喷淋塔课程设计.docx

喷淋塔课程设计.docx

《喷淋塔课程设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《喷淋塔课程设计.docx（28页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

喷淋塔课程设计

大气污染控制工程

课

程

设

计

2012年6月

一课程设计任务书

1设计任务与目的

任务：

完成某电厂湿法钙基烟气脱硫工艺流程中吸收塔设计。

目的：

通过该设计，使学生能够综合运用课堂上学过的理论知识和专业知识。

以巩固和深化课程内容；熟悉使用规范、设计手册和查阅参考资料，培养学生分析问题、解决问题和独立工作的能力；进一步提高学生计算、绘图和编写说明书的基本技能。

2设计内容和步骤

某电厂地处东南季风区，四季分明，温暖湿润，春季温暖雨连绵，夏季炎热雨量大，秋季凉爽干燥，冬季低温，少雨雪。

根据当地气象台多年气象资料统计，其特征值如下：

累年平均气压：

1011.0hPa

累年最高气压：

1038.9hPa

累年最低气压：

986.6hPa

累年平均气温：

17.6℃

极端最高气温：

40.9℃

极端最低气温：

-9.9℃

厂址处全年北（N）风出现频率为20.0%，西北（NW）风出现频率为14.7%，西（W）风出现频率13.1%，南（S）风出现频率6.0%，东北（WE）风出现频率9.6%，东（E）风出现频率8.3%，东南（SE）风出现频率8.0%，西南（SW）风出现频率7.2%，静风出现频率为13.1%。

电厂有4台60MW的发电机组，占地面积25000m2。

电厂所用煤的组成成分：

C70.7%；灰分12.1%；S2.7%；H3.2%；水分9.0%；O2.3%，每小时煤的用量90t，采用石灰石——石膏脱硫工艺流程，脱硫率要求为85-90%。

1.1.根据上述资料，确定烟气量（锅炉燃烧的过剩空气系数取a=1.05-1.2,锅炉每小时用煤90t）、烟气中SO2浓度和每天石灰石（其纯度为90%）的消耗量（设系统钙硫比为1.1-1.2时，脱硫率达到85-90%）；（过剩空气系数系数、钙硫比和脱硫率在给的范围内自定，希望不要雷同）。

（1）吸收塔

①确定吸收塔的类型和大小，塔内气流速度以及停留时间；

②根据烟气量确定循环浆液喷淋层数，除雾器层数（不超过4层）；

③绘制1：

50－1：

200的吸收塔草图，标上各部分尺寸；

④要有详细的技术和说明

（2）总平面图设计

根据前述条件，绘制湿法烟气脱硫电厂的平面布置图（1：

200—1：

2000）：

包括处理构筑物的平面布置及输配水管线的布置。

生产性辅助建筑物（鼓风机房、浆液泵房、配电间、锅炉房、机修间、化验室、仓库等）（脱硫设备、污水处理厂及灰场等）、以及生活福利建筑（办公室、车库、宿舍、食堂、传达室等）的布置。

具体要求：

①平面布置应尽量紧凑，在规定的范围内结合远期发展布置，并应考虑施工上的方便。

②平面布置中应考虑事故排除和超越管。

③厂内应有道路通向各构筑物，以便运输；合理布置上、下水管、空气管、蒸气管、电缆等管线。

④厂内应充分绿化，以改善卫生条件和美化环境。

⑤4台发电机组以及与其配套的实施在图中均要绘出。

二石灰石/石膏施法烟气脱硫的主要影响因素

1吸收机理

SO2吸收是其从气相传递到液相的相间传质过程，对于吸收机理以双膜理论模型的应用最广，双模理论模型如图1所示。

途中p表示SO2在气相主体中的分压，pi表示在界面上的分压，C及Ci则分别表示SO2组分爱液相主体及界面上的浓度。

把吸收过程简化为通过气膜的分子扩散，则通过此两层膜的分子扩散阻力就是吸收过程的总阻力。

在气液相界面上气液平衡，并遵循亨利定律。

这个简化的模型为求取吸收速率提供了基础。

图1双膜理论模型

2传质速率方程和吸收系数

根据双模理论，各种形式的传质速率方程及吸收系数间的换算关系列于表1。

表1传质速率方程及吸收系数

对于易容气体组分，溶质在吸收剂中的溶解度最大。

当m值很小时，组分在液相中的传质课忽略，这时总吸收系数可以近似的认为等于气相传质分系数，即Ky=ky，这种情况下的传质速率为气膜传质过程所控制，如碱液或氨吸收SO2的过程。

