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摘要和关键词： 燃料条件， 气象条件 ， 烟气漂雨和酸雨 ， 脱硫烟气流量、流速、风压， 排烟温度 ，阻力， 热交换，提高效率，减少污染。
江西景德镇发电厂2×660MW机组单机容量 ，电厂以承担基本负荷为主，同时为了适应系统调峰的需要，机组应具有一定的调峰能力，能适应变负荷运行工况，本工程机组年利用小时数为5000小时。本工程设计煤种为淮南煤与乐平煤按5：5进行混煤，校核煤种一为淮南煤与乐平煤按7：3进行混煤，校核煤种二为淮南煤与乐平煤按4：6进行混煤。气象条件：景德镇市属亚热带季风性气候，热量丰富，雨量充沛，气候温和，四季分明，无霜期长。暮冬早春受西伯利亚冷高压影响，多偏北风，天气寒冷;春夏之交南北冷暖气流交流，梅雨绵绵;盛夏多为副热带高压控制，多偏南风，天气炎热;夏秋之际受单一热带海洋气团控制，天晴少雨。本工程同步建设烟气脱硫装置，为达到《火电厂大气污染物排放标准（GB13223-2003）》要求，采用石灰石-石膏湿法脱硫工艺，一炉一塔，全烟气脱硫，不安装GGH加热装置无旁路。全烟气脱硫设计煤种下（含硫量1.5%时）脱硫效率为不小于95.3%。脱硫系统布置在炉后。主烟道后依次布置引风机、原烟道、吸收塔、净烟道;上述构筑物每台机组一套，两台机组的设施以烟囱中心线对称布置。
脱硫系统的设计参数：除尘器后设有2台50%容量的动叶可调轴流引风机，TB工况507.1m3/s，6577Pa，对称布置汇入同一原烟道进入吸收塔。吸收塔采用喷淋塔设计，并将设置有氧化空气管道的浆池直接布置在吸收塔下部（5.5m处），塔内吸收段设置三层喷淋（并预留一层喷淋位置），塔上部设置两级除雾器（并预留一级除雾器位置）、四层喷淋冲洗，用以捕集分离净烟气夹带的雾滴，除雾器出口烟气含水量不大于75mg/Nm3（干基、实际氧）。烟道内烟气流速在10～15m/s之间，烟道接口尺寸选取如下：
景德镇电厂1#机组于2010年12月31日通过168H期间和2#机组于2011年4月19日通过168H期间及投入商业运行以来一直存在烟气机械携带水严重，与脱硫后烟气残留硫化物混合形成酸雨和漂雨。导致产生酸雨和漂雨的原因有下列几个方面：
1、吸收塔入口温度设计值125℃，运行时原烟气温度140℃左右、流量1141.9KNm3/h、压力1.412KPa、湿度6-7℅，吸收塔出口溫度设计值50℃，运行时净烟气温度值55℃左右，流量1747.8KNm3/h、压力0.3-0.4KPa、湿度8-10℅;烟气露点的高低只与烟气SO3气体的分压力有关，分压力越高，露点温度越低（即SO3蒸汽越容易凝结）。烟气露点一般在80℃，硫酸具有强烈的吸水性特性。排烟温度低，湿度大，烟气带水严重，使之产生酸雨。
2、除雾器四层喷淋冲洗使排烟带水，降低排烟温度，增加烟气湿度;除雾器出口设计烟气含水量不大于75mg/Nm3（干基、实际氧），运行时大于75mg/Nm3（干基、实际氧），除雾器不能有效除去烟气的机械带水，使之产生酸雨。
3、烟气量短期内超标，烟气量过大时烟气流速过高，夹带液滴较多，可将较细小的液滴带走致使除雾器效率降低。
4、除雾器结垢或是局部损坏影响除雾器效果。
5、烟尘含量过高也将影响脱硫系统的正常运行，烟尘在烟囱出口与冷凝下来的冷凝水结合成液滴也是会导致漂雨的现象出现。
6、部分循环浆液及水分被烟气携带。
经过运行后的现象和数据及停机检查与上述原因进行分析比对：
