DZL2_13型锅炉高硫无烟煤烟气袋式除尘湿式脱硫系统设计任务书

一、课程设计的题目

DZL2-13型锅炉高硫无烟煤烟气袋式除尘湿式脱硫系统设计 二、课程设计的目的

《大气污染控制工程》课程设计是配合大气污染控制工程专业课程而单独设立的设计性实践课程。教学目的和任务是使学生在学习专业技术基础和主要专业课程的基础上，学习和掌握环境工程领域主要设备设计的基本知识和方法，培养学生综合运用所学的环境工程领域的基础理论、基本技能和专业知识分析问题和解决工程设计问题的能力，培养学生调查研究，查阅技术文献、资料、手册，进行工程设计计算、图纸绘制及编写技术文件的基本能力。 三、设计原始资料

DZL2—13型锅炉高硫无烟煤烟气袋式除尘湿式脱硫系统设计 锅炉型号：DZL2—13 即：蒸发量2t/h，出口蒸汽压力13 Mpa 设计耗煤量：350Kg/h

设计煤成分：CY=65% HY=4% OY=2% NY=1% SY=3% AY=15% WY=10%；VY=8%，属于高硫无烟煤

烟气密度ρ=1.36 Kg/m3(标准状态下) 当地大气压：98KPa 排烟温度：160℃ 空气过剩系数α=1.3 飞灰率=16%

烟气在锅炉出口前阻力550Pa

污染物排放按照锅炉大气污染物排放标准中二类区新建排污项目执行。连接锅炉、净化设备及烟囱等净化系统的管道假设长度50m，90o弯头10个。

注：锅炉大气污染排放标准（GB13271—2001）中二类区执行标准 烟气浓度排放标准（标准状况下）：200mg/m3

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二氧化硫排放标准（标准状况下）：900mg/m3

若烟囱高度达不到GB13271—2001表4锅炉房烟囱最低允许高度（4t锅炉烟囱高度最低35m，6t锅炉烟囱高度最低40m）的要求，其排放标准值按50%执行，即：

烟尘浓度排放标准(标准状态下)：100 mg/m3 二氧化硫排放标准(标准状态下)：450 mg/m3 四、课程教学要求

本课程设计的选题紧紧围绕大气污染控制工程烟气除尘为主题。学生必须根据教学要求、设计工作量以及实际条件，进行恰当选题。能按照设计任务书，顺利完成设计任务，培养运用本学科的基础理论和专业知识解决本专业实际问题的能力，提高设计计算、工程制图和使用资料的能力。

四、设计容与要求

1. 根据燃煤的原始数据计算锅炉燃烧产生的烟气量，烟尘和二氧化硫浓度。 2． 净化系统设计方案的分析，包括净化设备的工作原理及特点；运行参数的选择与设计；净化效率的影响因素等。

3． 除尘设备结构设计计算 4． 脱硫设备结构设计计算 5． 烟囱设计计算

6． 管道系统设计，阻力计算，风机电机的选择

7. 设计任务完成后，学生要根据设计的全过程完成专业课程设计说明书，按照一定格式写出设计计算书。课程设计说明书主要容有：

（1）设计题目； （2）主要指标和要求； （3）方案工作原理；

（4）设计计算依据、计算结果； （5）设备选择依据和工艺流程介绍； （6）结果汇总。

8． 根据计算结果绘制设计图，系统图要标出设备、管件编号、并附明细表；除尘系统、脱硫设备平面、剖面布置图若干，以解释清楚为宜，至少3（ 3号） 图，并包括系统流程图一（3号图）。

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此外，还要求文字应简明、通顺、容正确完整，书写工整、装订成册。

前 言

在目前，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SO2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。近百年来，西欧，美国，日本等工业发达国家大气污染事件日趋增多，本世纪50-60年代成为公害的泛滥时期，世界上由大气污染引起的公害事件接连发生，例如：英国伦敦烟雾事件，日本四日市哮喘事件，美国洛杉矶烟雾事件，印度博帕尔毒气泄漏事件等等，不仅严重地危害居民健康，甚至造成数百人，数千人的死亡。我国随着经济的快速发展，因燃煤排放的二氧化硫、颗粒物等有毒有害的污染物质急剧增多。空气污染以煤烟型为主，主要污染物是二氧化硫和烟尘。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。

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目录

前 言 ............................................................ 3 1 设计方案的选取 ................................................... 7

1.1 确定工艺 ............................................................ 7

1.2 工艺流程简图......................................................... 8 1.3 与其他工艺的比较..................................................... 8

2 基本参数计算 .................................................... 10

2.1 烟气量、烟尘和二氧化硫浓度的计算 .................................... 10

2.1.1 烟气流量的确定 ................................................ 10 2.1.2 烟气浓度的计算 ................................................ 11 2.1.3 二氧化硫浓度的计算 ............................................ 12 2.2 除尘及脱硫效率的计算................................................ 12

2.2.1二氧化硫及烟尘排放量的确定 .................................... 12 2.2.2 效率的计算.................................................... 13

3袋式除尘器的选型与计算 ........................................... 13

3.1 袋式除尘器的选型.................................................... 13

3.1.1 清灰方法的选择与比较 .......................................... 13 3.1.2 滤料的选取.................................................... 14 3.1.3 滤袋形状及进气方式的选择 ...................................... 15 3.1.4 清灰方式的选择 ................................................ 15 3.2 袋式除尘器的相关计算................................................ 16

3.2.1 处理气量的确定 ................................................ 16 工况下烟气流量 ...................................................... 16 3.2.2 过滤风速的选取 ................................................ 16 3.2.3 过滤面积的计算 ................................................ 16 3.2.4 单条滤袋的面积 ................................................ 17 3.2.5 滤袋的数量.................................................... 17 3.3 根据计算选择袋式除尘器.............................................. 17