对于难容气体组分，当m值很大时，可以忽略组分在气体中的传质阻力。

这时总吸收系数可以近似的认为等于液相中的传质分系数，即Kx=kx。

这种情况下的传质速率为液膜传质过程所控制，如碱液吸收CO2、水吸收O2的过程。

对于易溶气体组分，即m值适中时，组分在气液两相中所表现出的传质阻力都不可忽略。

这时组分的传质速率受气、液膜传质过程所控制，如水吸收SO2、丙酮等过程。

传质过程的影响因素十分复杂，对于不同的物质、不同的设备及填料类型和尺寸以及不同的流动状况与操作条件，吸收系数各不相同，迄今尚无通用的计算方法和计算公式。

目前，在进行吸收设备的设计时，获取吸收系数的途径有三条：

一是实验测定；二是选用适当的经验公式进行计算；三是选用适当的准数关联式进行计算。

三湿法钙基烟气脱硫工艺介绍

1工艺原理

从锅炉引风机后的钢烟道引出的烟气，通过增压风机升压、烟气-烟气换热器降温后进入吸收塔，在吸收塔内脱硫净化。

吸收塔内采用石灰石或石灰做脱硫吸收剂，石灰石破碎与水混合，磨细成粉状，制成吸收浆液。

烟气中的SO2与浆液中的CaC03以及鼓入的氧化空气进行化学反应生成二水石膏，SO2被脱除。

吸收塔排出的石膏浆液经脱水装置脱水后回收。

脱硫后的烟气经除雾器去水、换热器加热升温至80℃以上进入烟囱排向大气。

工艺流程图如图2。

图2湿法脱硫工艺流程图

2主要化学反应

（1）吸收与分解：

SO2+H2O→H2SO3

H2SO3

+

（2）溶解中和反应：

CaCO3+2

Ca2++CO2+H2O

Ca2++2

Ca（HSO3）2

Ca2++

CaSO3

（3）

的氧化：

+0.5O2

+

（4）CaSO4的形成：

CaCO3+2H+

Ca2++CO2+H2O

+Ca2+

CaSO4

（5）石膏的形成：

CaSO4+2H2O

CaSO4·2H2O

3工艺特点

该方法的特点是脱硫效率高，一般可达90%以上，钙的利用率高，可达90%以上；单机烟气处理量大，单塔处理烟气量大，适合于200MW一1000MW机组容量的烟气脱硫，性价比高；可与大型锅炉单元匹配；煤种适应性好，烟气脱硫的过程在锅炉尾部烟道以后是独立的，不会干扰锅炉的燃烧，不会对锅炉机组的热效率、利用率产生任何影响。

高速气流设计增强了物质传递能力，降低了系统的成本。

最优的塔体尺寸，平衡了SO2去除与压降的关系，使得资金投入和运行成本最低。

吸收塔液体再分配装置，有效避免烟气爬壁现象的产生，提高经济性，降低能耗。

适合于燃烧高、中、低硫任何燃料的锅炉机组。

石灰石作为脱硫吸收剂其来源广泛且价格低廉，便于就地取材;其副产品石膏可用作水泥缓凝剂、墙板材料，农业土壤改良与修复、矿井回填、道路路基等。

4工艺系统构成

典型的湿法石灰石脱硫工艺（FGD）系统包括:

浆液制备系统、烟气系统、吸收氧化系统、石膏脱水系统、公用系统和事故浆液排放系统组成。

（1）石灰石浆液制备系统

石灰石浆液制备系统有干粉制浆系统和湿法制浆系统，前者采用干磨机，后者采用湿磨机。

通常采用湿法制浆，粒径80mm左右的石灰石块料，经破碎机预破碎成6一10mm的粒料，经输送机及提升机送至石灰石仓。

并加入合适比例的工业水磨制成石灰石浆液，流入球磨机浆液泵输送至石灰石浆液旋流站，经水力旋流循环分选，不合格的返回球磨机重磨，合格的石灰石浆液送至石灰石浆液箱储存。

