第七章CFB高温气固分离器的性能及选择.docx
《第七章CFB高温气固分离器的性能及选择.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《第七章CFB高温气固分离器的性能及选择.docx（45页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
第七章CFB高温气固分离器的性能及选择
第七章高温气固分离器的性能及选择
CFB锅炉的高温气固分离装置是锅炉的关键部件之一，其主要作用是将大量高温固体物料从气流中分离出来，送回炉膛，以维持炉膛的快速流态化运行。
保证燃料和脱硫剂多次循环，为焦炭颗粒和脱硫剂的停留时间的延长提供了条件。
由前面的关于流态的分析可知，循环流化床锅炉的燃烧室虽属高速流态化范畴，底部仍然存在着类似于鼓泡床的密相区。
颗粒浓度较高的密相区上部是一个颗粒浓度逐渐衰减的稀相区，稀相区下部与密相区之间颗粒浓度衰减得比较快的区域为过渡区。
密相区基本上处于鼓泡流化床和湍流床状态，而在二次风口以上才逐步过渡到快速流化床状态。
密相区的气固流动是不均匀的，一般认为密相区由气泡相和乳化相所组成，当气体流速达到临界流化速度后，超过临界流化速度的那部分风量以气泡形式通过床层，而在乳化相中的颗粒维持临界流化状态。
在循环流化床锅炉中，床内固体颗粒比较细，气体流速远高于临界流化速度，大部分气体以气泡方式通过床层，气泡相和乳化相之间的气体质量交换速率与气体流量相比相对较弱。
图7-1循环流化床物料内外循环流动
上部稀相区是快速床，在一定条件下，稀相区的颗粒发生团聚，细颗粒聚集成大颗粒团后，颗粒团重量增加，体积增大，有较高的自由沉降速度。
在一定的气流速度下，大颗粒团不是被吹上去而是逆着气流向下运动。
在下降过程中，气固间产生较大的相对速度，然后被上升的气流打散成细颗粒，再被气流带动向上运动，又再聚集成颗粒团，再沉降下来。
这种颗粒团不断聚集、下沉、吹散、上升又聚集形成的物理过程，使循环流化床内气固两相间发生强烈的热量和质量交换。
由于颗粒团的沉降和边壁效应，循环流化床内气固流动形成靠近炉壁处很浓的颗粒团以旋转状向下运动，炉膛中心则是相对较稀的气固两相向上运动，产生一个强烈的炉内循环运动，见图7-1，大大强化了炉内的传热和传质过程，有效地延长了包括焦炭颗粒在内的固体物料的停留时间，并保证了整个炉膛内纵向及横向都具有十分均匀的温度场。
当循环流化床锅炉采用宽筛分的燃料颗粒时，床内物料不是很均匀，就会出现这样的现象：
相应于采用的流化速度，对于大尺寸的燃料颗粒，可能刚好超过输送速度，这时炉膛内就会出现下部是粗颗粒鼓泡床或湍流床，上部为细颗粒组成的湍流床、快速床两者相叠加的工况。
密相区表面气泡的破裂，导致大量的颗粒被扬析到稀相区。
并非所有的颗粒都能进入稀相区，其中的终端速度大于流化速度的大颗粒在上升到一定高度后沉降下来，形成过渡区的物料浓度；只有终端速度小于流化速度的小颗粒才可能夹带到稀相区。
稀相区固体颗粒处于快速流化状态，颗粒携带率沿床高逐渐衰减。
稀相区气体流动沿截面是不均匀分布的，一方面由于壁面的影响，靠近壁面区域处的气体流速低于床层中心的气体流速；另一方面密相床中气体主要以气泡方式通过床层，然后在密相床表面破裂，气泡破裂的区域气体流速较高，其它区域气体流速较低。
由于颗粒团沿着炉墙下沉和边壁效应，使在炉墙四壁所形成的很浓的颗粒团旋转向下运动，而在炉膛中心则是相对较稀的气固相的向上运动。
在上述的流态中，主要特点之一是燃烧室是快速床，发生团聚的现象，是延长物料在燃烧时中的停留时间的手段，是焦炭燃烧效率较高和传热强度较高的物理基础，而团聚时需要的重要条件之一是在炉膛下部有细物料的源，这个源就是分离器分离下来并返送回炉膛的循环物料。
