量:w0d0ar a ad ar =11.12 1.24V V H ++•0（V M +M ）➢ 实际干烟气量：d1d0a =V V α+0（-1）V➢ 实际湿烟气量：w1w0ad a =V V α+0（-1）（1+1.24M ）V2、烟气组成)d (24.112.11)1(21.080.079.0700.0866.1ar a a ar 0a ara arar22222M V H V V V N V V S V C V O H O N SO CO ++=-=+===α1w 22V V CO CO = 1w 22V V SO SO = 1w 22V V N N =1w 22V V O O =1w 22V V O H OH =3、烟气密度烟气ρO H O N SO O C C C C C 22222804.0429.125.1927.2977.1C ++++=烟气ρ 4、蒸汽与燃料用量换算生产1t 蒸汽需热量2446820ｋJ.根据燃料得到低位燃烧发热量,根据热平衡计算。
5、烟气量计算燃料用量燃料用量湿干•=•=1w 1d V Q V Q 考虑除尘器和烟道漏风率§：除尘器漏风率:＜５%烟道漏风率：每1０ｍ取１％。
烟气半干法脱硫技术方案1. 吸收塔1.1工艺流程图1-1 循环流化床半干法工艺流程示意图原烟气由循环流化床半干法净化装置底部进入循环悬浮流化床脱硫塔。
Ca(OH)2原料经过螺旋输送机送入脱硫塔，流态化的物料和烟气中的二氧化硫在脱硫塔中发生化学反应，脱除掉大部分的二氧化硫。
烟气通过脱硫塔底部的文丘里管的加速，进入循环流化床体，物料在循环流化床里，气固两相由于气流的作用，产生激烈的湍动与混合，充分接触，在上升的过程中，不断形成絮状物向下返回，而絮状物在激烈湍动中又不断解体重新被气流提升，使得气固间的滑落速度高达单颗粒滑落速度的数十倍；脱硫塔顶部结构进一步强化了絮状物的返回，进一步提高了塔内颗粒的床层密度，使得床内的Ca/S 比高达50以上。
这样循环流化床内气固两相流机制，极大地强化了气固间的传质与传热，为实现污染物高脱除率提供了根本的保证。
喷嘴的安装位置设置在文丘里扩散段，喷入的雾化水以降低脱硫塔内的烟温，从而使得SO2与Ca(OH)2的反应转化为可以瞬间完成的离子型反应。
吸收剂、循环脱硫灰在文丘里段以上的塔内进行第二步的充分反应，生成副产物CaSO3·1/2H2O，还与SO3等反应生成相应的副产物CaSO4·1/2H2O等。
烟气在上升过程中，颗粒一部分随烟气被带出脱硫塔，一部分因自重重新回流到循环流化床内，进一步增加了流化床的床层颗粒浓度和延长吸收剂的反应时间。
烟气在文丘里以上的塔内流速为3.5～5.5m/s，烟气在塔内的气固接触时间大约为6～8秒左右，从而有效地保证了脱硫效率。
从化学反应工程的角度看，SO2与氢氧化钙的颗粒在循环流化床中的反应过程是一个外扩散控制的反应过程；SO2与氢氧化钙反应的速度主要取决于SO2在氢氧化钙颗粒表面的扩散阻力，或说是氢氧化钙表面气膜厚度。
当滑落速度或颗粒的雷诺数增加时，氢氧化钙颗粒表面的气膜厚度减小，SO2进入氢氧化钙的传质阻力减小，传质速率加快，从而加快SO2与氢氧化钙颗粒的反应。
主要设备选型计
算
脱硫塔
台数1台文丘里喉口速度60m/s 漏风系数0.02文丘里个数1个
出口法兰标高 3.5m塔内气速5m/s 底部灰斗角度60脱硫塔进口烟气流速14m/s 出灰口宽（方
形）300mm出口烟道正方形m
进口烟气量166322.34m^3/h出口烟气量187689.9m^3/s
CDS塔几何尺寸文丘里计算
单塔截面积9.3m^2文丘里段塔截面 3.4m^2 CDS塔直径 A 3.5m文丘里段塔直径 E2100mm
出口法兰高 B2 3.0m单塔喉口总面积计算0.770011m^2出口法兰宽 B1 3.1m喉口直径 I990mm
天圆地方高 C2m文丘里喉高 J31485mm CDS塔直段高 D12.8m文丘里之间边距75mm
入口法兰宽 F 2.1m一级缩管直径 H1624mm
入口法兰高 G 1.6m二级缩管直径 H2862mm
底部灰斗高 1.56m一级缩管高 J1-119mm
文丘里出口变径
L 1.9m二级缩管高 J2-238mm
塔反应段高度19.7m文丘里出口喇叭高 J4-1038mm
反应时间 3.94s文丘里总高 K90mm CDS塔总高23.5m
CDS塔离地高27m。
