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1) 由于烟气设计资料,常常会以不同的基准重复出现多次,(如:干基湿基,标态实际态，实际O2 等)，开始计算前一定要核算统一，如出现矛盾，必须找出正确的一组数据，避免原始数据代错。
常用折算公式如下：烟气量(dry)=烟气量(wet) >(1-烟气含水量％)实际态烟气量=标态烟气量>气压修正系数x温度修正系数烟气量(6%02) = ( 21-烟气含氧量)/ ( 21 -6%)S02 浓度(6%02 ) = ( 21 - 6%) / (21 -烟气含氧量)S02 浓度( mg/Nm3 ) =S02 浓度( ppm) x2.857物料平衡计算1 )吸收塔出口烟气量G2G2= (G1 x (1 - mw1) X(P2/(P2-Pw2)) (X —mw2 )+ G3X (1- 0.21/K) ) >(P2/(P2-Pw2))G1: 吸收塔入口烟气流量mw1: 入口烟气含湿率P2:烟气压力Pw2 :饱和烟气的水蒸气分压说明: Pw2 为绝热饱和温度下的水蒸气分压，该值是根据热平衡计算的反应温度，由烟气湿度表查得。
(计算步骤见热平衡计算)2) 氧化空气量的计算根据经验，当烟气中含氧量为6%以上时，在吸收塔喷淋区域的氧化率为50 - 60 %。
采用氧枪式氧化分布技术，在浆池中氧化空气利用率n 02=25-30%,因此，浆池内的需要的理论氧气量为：S=(G1 x q1-G2 x q2) x(1-0.6)/2/22.41所需空气流量QreqQreq=S x22.4/(0.21 0.x3)G3= Qreq >KG3:实际空气供应量K :根据浆液溶解盐的多少根据经验来确定，一般在 2.0-3左右。
3) 石灰石消耗量计算W1=100x qs xnsW1: 石灰石消耗量qs: :入口S02 流量n S兑硫效率4) 吸收塔排出的石膏浆液量计算W2=172xx qs xn s/SsW2:石膏浆液量Ss石膏浆液固含量5) 脱水石膏产量的计算W3=172xx qs xn s/SgW3: 石膏浆液量Sg:脱水石膏固含量(1-石膏含水量)6) 滤液水量的计算W4=W3-W2W3: 滤液水量7) 工艺水消耗量的计算W5=18x (G4-G1-G3 x(1-0.21/K))+W3 (1x-Sg)+36x qs x n+W s WT蒸发水量石膏表面水石膏结晶水排放废水。
锅炉烟气脱硫物料衡算一、物料衡算1.烟气量入口烟气量两台75 t/h锅炉烟气量：150716 m3/h×2单台130 t/h锅炉烟气量：298253 m3/h出口烟气量两台75 t/h锅炉烟气量：117000 m3/h×2单台130 t/h锅炉烟气量：231601 m3/h2. SO2含量：75 t/h锅炉SO2：5109 mg/m3130 t/h锅炉SO2：4694 mg/m32×75 t/h锅炉SO2量：150716 m3/h×5109 mg/m3×2=1540Kg/h1×130 t/h锅炉SO2量: 298253 m3/h×4694 mg/m3=1400Kg/hSO2总量: 1540Kg/h+1400Kg/h=2940 Kg/h设计脱硫塔出口SO2量:≤200 mg/m3，若三台炉全开,年运行时间按8000h计算每小时脱除SO22850Kg，每年脱除SO2量22800吨。
脱硫效率达到92%就能达到国家对新上锅炉的环保要求。
3.氨消耗量液氨消耗：1514Kg/h、12112t/a折氨水（10%）消耗：15140 Kg/h、16.82 m3/h（氨水密度0.9）134577 m3 /a4.硫铵产量未考虑干燥（水份含量5%）：5587.3 Kg/h、44698.4t/a 5．氧化空气量理论空气用量: V里空=2592.5N m3/h空气过剩系数：α=3实际空气用量: V 实空= V 里空×α=7777.5Nm 3/h=129.6N m 3/min二、脱硫塔计算按两套脱硫系统设计，空塔气速取4 m/s 。
两台75吨锅炉对应脱硫塔规格为： D=4785.036002150716⨯⨯⨯=5.16m ，圆整后取塔径：φ5200一台130吨锅炉对应脱硫塔规格为： D=4785.03600298253⨯⨯=5.13m ，圆整后取塔径：φ5200脱硫塔规格为：1#φ5200×32000×122#φ5200×32000×12三、冷却塔计算：空塔气速：4.8m/s D1=8.4785.036002150716⨯⨯⨯=4.714m,圆整为：φ4800mm D2=8.4785.03600298253⨯⨯=4.689m,圆整为：φ4800mm冷却塔规格为：1#φ4800×16000×122#φ4800×16000×12四、循环泵选用脱硫塔适宜的液气比为1.5L/molL/G=1.5L/201714=1.5，可知L=302m 3/h1#脱硫塔：选用350 m 3/h 泵两台，扬程50米，开一备一。
