钢铁厂废气处理措施
1、概述
1.1 硅铁烟气污染特征
钢铁厂的大气污染源包括硅铁炉冶炼产生的烟气、出铁口产生的烟气、配料与上料过程产生的粉尘、硅铁破碎产生的粉尘、硅铁炉烟气处理系统收集的粉尘及硅微粉临时堆存过程中产生的扬尘、原料堆存过程中产生的扬尘。对于硅铁厂各废气源的治理措施工艺相对简单。
硅铁生产过程中,由于氧化还原的反应作用,除生产出硅铁产品外,同时伴生有大量烟尘即二氧化硅微粉。二氧化硅烟尘是一种极细粉末颗粒形状的物质,具有高5102含量(90%),他是在硅铁和结晶硅生产过程中产生的。他的特点在于在高温产生的510在空气中氧化被迅速冷却之后,其内部主要含5102,他以非晶体状态存在,而且他是由具有比表面为20一25 mZ/g的细颗粒组成的。硅微粉是冶炼硅铁合金时被烟气带出炉外的细颗粒,其主要成分是5102,同时含有少量炉料的机械吹出物,主要成分是碳及铁、镁、钙的氧化物。硅微粉呈灰白色和银白色,5102含量在85%一93%之间,具有优越的火山灰性能。
在硅铁炉气态污染无排放的总量方面，我国用于硅铁生产的电炉有800余座，总装机容量达到6.8×106KW，硅铁的年产量达到320万吨，每生产一吨75%的硅铁产生的粉尘在200Kg左右，产生的烟气为5×104Nm3，每年的硅铁生产产生的粉尘约为80万吨，烟气为4×1010Nm3。目前所有的硅铁炉都有自身的烟气净化系统，粉尘的出口浓度在4g/Nm3左右。
我国硅铁冶炼主要集中余我国内蒙和西北等人烟稀少和矿产资源相对丰富的地区，硅铁炉生产对这些地区大气环境造成的影响尤为突出。在2004年，专家对西北铁合金厂两台容量分别为5000KV A、12500VKA的75%硅铁电炉进行了现场测定，测定内容包括: 烟囱自然排放烟尘状况、车间内空气含尘浓度以及粉尘物理化学性质等。硅铁冶炼电炉对环境的污染相当严重。
1.2 国内外硅铁电炉烟气净化技术现状及发展趋势
目前我国硅铁电炉总数约为534台，其中9000－50000kVA电炉仅14台，其余均为小电炉，设备总容量为160万kVA，年设备生产能力约130万吨。“八五”期间全国硅铁年均产量90万吨，可以收集硅灰15万吨左右，但实际仅为2万吨，
约占总量的13%。这是由于：其一，装备落后，国内硅铁电炉大多为1800－6000kVA 高烟罩小功率电炉，烟气无法回收；其二，烟气滤袋除尘设备投资大，企业筹措资金困难；其三，环保意识不强。
我国拥有6300一25(X) okV A铁合金电炉约1000多台,但配置烟气净化系统设施的仅占少数。电炉在冶炼过程中,将产生大量的烟尘,每生产h硅铁将产生250 kg硅尘,全年生产各类铁合金将向大气中排放约100多万t粉尘,如不治理将严重污染环境。硅尘中510:含量在90%左右,粒度小于1协m的占90%,硅粉的比表面积大,细度只有水泥的F50一1/100,即使在常温下也显现出较大的火山灰活性,是优良的水泥掺和剂,对于提高水泥的强度和加强混凝土的致密性,十分有效。同时,硅粉在耐火材料、石油工业等方面均有广泛的用途。
硅铁电炉烟气的治理方式主要有湿式除尘、高压静电除尘和袋式除尘。湿式除尘只有采用高能耗洗涤器或文丘里除尘器才能达到净化要求，虽然设备简单、投资省，但存在动力消耗大（约为袋式除尘器的3~6倍），水处理系统复杂，收集的粉尘难以回收利用；高压静电除尘技术需要粉尘的比电阻范围为1×104~2×1010Ω·cm，而硅铁粉尘的比电阻超过此范围，需进行增湿调质处理，由于增湿过程要求控制系统精度高，有一定技术难度，且投资大；硅铁电炉烟气除尘系统采用袋式除尘在目前国内外硅铁行业已形成共识，国内硅铁生产企业烟气达标排放且运行管理较好的都选用袋式除尘器，袋式除尘器的特点是除尘效率高、运行可靠、管理简单。
国外，半封闭式矿热电炉的烟尘治理主要采用干法袋式除尘器，按是否回收能源分为热能回收型和非热能回收型两种。采用热能回收型干洁净化设施必须对炉气燃烧的过剩空气量严格控制，一般要做到使半封闭罩出口的废气温度控制在700-900℃左右，然后进人余热锅炉，余热锅炉出口废气温度小于250℃。净化设备采用吸入型袋式除尘器和压入型袋式除尘器均可。由于原料还原剂冶炼操作和生产管理等原因限制了热能回收型净化工艺流程的推广应用。所以国内外当前处理半封闭式矿热电炉废气，绝大数是采用非热能回收型干法净化设施。
1.3 设计思路