因此，分离器的作用是非常重要的。
7.1高温分离器的型式
7.1.1耐火材料制成的高温旋风分离器
旋风分离器在化工、冶金等领域具有悠久的使用历史，是比较成熟的气固分离装置，因此在CFB领域应用最多。
此类型的分离装置占了已运行的和正在建造的循环流化床分离装置的绝大部分。
图7-2高温绝热旋风分离器筒体结构
德国Lurgi公司较早地开发出了采用保温、耐火及防磨材料砌装成筒身的高温绝热式旋风分离器的CFB锅炉。
分离器入口烟温在850℃左右。
Lurgi公司、Ahlstrom公司、以及由其技术转移的Stein、ABB-CE、AEE、EVT等设计制造的循环流化床锅炉均采用了此种形式。
这种分离器具有相当好的分离性能，使用这种分离器的循环流化床锅炉具有较高的性能。
据统计，目前除中国大陆外有78％的CFB全部采用了高温绝热旋风分离器，但这种分离器也存在一些问题，主要是旋风筒体积庞大，因而钢耗较高，锅炉造价高，占地较大，旋风筒内衬厚、耐火材料及砌筑要求高、用量大、费用高，见图7-2，而且相对来讲散热损失也较大；启动时间长、运行中易出现故障；密封和膨胀系统复杂；如果燃烧组织不良，还会在旋风分离器内产生二次燃烧，尤其是在燃用挥发份较低或活性较差的强后燃性煤种时，旋风筒内的燃烧导致分离下的物料温度上升，引起旋风筒内或回料腿回料阀内的超温结焦。
近年来，由于耐火材料的工艺水平不断提高，绝热旋风筒的可靠性得到很大改善。
Circofluid的中温分离技术在一定程度上缓解了高温旋风筒的问题，炉膛上部布置较多数量的受热面，降低了旋风筒入口烟气温度和体积，旋风筒的体积和重量有所减小，因此相当程度上克服了绝热旋风筒技术的缺陷，使其运行可靠性提高，但炉膛上部布置有过热器和高温省煤器等，需要采用塔式布置，炉膛比较高，钢耗量大，锅炉造价提高。
同时，它的CO排放及检修问题在一定程度上限制了该技术的发展。
7.1.2水冷、汽冷高温旋风分离器
图7-3水（汽）冷旋风分离器筒体结构
图7-4水（汽）冷旋风分离器耐火材料示意图
为保持绝热旋风筒循环流化床锅炉的优点，同时有效地克服该炉型的缺陷，FosterWheeler公司设计出了堪称典范的水（汽）冷旋风分离器，其结构见图7-3。
整个分离器设置在一个水冷或汽冷腔室内，分离器外壳由水冷或汽冷管弯制、焊装而成，取消绝热旋风筒的高温绝热层，代之以受热面制成的曲面及其内侧布满销钉涂一层较薄厚度的高温耐磨浇注料,壳外侧覆以一定厚度的保温层，见图7-4。
这样可以节省材料、降低热损失和缩短启停时间。
水（汽）冷旋风筒可吸收一部分热量，分离器内物料温度不会上升，甚至略有下降，较好地解决了旋风筒内侧防磨问题。
该公司投运的循环流化床锅炉从未发生回料系统结焦的问题，也未发生旋风筒内磨损问题，充分显了其优越性。
这样，高温绝热型旋风分离循环流化床的优点得以继续发挥，缺点则基本被克服。
当然，任何一种设计都难以尽善尽美，FW式水（汽）冷旋风分离器的问题是制造工艺复杂，生产成本过高，缺乏市场竞争力，这使其商业竞争力下降，通用性和推广价值受到了限制。
7.1.3水（汽）冷方形分离器
大型旋风分离器不但本身制造、安装困难，还给锅炉的布置带来难题。
用方形分离器较好地解决了圆旋风筒生产成本过高的问题。
由于采用方形水（汽）冷管壁壳体结构，其加工难度大为降低，与锅炉共用邻侧水冷壁等措施可以减少钢材消耗，膨胀节的免省保证了良好的气密性能，与锅炉本体在结构上的匹配使系统更为紧凑顺畅，占地少，基础框架和安装配合的工作量也显著减轻。
其次，方形分离器角度效应随其放大而削弱，放大效应不明显。
这些优势在几处示范电厂和商业电站的运行效果得到证明。
图7-5是方形分离器与PyroflowCompact型循环流化床锅炉结构简图。
图7-5矩形旋风分离器及紧凑型CFB锅炉原理