再根据需要由浆液泵输送至吸收塔。

为了防止石灰石在浆液箱中沉淀，设有浆液循环系统和搅拌器。

（2）烟气系统

烟气系统设置旁路挡板门和出、入口挡板门，FGD上游热端前置增压风机和回转式气一气热交换器（GGH）。

原烟气经增压风机增压后，由GGH将原烟气降温至90一100℃送至吸收塔下部，经吸收塔脱除SO2后，将净烟气送回GGH升温至高于80℃后经烟囱排放。

其中部分原烟气和全部净烟气通道内壁需要防腐设计。

（3）吸收系统

SO2吸收系统包括吸收塔、吸收塔浆液循环、石膏浆液排出、吸收塔进口烟气事故冷却和氧化空气、搅拌、除雾器、冲洗等几个部分。

进入吸收塔的热烟气经逆向喷淋的循环浆液冷却、洗涤、烟气中的，SO2与浆液进行吸收反应，生成亚硫酸氢根（HSO3-）。

HSO3-被鼓入的空气氧化为硫酸根（SO42-），SO42-与浆液中的钙离子反应生成硫酸钙（CaSO4），CaSO4进一步结晶为石膏（CaSO4·2H2O）。

同时烟气中的Cl-、F-和灰尘等大多数杂质也在吸收塔中被去除。

含有石膏、灰尘和杂质的吸收剂浆液的一部分被排入石膏脱水系统。

脱除SO2后的烟气经除雾器去除烟气中的液滴，排出吸收塔。

由于吸收浆液的循环利用，脱硫吸收剂的利用率很高。

吸收塔中装有水冲洗系统，将定期进行冲洗，以防止雾滴中的石膏、灰尘和其他物质堵塞元件。

（4）石膏脱水系统

石膏脱水系统包括水力旋流器和真空皮带脱水机等关键设备。

水力旋流器作为石膏浆液的一级脱水设备，其利用了离心力加速沉淀分离的原理，浆液流切进入水力旋流器的入口，使其产生环形运动。

粗大颗粒富集在水力旋流器的周边，而细小颗粒则富集在中心。

真空皮脱水机将已经水力旋流器一级脱水后的石膏浆液进一步脱水至含固率达到90%以上。

（5）公用系统

公用系统由工艺水系统、工业水系统、冷却水系统和压缩空气系统等子系统构成，为脱硫系统提供各类用水和控制用气。

FGD的工艺水一般来自电厂循环水，并输送至工艺水箱中。

工艺水由工艺水泵从工艺水箱输送到各用水点。

FGD装置运行时，由于烟气携带、废水排放和石膏携带水而造成水损失。

工艺水由除雾器冲洗水泵输送到除雾器，冲洗除雾器，同时为吸收塔提供补充用水，以维持吸收塔内的正常液位。

此外，各设备的冲洗、灌注、密封和冷却等用水也采用工艺水。

FGD冷却水主要用户有增压风机电机、氧化风机电机、循环浆液泵电机、磨机主轴承、减速器电机，此外，部分冷却水还用于氧化空气增湿冷却。

FGD的工业水一般来自电厂补充水，并输送至工业水箱中。

（6）浆液排放系统

浆液排放系统包括事故浆液储罐系统和地坑系统。

当FGD装置大修或发生故障需要排空FGD装置内浆液时，塔内浆液由浆液排放泵排至事故浆液箱直至泵入口低液位跳闸，其余浆液依靠重力自流至吸收塔的排放坑，再由地坑泵打入事故浆液储罐。

事故浆液储罐用于临时储存吸收塔内的浆液。

地坑系统有吸收塔区地坑、石灰石浆液制备系统地坑和石膏脱水地坑，用于储存FGD装置的各类浆液，同时还具有收集、输送或储存设备运行、运行故障、检验、取样、冲洗、清洗过程或渗漏而产生的浆液。