废气净化的思路就是把污染物质收集起来，输送到净化设备中将其分离出来或转化成无害物质，净化后的气体排入大气。一个完整的废气净化系统应该包括五个部分：废弃收集装置、输送管道、净化设备、风机、排气筒。相应地，废气
净化系统的设计内容也就是对上述五个部分的设计。
废弃收集装置的设计：废弃收集装置俗称吸气罩。其设计主要包括罩子的结构形状、尺寸、安装位置等。有组织的排放源一般情况下不存在吸气罩的设计。
管道设计：主要包括管径大小、管道压力损失、及管道布置。
净化设备设计：为待处理的污染物选择设计净化装置，将污染物从气流中分离出来或转化成无害物质。
风机选择：根据整个系统的阻力降（包括吸气罩、管道、净化装置的压力损失）及要处理的废气量，选择相应的风机。
排气筒设计：主要包括排气筒的结构尺寸、高度、出口径等。
本此设计主要针对的是管道、净化设备以及风机的设计。
废气净化装置的设计分三个阶段：基础资料调查、设计技术、施工图设计。
基础资料的调查主要包括生产工艺调查、污染源调查、背景资料调查、技术经济资料调查。
技术设计要求根据调查掌握的资料，确定污染源的排放参数，确定废气净化方案，净化设备的设计计算，管道、风机的设计选型，整个净化系统的技术经济分析，设计图绘制，工程概算。
施工图设计一般包括工艺流程简图（3号）、系统平面图（1号）、系统立面图（1号）、除尘装置三视图（2号）、换热装置图、部分零部件图）
2、硅铁冶炼原理及烟尘特性分析
2.1 硅铁冶炼原理
硅铁是用带埋弧电极的电弧炉生产的。混合物炉料主要由硅石、铁屑和作为还原剂的焦炭组成。反应产物为硅铁、一氧化碳、其他各种挥发物质、水蒸气和一氧化硅气体。
硅铁合金生产工艺是采用矿热炉法，即在电炉中用碳作还原剂生产铁合金的方法。电炉冶炼铁合金是以电作为能源，通过电极和炉料之间放电产生热弧，使电能在弧光中转化为热能，热能借助辐射和电弧的直接作用产生1900~3000℃的高温，在熔融状态下，金属和矿石发生氧化还原反应，直至出铁。冶炼时从炉口加人混合好的原料，电极深而稳的插入炉料中，依靠电弧和电流通过炉料而产生的电阻热进行加热，通过出铁口定时出铁放渣，随着炉料下沉从炉料口不断加人
新的炉料。生产是连续进行的。
SiO2是一种难还原的氧化物，而且其还原过程比较复杂。用碳质还原剂还原二氧化硅时，中间产物碳化硅和一氧化硅的生成与分解在SiO2还原的整个过程中起着重要作用。其化学反应过程如下：
（1）SiC的生成区：SiC的生成温度范围为1000-2100K，在此区域内Si也能同时生成，此区内的主要反应是SiO的分解和吸附并生成SiC。1800K以前为炉料预热和SiC的生成区，SiO从炉内高温区上升到低温区后与碳作用生成SiC，其反应式为：
SiO + 2C = SiC(s) + CO(g)
3SiO + CO = 2SiO2 + SiC
2SiO = Si + SiO2
SiO通过上层炉料按不同反应变成SiC、Si、和SiO2，并沉积于炉料中。随着炉料的下沉和温度的升高，碳还原SiO2生成SiC的热力学条件成熟：
SiO2 + 2C = SiC + 2CO
（2）SiC分解区：即Si和SiO的生成区，此区内的主要反应为：
2SiO2 + SiC = 3SiO +CO
SiO2 + 2SiC = 3Si+2CO
综合上两式得：
3SiO2 +2 SiC = Si+ 4SiO + 2CO
另外，气态的SiO与SiC相互作用：
SiO +SiC = 2Si +CO
当铁存在时，还原出来的硅与铁反应：Si + Fe = FeSi
由于硅与铁生成硅化铁的反应是放热反应，因而它降低二氧化硅还原反应的理论开始反应温度。同时，铁的存在可以促进硅沉入熔池，使之离开反应区，从而改善二氧化硅的还原条件。冶炼硅铁时，二氧化硅的还原反应可以用下式表示:
SiO2 + 2C + nFe = Fe n Si+ 2CO
炉气中的CO在进入集气罩的过程中被空气中的氧气氧化成二氧化碳。
综上，硅石中的SiO2用碳还原生成硅铁，要按以下两条路线，一条是先生成中中间产物SiO，然后再被C还原生成Si，Si和铁结合成硅铁；另一条是先
生称中间产物SiC，SiC被铁破坏直接生成FeSi，或者是SiC被SiO2或SiO破坏，生成硅，硅和铁结合生成硅铁。
2.2 烟气烟尘特性分析
硅铁炉在冶炼生产过程中，产生大量夹带微细尘粒的高温烟气。生产1吨75%硅铁，理论上大约产生1500~2000Nm3炉气，烟气中主要成分是N2、O2、CO2、H2O，由于空气过剩系数很大，因此基本接近空气成分。