循环流化床干法脱硫业主：Circulating Fluidized Bed DryScrubber项目：工艺计算technical calculation输入参数gas volume 烟气量300,000Nm^3/h工况烟气量烟气量放量10.0%烟气含 SO2 量烟气温度140℃要求出口含 SO2 量温度放量10℃要求脱硫效率CDS入口粉尘浓度 0.25g/Nm^3CaO的利用率为要求粉尘排放浓度15mg/Nm^3脱硫需要的Ca/S比为一年运行小时数7000小时取CaO的纯度为烟气喷水冷却后温度70℃消石灰含水标况烟气量计算结果计算温度150℃计算烟气量后除尘器入口含尘浓度#REF!g/Nm^3工况烟气量除尘效率#REF!则SO2排放浓度为飞灰生成量#REF!Kg/h check每小时需脱去的SO2量为石灰消化用水量 130Kg/h烟气喷水冷却水量 14,447Kg/h一年运行天数喷嘴进水管水量 21,670Kg/h脱硫需要的CaO为系统耗水量 14,577Kg/h脱硫需要的Ca(OH)2为一天消化石灰用水为 3.1t/day一天所需CaO为一年消化石灰用水为 913t/year一年所需CaO为一天需要的脱硫用水为 347t/day一天需要的Ca(OH)2为一年需要的脱硫用水为 101,128t/year一年需要的Ca(OH)2为设计：校对：日期：日期：业主：项目：主要设备选型计算脱硫塔台数1台文丘里喉口速度漏风系数 2.0%文丘里个数出口法兰标高 3.5m塔内气速底部灰斗角度60 °脱硫塔进口烟气流速出灰口宽（方形）300mm出口烟道进口烟气量141.45am^3/s出口烟气量CDS塔几何尺寸单塔截面积31.5m^2文丘里段塔截面CDS塔直径 A 6.40m文丘里段塔直径 E 出口法兰高 B2 5.6m单塔喉口总面积计算出口法兰宽 B1 5.7m喉口直径 I天圆地方高 C 3.3m文丘里喉高 J3CDS塔直段高 D16.7m文丘里之间边距入口法兰宽 F 3.7m一级缩管直径 H1入口法兰高 G 2.7m二级缩管直径 H2底部灰斗高 2.94m一级缩管高 J1文丘里出口变径 L 3.7m二级缩管高 J2塔反应段高度29.3m文丘里出口喇叭高 J4反应时间 6.51s文丘里总高 K CDS塔总高38.40mCDS塔离地高41.9m单塔重#REF!t设计：校对：日期：日期：业主：项目：消石灰仓 Ca(OH)2数量1台数量储期1天储量消石灰容重0.6t/m^3脱硫灰容重直径3m直径取锥角63度取锥角出口法兰宽400mm出口法兰宽容积利用率90.0%容积利用率所需容积20.4m^3所需容积锥体积7.7m^3锥体积直段高度 2.9m直段高度整个仓高 5.4m整个仓高仓重#REF!t仓重中间石灰仓数量0台数量储期0.5h储量消石灰容重0.5t/m^3直径直径1m所需容积所需容积0.6m^3高度高度0.7m水箱重仓重#REF!t生石灰仓数量1台系统数量储期3天数量生石灰容重 1.2t/m^3储量直径3m脱硫灰容重所需容积24.1m^3直径直段高度 3.4m取锥角仓重#REF!t出口法兰宽容积利用率所需容积锥体积直段高度整个仓高仓重中转灰仓数量0台系统数量储量0.15h数量脱硫灰容重0.6t/m^3储量循环灰量#REF!t/h脱硫灰容重直径2m直径取锥角60度取锥角出口法兰宽400mm出口法兰宽容积利用率90.0%容积利用率所需容积#REF!m^3所需容积锥体积 2.1m^3锥体积直段高度#REF!m直段高度整个仓高#REF!m整个仓高仓重t仓重日期：2022/2/24锅炉：130Tam^3/h标况烟气 -Nm^3/h800mg/Nm^3石灰石细度：90%小于44μm(325目)30.0mg/Nm^3湿法中SO3以气溶胶的形式存在，跟随性较好，将绕过喷淋层液滴直接进入烟囱,排放到大气中，在半法脱硫中中，SO3表面不会以气溶脱的形式存在，SO3可以很好的与脱硫剂反应，生成96.3%65.0%Ca(OH)2+ SO2=CaS O3.1/2H2 O+1/2H2 O1.48CaSO3.1/ 2H2O+3/2 H2O+1/2 O2=CaSO 4.2H2O80.0%量要求：石灰粉细度宜在2mm以下；加适量水后4min内温度可升高到60度(或是3min温升45度)，纯度：CaO含量>=85%.1.0%300000Nm^3/h499,231am^3/h138.68am^3/s循环倍率3630.0mg/Nm^3循环灰量#REF!Kg/hOK 沉降室效率0%248Kg/h 沉降室灰量#REF!Kg/h 沉降室灰量#REF!T/h291.7天脱硫灰容重0.6T/m^3402Kg/h 沉降室灰量#REF!m^3/h511Kg/h中转灰仓灰量#REF!T/h9.6t/day循环灰量#REF!T/h 2,813t/year排出量#REF!T/h12.3t/day3,576t/year布袋效率100%布袋收灰量#REF!T/h灰斗个数#REF!