水平衡计算一、根据阿伏伽德罗定律P1/P2=N1/N2计算1、在烟气出口，假设温度为50度，查表可以求出50度水的饱和蒸汽压P水=12.3KPa。
由于烟气出口混合气体与水蒸汽的体积、温度相同，所以P水/P干烟气=n水/n干烟气，P干烟气约为大气压+引风机出口压-脱硫系统压降-P水，一般选取105~109Kpa- P水=92.7~96.7。
2、n干烟气的计算平均烟气成分按氮气80.34%，二氧化碳13.27%，水蒸气4.19%，氧气6%，二氧化硫0.39%。
脱硫塔进口烟气量已知，例如320000标立方，进口烟温135度，则n干烟气=320000*95.42%/22.4*1000=13631428 mol。
3、出口烟气中水含量的计算n水=12.3/94.7*13631428=1770502.2 molm水=18*n水/1000/1000 t=31.86t4、原烟气中的水含量n原水=320000/22.4*1000*4.19%=598571 molm原水=18* n原水/1000/1000 t=10.77 t5、烟气从系统中带出的水m =31.86-10.77=21.09t二、根据烟气放热量=水吸收热量计算1、查《热能工程设计手册》P30页，得脱硫塔进口烟气温度为135度时的各组分的焓值。
氮气：175.9；二氧化碳：63.8；水蒸气2746.5；氧气：179.2二氧化硫250，单位KJ/Kg。
脱硫塔出口温度为50度时各组分的焓值，氮气：65；二氧化碳：8.2；水蒸汽：2592.2；氧气：65.88。
2、150度烟气的平均mol焓值：H1=HN2MN2/1000*XN2+HCO2MCO2/1000*XCO2+HH2OMH2O/1000*XH2O+HO2MO2/1000*XO2+HSO2MSO2/1000*=6.807KJ/mol50度烟气的平均mol焓值：H2=同上=3.614KJ/mol3、烟气放热量Q=(6.807-3.614)*320000/22.4*1000=45242857KJ4、查表的50度水的汽化潜热为2382.9KJ/Kg水从20度升到50度吸收热量125KJ/Kg则蒸发的水量为Q/(2382.9+125)=18.04 t 总需水量39.13t3#炉1、在烟气出口，假设温度为50度，查表可以求出50度水的饱和蒸汽压P水=12.3KPa。
烟气处理中的脱硫系统设计与计算目录烟气处理中的脱硫系统设计与计算 ................................................................................................. 1 1.1脱硫工艺选择 (1)①工艺流程复杂程度和成熟度 ..................................................................................................... 1 ②吸收剂获得难易及工艺技术指标 ............................................................................................. 2 ③脱硫副产物的利用情况 ............................................................................................................. 2 ④一次性投资和脱硫运行成本 ..................................................................................................... 2 ③吸收剂中的碳酸钙与溶液中的水和氢离子反应解离出钙离子。
......................................... 2 ④吸收塔内溶液中SO2-4、Ca2+和水反应生成石膏。
.............................................................. 2 1.2脱硫工艺流程介绍 ...................................................................................................................... 2 1.3石灰石（石灰）/石膏湿法脱硫主要工艺设计与选型 (3)1.3.1吸收塔设备及选型 ................................................................................................................ 