烟气中SO2含量依据原料中带入的硫量而定，主要决定于还原剂的含硫量。1吨75%硅铁原料带入的硫量一般在5-10kg左右，其中90%燃烧成SO2后进入烟气，在半封闭电炉中烟气含硫量一般在。0.1~lg/Nm3左右。
烟气中烟尘主要由两部分组成，一部分是炉料的机械吹出物，主要是焦粉和煤粉；另一部分是硅石中的SiO2被还原形成的气态SiO，这些SiO本应继续被还原成硅，形成硅铁，但实际上总有一部分逸出料面，被空气中氧再氧化成SiO，形成无晶形的极细颗粒，被烟气带出炉外，这两部分烟尘前者约占10%~20%，后者约占80%-90%，硅铁的烟尘量取决于冶炼过程中硅的回收率，在正常情况下，硅回收率为85%-90%时，l吨硅铁约产生200~300kg粉尘，当电炉刺火时Si回收率下降，粉尘量就会急剧增加。粉尘平均粒径为0.1μm，都是无晶硅的氧化物。真比重仅为2.23g/cm3，比表面积达20m2/g，比电阻为1.3×1013Ω·cm 由此归纳起来，硅铁电炉烟气烟尘的特点是：
(1)烟气量大，为减少烟气量必须提高烟气温度，因此除尘前必须降温手段。
(2)烟气热含量大，1吨75%硅铁烟气中含热量相当于输入的电量，因此回收余热的潜在能量很大。
(3)烟尘细，比电阻高。必须使用高效率的除尘器，才能达到除尘的目的。
3、除尘器性能比较与分析
硅铁冶炼烟尘治理的关键在于选择合适的除尘器。目前工业上使用的除尘器 的类型主要有机械式除尘器、电除尘器、袋式除尘器和湿式除尘器。各除尘器性能比较见表。
机械式除尘器通常用作多级除尘系统的一级处理，作为预处理装置捕集大部 分的粉尘，且只能捕集比重和粒度较大的粉尘。当烟尘浓度大于15g/Nm 3时，应当考虑使用二级或多级除尘系统。电除尘器除尘效率高，但最重要的是对粉尘的比电阻有要求，不能太高也不能太低。粉尘比电阻过低，及导电能力强，容易形成重返气流，造成粒子沿着极板表面跳动着前进，最后被气流带出除尘器；若比电阻过高，则会产生反电晕现象，是捕集效率大大降低。布袋除尘器是硅铁冶炼行业用的最多的除尘装置。关键是选择适合的滤布。湿法除尘虽然设备简单、投资省，但主要存在动力消耗大，水处理系统很复杂，而且处理下来的粉尘无法再次利用的问题。
指标 类 型 优点
缺点
适用范围 适用温度
机械式除尘器
结构简单、易于制造、价格较低、便于维护
除尘效率低，对小颗粒
粉尘捕获率低 大粒径、密度大的颗粒物
高
电除尘器
电除尘器效率高；耐温高；阻力小；处理风量大；适用电阻率范围
104-101Ω·cm ；消耗能量少；处理烟气量大；自动化程度高
对高电阻率和低电阻率的粉尘不能直接处理；受粉尘理化性质变化影响较大,不能适应工艺工况和负荷大的变化
能用于亚微米级的粒子
较高
袋式除尘器
运行稳定；对含尘浓度适应强；不受粉尘种类、
浓度大小限制；处理风
量范围大且灵活；性能
可靠，能有效清除危害性最大的呼吸性微尘 普通滤料不耐高温；不
易净化粘性和吸湿性气
体
对微米和亚微米级颗粒捕集效率高
较低
湿式除尘器
一次性投资低、自然烟气冷却和除尘效率高、能同时进行有害气体净化等优点，结构简单，占地面积小，操作维护方便，造价低
可能二次污染；不易净
化含纤维、憎水性粉尘；
存在风机带水、阻力大、
泥浆处理困难、设备易
腐蚀等问题
对亚微米
级粉尘有
较高的除
尘效率
高
4、净化工艺设备选型
4. 1 除尘器选择
由于所设计的除尘系统中硅尘在常温下电阻率为2.4×1014Ω.cm，在150?C 时为 3.3×1012Ω.cm，而电除尘器运行的最适宜比电阻范围一般为(104~2×1010)Ω.cm，所以此系统不能选用电除尘器。因此只有湿式除尘器和袋式除尘器。
又由于烟尘中主要含疏水性较强的SiO
2和C，另外含有MgO、Al
2
O
3
、CaO等碱
性氧化物易形成Mg+2、Al+3、Ca+2再与水易生成氢氧化物沉淀而结垢，而且湿式除尘运行费用高，压损大，且当地冬天室外空气温度为-4?C可能冻结，所以也不宜用湿式除尘器。烟尘中1um以下的粉尘占85~90%，要求除尘效率达99%，所以选用袋式除尘器。
4.2 布袋除尘器清灰方式
布袋除尘器的清灰方式通常有简易清灰、机械振动清灰、逆气流反吹清灰、气环反吹清灰、脉冲喷吹清灰和联合清灰方式。考虑到粉尘细小，有较弱粘性，亲水性好、易于结团、在金属或纺织品表面上的粘结性强、附着力大。这种粉尘在空气中有较强的扩散能力，除尘器不易捕集，一旦补给后滤袋收尘装置的过滤阻力也相当大，而且清灰时也很难清落。因此，应选择强度大的清灰方式。综合考虑各种清灰方式的特点后，选定脉冲喷吹清灰。