主要设备包括搅拌器和浆液泵。

四工艺设计计算

1主要标准和规范

工艺设计主要标准和规范如下：

《火电厂大气污染物排放标准》GB13223-1996

《环境空气质量标准》GB3095-1996

《火力发电厂设计技术规程》DL5000-2000

《火力发电厂烟气脱硫设计技术规程》DL/5196-2004

《火力发电厂初步设计文件内容深度规定》DLGJ9－92

《火力发电厂汽水管道设计技术规程》DL/T5054-1996

《污水综合排放标准》GB8978-1996

《工业设备及管道绝热工程设计规范》GB50264-97

2物料计算

取100g煤为研究对象，煤的组成成分见表2。

表2燃煤成分分析表

成分

C

H

S

O

灰分

水分

合计

含量%

70.7

3.2

2.7

2.3

12.1

9.0

100

含量mol

5.892

3.2

0.084

0.072

0.5

根据煤的组成算得烟气成分，烟气组成成分见表2。

表3烟气成分分析表

成分

CO2

H2O

SO2

含量mol

5.892

2.01

0.084

设锅炉燃烧的过剩空气系数a=1.1，取空气湿度为X=0.0116，

理论燃烧需氧量：

nstoich=nC+nH/4+nS-nO2=6.704mol，

所需要的干空气量：

ndry=nstoich×a/0.21=35.12mol，

烟气中水的量：

nH2O，total=nH2O,combustion+Xndry=2.51mol，

则100g煤完全燃烧后的产生湿烟气的摩尔量（标况）为：

ntotal,out=nC+nH2O+nS+nstoich（a×（1+0.0116）/0.21-1）=37.31mol。

已知锅炉每小时用煤90t，则每小时烟气产生量：

V=37.31×10×22.4×90=752080Nm3/h=208.91Nm3/s。

SO2的摩尔百分含量：

ySO2=0.084/37.31=0.225%，即6.43g/m3。

烟气中SO2产生量：

Vso2=0.00225×752080=1692.2Nm3/h=0.470m3/s。

脱硫率达到85%，则出口SO2含量为：

（1-0.85）×1692.2=253.83Nm3/h

系统硫钙比为1.2，石灰石纯度为90%，则石灰石消耗为：

1692.2/22.4×1.2×100/0.9/1000=10.01t/h。

石膏产量为：

10.01×0.9/100×172=15.50t/h。

FGD工艺系统物料消耗指标见表3。

表4FGD工艺系统物料消耗指标表

项目

内容

机组容量

4×60MW

脱硫率

>90%

机组年利用小时数

5500小时

FDG装置可用率

≥98%

年SO2减排量

1.18×104吨

年石灰石消耗量

2.50×104吨

年电力消耗量

1320×104MW·h

3吸收塔设计计算

吸收塔常用的塔形主要有喷淋吸收塔、填料塔、托盘塔、液柱塔、鼓泡塔等。

填料塔循环泵能耗较低，但格栅易被堵塞，需定时清洗，维护费用较高。

鼓泡塔省略了再循环泵、喷嘴，将氧化区和脱硫反应区整合在一起，整个设计较为简洁，但液相内部有较大的返混，且阻力较大，占地面积较大。

喷淋吸收塔具有内部构件少，塔内不易结垢和堵塞，压力损失也较小等优点，是湿法脱硫装置的主流塔型，因此本工艺选择喷淋塔脱硫技术。

烟气从吸收塔中部进入，入口在吸收塔浆池最高液位上部和最低一层喷淋层下部之间。

烟气往上逆流通过喷淋层区（吸收区），与喷淋下来的雾化石灰石浆液强烈反应，烟气中的二氧化硫、氯化氢、氟化氢、粉尘等有害成份被吸收。

布置在吸收塔顶部的除雾器除去烟气中带入的雾滴，净烟气在吸收塔顶部以45℃一50℃的饱和温度离开吸收塔。

由于电厂有4台60MW的发电机组，由于烟气量产生不大，故拟采用1座喷淋吸收塔。

喷淋塔示意图如下图所示：

图3吸收塔类型

（1）喷淋塔内径设计

吸收塔直径D可由吸收塔出口实际烟气体积流量和烟气流速确定。

烟气速度增大，传质速率系数增大，体积有效传质面积增大。

但烟气停留时间缩短，要求增大塔高。

烟气的流行速度影响了脱硫效率。

合适的流速范围为3~4.5m/s。

本设计方案选取烟气流速u=3.5m/s。

吸收塔直径根据下列公式计算：

V=A×u=π（D/2）2×u

式中，V为烟气体积流量m3/s；

u为烟气流速m/s；

D为吸收塔直径m；

A为烟气过流断面面积m3/s。

设塔内的操作温度为50℃，则此条件下的烟气流量为：

V=208.91×323.15/293.15=230.29m3/s。

则吸收塔直径为：

，取9.2m。

（2）喷淋塔塔高设计

①吸收区设计

吸收区的高度一般指烟气进口水平中心线到喷淋层中心线的距离。