3 1.3.2脱硫系统工艺设计 ................................................................................................................ 4 1.4 吸收塔附属设备的选型和设计 .. (8)1.4.1 循环系统的设计 .................................................................................................................. 8 1.4.2 氧化风机的设计及选型 ....................................................................................................... 9 1.4.3 氧化吸收池搅拌机的选型 ................................................................................................... 9 1.5 脱硫设计参数汇总 (9)1.1脱硫工艺选择表5-1 目前国内外应用较成熟的脱硫工艺烟气脱硫技术 电子束法 石灰石/石膏法新氨法 新氨法 工艺简易度简单 复杂 复杂 复杂 工艺技术指标脱硫率可达90%以上，脱硫剂利用率30%脱硫率95%,钙硫比1:1，脱硫剂利用率90%脱硫率85%~90%，脱硫剂利用率90%脱硫率85%~90%，脱硫剂利用率90%吸收剂获得难易一般 容易 一般 一般 脱硫副产物副产物可用作氮源或复合肥料，无二次污染副产物石膏能被综合再利用，不会形成二次污染副产物可直接用于工业硫酸生产 副产物可直接用于工业硫酸生产一次性投资 中等 较高 少 少 脱硫运行成本高低高高①工艺流程复杂程度和成熟度石灰石/石膏法和新氨法的工艺流程较为复杂，设备数量和种类多，而喷雾干燥法工艺相比较则比较简单，电子束法是四种工艺中流程和设备最简单的工艺。
脱硫各项计算公式脱硫是指通过化学或物理方法去除燃煤、燃油等燃料中的硫化物，以减少大气中的二氧化硫排放，保护环境。
在脱硫工程中，需要进行各项计算来确定设备的尺寸、操作参数等。
下面将介绍脱硫各项计算公式及其应用。
1. 脱硫效率计算公式。
脱硫效率是衡量脱硫设备去除硫化物的能力的重要指标。
脱硫效率的计算公式如下：脱硫效率 = (进口SO2浓度出口SO2浓度) / 进口SO2浓度× 100%。
其中，进口SO2浓度和出口SO2浓度分别表示进入脱硫设备的烟气中的二氧化硫浓度和离开脱硫设备后的二氧化硫浓度。
通过这个公式可以计算出脱硫设备的去除效果，为后续工艺设计和操作提供重要参考。
2. 石灰用量计算公式。
在石灰-石膏法脱硫工艺中，需要计算石灰的用量来保证脱硫效果。
石灰用量的计算公式如下：石灰用量 = (SO2排放浓度×烟气流量× 3600) / (100 × CaO含量×石灰利用系数)。
其中，SO2排放浓度表示烟气中的二氧化硫浓度，烟气流量表示单位时间内烟气的流量，CaO含量表示石灰中氧化钙的含量，石灰利用系数表示石灰的利用率。
通过这个公式可以计算出石灰的用量，为脱硫设备的运行提供指导。
3. 石膏产量计算公式。
在石灰-石膏法脱硫工艺中，石膏是脱硫产生的主要副产品，需要计算石膏的产量来合理处理。
石膏产量的计算公式如下：石膏产量 = SO2排放浓度×烟气流量× 3600 / 100。
通过这个公式可以计算出单位时间内产生的石膏量，为后续的石膏处理提供依据。
4. 脱硫塔液气比计算公式。
在湿法脱硫工艺中，需要计算脱硫塔的液气比来保证脱硫效果。
脱硫塔液气比的计算公式如下：液气比 = (进口SO2浓度×烟气流量) / (脱硫液循环速率× 3600)。
其中，进口SO2浓度和烟气流量表示进入脱硫塔的烟气中的二氧化硫浓度和烟气流量，脱硫液循环速率表示单位时间内脱硫液的循环速率。
半干法脱硫塔设计计算1.引言脱硫是指将含有二氧化硫(SO2)的烟气中的SO2去除的工艺过程。
半干法脱硫塔是一种常见的脱硫设备，其原理是通过喷淋液将烟气中的SO2吸收并与之发生反应，然后通过除尘设备将脱硫后的烟气排放出去。
本文将详细介绍半干法脱硫塔的设计计算过程。
2.设备基本参数半干法脱硫塔的设计需要考虑以下基本参数：•烟气流量：Qg (m3/h)•烟气中SO2的浓度：Cg (ppm)•除尘效率：ηd (%)•脱硫效率：ηs (%)•脱硫液的进口浓度：Cs (wt%)•脱硫液的流量：Qs (m3/h)•脱硫液的循环比：R (m3/m3)3.设计计算步骤步骤 1: 确定脱硫效率要求根据燃煤机组的排放标准和环境要求，确定脱硫效率的要求。
常见的要求为90%以上。
步骤 2: 计算脱硫液的流量脱硫液的流量由烟气中SO2的浓度和脱硫效率决定。
计算公式如下：Qs = Qg * Cg * (1 - ηs) / (Cs * ηs)步骤 3: 计算脱硫液的循环比脱硫液的循环比是指单位时间内脱硫液循环的次数。