4 填料塔的计算 .................................................... 18

4.1 基本参数 ........................................................... 18

4.1.1物料衡算 ...................................................... 19 4.2填料塔工艺尺寸的计算 ................................................ 20

4.2.1 塔径的计算.................................................... 20 4.2.2 填料层高度的计算 ............................................. 21 4.6 填料层压降的计算.................................................... 22 4.7 附属装置的选择...................................................... 24

4.7.1 液体分布器选取 ............................................... 24 4.7.2 除雾器的选择 ................................................. 24 4.7.3 液体再分布器的选取 ........................................... 25

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5 管径的确定 ...................................................... 25 6 系统阻力的计算 .................................................. 25

6.1 摩擦压力损失........................................................ 25

6.2 雷诺数的计算........................................................ 26 6.3 摩擦压力损失的计算.................................................. 27 6.4 弯头的阻力损失...................................................... 27 6.5 管道上渐扩管的阻力损失.............................................. 27 6.6 系统总阻力的计算.................................................... 28

7 风机和电动机的选择与计算 ........................................ 28

7.1 标准状态下的风机风量的计算 .......................................... 28

7.2风机的选择 .......................................................... 28

8 烟囱的设计 ..................................................... 29

8.1 .2烟囱直径的计算 ................................................... 30 8.2 烟囱底部直径........................................................ 30

8.3.2系统阻力的计算 ................................................ 31 8.4 烟囱的抽力.......................................................... 34

参考文献 .......................................................... 35

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1 设计方案的选取

1.1 确定工艺

由于方案设计要求为DZL2-13型锅炉高硫无烟煤烟气袋式除尘湿式脱硫系统的设计，所以除尘方式为袋式除尘器，主要确定湿式脱硫工艺。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。 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容易造成管道及塔发生结垢、堵塞现象，可以加装瀑气装置进行强制氧化或特将水池做大，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.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。 3.SO2吸收系统

锅炉烟气从烟道切向进入主塔底部，在塔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，进行气叶两相的接触，完成脱硫除尘后从塔底流出，通过明渠流到综合循环池。 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NaSO4，严重影响了石膏品质，所以一般以抛弃为主。在水力旋流器，石膏浆被浓缩(固体含量约40％)

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之后用泵打到渣处理场，溢流液回流入再生池。

经过多方面资料的查询确定我们的选用双碱法脱硫工艺。

1.2 工艺流程简图

图1 工艺流程图

1 锅炉 2 袋式除尘器 3 灰斗 4 烟囱 5 气气热交换器 6 除雾器 7 填料塔 8 缓冲箱 9 配药箱 10 石灰仓 11 中间仓 12 熟化室 13 石灰反应器 14 浓缩池 15 过滤池

1.3 与其他工艺的比较

湿法烟气脱硫，特点是脱硫系统位于烟道的末端、除尘器之后，脱硫过程

的反应温度低于露点，所以脱硫后的烟气需要再加热才能排出。由于是气液反应，其脱硫反应速度快、效率高、脱硫剂利用率高，如用石灰做脱硫剂时，当Ca／S=1时，即可达到90%的脱 硫率，适合大型燃煤电站的烟气脱硫。但是，湿法烟气脱硫存在废水处理问题，初投资大， 运行费用也较高。

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以下是各种湿法脱硫工艺的优缺点分析对比：

石灰石/石膏法的主要优点是：适用的煤种围广、脱硫效率高（有的装置Ca/S=1时，脱硫效率大于90%）、吸收剂利用率高（可大于90%）、设备运转率高（可达90%以上）、工作的可靠性高（目前最成熟的烟气脱硫工艺）、脱硫剂—石灰石来源丰富且廉价。但是石灰石/石膏法的缺点也是比较明显的：初期投资费用太高、运行费用高、占地面积大、系统管理操作复杂、磨损腐蚀现象较为严重、副产物—石膏很难处理（由于销路问题只能 堆放）、废水较难处理

氧化镁法，一些金属氧化物如MgO、MnO2和ZnO等都有吸收SO2的能力，可利用其浆液或水溶液作为脱硫剂洗涤烟气脱硫。我国氧化镁资源丰富，可考虑此法要求必须对烟气进行预先的除尘和除氯，而且该过程中会有8%的MgO流 失，造

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成二次污染。

氨法脱硫工艺副产品硫酸铵的销路和价格是氨法工艺应用的先决条件，这是由于氨法所采用的吸收剂氨水价格远比石灰石高，其吸收剂费用很高，如果副产品无销路或销售价格低，不能抵消大部分吸收剂费用，则不能 应用氨法工艺，此外氨水来源也是选择此工艺的必要条件，由于以上缺点在这里我们不选用该处理方法。

海水脱硫法，工艺简单，无需脱硫剂的制备，系统可靠可用率高，根据国外经验，可用率保持在100% 脱硫效率高，可达90％以上；不需要添加脱硫剂，也无废水废料，易于管理；与其他湿法工艺相比，投资低，运行费用也低，但只能用于海边电厂，且只能适用于燃煤含硫量小于1.5％的中低硫煤。

双减法脱硫工艺：克服了石灰石-----石膏法容易结垢的缺点，并进一步提高脱硫效率而发展起来的。要先用碱金属盐类如钠盐的水溶液吸收SO2，然后在另一个石灰反应器中用石灰或石灰石吸收SO2的吸收液再生，再生的吸收液返回吸收塔再用。而SO2还是以亚硫酸钙和是高的形式沉淀出来。由于其固体的产生过程不是发生在吸收塔中的，所以避免了石灰石-----石灰法的结垢问题。 双碱法比传统的湿法脱硫有以下优点：