每灰斗灰量#REF!T/h日期：2022/2/24锅炉：60m/s 7个4.5m/s 14.00m/s 正方形m出口烟道正方形119.82am^3/s长方形m10.20m^2进CDS烟道截面3.23700mm 2.36m^2650mm975.0mm文丘里之间边距60.0mm75.0mm 文丘里与壁之间边距52.5mm1158mm 827.0mm 165.5mm 331.0mm 1441.0mm 2913.0mm文丘里计算日期：2022/2/24锅炉：1台9h0.6t/m^32m61度400mm80.0%#REF!m^32.2m^3#REF!m#REF!m#REF!t1台4h4.6m86.7m^35.2m#REF!t1套#5,#6炉共设两座直径为10m 的灰库，每座灰库有效贮灰容积为1860m^3，可供两炉存灰48h 。
半干法脱硫工艺计算书
主要设备选型计算
脱硫塔
台数1台文丘里喉口速度60m/s 漏风系数0.02文丘里个数1个出口法兰标高 3.5m塔内气速5m/s 底部灰斗角度60脱硫塔进口烟气流速14m/s 出灰口宽（方形）300mm出口烟道正方形m 进口烟气量166322.34m^3/h出口烟气量187689.9m^3/s
CDS塔几何尺寸文丘里计算
单塔截面积9.3m^2文丘里段塔截面 3.4m^2 CDS塔直径 A 3.5m 文丘里段塔直径 E2100mm
出口法兰高 B2 3.0m单塔喉口总面积计算0.770011m^2出口法兰宽 B1 3.1m喉口直径 I990mm
天圆地方高 C2m文丘里喉高 J31485mm CDS塔直段高 D12.8m 文丘里之间边距75mm
入口法兰宽 F 2.1m一级缩管直径 H1624mm
入口法兰高 G 1.6m二级缩管直径 H2862mm
底部灰斗高 1.56m一级缩管高 J1-119mm
文丘里出口变径 L 1.9m二级缩管高 J2-238mm
塔反应段高度19.7m文丘里出口喇叭高 J4-1038mm
反应时间 3.94s文丘里总高 K90mm CDS塔总高23.5m
CDS塔离地高27m。
一、喷水量的计算（热平衡法）参数查表： 144℃: ρ（烟气）＝0.86112Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25808Kcal/Kg ·℃ 78℃: ρ（烟气）＝1.0259Kg/m 3； C p(烟气)＝0.25368Kcal/Kg ·℃ 144℃：C 灰＝0.19696Kcal/Kg ·℃78℃: C 灰＝0.19102Kcal/Kg ·℃；C 灰泥,石膏＝0.2Kcal/Kg ·℃ C Ca(OH)2＝0.246Kcal/Kg ·℃1．带入热量： Q 烟气， Q 灰，Q Ca(OH)2，Q 水M烟气＝ρ烟气·V 烟＝510453.286112.0⨯⨯510112.2⨯=（Kg/hr ）Q 烟气＝C P ·M ·t 5510489.7814410112.225808.0⨯=⨯⨯⨯=(Kcal/hr) M 灰253105694.4810453.2108.19⨯=⨯⨯⨯=-（Kg/hr ）Q 灰=C 灰•M 灰•t =52103775.1144105694.4819696.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal /hr) Q Ca(OH)2=C Ca(OH)2•M •20=20246.02)(⨯⨯OH Ca M 当 Ca/S=1.3， SO 2浓度为3500mg/m 3时Kg M OH Ca 244.151810743.185.06410453.21035003532)(=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=--∴Q Ca(OH)2=76.746920244.1518246.0=⨯⨯(Kcal/hr) Q 水=cmt=χχ20201=⨯⨯(Kcal/hr) 其中χ为喷水量2．带出热量：Q 灰3，Q 烟气，Q 灰2，Q 蒸汽，Q 散热M 灰3=M Ca(OH)2=1518.244Kg ； Q 灰3=Q Ca(OH)2=7469.76(Kcal/hr) Q 烟气＝cmt=551079.417810112.225368.0⨯=⨯⨯⨯(Kcal/hr)； Q 灰2＝264.7576810785694.482.02=⨯⨯⨯(Kcal/hr) Q 蒸汽＝630.5χ（Kcal/Kg ）热损失以3％计： Q 散＝（Q 烟气+Q 灰）03.0⨯03.0)103775.110489.78(55⨯⨯+⨯=3．系统热平衡计算： Q in =Q out ，即：03.0)103775.110489.78(5.630264.757681079.4176.74692076.7469103775.110489.7855555⨯⨯+⨯+++⨯+=++⨯+⨯χχ∴χ=5.72(t/hr)二、脱硫主塔结构尺寸的计算1．出口计算主要计算脱硫塔出口高度，出口顶部颗粒速度为零。