4.3 布袋除尘器滤料选择
滤料选择有两种方案：采用耐高温的滤料、换热器+普通滤袋。
一般高温滤料的最高工作温度均在300℃以下，烟气温度为305℃，因此可以使用耐高温的滤布，但是耐高温滤料价格昂贵，投资费用和运行费用均增加。因此考虑选用普通滤袋加换热器的形式。
选择中国生产的208工业涤纶绒布。其幅宽800mm，单位质量420g/m2。过滤风速为3m/s时的初阻力为37Pa。工作温度不超过120℃。除尘效率能达99.5%。
根据《工业炉窑大气污染排放标准》，排放的烟尘浓度标准为200mg/m3。其烟尘浓度为6 g/m3，漏风系数选择1.1，由此计算出为达到排放标准的除尘效率应为：96.7%，该滤布能满足。
4.4 冷却器选择
利用水对流冷却投资和运行费用高，但效率也高。风冷主要有多种方式，自然风冷设备较为简单。但是自然风冷效率低，经济上不合适。间接风冷效率较高，但是所需冷却器体积较大（该项目没有占地面积和空间限制，可以考虑），而且节约运行费用。机械风冷效率最高，但是运行费用高。因此设计时，优先考虑间接风冷。
5、设计计算
5.1 烟气量的计算
因C 烟气=6g/Nm 3<15g/Nm 3，故不需设二级除尘器进行预除尘，直接采用一级袋式除尘器。
需要处理的烟气量由两部分组成：电炉内产生的炉气（Q
炉
，主要是2C O (Fe+S i 02+C= FeSi+CO 2)和2N ）和从集气罩混入的空气（Q
混
），即Q
烟
=Q
炉
+Q
混
。
5.1.1 炉气量Q 炉
电炉内反应方程式：2S i O F e C ++ = 2F e S i C O +
焦炭中含C 量Kg m 840%8410001=?= 即焦炭中含碳量为70Kmol 。 原料中含铁量Kg m 5.332%953502=?= 约为5.94Kmol 。
有炉内的反应方程式 2S i O F e C ++ = 2F e S i C O + 1 1 1 5.94 x y 算的
3
056.13394.5m Kmol y x ===
参与燃烧的C 的量为
3
944.143406.6494.570m Kmol ==-
由碳燃烧产生二氧化碳之间的关系可得燃烧需要的氧气为64.06Kmol ，产生的二氧化碳也为
64.06Kmol ，空气中带入的氮气量为
Kmol m m 99.2401.5398944.143421
.079
.033==? 。以2.5小时为一个工作周期，则氮气流量为96.36h Kmol ，二氧化碳的流量为h Kmol 285.270=。烟气量
h m
44.27861m .69661m .5398944.1434056.1333
33==++=烟Q
5.1.2 混入空气量Q
混
计算公式为：Q
混
=3600Lh P V
式中 L --罩口周长,m;
h --尘缘距离罩口高度,m;
Vp --平均风速,m/s,一般取值(0.2~2)m/s
取p v =1.0 m/s ，在集气罩上开两个1.5x1.5的通风口，则混入的空气量
h m
16200h
m
15.15.123600h 36003
3
=????==P V L Q 混。
所以，h
m
44.189863
=+=混烟总Q Q Q 。
5.1.3 混合后烟气温度T
取室内温度为
30℃，则可算得混入的空气量为：
h
Kmol 0.629)27330(314.886
.9716200=+??。查表可得空气、二氧化碳、氮气的定压
摩尔热容分别为K
mol J
?23.30、37.129K mol J
?、29.12K mol J
?，则混合温度T 满足
)0.62923.30)(30()129.372836.96121.29)(1650(?-=?+?-T T ，解得混合温度
305=T ℃。
混合后的气体摩尔流量为：h
Kmol h Kmol
36.7530.6292836.96=++。进入除尘器
的烟气量为：
h
m 3
3
.3699486
.97578314.836.753=??，经换热器冷却后温度降为130℃，
考虑进入滤袋时漏气量为10%，所以进入滤袋的烟气量为：
h m 30.283731
.1)273305(3.36994)130273(=?+?+。
5.2 换热器的计算
采用间接自然风冷系统，烟气走管内。查表可得空气的对流传热系数为