PyroflowCompact循环流化床锅炉采用其独特专利技术的方形分离器，分离器的分离机理与圆形旋风筒本质上无差别，壳体仍采用FW式水（汽）冷管壁式，但因筒体为平面结构而别具一格。
这就是第三代循环流化床锅炉。
它与常规循环流化床锅炉的最大区别是采用了方形的气固分离装置，分离器的壁面作为炉膛壁面水循环系统的一部分，因此与炉膛之间免除热膨胀节。
同时方形分离器可紧贴炉膛布置从而使整个循环流化床锅炉的体积大为减少，布置显得十分紧凑。
此外，为防止磨损，方形分离器水冷表面敷设了一层薄的耐火层，这使得分离器起到传热表面的作用，并使锅炉启动和冷却速率加快。
D-筒体直径a-进口高度b-进口宽度
De-排气管直径hc-排气管插入深度
h-筒体高度H-总高度d-排料口直径
图7-6旋风分离器结构尺寸
水冷或汽冷的方形旋风分离器与不冷却的钢板卷成的旋风筒制造成本基本相当，考虑到前者所节省的大量的保温和耐火材料，最终的实际成本有所下降。
此外它还减少了散热损失，提高了锅炉效率。
再则由于保温厚度的减少，可以提高启停速度，启停过程中床料的温升速率不再取决于耐火材料，而主要取决于水循环的安全性，使得启停时间大大缩短。
7.1.4惯性分离器
结构简单，维修方便，运行费用低，但分离效率低，可采用多级分离组合的方案。
近年来，采用惯性分离器的循环流化床锅炉设计越来越少。
7.2旋风分离器的结构尺寸与性能
典型的旋风分离器结构尺寸如表7-1所示，符号意义见图7-6，该图为普通切向进口旋风分离器。
表7-1给出的是在除尘技术中常用的几种典型旋风除尘器以及循环流化床锅炉中几种典型旋风分离器的结构尺寸。
从图7-6中可见，确定这类旋风分离器的结构，共需8个几何尺寸，一般以筒体直径表示其相对大小。
循环流化床锅炉旋风分离器主要特性参数如表7-2。
表7-3给出了几台循环流化床锅炉旋风分离器的主要结构与特性参数。
表7-1几种典型旋风分离器的结构此尺寸
除尘技术中旋风分离器
推荐者
1.高流量
0.75
0.375
0.75
0.875
1.5
4.0
0.375
Stairmand（1951）
2.高流量
0.8
0.35
0.75
0.85
1.7
3.7
0.4
Swift（1969）
3.通用型
0.5
0.25
0.5
0.6
1.75
3.75
0.4
Swift（1969）
4.通用型
0.5
0.25
0.5
0.625
2.0
4.0
0.25
Lapple（1951）
5.高效率
0.44
0.21
0.4
0.5
1.4
3.9
0.4
Swift（1969）
6.高效率
0.5
0.22
0.5
0.5
1.5
4.0
0.75
Stairmand（1951）
循环流化床
旋风分离器
标称尺寸D（m）
装置A
0.75
0.725
0.47
-
1.75
3.9
0.146
5.46
装置B
0.83
0.33
0.45
-
1.08
1.8
0.52
7.7
装置C
0.81
-
-
-
-
2.79
-
4.3
装置D
1.84
-
-
-
1.01
2.37
-
5.9
表7-2循环流化床锅炉旋风分离器主要的特性参数
入口浓度
0.5~20kg/m3气体
粒径范围
<1~1000m
气体流量
<300000（标准）m3/h
d50（50%效率）
≈10~30m
压降
980~1960Pa
表7-3一些典型的电站锅炉旋风分离器结构参数
电厂名称
B电厂
465t/h炉
A电厂
440t/h炉
C电厂
410t/h炉
D电厂
220t/h炉
名称
符号
单位
设计值
设计值
设计值
设计值
分离器型式，个数
-，Gfl
-，个
绝热式，2个
绝热式，2个
汽冷，2个
方形水冷，2个
入口烟气速度
wwl′
m/s
22.9
25
26
23.5
入口烟气温度
θwl′
℃
875
883
882
889