1、通过在运行中观察除雾器前后压差不大，停机检查除雾器无堵塞和破损情况，运行中净烟尘含量暂无超标现象，所以排出上述原因3、原因4。
2、针对上述原因1、2、5采取以下措施：通过对流换热提高吸收塔出口排烟温度，将排烟温度提高到85-95℃区间，使烟气中的水分气化，避免结露现象产生，防止酸雨的产生。可在脱硫系统使用热交换器，即增加GGH或暖风器。
3、对除雾器及其冲洗系统进行改造，将其冲洗水改为热风，可避免冲洗水产生的烟气带水量;同时提高了除雾器进口烟温度，可减少烟气机械携带水量。（除雾器的耐极限温度：120℃，时间长≯30min， 运行可承受温度：≯100℃。）可节约系统用水。
4、考虑原因6，可在原烟道取口加装引流管将部分烟气引入吸收塔底部反应区，增加烟气反应量和延长反应时间，可减少循环浆液的喷淋量，降低了浆液及水分被烟气的携带机会。
针对以上分析，可采取以下措施来防止和避免酸雨和漂雨的形成，提出解决应对方案如下。
方案1：增加GGH系统。
1、可行理由：
a、提高吸收塔出口排烟温度，防止酸雨和漂雨形成。
2、不可行理由：
a、现有引风机的出力不能克服GGH带来的阻力，需进行系统论证。需增加风机，带来建设成本和运行成本增加。现有场地布置不能满足条件。
b、原烟道和净烟道也要改造，也会增加系统阻力，需增加风机出力，带来建设成本增加。
c、吸收塔从除雾器层开始要进行改造，整体上移，让出安装GGH的空间，带来建设成本增加。现有的空间布置不能满足条件。
d、现有吸收塔不能支撑GGH的重量及运行方式，需对其整体改造，带来建设成本增加，建设周期较长。
方案2：增加螺纹管式暖风器（空气-烟气热交换器）系统。
1、 可行理由：
a、 在现有条件下进行改造，相对于增加GGH方案，该方案能节约造价及运行成本，现有场地、条件可满足改造。
b、 从原烟道底部上取2×φ600-1000mm管道将部分原烟气引流到吸收塔底部反应区，离塔底1m以上倾斜接入。可增加脱硫效率（需论证其系统阻力），减少循环浆液喷淋量，同时减少烟气机械携带浆液量，增加原烟气在吸收塔内的停留时间。 c、 用高温空气加热烟气向管内供热风，一般采用间壁式热交换器。而管式空气-烟气热交换器易于制造，适应性较强。采用管式热交换器，烟气走管外，依靠自身的热浮力及引风机的压头横向流动，热空气走管内，在风机的作用下竖向冲刷管束。可增加罗茨风机为热源提供系统所需的高温风。
d、 将现有除雾器的所有冲洗水改为高温风（控制在80℃以内），同时可将第一层除雾器上移到预留层，保留冲洗管道改造为高温风管，如此提高了除雾器进口的烟气温度，避免了烟气带水量的增加，也使吸收塔出口烟温有提高，可减少后部螺纹管式暖风器的表面积，防止系统阻力过大，而引起引风机出力增加。
e、 在净烟道内布置适量的螺纹管式暖风器，其造价及运行成本较低。可提高吸收塔出口排烟温度，防止结露现象，避免酸雨形成。
f、 只需增加2-3台左右的罗茨风机、电加热器、附属管道、暖风器、调整除雾器。其造价及运行成本较低。
g、 另可选用热源为原烟气，使用上述空气系统，但会降低脱硫效率，故暂不考虑。
h、 另可选用热源为蒸汽，从炉侧取汽，但系统复杂，耗汽量大，热耗高。须论证对锅炉效率的影响，故暂不考虑。
2、 不可行理由：
a、不進行改造。
b、基于现有条件，是否还有其他方案。
对增加螺纹管式暖风器（空气-烟气热交换器）系统可行论证（附图-1）：