5~25()
K
m
W
?2
，取传热系数为)
(152K m W
?。
5.2.1 计算对数平均温度差
烟气进口温度为305℃，取出口温度为130℃，令冷却空气进口温度为30℃，出口温度上升为35℃。
270353051=-=?t ℃ 100301302=-=?t ℃
0.173100
275ln 100
275ln 2121=-=???-?=
?t t t t t m ℃ 5.2.2 计算烟气放出的热量
查表的当温度100=t ℃时，K
K KJ
C p ?=mol 153.29空
200=t ℃时，)mol (k 29.2991K K J C p ?=空
300=t ℃时，)mol (k 29.522K K J C p ?=空
400=t ℃时，)mol (k 29.7893K K J C p ?=空
采用平均比热容法计算混合热容：
)
(197
.2930
100153
.29299.29153.29)
100130(100
2001000
2000
1000
1300
K Kmol KJ C C C C p
p
p
p
?=?-+=-?--+
=
)
(722.295
100
621
.29789.29621.29)
300305(300
400C C C C 3000
p
4000
p
3000
p
3050
p
K Kmol KJ
?=?-+=-?--+
=∴
所以放出的热量为：h
KJ
h
KJ Q 61092.3)130305(722.2936.753?=-??=
5.2.3 换热器计算
采用空气自然对流冷却的方法，取传热系数K=15 w/(m 2·k)，故换热器所需面积为
662
3.921015(173273)3.921015446 3.6162.7m Q F K t m ?==
???+?=
??=
为计算方便，取面积2
163m F =。
取管径mm D 100=的圆管，则需管道总长为：m D F L 5201
.014.3163=?==
π， 采用热轧无缝钢管，取冷却器阵列为10×10，则： 管束长m n L l 2.5100
520
===
取管与管的横向竖向间距均为100mm ，管壁厚度取25mm ，烟气进口出口宽度均取800mm ，空气进口出口均取300mm 。
可以确定换热器的整体尺寸为长mm 6025，宽为mm 1950，高为5950mm （支撑架台高为4000mm ）。 5.2.4 换热器灰斗设计
设置两个灰斗，两个灰斗相距1500mm ，第一个灰斗距换热器器壁为1875mm ，灰斗的上口长取400mm ，宽取400mm ，下口长取200mm ，宽取200mm ，深取200mm 。倾角为63,4°。 5.2.5 管内流速计算 管内平均温度：305130
217.5490.52
p T K +=
==℃
烟气平均流量：31490.528373.024077.8m /578
p p T Q Q h T =
=?=烟 管内平均流速：2
24077.8
8.52/0.110103600
4
p
p Q v m s A
π=
==????
5.3 除尘器设计计算
5.3.1 滤袋和除尘室的确定及布置
选用工业涤纶，过滤温度120℃，并考虑除尘器的漏风系数为1.1，则处理风量为：
3
1.1 1.128373.031210.3m
V Q h
==?=出烟 m 3/h 采用低压脉冲袋式除尘器，由于烟尘中粒径小于1μm 的占89%左右，且小于0.5μm 的占73%左右。故过滤风速应适当取小一些。本设计取过滤风速
0.5m/min f V =。则所需净过滤面积为：
231210.3
1040.360600.5
f V S m V =
==? m 2 设计滤袋规格为2005000mm φ?，则单个滤袋的过滤面积为
214.352.014.3m DL a =??==π
需要的滤袋个数为：7.33114
.33.1040===
a A n 个 ，取为332个。 以10?10规格为一个室，设置3个室，外加一个清灰室，一共四个室，共需要400个滤袋。以一排2个室设置一个灰斗，共设置两个灰斗。验算过滤风速：
当所有工作室一起工作时：
1031210.3
0.4/min 60'60400 3.14
f V V m N A =
==??
清灰时： 2031210.3
0.55/min 60''60300 3.14
f V V m N A =
==??