（1）以钠碱作为吸收剂，系统一般不会产生沉淀物；

（2）吸收剂的再生和脱硫渣的沉淀发生在脱硫塔以外，避免了塔德堵塞和磨损

提高了运行可靠性，降低了操作费用

（3）钠基吸收液吸收SO2速度快，故可用较小的液气比，达到较高的脱硫率。 缺点是：NaSO3氧化副反应产物Na2SO4较难再生，需不断的补充NaOH或Na2CO3而增加碱的消耗量。另外，Na2SO4的存在也将降低石膏的质量。

总之，双碱法脱硫技术是国外运用的成熟技术，是一种特别适合中小型锅炉烟气脱硫技术，具有广泛的市场前景。

经过多方面的比较我们选用双碱法作为最终的脱硫工艺。

2 基本参数计算

2.1 烟气量、烟尘和二氧化硫浓度的计算

2.1.1 烟气流量的确定

以1kg煤燃烧为基础

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组分 C H O N S H2O 灰分 挥发分 重量(g) 650 40 23 7 34 100 14 86 摩尔数(mol) 54.167 40 1.438 0.5 1. 5.556 -- -- 需氧量(mol) 54.167 10 -0.719 -- 1. -- -- -- 产物量(mol) 54.167 20 -- -- 1. 5.556 -- -- 标准状态下理论需氧量为:54.167+10-0.719+1.=64.511 mol/kg

标准状态下理论N2量:因为空气中N2:O2≈3.76:1所以标准状态理论N2量为：64.511×3.76=242.5614 mol/kg

标准状态下理论产物量:54.167+20+1.+5.556=80.786 mol/kg

标准状态下理论烟气量=理论N2量为+产物量=242.5614+80.786=323.3474 mol/kg

标准状态下理论空气量:64.511×4.76=307.0724 mol/kg

标准状态下实际空气量=标准状态下理论空气量×a (空气过剩系数=1.2)

=307.0724×1.2=368.487 mol/kg

标准状态下实际干烟气量=标准状态下理论烟气量+标准状态下过剩空气量 =标准状态下理论烟气量+(标准状态下实际空气量-标准状态下理论空气量) =323.3474+368.487-307.0724=384.76 mol/kg=384.76×

22.4=8.6 m3/kg 1000水分含量=12.966×8.9375×22.4÷18÷1000=0.14 m3/kg 标准状态下实际湿烟气量Qy=标准状态下实际干烟气量+水分含量 =8.6+0.14= 8.74m3/kg 2.1.2 烟气浓度的计算

QQYW8.743503059 mg/h

标准状态下烟气含尘浓度

CdsA（㎏/m3） Qy .专业.专注.

式中: Qy —— 标准状态下实际烟气量, m3/kg；

A —— 煤中不可燃成分的含量(此处1kg煤中含A 140g)

dSh—— 排烟中飞灰占煤中不可燃成分的质量分数，%。 C=

16%140 3

2.56103 mg/m

8.742.1.3 二氧化硫浓度的计算

标准状态下烟气中二氧化硫浓度的计算

CSO232S6m （mg/） 10QY式中: QY —— 标准状态下燃煤产生的实际烟气量, m3/kg；

S —— 煤中可燃硫的质量分数，%。 CSO2=

20.0343 3

106 = 7.78×10 mg/m8.742.2 除尘及脱硫效率的计算

2.2.1二氧化硫及烟尘排放量的确定

首先确定烟囱高度通过烟囱高度确定污染物排放量。

确定共用一个烟囱的所有锅炉的总的蒸发量（t/h），然后根据锅炉大气污染物排放标准中的规定（表2）确定烟囱的高度。

表2 锅炉烟囱高度表 锅炉总额定出力/（t/h） 烟囱最低高度/m 20 25 30 35 40 45 <1 1~2 2~6 6~10 10~20 26~35 由于本设计中锅炉的的总定额出力为2t，所以烟囱的高度为为30m，本方案设计中选烟囱的高度为30m，

若烟囱高度达不到GB13271—2001表4锅炉房烟囱最低允许高度（4t锅 炉烟囱高度最低35m，6t锅炉烟囱高度最低40m）的要求，其排放标准值按50%执行，本设计中烟囱高的未达到标准则按排放标准的50%执行，且锅炉大气污染排放标准（GB13271-2001）中二类区执行标准为：

烟尘浓度排放标准（标准状况下）：200㎎/m3 二氧化硫排放标准（标准状况下）：900㎎/m3

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则，设计中烟尘浓度排放标准（标准状况下）：100㎎/m3 二氧化硫排放标准（标准状况下）：450㎎/m3 2.2.2 效率的计算

100烟尘去除效率为：η=1100%96.09%

2560450脱硫效率：η= 1×100% =94.22％

77803袋式除尘器的选型与计算

3.1 袋式除尘器的选型

3.1.1 清灰方法的选择与比较

袋式除尘器清灰方法有手工清灰、机械清灰和脉冲喷吹清灰等几种。

手工清灰方式适用于烟气量比较小的除尘设备的青灰，并且清灰的周期不易确定，并确人为清灰存在一定的安全隐患，所以在这里我们不选用该清灰方式。

振动清灰方，利用机械装置阵打或摇动悬吊滤袋的框架,使滤袋产生振动而清落灰尘,圆袋多在顶部施加振动,使之产生垂直的或水平的振动,或者垂直或水平的两个方向同时振动,施加振动的位置也有在滤袋中间的位置的.由于清灰时粉尘要扬起,所以振动清灰时常采用分室工作制,即将整个除尘器分隔成若干个袋室,顺次地逐室进行清灰,可保持除尘器的连续运转.进行清灰的袋室,利用阀门自动地将风流切断,不让含尘空气进入.以顶部为主的振动清灰,每分钟振动可达数百次,使粉尘脱落入灰斗中。振动清灰方式的机械构造简单，运转可靠，但清灰作用较弱，适用于纺织布滤袋。