1、热交换所需的换热面积及如何布置;使用暖风器系统所需风源的风压、流量。
a、采用螺纹管式换热器（材质为不锈钢），布置在吸收塔出口到净烟气挡板门区间的净烟道内（可利用空间长度14m），从净烟道顶部插入。烟气在换热器管外由吸收塔出口流向烟囱。
b、热源风由罗茨风机提供，通过电加热风温到150℃。由母管送入到换热器内，热风流向从换热器管内顶部流进，底部流出，通过母管流进下级用户除雾器的冲洗管道用于对除雾器的冲洗，避免除雾器流道堵塞。为防止风温度过高对除雾器造成损坏，可在进入除雾器的母管上加装降温冲洗水，将控制风温在70-80℃之间。
c、换热面积的计算：拟采用暖风器的螺纹管φ76×2.5×7500mm，一排A=50根，B=50排，为计算依据。
螺纹管表面积SN：
S1=π.d×L=3.14×76×7500=1789800mm2=1.7898 m2
Sn= S1 ×A×B=1.7898 m2 ×50×50=447.45 m2
d、按热平衡公式计算出热风所需的风量、风压、风速：
吸收塔出口烟气温度原设计50℃、实际运行时55℃，设计烟气流量2385353 Nm3/h、压力、2KPa、运行时湿度6-7℅，烟气流速在10～15m/s ， 净烟道截面积7500mm（H）×8050mm（W），可利用长度在8m;将净烟气加热到90℃;热源温度150℃，
假设烟气与空气的密度均无变化C1 = 1.007KJ/ （Kg.K），。对其进行模拟计算：
空气150℃时ρ1=2.545Kg/m3 C1 = 2.3145KJ/ （Kg.K），90℃时ρ2=0.4234Kg/m3 C2= 2.3145KJ/ （Kg.K）
取平均后：ρ3=1.4842Kg/m3 C3= 2.1533KJ/ （Kg.K），
烟气吸收热量（55℃到90℃）Q吸=Cm△t= Cρ0 v△t= 1.007KJ/ （Kg.K）×1.0243Kg/m3×2385353 Nm3×（90℃-55℃）= 86114710.41KJ
假设暖风器换热平衡，则Q吸= Q放
△t1 =150℃-90℃=60℃
Q放 = C3 m3△t1=Q吸
m3= =Q放 ÷（C3×△t1）=86114710.41KJ÷（2.1533KJ/ （Kg.K） ×60℃）=666532.844 Kg
由m=ρ.v，得v=m/ρ：v= 666532.844 Kg÷1.4842Kg/m3=449085.597 m3
所需的热风风量约为449085.597 Nm3 /h。
根据理想气体状态方程得：P烟.V烟/T烟= P空.V空/T空
P空= T空.P烟.V烟/T烟.V空=【（273+150）×2000 Pa×2385353 Nm3】÷【（273+55）×449085.597 Nm3 /h】
=13699.98 Pa
所需的热风风压约为13699.98 Pa。
通过上面的计算考虑热损失、需克服的各种阻力损失，同时增加20℅压力裕量和20℅流量裕量，可以作为罗茨风机选型的依据。
2、加装的暖风器在系统中产生的阻力。
先考虑烟气在暖风器的沿程损失：假设烟气温度为90℃，则ρ烟=0.8692 Kg/m3 ，V烟 =26.044×10-6 m2/s
由烟气的动力粘度μ=ρ烟V烟=0.8692 Kg/m3×26.044×10-6 m2/s=22.64×10-6Pa.s
对矩形管道的当量直径D=2b.h/ （b +h）该烟道的当量直径D=（2×7.5×8.05）÷（7.5+8.05）=7.77m。