清灰时风速稍微超过预定风速，对滤袋工作有一定的影响。可适当加固滤袋龙骨影响不大。
设每一排中，每个除尘器之间的距离为350mm ，两排除尘器之间的间隔为600mm ，每个除尘使内，滤袋间的距离取150mm ，滤袋与除尘室壁之间的距离为300mm 。 5.3.2 灰斗的计算
共设四个除尘室，单排布置，每个除尘室设一个灰斗。
设分组室之间间距为600mm ，滤袋距离外壳之间的距离为300mm ，相邻两滤袋之间距离为100mm 。
灰斗上口外形尺寸：长：8250l L mm ==mm
宽：1020015093003003950b mm =?+?++=mm 取灰斗高度为1500mm ，烟尘安息角为38°~43°，取灰斗倾角为45°。 所以灰斗下口长mm h l l 5250115002825045tan 21=??-=?-= 宽mm h b b 950115002395045tan 22=??-=?-=
单个灰斗体积为： V=3
1
h(S 1+S 2+S2*S1)=21.85m 3 ，
灰斗总体积为： V 斗=2V=2×21.85=43.7m 3
除尘器的整体长度[]mm L 8250430023503915020010=?+?+??+?= 宽()mm B 850043006002915020010=?++??+?= 高H=1000+5000+1500+2000=9950mm 5.3.3 效率核算
本设计中除尘器的效率为99%，即经处理过后的烟气中含尘浓度为6×（1-99%）= 60mg/ m 3<200 mg/ m 3，即能达到《工业炉窑大气污染物排放标准》对于三类区的排放要求，说明本设计符合要求。
5.4 螺旋输灰机计算
烟气量为31210.3Nm3/h，粉尘浓度为6g/Nm3计。
每小时产生的粉尘量为S，
S=V×C×η
式中：V——烟气量，Nm3/h；
C——粉尘浓度，6g/Nm3；
η——袋式除尘器效率，99%。
S=31210.3×6×99%=185.4kg/h
每小时收集到的粉尘的体积为v=S/ρ(ρ为粉尘的堆积密度)，查资料得烟尘的堆积密度为200~250kg/m3，取200kg/m3，故粉尘的体积为
v=0.93m3/h
设计清灰周期T为20h，则20h积累在灰斗中的灰尘的体积为：
V 灰= 3
0.932018.6m
?=< 3
21.85m
V h
=
斗
，满足要求。
设30分钟把所有灰清完，则螺旋输灰机的能力为：
Q=V
灰
/30=0.62m3/min=37.2m3/h 选型：
型号螺旋公称直径
D(mm)螺旋体转速
n(r/min)
输送量
Q(m3/h)
输送长度
L(m)
工作位置角度电机功率
KW
DC300 300 63-250 24-75 3-25 0°-60°4-15
5.5.1 通风量计算
滤袋直径φ200mm，长度5米，数量10条，在过滤风0.5m/min时处理风量：A
Q＝0.2×3.14×5×10×0.5×60＝942m3/h＝0.26m3/s
则0.15秒时通风量为0.04m3。
5.5.2脉冲阀耗气量计算
计算公式：
B
Q=CvFg
式中
B
Q－喷吹耗气量Ft3/h；
Cv －流量系数；
Fg－脉冲阀在一定压力下的流量Ft3/h。
(1)21/2″脉冲阀耗气量
查表：Cv ＝106 0.3pMPa 时，Fg ＝1800Ft 3/h （1英尺3＝28.32升）
1B Q ＝CvFg ＝106×1800＝190800Ft 3/h ＝5403m 3/h ＝1.5m 3/s
脉冲宽度0.15秒时耗气量0.225m 3，引射气流量（3倍）0.225×3=0.675m 3 总喷吹量：Q 21/2″＝0.225＋0.675＝0.9m 3 (2)11/2″脉冲阀耗气量（压缩空气压力0.3MPa ）
查表：Cv ＝51 0.3MPa 时，Fg ＝1800Ft 3/h （1英尺3＝28.32升）
2B Q ＝CvFg ＝51×1800＝91800Ft 3/h ＝2600m 3/h ＝0.72m 3/s
脉冲宽度0.15秒时耗气量0.11m 3，引射气流量（3倍）0.11×3=0.33m 3 总喷吹量：Q 11/2″＝0.11＋0.33＝0.44m 3 5.5.3 脉冲阀规格确定
由上述计算：滤袋处理风量A Q ＝0.04m 3/0.15s 21/2″脉冲阀喷吹量Q 21/2″＝0.9m 3/0.15s 11/2″脉冲阀喷吹量Q 11/2″＝0.44m 3/0.15s
脉冲阀喷量应至少为滤袋处理风量2－3倍，才可满足清灰强度的要求。 依上述计算，两种脉冲阀喷吹量是滤袋处理风量均能够满足清灰强度要求。选用11/2″脉冲阀。
5.6 管径计算
5.6.1 进入换热器前的管径
烟气在进入换热器的流速为一般为8 m/s~12 m/s ，本设计采用10m/s ，由D=
v
Q
π4，得烟气进入换热器前的管径： 进D 436994.3
3.14103600
???，取1150mm
则烟气实际流速为v 烟=2
4进
D Q
π=9.90m/s ，满足要求。
5.6.2 进入除尘器前的管径
即烟气通过换热器后的管径：
出D 428373.0
3.14103600
???，取1100mm
则烟气实际流速为v 烟=
2
4出
D Q
π=8.30 m/s ，满足要求。
5.7 管道阻力计算
烟气密度：=
pM
RT