脉冲喷吹清灰方式，即固定滤袋用的多孔板（花板）设在箱体的上部，在每排滤袋的上方有一喷吹管，喷吹管上对着每一滤袋的中心开一压气喷射孔（嘴），喷吹管的另一端与脉冲阀、控制阀等组成的脉冲控制系统及压缩空气储气罐相连接，根据规定的时间或阻力值，按自动控制程序进行脉冲喷吹清灰。滤袋多采用外滤式，侧设支撑骨架，粉尘被捕集而沉降在滤袋的外侧的表面。清灰时的一瞬间，当高速喷射气流通过滤袋顶端时，能诱导几倍于喷射气量的空气，一起吹向滤袋部，形成空气波，使滤袋由上向下产生急剧的膨胀和冲击振动，产生很强的

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清落粉尘的作用。脉冲周期可以调整，一般为1分钟到几分钟。根据脉冲喷吹气流与净化气流的流动方向，有顺喷式、逆喷式和对喷式三种方式。顺喷式为两种气流方向一致，净化后清洁空气由滤袋底部排出：对喷式实际是把滤袋分为两部分，一半对喷，另一半顺喷。在喷吹时，被清灰的滤袋不起捕尘作用，因喷吹时间很短，且滤袋是一排一排第一次进行喷吹清灰，几乎可以把捕尘作业看作是连续进行的，因此可以采取分室结构进行离线清灰，也可以不分室进行在线清灰。脉冲清灰作用较强，清灰效果较好，可提高过滤风速。其强度和频率都是可以调节的，清灰作用于大气压文氏管构造以及射流中心线和滤袋中心线是否一致等因素有关。滤袋较长时，使用较好的喷吹装置同样可以获得良好的清灰效果。由于清灰作用强，对于粘类滤料也是有效的。毡类滤料的使用也开始广泛起来。毡类滤料，从微观角度来看，整体都可，用于有效过滤，所以，其表观过滤速度可比纺织布高，从而使装置小型化。而且脉冲喷吹清灰的清灰过程不中断滤料工作，能实现粘附性强的粉尘脱落，清灰时间间隔短，可选用较高的过滤速度。

所以在本方案设计中选用脉冲喷吹式带式除尘器。

3.1.2 滤料的选取

由于锅炉出口处烟气温度为160℃,要求填料有较高的耐高温性能和耐氧化性

能，综合各方面因素和比较我们筛选出两种滤料可以满足本方案设计的要求， 它们的详细资料如下：

表3 滤袋性质

种类 性能 名称 密度g.cm3使用温度 最高 最低 耐热性 抗拉干湿强度断裂延伸率/% 耐耐腐蚀性 磨有无 可燃 热 热 /MPa 性 机机碱 性 酸 酸 合成纤聚四氟乙维 烯 2.3 280~300 B B 33 13 B A A A 无机纤玻璃纤维 2.54 315 维 A A 145~158 3~5 E A A B 不燃 通过参考各种相关资料和综合分析，由于聚四氟乙烯价格较贵，虽然它和玻璃纤维一样能满足本方案要求，但为了节省资金我们最终选用玻璃纤维作为袋式

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除尘器的滤料。

3.1.3 滤袋形状及进气方式的选择 3.1.3.1 滤袋形状的选择

滤袋按形状可以分为圆袋式除尘器和扁袋式除尘器两种。

圆袋式除尘器：直径一般为120~300mm，高度一般为2~3m。长径比一般为10~25，最大可以达到40，滤袋长径比和过滤风俗有关，可以按下表选用 表4 过滤风速选取表 过滤风速<0.5 0.5~1.5 >1.5 /(m/min) 滤袋长径比（e/d) 30 25 20 优点：圆袋的支撑骨架及连接简单，清灰容易，维护管理也比较方便，所以应用非常广泛。

扁袋式除尘器：滤袋为扁平型，厚度及履带间隙为25~50mm，高度为0.6~1.2m,深度为300~500mm；最大优点是：单位容积的过滤面积大，但是清灰、检修、换袋很复杂，因此应用围受限。 3.1.3.2 进气方式与过滤方式的选择

进气方式有上进气和下进气两种方式。采用上进气时，粉尘的沉降速度与气流速度相重叠，能在滤袋上形成较均匀的粉尘层，过滤性能好，但配气室设在上部，是除尘器高度增加，并有积灰现象。采用下近期方式时，粗尘粒可直接沉降于灰斗中，降低了滤袋的负荷与磨损。但由于气流方向与灰尘下落方向相反，清灰后的细尘会重新沉积与滤袋表面，降低了清灰效果。

过滤方式有外虑和虑两种方式，如图1所示。虑式是使含沉气流进入滤袋部，粉尘被阻留于滤袋表面，净化气穿过滤袋逸至袋外，袋外干净，便于换袋与检修，且袋无骨架，减少了滤袋的磨损，但滤袋扭曲较大，仅适用于机械振打与逆气流清灰方式；外虑气流方向则相反，滤袋必设骨架，适于脉冲喷吹、高压气流喷吹清灰方式，但滤袋与骨架磨损较大。

由以上分析，本设计方案选用下进气上排气外虑式进气方式和过滤方式！ 3.1.4 清灰方式的选择

清灰方式有人工清灰、机械清灰；逆气流、气环清灰；脉冲喷吹；反吹风与

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振动结合等几种。一般反吹与振动为间歇式，即清灰时切断气流。气流和脉冲为连续式，即清灰时不切断气流，但气环反吹对滤袋磨损很快，气环相与传动构件易发生故障，目前使用较少。