有哈根-泊肃叶格式qv=πd4△ρ/128.μ.L得单位体积流体的压降△ρ=128.μ.L. qv/πd4
△ ρ=（128×22.64×10-6×8×2385353）÷（3.14×7.774）=4.83 Pa
净烟道在布置暖风器（长8m）后的沿程损失为4.83 Pa。
考虑烟气在暖风器的局部损失：将50根φ76×2.5×7500mm管子并排在烟道内，使烟道宽度变为W1= 8.05 m ，W2=8.05-（76×50）/1000=4.25m
A1=7.5×8.05m2 ， A2=7.5×4.25m2
则A2 / A1 =7.5×4.25m2÷7.5×8.05m2 =0.124，查局部损失系数表得C=0.635、收缩系数ξ=0.460;
假设烟道中烟气流速取小值V1=10m/s，由连续性方程得：V1. A1 = V2. A2，
V2 = V1. A1 / A2 =10m/s×7.5×8.05m2 ÷7.5×4.25m2 =18.94 m/s
由hj=ξ.V2 2 /2g =0.46×（18.94）2÷2×10=8.25 m
由Pj=ρ.g. hj=0.8692×10×8.25=71.7 Pa
净烟道在布置暖风器（长8m）后的局部损失为71.7 Pa。
P=△ρ+Pj=4.83 Pa+71.7 Pa=76.53 Pa
计算方法还有些粗糙，不足之处请各位专家指导、指正。 通过上述计算加装暖风器对系统产生的阻力损失在现有引风机的出力下能满足条件，不需额外增加引风机出力。
以上是我对景德镇电厂烟气酸雨的初步分析和思路及应对方法，提供在现有条件下进行改造的一些参考方法和依据，希望能有效降低漂雨及酸雨的产生，提高脱硫效率，减少环境污染。
参考文献：江西景德镇发电厂“上大压小” 2×660MW超超临界机组扩建工程初步设计文件，
烟气脱硫工程初步设计文件，设备热效率通则GB/T 2588—2000。
江西景德镇发电厂2×660MW机组单机容量 ，电厂以承担基本负荷为主，同时为了适应系统调峰的需要，机组应具有一定的调峰能力，能适应变负荷运行工况，本工程机组年利用小时数为5000小时。本工程设计煤种为淮南煤与乐平煤按5：5进行混煤，校核煤种一为淮南煤与乐平煤按7：3进行混煤，校核煤种二为淮南煤与乐平煤按4：6进行混煤。气象条件：景德镇市属亚热带季风性气候，热量丰富，雨量充沛，气候温和，四季分明，无霜期长。暮冬早春受西伯利亚冷高压影响，多偏北风，天气寒冷;春夏之交南北冷暖气流交流，梅雨绵绵;盛夏多为副热带高压控制，多偏南风，天气炎热;夏秋之际受单一热带海洋气团控制，天晴少雨。本工程同步建设烟气脱硫装置，为达到《火电厂大气污染物排放标准（GB13223-2003）》要求，采用石灰石-石膏湿法脱硫工艺，一炉一塔，全烟气脱硫，不安装GGH加热装置无旁路。全烟气脱硫设计煤种下（含硫量1.5%时）脱硫效率为不小于95.3%。脱硫系统布置在炉后。主烟道后依次布置引风机、原烟道、吸收塔、净烟道;上述构筑物每台机组一套，两台机组的设施以烟囱中心线对称布置。
脱硫系统的设计参数：除尘器后设有2台50%容量的动叶可调轴流引风机，TB工况507.1m3/s，6577Pa，对称布置汇入同一原烟道进入吸收塔。吸收塔采用喷淋塔设计，并将设置有氧化空气管道的浆池直接布置在吸收塔下部（5.5m处），塔内吸收段设置三层喷淋（并预留一层喷淋位置），塔上部设置两级除雾器（并预留一级除雾器位置）、四层喷淋冲洗，用以捕集分离净烟气夹带的雾滴，除雾器出口烟气含水量不大于75mg/Nm3（干基、实际氧）。烟道内烟气流速在10～15m/s之间，烟道接口尺寸选取如下：