ρ 其中，M 为烟气的平均分子量：
222=284432N CO O M r r r ++，其中222N CO O r r r 、、分别为烟气中N 2、CO 2、O 2的摩尔比，
由前面计算可得：2220.175N CO O r r r ==0.787、=0.037、，则可得：
=280.787440.037320.17529.264M ?+?+?=
烟气粘度：6
2
2
2 1.51.0385 1.1394 1.2622=1.388(
)10118
252
138
N CO O g g g T T T T μ-+
+
?+++
其中，222N CO O g g g 、、分别为氮气、二氧化碳、氧气的质量比，计算可得
2220.191N CO O g g g ==0.753、=0.056、。
为了更好的得到管道的沿程阻力损失和局部阻力损失，将整个管道划分为：烟囱到两管合流处为0~1，两管合流到换热器前管段编号为1~2，换热器到除尘器的管段编号为3~4，除尘器到风机的管段编号为5~6。
0~1段，此段有两根管道，进气风速为10m/s ，管径为809mm ，管长为5.5m ，查“除尘风管计算表”得烟气动压为197.9Pa ，计算此时烟气的密度和粘度为：
3197.929.264
1.205/8.314(305273)
kg m ρ?=
=?+，
6 1.551~2
1.03850.753 1.13940.0556 1.26220.191
1.388()10305 1.85310305118305252305138
Pa s
μ--???=++??=??+++求得：
5
0~1115
0~1 1.2050.80910Re 5.261101.85310
d v ρμ-??=
==?? 查表可得：/=0.0267d λ，则沿程阻力损失：
2
20~110~10~11
0.0267 1.20510 5.517.695Pa v P l d λρ'?=
=???=
合流三通水平管，α=30°
ζ=0.89，则三通的局部阻力损失： 2
210.89 1.20510/253.623Pa 2
v P ρξ
?==??=
则0~1管段的总阻力损失为：
0~10~112217.69553.62389.013Pa P P P '?=??+?=?+=
1~2段，管长11m ，气速10m/s ，计算管径2436994.3
11403.14103600
D mm ?==??，取
管径1200mm ，管内参数：
V 1～2=36994.3m 3/h ，T=305℃，由此参数，得管内动压为204Pa ，计算此时烟气的密度和粘度为：320429.264
1.242/8.314(305273)
kg m ρ?=
=?+，51~2 1.85310Pa s μ-=??，
求得：51~2115
1~2 1.242 1.210
Re 8.043101.85310
d v ρμ-??=
==??，查表可得/=0.0178d λ，则沿程阻力损失：
2
21~211~21~21
0.0178 1.2421011/1.220.365Pa v P l d λρ'?=
=???=
考虑到此段在设计过程中会有大圆角弯头一个，R/D=1.5，0.2ξ=，在2处有一矩形扩散管 0.63ξ=，则局部阻力损失：
2
21~211~20.2+0.63 1.24210/251.543Pa 2
v P ρξ
''?==??=（）
综上，1~2管段的总阻力损失为：
1~21~21~220.36551.54371.908Pa P P P '''?=?+?=+=
3~4段，管长7m ，管径850mm ，管内烟气参数：V 3～4=28373.0m 3/h ，T=130℃
烟气速度2428373.0
13.896/3.140.853600
v m s ?'=
=??，得到烟气的动压为107.6Pa ，
计算此时烟气的密度和粘度为：ρ3～4=0.940kg/m 3，μ3～4=8.679×10-6Pa ·s ，求得：
63~416
3~40.940.8513.896
Re 1.279108.67910
d v ρμ-'??=
==??，查表得：/=0.0075d λ，则沿程阻力损失为：
2
23~43~43~41
0.00750.9413.8967/2 4.765Pa v P l d λρ''?=
=???=
考虑到此段在设计过程中会有大圆角弯头一个，R/D=1.5，0.2ξ=，在3处有一矩形收缩管，0.3ξ=，在4处有一矩形扩散管，0.63ξ=，则局部阻力损失为：
2
23~43~42
20.2+0.3+0.630.9413.896/2120.706Pa 2
v P ρξ'''?==???=（）
综上，3~4管段的总阻力损失为：
3~43~43~4 4.765120.706125.471Pa P P P '''?=?+?=+=
5~6段，管长8m ，管径1200mm ，管内烟气参数：V 3～4=28373.0m 3/h ，T=130℃
此时烟气性质和冷却器出口基本一致，烟气密度和粘度为：μ5～6=8.679×10-6Pa ·s ；ρ5～6=0.94kg/m 3，烟气速度22
428373.0
6.972/3.14 1.23600
v m s ?=
=??求得6
5~6226
5~60.94 1.2 6.972Re 0.906108.67910d v ρμ-??=