本设计方案选用脉冲喷吹方式进行清灰。

3.2 袋式除尘器的相关计算

3.2.1 处理气量的确定

从锅炉流出的烟气在进入除尘器时，由于除尘器的密封不严等原因使进入除尘器的烟气流量变大，即除尘器本身存在漏风率，除尘器的漏风附加率一般为10%~15%，本方案中取漏风率为12%， 工况下烟气流量

QPT'33059101.325(273160)3

(m/h)==5016(m/h) TP'27398Q'5016则烟气的流量为1.393(m3/s)

36003600Q=

/

由前面计算可知：Q05016m3/h 所以：

QQ0(112%)50161.125617.92(m3/h)

3.2.2 过滤风速的选取

风速的大小与含尘气体的性质、织物的类别及粉尘的性质有关。一般脉冲袋式除尘器的过滤风速在2~4m/min，经过参考相关袋式除尘器的设计实例，本设计采用的过滤风速为3m/min 3.2.3 过滤面积的计算

总过滤面积的计算公式为：SS1S2QS2 60vS——总过滤面积，m2； v——过滤速度，m/min

S1——滤袋工作部分的过滤面积，m2 S2——滤袋清灰部分的过滤面积，m2

Q——通过除尘器的总气体量，m2

滤袋清灰部分的过滤面积是指滤袋没用来过滤的面积，一般占滤带面积的

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5%~10%，本方案计算中取8%； 所以：S1SQ5617.9231.21(m2) 60v603S131.2133.21m2

16%16%3.2.4 单条滤袋的面积

SdDL

Sd——单条圆形滤袋的公称面积，m2 D——滤袋直径，m L——滤袋长度，m

由前面描述可知：滤袋120mm~300mm，在此选D=250mm 滤袋长度（即高度）L一般为2~3m,在此选L=2m 所以：SdDL0.253.1421.57m2 3.2.5 滤袋的数量

由前面计算出的总过滤面积和单条滤袋的面积既可以求出履带条数

nS33.2122 Sd1.573.3 根据计算选择袋式除尘器

由前面的计算，参阅《除尘设计工程手册》，本方案设计中我们选用了LSB48-I、I/A型脉冲袋式除尘器，其基本参数如下：

表5 LSB48-I、1/A型脉冲袋式除尘器技术性能

型 号 处理烟气 除尘效率 量 (m3) LSB48-I、54301/A 13570 （%） — >99.5 本体 阻力 过滤滤 袋 面积数 量 脉冲阀 数 量 （个） 8 （Pa） （m2） (条) 0.6— 45 1.2 48 过滤风速 气源压力 滤袋规格 （m3/min） （kPa） 脉冲控 最大外形尺寸 设备质量 （长×宽×制仪表 （长×宽×高） （kg） 高）（mm） （mm） 2—5 —294 120×2500 电控或1800×1400× 1370.70 .专业.专注.

气控 4550 表6 LSB48-I、1/A型脉冲袋式除尘器的外型尺寸（mm）

A 1640 A1 1680 B2 150 B e D L E a×b=c 16×100=1600 a2×b2=c2 14×100=1400 a1 b1 110 120 h A2 1360 380 B1 E1 1600 120 E2 A3 95 436 300 1720 1500 y 38 B3 x 4 F 1100 119 220 a2 20 E3 a1×8 a3×b3=c3 2×100=200 356 100 36 4 填料塔的计算

由前面的计算SO2的体积分数为0.0023，可知用纯水吸收氨的方式在此不再适用，所以需用化学吸收的方法来处理废气中的SO2，常用的化学吸收方法有双碱法、石灰石吸收法、氢氧化镁洗手法等

在综合考虑各种因素的前提下，本方案选用双碱法处理废气中的SO2 又本方案进入填料塔时温度围为60℃～80℃，计算时全部按70℃时溶液的相应参数来算

对低浓度吸收过程，选用5%的NaOH作为吸收剂。混合气体的黏度可近似取为烟气空气的黏度。

综合考虑实验条件的要求，本方案采用金属鲍尔环（乱堆）做填料，其基本性能参数如下：

表7 填料性质 金属鲍实际尺比表面积 尔环 38mm 寸 38380.8空隙率 堆积密度 填料关联系因子 数 23ξA=0.1 B379Kg/m2Φ130m/m =92/m K=1.75 =0.95m3/m3 4.1 基本参数

烟气和5%的NaOH溶液在70℃的物性常数如下： 烟气：L1.076kg/m3

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L1050kg/m3NaOH溶液： 5L40.4110PasSO2在碱液中的扩散系数为: DL1.47105cm3/s5.29106m2/h

烟气的流量为Q5617.92m3/h,本方案要求烟气中SO2的去除效率为93%,计算时按去除效率为95%算

混合气体的黏度近似取70℃时的空气密度40.6110-5Pas1.462Kg/(mh) 查手册SO2空气中的扩散系数DV0.108cm2/s0.039m2/h 4.1.1物料衡算

衡算式：V（Y1-Y2）=L（X1-X2）

y1=

7.7822.40.001=0.00272 64y2=y1(1-95%)=0.00272× (1-95%)=0.000136 对于纯溶剂吸收过程，进塔液相组成为 X2=0 惰性气体流量V=

0.9183600×（1-0.00272）=147.135kmol/h

22.4Y1=y1/(1-y1)=0.00272/(1-0.00272)=0.00273 Y2=y2/(1-y2)=0.000136/(1-0.000136)=0.000136

查得总压101.3K P a,温度293K条件下SO2在水中 亨利系数 E=3.55×103KPa

E3.5510335.04 相平衡常数 mP101.3溶解度系数 H=0.0156kmol/m3·KPa

Y1Y20.002720.000136L最小液气比 ()min===33.29

0.00272YV10X2m35.04取操作液气比

LL1.6()min1.633.2953.26 VV由V（Y1-Y2）=L（X1-X2）知 X1=X2+

V(0.002720.000136)4.85105 (Y1-Y2)= 0L53.26进塔惰性气体的气体流量为：

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V5617.922731(10.00272)233.14(kmol/h) 29322.4L53.26V12417.04Kmol/h