根据吸收塔高度参考表（表4），吸收区高度一般为5~15m，烟气接触反应时间一般为2~5s。

为了保证较高的脱硫效率，设计接触反应时间为2s，则吸收区高度为：

h=u×t=3.5×2=7m

吸收塔喷淋层的喷嘴一般分为切向、轴向和旋转3种型式，本设计中采用轴向式喷嘴，主要原因是这种喷嘴喷出的液滴粒度较小，而且性价比较高。

吸收区一般设置3~6个喷淋层，每个喷淋层都装有多个雾化喷嘴，交叉布置，覆盖率达200%~300%。

本设计中脱硫效率要求在85—90%以上，同时考虑成本问题，故设计中设置4个喷淋层。

喷淋层间距一般为1.2~2m，为了便于检修和维护，层间距设为1.5m。

入口烟道到第一层喷淋层的距离一般为2~3.5m，本设计为：

h2=7-1.5×（4-1）=2.5m

符合要求。

表5吸收塔高度参考表

项目

范围

吸收塔入口宽度与直径之比/%

60—90

入口烟道到第一层喷淋层的距离/m

2—3.5

喷淋层间距/m

1.2—2

最顶端喷淋层到除雾器的距离/m

1.2—2

除雾器高度/m

2.0—3.0

除雾器到吸收塔出口的距离/m

0.5—1

吸收塔出口宽度与直径之比/%

60—100

（3）除雾器区设计

除雾器通常安装在吸收塔的顶部，也可安装在吸收塔后的烟道上。

其作用是捕集脱硫后洁净烟气中的水分，尽可能地保护其后的管路及设备不受腐蚀与沾污。

一般要求脱硫后烟气中的残余水分不超过100mg/m3。

在吸收塔中，由上下两级除雾器及冲水系统构成。

湿法烟气脱硫塔采用的除雾器类型主要有折流板除雾器与旋流板除雾器两种。

为了适应塔内较高的烟气流速，达到较高的除雾效率，本设计选用折流板除雾器中的屋顶式除雾器。

折流除雾器原理示意图如下图所示：

图4折流板除雾器原理示意图

参考表4，取最后一层喷淋层到除雾器的距离为1.2m，除雾器到吸收塔出口的距离0.7m。

除雾器的高度为2.5m，采用2层除雾，则除雾区的总高度为1.2+2.5×2+0.7=6.9m。

③浆液池设计

浆池容量V1的计算表达式：

V1=（L/G）×VN×t1

式中：

L/G——液气比。

液气比是指吸收剂石灰石液浆循环量与烟气流量的比值（L/m3）。

如果增大液气比，则推动力增大，脱硫效率增大。

但是石灰石浆液停留时间减少，且循环泵液循环量增大，运行成本增大。

根据经验，石灰石法喷淋塔中的液气比一般为15~25L/m3。

本工艺选取15L/m3。

V——烟气标准状态湿态容积，m3/h；V=208.9m3/s；

t1——浆液停留时间，4~8min，取t1=5min=300s。

可得喷淋塔浆液池体积：

V1=（L/G）×VN×t1=15×208.9×300=940.05m3。

选取浆液池内径略大于吸收区内径，内径D2=10.0m。

根据V计算浆液池高度h3=4V1/（πD22）=4×940.5/（π×102）=11.97m。

烟气进口底部至浆液面的距离一般0.8~1.2m，取1.0m。

④烟气进、出口设计

一般希望进气在塔内能够分布均匀，且烟道呈正方形，故高度尺寸取得较小，但宽度不宜过大，否则影响稳定性。

参考表2，取入口宽度与直径之比0.6，出口宽度与直径之比取0.7，则

入口宽度：

L入=9.2×0.6=5.52m；

出口宽度：

L出=9.2×0.7=6.44m。

在典型设计工况下，其温度由140℃经增压风机升压后进入烟气换热器（GGH），冷却了的原烟气降至100℃左右,本设计中取吸收塔入口烟气温度为100℃，取吸收塔出口烟气温度为50℃，则此条件下入口的烟气（湿）流量为：

V入=208.9×373.15/293.15=265.91m3/s。

V出=208.9×323.15/293.15=230.28m3/s。

进出口烟气流速一般为12~18m/s，本设计均取15m/s，已知入口烟气流量为265.91m3/s，出口烟气流量为230.28m3/s。

由V=u×h×L，得

入口高度：

h入=265.91/（15×5.52）=3.21m；

出口高度：

h出=230.28/（15×6.44）=2.38m。

⑤喷淋塔总高度

因此喷淋塔总高度为H=7+6.9+11.97+3.21+2.38+1.0=32.46m。

喷淋塔设计草图见图纸1。

（4）再循环系统设计

本设计中的烟气含硫量较低，循环泵可采用单元制。

吸收塔内喷淋层设计为4层，每台循环泵对应一层喷淋层；运行的再循环泵数量根据吸收浆液流量的要求确定，以达到每台锅炉负荷的吸收效率。

4层喷淋布置能够满足整套装置对脱硫效率的要求。

循环浆液量为要脱除SO2的量与单位循环浆液吸收SO2能力的比值。

本设计中要脱除的SO2量为0.084×90×1000×64/1000=483.84kg/h，单位体积循环浆液吸收SO2的能力约为0.20g/L，可计算得出循环浆液量为483.84/0.20=2419.2m3/h。