Mg +F 阻–F 浮=Ma由于出口段上部气流流速很小∴ F 阻≈0, F 浮 ＜＜ Mg ∴ F 浮≈0 ∴ a=g=9.8m/s∴ S=V 0t-21gt 2又∵ t=V 0/a=8.95=0.51(s) (V 0为流化床截面流速)∴ S=5×0.51-21×9.8×0.512=1.27m据此可以确定出口高度2．加料口计算单颗粒：粒径d P =0.01m ，查表得气体密度为0.87。
1) 假定加料口位于喉部，此时气体流速设定为u=35m/s 。
∵ 由颗粒受力分析得：F D ＋F 浮－G = M·aF D =()228P gD d v u C ρπ-⋅F 浮=M p g ρg /ρPG=M·g即：F D + M P g ρg /ρP - M P g = M a ∴ a =g g M F PgP D -+ρρ 又 be D R a C /=(查表) R e =μρud g P =137781021.23587.001.052=⨯⨯⨯->500，查表得：a=0.43，b=0 ∴ C D =0.43 ∴ F D =()228PgD d v u C ρπ-⋅=()2201.0887.03514.343.0⨯⨯⨯⨯=0.018 P P D M ρπ⋅=361=()0011932.01028.201.014.36133=⨯⨯⨯⨯(Kg)∴22/29.58.9228087.08.90011932.0018.0s m a =-⨯+=S=V 0t-21at 2；又a V t 0=0945.029.55.0==，（初始落料速度，且变为零所需时间） ∴m S 024.00945.029.5210945.05.02=⨯⨯-⨯=2) 若加料口在扩散断末端，此时气体流速设定为u=5m/sF 浮≈0， ()228P gD D d v u C F ρπ-⋅=又5001021.2587.001.05>⨯⨯⨯=⋅⋅=-μρud R g Pe 此时C D =0.43∴ ()228PgD D d v u C F ρπ-⋅= = N 522107.3601.0887.0514.343.0-⨯=⨯⨯⨯⨯∴30758.0=PDM F ∴ a 1=g-2/49.93076.08.9s m M F PD=-= S 1为喉部以上至加料口距离，设定为5米。
即：S 1=m t V t a 521021=+ 又V 0=0.5m/s∴ t 1=0.975sV t1=V 0+a 1t 1=s m /75.9975.049.95.0=⨯+ C a (OH)2粒子在喉部运行的时间设为s a V t t 844.129.575.9212===∴22221221t a t V S t -⋅==m 98.8844.129.521844.175.92=⨯⨯-⨯∴此法不行（因为喉部高度应在2m 以内），重新计算。
3) 设喉部高度S 2不超过1.5m ，即m t a t V S 5.121222212<-=21110121t a t V S +=30758.0=PDM F∴21/49.9s m M F g a PD=-=； a 2=5.29m/s 2； V 1=V 0+a 1t 1 ∴()m t a t t a V S 5.12122221102<-+= ① 1110149.95.0t t a V V +=+= 22/29.5s m a = ② 112110279.10945.029.549.95.0t t a t a V t +=+=+=③ 将②③代入①得：()()()2111279.10945.029.52179.10945.049.95.0t t t S +⨯⨯-+⋅+=m t t 5.102368.0898.0512.8121<++= ∴ t 1<0.367s∴ m t a t V S 823.0367.049.921367.05.0212211101=⨯⨯+⨯<+= 结论：喉部取为1.5米，此时最佳加料口位置距喉部为0.823m3．