分离器内径
rn
m
7.9
7.36
6
5.04×5.04
分离器外径
D
m
8.5
8.084
6.39
-
分离器入口高×宽
a2×b2
m
6.4×2.00
5.45×2.85
7.218×1.259
3.04×5.04
分离器旋风筒高度
h
m
7.8
7.73
9.32
1.7
分离器锥体高度
hzt
m
7.9
9.3
10.58
10.85
中心筒内径及插入深度
De，S
m
4.2，1.8
2.82，1.96
2.93,-
φ2.3，2.0
出口物料烟温
θwl″
℃
875
883
866
855
阻力
△Pfl
Pa
1700
1700
1400
700
分离器入口浓度
Cn
kg/m3
1.32
0.92
1.78
0.93
由于循环流化床锅炉旋风分离器所处的运行条件不同，并受锅炉整体结构布置上的限制，与除尘技术中的旋风分离器相比，具有如下结构特点：
（1）筒体直径D大，最大可达8~11m；
（2）筒体高度h矮，通常h≈（1~2）D；
（3）圆锥体高度H-h矮，一般H-h=（1~2）D；
（4）排气管插入深度hc浅，一般hc为进口高度a的50%~100%，即hc=（0.5~1）a。
下面具体分析循环流化床锅炉旋风分离器各部分结构参数与设计。
特别要指出的是，旋风分离器各部分互相是有联系的，不应孤立地看待它们对分离器性能的影响，应加以兼顾，综合考虑。
7.2.1进气管
（a）（b）（c）
图7-7旋风分离器主要进口形式
（a）普通切向进口（b）蜗壳式切向进口（c）下倾螺旋面切向进口
如图7-7所示，进气管以切向进口方式应用较多。
切向进口方式中，普通切向进口（平顶盖）结构布置方便，因此大多采用这种方式。
蜗壳式切向进口可以减小分离器的阻力，提高处理气流量。
顶盖为下倾螺旋面切向进口方式，可以消除平顶盖方式中上涡流的不利影响，有利于提高分离效率，但机构复杂，可代之以分离器入口烟道下倾方式。
进气管的形式、形状和进口面积直接影响到气固两相流在分离器内的运动，是影响分离器的分离效率和阻力的主要因素。
切向进口的高宽比要适当。
一般切向进口的形状多采用扁高的矩形。
扁高的进口可使导入的气流在径向减弱，减小颗粒径向分离的距离，有利于提高分离效率，一般b≤（D-De）/2，以避免过高的压降。
但过于高而窄的进口也不利，因进口高度增加，为保持一定的气流旋转圈数，必须加长筒体，否则分离效率也不能提高，一般a/b=2~3，b=（0.2~0.25）D，a=（0.4~0.75）D。
进口面积对分离器性能影响很大。
进口面积相对于筒体截面积小时，进入分离器的气流切向速度大，有利于颗粒的分离。
因此，常将
作为衡量分离器性能的一个指标，称为相对截面比。
按K值的大小，分离器可分为三类：
（1）K=6~13.5，高效旋风分离器；
（2）K=4~6，普通旋风分离器；
（3）K<3，大流量旋风分离器。
一般来说，K增加，在相同气流量下，分离器的体积增大，造价增高。
但进口面积太小，即进口流速Vi太高，反而会降低分离效率，并且阻力增加，能耗加大，磨损加剧。
因此，对进口流速Vi有一最高限制。
超过此上限后进一步增大Vi，由于粒子跳跃的影响，粒子不沉降或重返气流，致使分离效率下降。
根据Kalen和Zenz的研究，粒子产生跳跃的速度us按如下经验关系式确定：
（7-1）
Kalen和Zenz认为，旋风分离器效率最高时发生在Vi/us=1.25处，明显的返流发生在Vi/us=1.36处。
因此，由Vi/us=1.25，按式（7-1）可求出Vi的上限值：
（7-2）
式中g——气体黏度，Pa·s；
ρp——颗粒的密度，kg/m3；
ρg——气体的密度，kg/m3；
b——分离器进口宽度，m；
D——分离器筒体直径，m。
7.2.2筒体
典型的旋风分离器由上部筒体和下部圆锥体组成。