4.2填料塔工艺尺寸的计算

4.2.1 塔径的计算

vV1UL124lg()(3)()LAK()()8

gLUVLufat由前面填料的选取可知A=0.1,K=1.75

气相质量流量：UL=5617.92×1.076=6044.88kg/h 液相质量流量：UV=L×MV=12417.04×18=223506.72kg/h

1301.0762)()()0.4061lg(9.810.9531050uf220.11.75(223506.72)4(1.076)8

6044.88105011得：uf2.38m/s

因为u的围是(0.5-0.85) 故取u=0.8 u0.7uf0.82.381.90m/s 由D4QU45617.92/36001.05m

3.141.90塔径圆整：得D=1.1m 泛点率校核u所以：

5617.92/36001.64m/s

0.7851.12u1.640.69 在允许围（0.5-0.8） uf2.38D1.110328.958 符合要求 填料规格校核d38液体喷淋密度校核，D＞900mm，公称尺寸为50mm

因为填料的直径为38mm<75mm 所以取最小润湿速率为(LW)min0.08m3/mh 根据填料参数知填料比表面积 at130m2/m3；

Umin(LW)minat1300.0810.4m3/m2h

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UL实际喷淋密度为 UL20.785D223506.72/10500.7851.12224.10Umin 符合要求

经以上校核可知：填料塔直径D=1100mm合理。 4.2.2 填料层高度的计算 4.2.2.1 气相总传质单元数的计算 脱吸因数为SmV13.720.2576 L53.26气相总传质单元数为：

NOGYY21In(1S)1SЖ1SY2Y2Ж10.002720In(10.2576)0.257610.25760.002725%03.664.2.2..2 气相总传质单元高度的计算

气相总传质单元高度采用修正的恩田关联式计算：

UaawUUL1exp1.45(c)0.75(L)0.1(L2t)0.05()0.2atLatLLLatLg22

查表得：c75dyn/cm7512960kg/h2972000kg/h2 液体质量通量为：

UL224.101050235305kg/(m2h)

aw9720000.752353050.123530521300.0523530521exp1.45()()()()0.22at9408961301.46105094089613010509.810.7300UaD气膜吸收系数由下式计算： kG0.237(V)0.7(v)3(tV)

atvvDVRT气体质量通量为： Uv15617.921.0766364.04kg/(m2h) 20.7851.116364.040.70.0651300.039kG0.237()()3()0.0503kmol/m2hKPa1300.0651.0760.0398.314(27370)液膜吸收系数由下式计算：

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UL3L2Lg32353051.463kL0.0095()()()0.0095()()26aWLLDLL0.73001301.4610505.2910211211.461.271083()4.6795m/h10501查资料知 kGakGaw1.1 kLakLaw0.4 且鲍尔环的形状系数为1.45

kGa0.05030.73001301.451.17.1835Kmol/(m3hKpa)

kLa4.67950.73001301.450.4515.2439/h

因为

u0.690.5 所以：kGa 及 kGa 需校核 ，校核公式如下： ufu1.40.5)1.4]kGa19.50.690.57.18358.6573Kmol/(m3hKpa)ufu2.20.5)2.2]kLa12.60.690.5515.2439549.9371/h ufkG'a[19.5(kL'a[12.6(则：KGa111kG'aHk'a1118.65730.0156549.93713.3026Kmol/m3hKPa

则：HOGVV233.140.9689m 2KYaKGaP3.3026101.30.7851.14.5.2.2 填料层的高度计算

ZHOGNOG96893.663.55m

取安全系数取1.5 则填料层高度为 Z'1.5Z1.53.555.33m 取实际填料层高度为 Z=6m 对于鲍尔环填料层高与塔径之比 若取

h5~10，且hmax6 Dh6,则 每层填料高度为 h=5×1.1=5.5m<6m 且填料层高6m>hmax D所以填料塔不需分层。

4.6 填料层压降的计算

采用关联图计算填料层压降

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图1 填料泛点气速通用关联图 烟气、吸收剂的质量流速计算：

WV=5617.92×

G=5617.92×1.076=6044.9Kg/h

WL=L×18.02=12417.04×18=223506.72Kg/h

3kg/m关联图横坐标： ρL=1050

WLV223506.721.0760.5()()1.1836 WVL6044.91050U2Pv1.921141.451.0760.2纵坐标为：L1.4620.00672

gL9.811050由横纵坐标查得压降在15--20 mmHg 之间，用插法求得压降为16 mmHg

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即

p9.81169.81156.96Pa/m Z填料层压降为p156.969941.76Pa

4.7 附属装置的选择

4.7.1 液体分布器选取

为了有效地分布液体，需在塔顶安装喷淋装置，安装高度一般高于填料层150～300mm以上,以提供足够的自由空间,使上升气流不受约束的穿过液体在分布器。液体在分布器的一般要求是：液体分布均匀，自由截面大，操作弹性好（即使用的流量围广），不宜堵塞，拆装方便等。

液体再分布装置可以分为管式喷淋器、盘式喷淋器、莲蓬头式喷淋器和冲击式喷淋器等几种。

盘式喷淋器和莲蓬头式喷淋器虽然结构简单，液体通过时阻力较小分布较均匀，但其分布盘适用填料塔的公称直径都不能大于1000mm所以在此我们不选用此两种喷淋器。

冲击式喷淋器的最大优点是喷洒半径大（最大可达3m),液体流量大,约为50～200m3／ｈ，结构简单.不会堵塞.但缺点是改变液体流量或压头时会影响喷洒半径,因此鉴于烟气流量随锅炉中燃料的添加不同而不同(即操作条件不稳定),在这里我们也不选用它。