脱硫塔主体尺寸的计算脱硫塔的高度：脱硫塔的直径：三、分层喷水层高计算此装置设置四层喷水管，层高t V h ∆⋅=,其中V 为水滴的流速，等于筒体部位烟气流速，即V=5m/s ，t ∆为水滴的蒸发时间，计算如下：()⎪⎭⎫ ⎝⎛++⋅=∆31212327.0118γλρP R B l C d t e y n PD D (摘自吴树志学位论文)其中：868.18105.2610100566=⨯⨯⨯==--∞γdu R e ； 04112.0104.15106333.066=⨯⨯==--a P γγ210825.63-⨯=λ； C P =4.174； ρD =991.2； FSFS y Y Y Y B --=∞1假定液滴为35℃时液滴表面为饱和蒸汽压，即Y FS =0.05622；Y ∞为烟气75℃时烟气中水分的分压，计算如下：已知喷水量为6.42t/h,由干空气表查得75℃时含水的饱和百分比为0.2784，又烟气质量为87.01053.244⨯⨯，又煤中含水量为：∴ 烟气中水分分压百分比为：122784.087.01053.2442.614=⨯⨯⨯+⨯% 查表得75℃时饱和水蒸气压力为0.3855 ∴ Y ∞=3855.012.0⨯FS FS y Y Y Y B --=∞101055.005622.0112.03855.005622.0=-⨯-=()⎪⎭⎫ ⎝⎛++=∆31212327.0118γλρP R B l C d t e y n PD D()()53121241004112.0868.18327.0101055.01825.638401722.999110--⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+⨯+⨯⨯⨯=n l5178.01049026.1010495.0825.63810135.455=⨯⨯⨯⨯⨯=--（s ）∴ 层高m t V h 59.25178.05=⨯=∆⋅=四、喷嘴布置计算设计要求：喷射不粘壁，喷射射线不交叉 已知喷嘴雾化角为120±10°，气流引起喷射角度差在10°左右，射程L = 2.5m 。
1．第一层雾化嘴位置：采用扇形喷嘴，θ水平＝60°，锥形实体()θ+=0601Sin h ，其中θ为气流造成的角度偏差，即θ＝10° ∴ ()m Sin Sin L h 35.2705.210600001=⋅=+⋅=2．第二层喷嘴布置：θ水平＝00，采用锥形实体喷嘴：()m Sin Sin L h 915.1766.05.2505.210600002=⨯=⋅=-⋅= ()m Sin Sin L h 35.2705.21060'0002=⨯=+⋅=五、脱硫管路系统设计计算1．给水总支管的选型计算其中脱硫水5.8t/h ，消化水0.5t/h （由Ca(OH)2计算获得），总管流速取为V=2m/s ∴脱硫总管D 总mm w V G 3220010018.08.55.5945.594=⨯⋅=⋅⋅= 其中：G 为流量，w 为流速。
选管： 选材:脱硫总管 Dg=40 5.345⨯ 钢材20 无缝钢管 消化水总管 Dg=15 318⨯ 钢 20 无缝钢管脱硫联箱 Dg=225 7245⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 主管：第一层 D1g=20 325⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 第二层 D2g=25 5.332⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 第三层 D3g=20 325⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 第四层 D4g=15 318⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 所有母管：Dg=150 5.4159⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 所有支管：Dg=10 314⨯ Cr18Mn8Ni5N 无缝不锈钢管 反算流速： s m w /422.1380010018.08.55.59422＝＝总⨯⨯s m w /71.1190010018.074.15.594221＝＝主⨯⨯ s m w /26.1250010018.023.25.594222＝＝主⨯⨯ s m w /14.1190010018.016.15.594223＝＝主⨯⨯s m w /43.1120010018.058.05.594224＝＝主⨯⨯ s m w /604.180010018.029.05.594221＝＝支⨯⨯ s m w /14.280010018.0387.05.594222＝＝支⨯⨯ s m w /07.180010018.0193.05.594223＝＝支⨯⨯ s m w /53.080010018.00967.05.594224＝＝支⨯⨯2．