从理论上说，分离器高度愈大，气流在其中旋转圈数愈多，停留时间愈长，分离效率愈高。
但分离器高度过大，分离效率增加很慢。
筒体太高，旋转速度下降到圆锥体时离心力将全部消失，因此筒体高度h一般不超过2D。
考虑到分离器的投资、炉膛高度的限制，以保证有足够的返料腿高度等因素，循环流化床锅炉中，一般可取h=（1~2）D。
圆筒体直径对分离效率有很大影响。
筒体直径越小，离心力越大，分离效率越高。
筒体直径一般应根据所处理的气流量而定。
在循环流化床锅炉中，由于烟气量很大，圆筒体直径通常很大，最大达8~9m。
圆筒体直径大，进口流速要相应提高，以保证分离效率。
但由于阻力正比于进口流速的平方，要控制阻力，进口流速也不能太高，因此限制了圆筒体直径的增加。
这时应考虑几个分离器并联使用，以满足对分离效率和阻力的设计要求。
同时，应当保证气流在并联的各分离器中的均匀分布，否则会使总分离效率降低。
7.2.3排气管
进入旋风分离器的气流旋转到锥底后，折转向上成为内旋流，然后由排气管排出。
排气管通常应插入到分离器内一定的深度，使它与圆筒体内壁形成环形通道。
因此，该通道的大小及深度，即排气管的大小及深度都对分离效率和阻力有显著的影响。
图7-8中心管长度对分离效率的影响
图7-9中心管长度对压降的影响
排气管直径De与筒体直径D之比De/D越小，分离效率越高，阻力也相应增加。
但当De/D小于0.4后，分离效率的增加并不显著。
一般De/D=0.4~0.75，常取为0.5。
要求分离效率高时取较小值，要求阻力低时取较大值。
排气管插入深度hc越短，阻力越小，但太短易造成气流短路，使分离效率降低。
通常认为排气管的下端要稍低于进气口的底部，以防气流短路影响分离效率。
但插入深度也不宜太长，更不要接近圆锥部分的上沿，否则会造成气流的有效旋转圈数减小，也会造成二次夹带的增加，使分离效率降低，阻力增大。
综合考虑上述因素，一般可取hc=（0.3~0.75）D。
由于旋流在中心管与壁面之间运动，因此中心管插入深度直接影响旋风分离器性能。
Zenz研究了中心管长度对分离效率的影响，结果见图7-8。
从图上可以看出，随着中心管长度增加，分离效率提高，当中心管长度大约是入口管高度的0.4~0.5倍时，分离效率最高，随后分离效率随着中心管长度增加而降低。
因此，中心管过短过长都不利于分离。
图7-9为中心管长度对压力损失的影响。
从图上可以看出，中心管过长、过短压力损失都增加，而当中心管长度为入口管高度的0.4~0.5倍时，压力损失最小。
此时，分离效率也最高。
在传统旋风分离器中，一般取中心管长度和入口管高度相等，而在循环流化床旋风分离器中，中心管长度一般取为入口管高度的一半左右。
7.2.4圆锥体
圆锥体虽然并不是旋风分离器必须具有的部件，但圆锥体对分离器的性能还是具有相当的作用的。
采用圆锥体可使主气流易于由下向上变成向上流，由于其截面积向下不断缩小，颗粒在离心力作用下移向器壁的距离也不断缩短，切向速度可不断增大，对颗粒的分离有利，但相应的阻力要增加。
同时，它也有利于将捕集的颗粒送到排料管。
在循环流化床锅炉中，受炉膛高度的限制，通常圆锥体的高度为（1.5~2.5）D。
圆锥体锥顶直径，即排料口直径的大小对分离效率有直接的影响。
研究表明，在旋风分离器中，内旋涡核心区的气流直径大约为排气管直径De的1/4，且该气流的轴线通常偏心De/4。
从理论上讲，圆锥体的锥顶直径d大于排气管直径De即可。
这样可以防止旋涡核心区与锥壁接触，减少二次夹带。
过去通常采用d≤（0.5~0.8）De，现在偏重于加大d，取d=（1~1.2）De。
这样可以在圆锥体高度与圆筒体直径之比一定时，有较大的锥角，防止二次夹带。
在循环流化床锅炉中，排料口直径d的最后确定还应考虑与返料机构的立管直径相一致，以确保返料量的要求，并适当留有余量。