管式喷淋装置由其结构简单，制造、安装方便，并且环式喷淋塔可用于直径在1200mm以下的塔.由于环式喷洒塔呈环状,液流比直观式的各种喷洒器要均匀,所以在本方案设计中选用环式喷洒器。 4.7.2 除雾器的选择

除雾器主要是由丝网、丝网格栅组成丝网块和固定丝网块的支承装置构成，丝网为各种材质的气液过滤网，气液过滤网是由金属丝或非金属丝组成。

除雾器用于分离塔中气体夹带的液滴，以保证有传质效率，降低有价值的物料损失和改善塔后压缩机的操作，一般多在塔顶设置除雾器。可有效去除3--5um的雾滴，塔盘间若设置除沫器，不仅可保证塔盘的传质效率，还可以减小板间距。所以除雾器主要用于气液分离。亦可为空气过滤器用于气体分离。此外，丝网还可作为仪表工业中各类仪表的缓冲器，以防止电波干扰的电子屏蔽器等。

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湿法脱硫，吸收塔在运行过程中，易产生粒径为10--60微米的“雾”，“雾” 不仅含有水分，它还溶有硫酸、硫酸盐、SO2等。如不妥善解决，任何进入烟囱的“雾”，都会对烟囱造成损坏。所以在填料塔上方安置除雾器。

选用丝网除雾器，采用顶层安装方式。 4.7.3 液体再分布器的选取

由于填料层高超出了所选填料鲍尔环的单层填料高度，所以将其分为两层，这样中间就要放置液体再分布器，以保证液体在填料塔分布均匀。选用锥形再分布器，其结构简单而且能达到使液体均匀分布的目的。

5 管径的确定

d=

4Q (m) v式中： Q ——工况下管道下的烟气流量m3/s

v ——烟气流速m/s(对于锅炉烟尘v=10~15m/s 取v=12m/s， 则d=圆整并选取风道

表9 钢制板风管

外径D/mm 410 外径允许偏差/mm 壁厚/mm 1.5 45617.92/3600=0.407m

121 径 d1=410—2×1.5=407mm 由公式d=

4Q45617.92/3600计算出实际烟气流速v=4Q2==12.00m/s 2v0.407d所以经校核后所选410mm径的管道可用,所以管道的直径是410mm

6 系统阻力的计算

6.1 摩擦压力损失

根据流体力学原理，气体在管道均匀流动时，圆形管道单位长度的摩擦压力损失按下式计算：

L2 （Pa） pL•d2 .专业.专注.

式中： L——管道长度，m；

d——管道直径，m；

v——管道气流的平均流速，m／s； ρ——烟气的密度，kg／m3； λ——摩擦阻力系数；

由题目要求可知,管道总长为100m,管道材料选用新的无缝钢管,其

0.1mm~0.2mm,所以直观阻力损失计算过程如下:

由于系统摩擦阻力系数不知道,要求λ,须先求出雷诺数

6.2 雷诺数的计算

Redu

d——管道直径，m U——烟气流速，m/s ρ——液体的密度；kg／m3

L---液体的粘度

Redu0.4112.00977.81.18107 540.6110又管径为420mm,0.1mm~0.2mm在此取其为0.15mm 所以:

d0.150.0037 410查以下莫狄图

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图2 莫狄图 由莫狄图可得液体的摩擦阻力系数为0.015

6.3 摩擦压力损失的计算

L21001.07612.002pL•0.015283.43Pa

d20.412所以直管的阻力损失为283.43Pa

6.4 弯头的阻力损失

2p=(Pa)

2式中 ——异性管件的局部阻力系数可在有关手册中查到或通过实验获得。 V----液体在管道的平均流速；m/s 由题目要求知道，管道上共有10个弯头 所以：弯头上总的阻力损失为

v212.002p100.7510540.0Pa

226.5 管道上渐扩管的阻力损失

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渐扩管共有两个:分别设在袋式除尘器进口和出口处 其阻力计算方法和弯头的计算方法一样; 所以:渐扩管

0.412A13.140.1385m240.32A23.140.07065m24

A10.5, 查表可得:0.25 A2u212.002hf'0.2518.00Pa

226.6 系统总阻力的计算

由前面计算可知：

脉冲式袋式除尘器的阻力损失围为:0.6---1.2KPa；在这里取其大小为0.8KPa 填料塔总的阻力损失为941.76Pa 所以:系统总的阻力损失为:

p941.76540.08002173.094454.85Pa

7 风机和电动机的选择与计算

7.1 标准状态下的风机风量的计算

Qy1.1Q273tP101.325 （m3/h）

273B式中： 1.1——风量备用系数；

Q——标准状态下风机前表态下风量，m3/h；

tP——风机前烟气温度，oC，若管道不长，可以近似取锅炉排烟温

度；

B——当地大气压，Pa。

由前面计算知道Q5781m3/h;tp700C; B=101.325KPa

Qy1.15617.9227370101.3257764m3/h 273101.3257.2风机的选择

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有风机的流量和系统总的压力损失;通过参看相关大气污染控制手册；本方案选择了离心式通风机，其型号是：4-47-4.5；其结构性能如表10：

表10 风机性能 传动方式 A 转速r/min 全压/Pa 2900 2530 风量m3/h 电动机型号KW 地脚螺栓(四套) M10×220 2530～1667 Y132S2-2B35 由于全过程中压力损失为4454.85Pa,风量大小及压力损失都不能满足计算出的5617.92m3/h的要求,所以共选该型号风机为3台。