景德镇电厂1#机组于2010年12月31日通过168H期间和2#机组于2011年4月19日通过168H期间及投入商业运行以来一直存在烟气机械携带水严重，与脱硫后烟气残留硫化物混合形成酸雨和漂雨。导致产生酸雨和漂雨的原因有下列几个方面：
1、吸收塔入口温度设计值125℃，运行时原烟气温度140℃左右、流量1141.9KNm3/h、压力1.412KPa、湿度6-7℅，吸收塔出口溫度设计值50℃，运行时净烟气温度值55℃左右，流量1747.8KNm3/h、压力0.3-0.4KPa、湿度8-10℅;烟气露点的高低只与烟气SO3气体的分压力有关，分压力越高，露点温度越低（即SO3蒸汽越容易凝结）。烟气露点一般在80℃，硫酸具有强烈的吸水性特性。排烟温度低，湿度大，烟气带水严重，使之产生酸雨。
2、除雾器四层喷淋冲洗使排烟带水，降低排烟温度，增加烟气湿度;除雾器出口设计烟气含水量不大于75mg/Nm3（干基、实际氧），运行时大于75mg/Nm3（干基、实际氧），除雾器不能有效除去烟气的机械带水，使之产生酸雨。
3、烟气量短期内超标，烟气量过大时烟气流速过高，夹带液滴较多，可将较细小的液滴带走致使除雾器效率降低。
4、除雾器结垢或是局部损坏影响除雾器效果。
5、烟尘含量过高也将影响脱硫系统的正常运行，烟尘在烟囱出口与冷凝下来的冷凝水结合成液滴也是会导致漂雨的现象出现。
6、部分循环浆液及水分被烟气携带。
经过运行后的现象和数据及停机检查与上述原因进行分析比对：
1、通过在运行中观察除雾器前后压差不大，停机检查除雾器无堵塞和破损情况，运行中净烟尘含量暂无超标现象，所以排出上述原因3、原因4。
2、针对上述原因1、2、5采取以下措施：通过对流换热提高吸收塔出口排烟温度，将排烟温度提高到85-95℃区间，使烟气中的水分气化，避免结露现象产生，防止酸雨的产生。可在脱硫系统使用热交换器，即增加GGH或暖风器。
3、对除雾器及其冲洗系统进行改造，将其冲洗水改为热风，可避免冲洗水产生的烟气带水量;同时提高了除雾器进口烟温度，可减少烟气机械携带水量。（除雾器的耐极限温度：120℃，时间长≯30min， 运行可承受温度：≯100℃。）可节约系统用水。
4、考虑原因6，可在原烟道取口加装引流管将部分烟气引入吸收塔底部反应区，增加烟气反应量和延长反应时间，可减少循环浆液的喷淋量，降低了浆液及水分被烟气的携带机会。
针对以上分析，可采取以下措施来防止和避免酸雨和漂雨的形成，提出解决应对方案如下。
方案1：增加GGH系统。
1、可行理由：
a、提高吸收塔出口排烟温度，防止酸雨和漂雨形成。
2、不可行理由：
a、现有引风机的出力不能克服GGH带来的阻力，需进行系统论证。需增加风机，带来建设成本和运行成本增加。现有场地布置不能满足条件。
b、原烟道和净烟道也要改造，也会增加系统阻力，需增加风机出力，带来建设成本增加。
c、吸收塔从除雾器层开始要进行改造，整体上移，让出安装GGH的空间，带来建设成本增加。现有的空间布置不能满足条件。
d、现有吸收塔不能支撑GGH的重量及运行方式，需对其整体改造，带来建设成本增加，建设周期较长。
方案2：增加螺纹管式暖风器（空气-烟气热交换器）系统。
1、 可行理由：
a、 在现有条件下进行改造，相对于增加GGH方案，该方案能节约造价及运行成本，现有场地、条件可满足改造。