立管直径可按Zenz推荐的重力流动下的关联式计算，通过立管的固体颗粒流量Qp为
（7-3）
式中ρbs——立管中固体颗粒的堆积密度，kg/m3。
由于漏风对分离效率影响很大，因此在循环流化床锅炉中，立管中料腿的高度除了保证物料的正常循环外，还需要有足够的料腿来密封。
7.3影响旋风分离器分离性能的运行参数
影响分离效率和压力损失的因素很多，除结构尺寸外，还有下列运行参数。
7.3.1切向进口风速的影响
进口风速越高，分离效率越高，但运行阻力也越大，图7-10、7-11为切向进口风速对分离效率和阻力的影响。
图7-10不同进口风速时的分离效率图7-11风速与压力损失
进口气速过高，气流湍流度增加以及颗粒反弹加剧，二次夹带严重，使效率降低。
另外，气速太高，粉尘微粒与器壁的摩擦加剧，粗颗粒（≥10m）粉碎，使细粉尘含量增加。
过高的气速，对有凝聚性质的粉尘也有分散作用，这均对除尘不利。
此外，气速过大，压力损失也大大增加，能量损耗太大，而且也会加速对分离器本体磨损，使运行寿命降低。
因此，在设计旋风分离器时，应取一适宜的风速，既保证分离效率又考虑能量消耗。
一般取进口气速为15~25m/s，最高不应超过35m/s。
7.3.2烟气温度的影响
循环流化床中旋风分离器运行条件和工业过程中运行情况有所不同，在循环流化床旋风分离器中固体浓度和温度都很高。
温度越高气体粘度越大，作用在颗粒上的曳力越大，颗粒惯性分离效率越低；但气体密度随着温度增加而减小，从而使曳力减小，但这一作用并不明显。
所以原则上温度净效应将会减少旋风分离器效率。
7.3.3粒径的影响
图7-12分级效率
ξ-含尘气体阻力系数ξ0-净气体阻力系数
图7-13颗粒浓度对分离器压降的影响
图7-12为循环流化床高温旋风分离器典型分级效率曲线。
从图上可看出，对dp＞50m颗粒，分离效率大于90%；对dp＞100m颗粒，分离效率近100%；而对dp<50m颗粒，分离效率不是很理想。
7.3.4进口颗粒浓度的影响
对于常规的旋风分离器，入口固体浓度一般小于2.5kg/m3（固气比小于2kg/kg），一般随着固体浓度增加，分离效率上升，压力损失下降，这是因为颗粒浓度增加，粉尘的凝聚与团聚性能提高，使较小尘粒凝聚在一起而被捕集，以及大颗粒对小颗粒的携带使一些原本无法分离的小颗粒得到分离，从而使分离效率提高。
颗粒浓度增加，使气体内摩擦力增加，分离到器壁的颗粒产生摩擦，使旋流强度降低，减小了离心力，因而压力损失减小。
图7-13为相对压降和入口浓度的关系，在入口颗粒浓度Ci图中前一段曲线相当于低浓度情况，后一段曲线相当于高浓度情况。
也即颗粒浓度对旋风分离器影响存在一临界点，这点为绝大多数研究者所证实，但各研究者得到的临界值不尽相同，有0.2kg/m3、0.3kg/m3等。
该临界点与分离器结构参数和操作条件有关，目前只有通过试验得到。
罗晓兰等人对50多种不同尺寸组合分离器结构进行了性能实验，同时应用相似理论，对入口颗粒浓度Ci影响切向蜗壳入口式旋风分离器的压力损失作了回归分析，得出了下列回归公式：
（7-4）
（7-5）
式中KA——相对入口截面比，
；
——排气管直径与筒体直径比，
；
——无因次筒体直径，
；
Ci0——初始浓度，Ci0=0.01kg/m3；
Rep——雷诺数，
。
根据上式，令
，即可得临界浓度值：
（7-6）
按式（7-6）对B电厂465t/h锅炉分离器阻力计算结果见表7-4。
表7-4的计算结果与国内几台100MWe级CFB锅炉分离器设计阻力接近，但对一台50MWe级分离器来说似乎偏高。
也可改用式（7-7）的阻力计算式：
（7-7）
式中Vg——进口烟气速度，m/s；
ρg——烟气密度，kg/m3；
ξ——阻力系数，
。
对
升级会员 