局部阻力计算（ρωξ⋅⋅=∆22kh ）总路： 直角弯10个，ξ=0.1677.16121000422.116.02=⨯⨯=∆k h (P a )总路 7.161710＝＝总总路h h ∆⋅∆（P a ） 联想入口 ξ＝0.5521.50510002422.15.0222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝联入（P a ）联箱出口 ξ＝1.005.14621000271.10.1222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝联出（P a ）主管路弯头 5个直角弯2341000271.116.0222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝弯（P a ）%6.71=η(P a ) 母管入口 ξ＝0.57311000271.15.0222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝入（P a ）母管出口 ξ＝1.08.22891000214.20.1222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝出（P a ）支路弯头阻力 ξ＝0.16 4个弯头4.3661000214.216.0222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝支弯（P a ）5.14654.3664=⨯=∆h （P a ）阀门阻力 ξ总阀＝0.2 闸阀2个:76.25210002422.125.0222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝闸（P a ）2527622⨯=∆⋅=∆阀h h （P a ） 止回阀1个, ξ止回＝7.0：3.707710002422.10.7222=⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h ＝止回（P a ）主路2个阀门：5.3651000271.125.0222＝＝主路⨯⨯=⋅⋅∆ρξw h （P a ）7315.3652=⨯=∆h （P a ）∴局部阻力7.1617521.50505.146211707318.22896.146552.5053.7077731+++++++++∆＝局h()m P a 8.117556=＝3．沿程阻力计算：7.5371310006.110422.18.363=⨯⨯⨯=⋅=--γνD R e ，K=0.2，1902.038==k d ，查表得λ＝0.031 ∴2.41038508.92422.1031.01023232=⨯⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=∆d l g v h f λ（mH 2O ） 3229610006.11071.11963=⨯⨯⨯=⋅=--γνD R e ，K=0.2，952.019==k d ，查表得λ＝0.038∴94.81019308.9271.1038.01023232=⨯⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=∆d l g v h λ分（mH 2O ）1701810006.110214863=⨯⨯⨯=⋅=--γνD R e K=0.2402.08==k d 查表得λ＝0.043 ∴5.210828.92214043.01023232=⨯⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=∆d l g v h f λ（mH 2O ） 即：Δh 沿=4.2+8.94+2.5=15.6m ； 喷嘴阻力25Kg/cm 2 ；水力高度23m 。