b、 从原烟道底部上取2×φ600-1000mm管道将部分原烟气引流到吸收塔底部反应区，离塔底1m以上倾斜接入。可增加脱硫效率（需论证其系统阻力），减少循环浆液喷淋量，同时减少烟气机械携带浆液量，增加原烟气在吸收塔内的停留时间。 c、 用高温空气加热烟气向管内供热风，一般采用间壁式热交换器。而管式空气-烟气热交换器易于制造，适应性较强。采用管式热交换器，烟气走管外，依靠自身的热浮力及引风机的压头横向流动，热空气走管内，在风机的作用下竖向冲刷管束。可增加罗茨风机为热源提供系统所需的高温风。
d、 将现有除雾器的所有冲洗水改为高温风（控制在80℃以内），同时可将第一层除雾器上移到预留层，保留冲洗管道改造为高温风管，如此提高了除雾器进口的烟气温度，避免了烟气带水量的增加，也使吸收塔出口烟温有提高，可减少后部螺纹管式暖风器的表面积，防止系统阻力过大，而引起引风机出力增加。
e、 在净烟道内布置适量的螺纹管式暖风器，其造价及运行成本较低。可提高吸收塔出口排烟温度，防止结露现象，避免酸雨形成。
f、 只需增加2-3台左右的罗茨风机、电加热器、附属管道、暖风器、调整除雾器。其造价及运行成本较低。
g、 另可选用热源为原烟气，使用上述空气系统，但会降低脱硫效率，故暂不考虑。
h、 另可选用热源为蒸汽，从炉侧取汽，但系统复杂，耗汽量大，热耗高。须论证对锅炉效率的影响，故暂不考虑。
2、 不可行理由：
a、不進行改造。
b、基于现有条件，是否还有其他方案。
对增加螺纹管式暖风器（空气-烟气热交换器）系统可行论证（附图-1）：
1、热交换所需的换热面积及如何布置;使用暖风器系统所需风源的风压、流量。
a、采用螺纹管式换热器（材质为不锈钢），布置在吸收塔出口到净烟气挡板门区间的净烟道内（可利用空间长度14m），从净烟道顶部插入。烟气在换热器管外由吸收塔出口流向烟囱。
b、热源风由罗茨风机提供，通过电加热风温到150℃。由母管送入到换热器内，热风流向从换热器管内顶部流进，底部流出，通过母管流进下级用户除雾器的冲洗管道用于对除雾器的冲洗，避免除雾器流道堵塞。为防止风温度过高对除雾器造成损坏，可在进入除雾器的母管上加装降温冲洗水，将控制风温在70-80℃之间。
c、换热面积的计算：拟采用暖风器的螺纹管φ76×2.5×7500mm，一排A=50根，B=50排，为计算依据。
螺纹管表面积SN：
S1=π.d×L=3.14×76×7500=1789800mm2=1.7898 m2
Sn= S1 ×A×B=1.7898 m2 ×50×50=447.45 m2
d、按热平衡公式计算出热风所需的风量、风压、风速：
吸收塔出口烟气温度原设计50℃、实际运行时55℃，设计烟气流量2385353 Nm3/h、压力、2KPa、运行时湿度6-7℅，烟气流速在10～15m/s ， 净烟道截面积7500mm（H）×8050mm（W），可利用长度在8m;将净烟气加热到90℃;热源温度150℃，
假设烟气与空气的密度均无变化C1 = 1.007KJ/ （Kg.K），。对其进行模拟计算：
空气150℃时ρ1=2.545Kg/m3 C1 = 2.3145KJ/ （Kg.K），90℃时ρ2=0.4234Kg/m3 C2= 2.3145KJ/ （Kg.K）
取平均后：ρ3=1.4842Kg/m3 C3= 2.1533KJ/ （Kg.K），
烟气吸收热量（55℃到90℃）Q吸=Cm△t= Cρ0 v△t= 1.007KJ/ （Kg.K）×1.0243Kg/m3×2385353 Nm3×（90℃-55℃）= 86114710.41KJ