==??，查表得/=0.012d λ，则沿程阻力损失为：
2
25~625~63~42
0.0120.94 6.9728/2 2.193Pa v P l d λρ'?=
=???=
此段有两个大圆角弯头，R/D=1.5，0.18ξ=；5处有一矩形收缩管， 0.36ξ=；4处有一矩形扩散管， 0.32ξ=，则局部阻力损失：
2
25~625~63
20.18+0.36+0.320.94 6.972/223.760Pa 2
v P ρξ''?==???=（）
综上，5~6管段的总阻力损失为：
5~65~65~6 2.19323.76025.953Pa P P P '''?=?+?=+=
所有管段整理成表格如下：
表6 管段计算表
管段 编号
流量V (m 3
/h)
管长
L(m)
管径
D
(mm)
流速v (m/s)
d
λ (m -1
)
沿程压
损
(Pa)
局部
压损
系数
∑ξ
局部压损 (Pa)
管段总 压损
△P (Pa) 管段压 损累计
∑△P(Pa) 0~1 36994.3 5.5 809 10 0.0267 17.695 0.89 53.623 89.013 89.013 1~2
36994.3
11 1200 10
0.0178 20.365 0.83 51.543
71.908 160.921 3~4 28373.0 7 850 13.896 0.0075 4.765 1.33
120.70
6
125.471
286.392 5~6
28373.0
8
1200
6.972
0.012
2.193
1.04 23.760
25.953
312.345
系统压力损失的计算
系统压力损失包括集气罩阻力、冷却器阻力、管道阻力和除尘器阻力. （1）集气罩阻力计算:
烟囱材料为薄钢板，烟囱直径为1500mm,每个烟囱的流量为
Q =36994.3m 3
/h ×2
1=18497.15m 3/h ，烟气温度为305℃，μ=3.07×105-，l =15m ，
2418497.153/3.14 1.53600v m s ?=
=??,e R =μ
ρdu =5
5
1.530.5860.859103.0710-??=??，粗糙度ε=0.15mm ，相对粗糙度ε/d =0.0001，查表的λ=0.015，烟囱的阻力损失为:
22
150.0150.586230.792 1.5
l v P Pa d λρ??=??=?=V
集气罩，视为突然收缩
1A A o =2×2
1.55.2??
???
=0.166
20.586
0.5(10.166)3 1.12
P Pa =?-??
=V 在引气口处，可视为突然收缩管2
418497.15
5.41/3.14 1.13600
v m s ?=
=?? 1A A o =2
5.11.1??
? ??=0.54 20.586
20.5(10.54) 5.41 3.942
P Pa =??-??
=V 这部分的阻力损失为0.792 1.1 3.94 6.93Pa +?+=。
（2）空冷器阻力计算
局部阻力损失：由管道进入空冷器管子视为突然收缩，Q =42225.57m 3/h ，空冷器管子的总截面积为2210100.140.785m π???÷=,所以烟气通过管束的平均
流速为2
36994.313.09/36000.785
v m s ==?,
管道冷A A =2.8/（5×5）=0.112 20.586
0.5(10.112)13.0922.292
P Pa =?-??
=V 沿程阻力损失：
①以308℃烟气为基准进行计算
Q =36994.3m 3/h ， 236994.3
13.09/36000.785
v m s =
=?，d =100mm,ρ=0.586㎏/3m ,
45
0.113.090.586
2.4910
3.0710
e R -??=
=??,ε=0.15mm,ε/d =0.00075,查表的λ=0.0276，则： 25.2(0.0276/0.1)(13.090.586/2)10107205.4P Pa =?????=V
②以130℃烟气为基准进行计算
Q =28373.0m 3/h ，28373.0
10.04/36000.785
v m s =
=?，d=100mm ，ρ=0.89kg/m 3，
4
5
0.110.040.89 3.87102.3110
e R -??=
=??,ε=0.15mm,ε/d =0.00075, 查表的λ=0.0283，则： 25.2(0.0283/0.1)(10.040.89/2)10106601.1P Pa =?????=V
空冷器的沿程阻力损失在6601.1～7205.4Pa 之间，由于在冷却器灰斗处有管道突缩局部阻力损失，计算时取两者之间值6903.3Pa 。
所以空冷器的总损失为22.29+6903.3=6925.54Pa （3）除尘器阻力
袋式除尘器的阻力由三部分组成：（1）除尘器外壳结构的压损，在正常过滤风速下，一般为300～500Pa ；（2）清洁滤料的压损；（3）粉尘层的压损。清洁滤料压损与粉尘层的压损之和一般又称为过滤阻力。
过滤阻力可由下式计算：
△P f =f v m μαζ)(0+
式中 0ζ—清洁滤料的压损系数，m 1-； μ—含尘气体的黏度，Pa·s ；