8 烟囱的设计

8.1 .1烟囱高度的计算

根据锅炉的蒸发量（t/h），然后根据锅炉大气污染物排放标准中的规定表确定烟囱高度

锅炉烟囱高度 锅炉总额蒸发量（t/h） 烟囱的最低高度(m) 由于给定锅炉型号DZL2—13蒸发量为2t/h，故选定烟囱高度为30m 烟囱抬升高度： Qh=CpVo(Ts-Ta)

=1.38×0.918×(160-20) =177.36KW Qh—烟囱的热排放

Cp—标况下的烟气平均比定压热容，取Cp=1.38kg/m3K Vo—标准状态下的烟气排放量 m3/s Ts—烟气出口温度

Ta—当地最近5年平均气温值 K=273+20=293K 由于177.36KW<2100KW，则

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<1 1～2 2～6 6～10 10～20 20～35 20 25 30 35 40 45

h215VsD0.01Qh

uVs—烟率出口速度 m/s D—烟囱出口径 m Qh—烟囱的热排放率

u—烟囱出口的环境平均风速 m/s，取2.5m/s

VsQ0.91842.32m/s 2A3.140.71152.390.710.01177.36h23.3m

2.5 烟囱总高度H为：H=Hs+Δh=33.3m

8.1 .2烟囱直径的计算

烟囱出口径可按下式计算

d10.0188Q （m）

式中: Q——通过烟囱的总烟气流量，m3/h；

——按表3选取的烟囱出口烟气流速，m/s。

d10.0188Q0.01885617.920.71m 4表11 烟囱出口烟气流速/（m/s）

通风方式 全负荷时 机械通风 自然通风 10~20 6~10 运行情况 最小负荷 4~5 2.5~3 8.2 烟囱底部直径

d2d12•i•H （m） 式中 d1——烟囱出口直径，m；

H——烟囱高度，m；

i——烟囱锥度，通常取i=0.02-03。

d2d12•i•H0.7120.02301.91m

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8.3.1烟囱的阻力损失计算

采用砖砌烟囱,阻力可按下式计算

l2Pm

d2-摩擦阻力系数,0.04

l-管道长度,m d-管道直径,0.9m

-烟气密度Kg/m3

-管烟气平均流速

301.076122Pm0.0484.51pa

1.128.3.2系统阻力的计算 1、摩擦阻力损失PLL22d

L—管道长度，m d—管道直径，m ρ—烟气密度，Kg/ m

3

v—管中烟气流速，m/s

λ—摩擦阻力系数，是气体雷诺数 和管道相对粗糙度 的函数，可以查手册得到。（实际中金属管取0.02，砖砌或混凝土管道取0.04。）

对于Ф400圆，L=50m ρ=

n27398(273160)101.3251.3627398

0.83Kg/m3433101.3250.02500.8312.002149.4pa ΔPL=

0.4022、局部压力损失

PL22d0.02500.8312.0025.43pa =

21.1ε—异形管件的局部阻力系数，可以在有关手册中查到或通过实验求得。 v—与ε相对应的断面平均气流速度，m/s ρ—烟气密度，Kg/ m3

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L1=0.05xtan67.5o=0.12m a、除尘器进气管的阻力损失计算

如图所示，进气管管道计算如下： 渐缩管的计算 α≤45o 时ε=0.1 取α=45o v=12.05m/s

P220.10.8312.0025.98pa

2设两个均为90o弯头

D=400 m m 取R=1.5D 则ε=0.175

n20.1750.8312.0022P20.92pa

22渐扩管的计算

A13.140.39882=0.50 A20.50.54查《化工原理》附表 则ε=0.55

PL220.550.8312.00232.87pa

2(0.50.4)tan67.50.12m L3=

2b、除尘器出气管的阻力损失的计算

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如图所示，出气管管道计算如下： 渐扩管的计算

α≤45o 时ε=0.1 取α=30o v=12.05m/s

P220.10.8312.0025.43pa

2(0.50.4)tan67.50.12m L4=

2两个90o弯头

D=400 m m， 取Ｒ＝1.5D 则ε=0.175

n20.1750.8312.0022P20.92pa

22C、对于T型三通 ε=0.55

P220.550.8312.00232.87pa

2则系统总阻力[其中锅炉出口前阻力550Pa，除尘器阻力1400Pa（一般为1200~1500Pa）]

h84.51149.45.435.985.9820.9232.871855013002173.09pa

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8.4 烟囱的抽力

Sy0.0342H(11)•B （Pa）

273tK273tP式中： H——烟囱高度，m；

tK——外界空气温度，C； tP——烟囱烟气平均温度，C； B——当地大气压，Pa。

Sy0.0342H(114.7Pa1111)•B0.034230()101.3103273tK273tP27320273160o

o

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参考文献

1 王怀宇 主编 大气污染控制技术 中国劳动社会保障 2009 2 殿印 王纯 主编 除尘工程设计手册 化学工业 2003 3 马广大 主编 大气污染控制技术 中国环境科学 2003 4 魏先勋 主编 环境工程设计手册 科学 2002

5 明俊 鸿燕 主编 环保机械与设备 中国环境科学 2005 6 殿印 学义 主编 除尘技术手册 冶金工业 2002 7 贾绍义 柴诚敬 主编 化工原理课程设计 天津大学 2003 8 郝吉明，马广大编著， 大气污染控制工程..：高等教育，2002 9 玉英主编. 化工原理（上、下册）.天津：天津大学，2000.

10 郝吉明，陆永琪，王书肖编著. 燃煤二氧化硫污染控制技术手册. ：化学工业，2001

11 大气污染源控制手册编写组. 电力工业大气污染源控制手册. ：中国环境科学，1999

12 天齐主编. 三废处理工程技术手册：废气卷. ：化学工业，1998

13 管一明，仁刚. 湿式石灰石烟气脱硫工艺现状与发展. 电力环境保护，1999，

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