假设暖风器换热平衡，则Q吸= Q放
△t1 =150℃-90℃=60℃
Q放 = C3 m3△t1=Q吸
m3= =Q放 ÷（C3×△t1）=86114710.41KJ÷（2.1533KJ/ （Kg.K） ×60℃）=666532.844 Kg
由m=ρ.v，得v=m/ρ：v= 666532.844 Kg÷1.4842Kg/m3=449085.597 m3
所需的热风风量约为449085.597 Nm3 /h。
根据理想气体状态方程得：P烟.V烟/T烟= P空.V空/T空
P空= T空.P烟.V烟/T烟.V空=【（273+150）×2000 Pa×2385353 Nm3】÷【（273+55）×449085.597 Nm3 /h】
=13699.98 Pa
所需的热风风压约为13699.98 Pa。
通过上面的计算考虑热损失、需克服的各种阻力损失，同时增加20℅压力裕量和20℅流量裕量，可以作为罗茨风机选型的依据。
2、加装的暖风器在系统中产生的阻力。
先考虑烟气在暖风器的沿程损失：假设烟气温度为90℃，则ρ烟=0.8692 Kg/m3 ，V烟 =26.044×10-6 m2/s
由烟气的动力粘度μ=ρ烟V烟=0.8692 Kg/m3×26.044×10-6 m2/s=22.64×10-6Pa.s
对矩形管道的当量直径D=2b.h/ （b +h）该烟道的当量直径D=（2×7.5×8.05）÷（7.5+8.05）=7.77m。
有哈根-泊肃叶格式qv=πd4△ρ/128.μ.L得单位体积流体的压降△ρ=128.μ.L. qv/πd4
△ ρ=（128×22.64×10-6×8×2385353）÷（3.14×7.774）=4.83 Pa
净烟道在布置暖风器（长8m）后的沿程损失为4.83 Pa。
考虑烟气在暖风器的局部损失：将50根φ76×2.5×7500mm管子并排在烟道内，使烟道宽度变为W1= 8.05 m ，W2=8.05-（76×50）/1000=4.25m
A1=7.5×8.05m2 ， A2=7.5×4.25m2
则A2 / A1 =7.5×4.25m2÷7.5×8.05m2 =0.124，查局部损失系数表得C=0.635、收缩系数ξ=0.460;
假设烟道中烟气流速取小值V1=10m/s，由连续性方程得：V1. A1 = V2. A2，
V2 = V1. A1 / A2 =10m/s×7.5×8.05m2 ÷7.5×4.25m2 =18.94 m/s
由hj=ξ.V2 2 /2g =0.46×（18.94）2÷2×10=8.25 m
由Pj=ρ.g. hj=0.8692×10×8.25=71.7 Pa
净烟道在布置暖风器（长8m）后的局部损失为71.7 Pa。
P=△ρ+Pj=4.83 Pa+71.7 Pa=76.53 Pa
计算方法还有些粗糙，不足之处请各位专家指导、指正。 通过上述计算加装暖风器对系统产生的阻力损失在现有引风机的出力下能满足条件，不需额外增加引风机出力。
以上是我对景德镇电厂烟气酸雨的初步分析和思路及应对方法，提供在现有条件下进行改造的一些参考方法和依据，希望能有效降低漂雨及酸雨的产生，提高脱硫效率，减少环境污染。
参考文献：江西景德镇发电厂“上大压小” 2×660MW超超临界机组扩建工程初步设计文件，
烟气脱硫工程初步设计文件，设备热效率通则GB/T 2588—2000。