本设计中采用4台浆液循环泵，每台泵的流量为700m3/h。

4配套设施设计计算

（1）增压风机的选型

根据实际需要，增压风机的位置选在进入GGH之前，一方面可以防止防腐不过关的问题，一方面可以大大降低初期投资。

增压风机的选型，根据需要可以选择离心风机、静叶可调轴流式风机（静调风机）和动叶可调轴流式风机（动调风机）。

离心风机由于存在体积大、占地面积大及检修吊起困难等弊端，在烟气脱硫工程中较少被采用，增压风机一般选择轴流风机。

由于静调风机有结构简单、转速较低、可靠性较高、初投资和维修费用低等优点，同时考虑到本设计中电厂的发电功率不算很大，风机负荷不算重，不需要用动调风机，故选用静调风机，配2台。

（2）烟气换热器的选型

GGH的作用是降低进入吸收塔原烟气的温度，使其适合脱硫反应的最佳温度；提高净烟气温度，避免烟气进入烟囱后发生低温腐蚀并利于排烟。

烟气换热器有回转式、管式换热器2种。

针对该工程实际情况，考虑到占地面积尽量小、辅助设备尽量少、设备投资及运行维护费用尽量少、运行可靠性能尽量高、操作尽量简易等因素，采用1台回转式换热器作为该脱硫工程的烟气换热器。

（3）浆液循环泵的选型

吸收塔再循环泵安装在吸收塔旁，用于吸收塔内石膏浆液的再循环，采用单流和单级卧式离心泵。

由于吸收塔循环液是固液双相流介质，这种高速流动且成分复杂的介质对循环泵的用材提出了苛刻的要求。

浆液循环泵过流部件耐蚀、耐磨性能是决定泵使用寿命的重要指标。

合金泵具有结构简单、运行可靠、寿命长、维修量小的特点，故选用合金泵作为本设计的浆液循环泵。

浆液再循环系统采用单元制，每个喷淋层配一台浆液循环泵，共4台。

浆液循环量由液气比

和烟气流量共同决定。

本设计中由于液气比

=15L/m3，烟气量为208.9m3/s，因此浆液循环量为

每台浆液循环泵的循环量为2820.15m3/h，取为3000m3/h。

（3）氧化风机的选型

亚硫酸钙和亚硫酸氰盐的氧化分为两个部分，一是吸收塔内烟气中氧气进入浆液液滴的自然氧化，二是空气通过曝气管网进入浆液池的强制氧化[3]。

氧化风机设在氧化风机房内，其作用是为吸收塔浆池中的浆液提供充足的氧化空气。

风机主要有3类：

离心风机、轴流风机和罗茨风机。

由于罗茨风机为高压恒流风机，风压最高可达150KPa，且适合恒流量负载的情况，因此选用罗茨风机。

考虑空气富裕量，氧化所需的氧气量等于SO2的产生量，即0.47m3/s,所以鼓风风量为

选用2台RT-300的罗茨风机，转速为1086rpm，功率37.00kw，一台备用。

（5）氧化吸收池搅拌机的选型

在吸收塔底部，石灰石浆液经过脱硫过程之后，变成了CaSO3和

，此时为了使氧化风机鼓入的空气能够充分地和CaSO3和

接触，以便充分氧化，需要CaSO3和

的混合溶液内部颗粒分布均匀，在这种情况下，需要使用搅拌器来使溶液悬浮颗粒均匀混合，同时增大和空气接触的面积。

在吸收塔浆液池的下部，沿塔径向布置四台侧进式搅拌器，其作用是使浆液的固体维持在悬浮状态，同时分散氧化空气。

搅拌器安装有轴承罩、主轴、搅拌叶片、机械密封。

搅拌器叶片安装在吸收塔降池内，与水平线约为10度倾角、与中心线约为-