循环比的选择应使得脱硫效率最大化。
计算公式如下：R = Qs / (Qg * Cg)步骤 4: 计算脱硫液的浓缩倍数脱硫液的浓缩倍数是指单位时间内脱硫液中SO2浓度的增加倍数。
浓缩倍数的选择应使得脱硫效率最大化。
计算公式如下：M = (Cg / Cs) * (1 - ηs) / ηs步骤 5: 选择喷淋液根据脱硫液的进口浓度和流量、脱硫液的循环比和浓缩倍数，选择合适的喷淋液。
常见的喷淋液有石灰石浆、石灰石浆和石膏浆的混合液等。
步骤 6: 设计喷淋系统根据喷淋液的流量和喷淋液的性质，设计喷淋系统。
确保喷淋液均匀喷洒在烟气中，以提高脱硫效率。
步骤 7: 设计除尘系统根据烟气流量和除尘效率，设计除尘系统。
确保脱硫后的烟气排放符合环境要求。
4.总结半干法脱硫塔是一种常用的脱硫设备，其设计涉及多个参数的计算和选择。
本文介绍了半干法脱硫塔的设计计算步骤，包括脱硫效率要求的确定、脱硫液流量和循环比的计算、脱硫液浓缩倍数的计算、喷淋液的选择和喷淋系统的设计、除尘系统的设计等。
烟气脱硫设计计算1⨯130t/h循环流化床锅炉烟气脱硫方案主要参数：燃煤含S量1.5% 工况满负荷烟气量 285000m3/h引风机量 1台，压力满足FGD系统需求要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺（在方案中列出计算过程）含量〈200mg/Nm3出口SO2第一章方案选择1、氧化镁法脱硫法的原理锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段，冷却至适合的温度后进入吸收塔，往上与逆向流下的吸收浆液反应，氧化镁法脱硫法脱去烟气中的硫份。
吸收塔顶部安装有除雾器，用以除去净烟气中携带的细小雾滴。
净烟气经过除雾器降低烟气中的水分后排入烟囱。
粉尘与脏东西附着在除雾器上，会导致除雾器堵塞、系统压损增大，需由除雾器冲洗水泵提供工业水对除雾器进行喷雾清洗。
吸收过程吸收过程发生的主要反应如下：Mg(OH)2 + SO2 → MgSO3 + H2OMgSO3 + SO2 + H2O → Mg(HSO3)2Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 → 2MgS O3 + 2H2O吸收了硫分的吸收液落入吸收塔底，吸收塔底部主要为氧化、循环过程。
氧化过程由曝气鼓风机向塔底浆液内强制提供大量压缩空气，使得造成化学需氧量的MgSO3氧化成MgSO4。
这个阶段化学反应如下：MgSO3 + 1/2O2 → MgSO4Mg(HSO3)2 + 1/2O2 → MgSO4 + H2SO3H2SO3 + Mg(OH)2 → MgSO3 + 2H2OMgSO3 + 1/2O2 → MgSO4循环过程是将落入塔底的吸收液经浆液循环泵重新输送至吸收塔上部吸收区。
塔底吸收液pH由自动喷注的20 %氢氧化镁浆液调整，而且与酸碱计连锁控制。
当塔底浆液pH低于设定值时，氢氧化镁浆液通过输送泵自动补充到吸收塔底，在塔底搅拌器的作用下使浆液混合均匀，至pH达到设定值时停止补充氢氧化镁浆液。
20 %氢氧化镁溶液由氧化镁粉加热水熟化产生，或直接使用氢氧化镁，因为氧化镁粉不纯，而且氢氧化镁溶解度很低，就使得熟化后的浆液非常易于沉积，因此搅拌机与氢氧化镁溶液输送泵必须连续运转，避免管线与吸收塔底部产生沉淀。
镁法脱硫优点技术成熟氧化镁脱硫技术是一种成熟度仅次于钙法的脱硫工艺，氧化镁脱硫工艺在世界各地都有非常多的应用业绩，其中在日本已经应用了100多个项目，台湾的电站95%是用氧化镁法，另外在美国、德国等地都已经应用，并且目前在我国部分地区已经有了应用的业绩。
原料来源充足在我国氧化镁的储量十分可观，目前已探明的氧化镁储藏量约为160亿吨,占全世界的80%左右。
其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省，其中辽宁占总量的84.7%，其次是山东莱州，占总量的10%，其它主要是在河北邢台大河，四川干洛岩岱、汉源，甘肃肃北、别盖等地。
因此氧化镁完全能够作为脱硫剂应用于电厂的脱硫系统中去。
脱硫效率高在化学反应活性方面氧化镁要远远大于钙基脱硫剂，并且由于氧化镁的分子量较碳酸钙和氧化钙都比较小。
因此其它条件相同的情况下氧化镁的脱硫效率要高于钙法的脱硫效率。
一般情况下氧化镁的脱硫效率可达到95-98%以上，而石灰石/石膏法的脱硫效率仅达到90-95%左右。
投资费用少由于氧化镁作为脱硫本身有其独特的优越性，因此在吸收塔的结构设计、循环浆液量的大小、系统的整体规模、设备的功率都可以相应较小，这样一来，整个脱硫系统的投资费用可以降低20%以上。
运行费用低决定脱硫系统运行费用的主要因素是脱硫剂的消耗费用和水电汽的消耗费用。
氧化镁的价格比氧化钙的价格高一些，但是脱除同样的SO2氧化镁的用量是碳酸钙的40%；水电汽等动力消耗方面，液气比是一个十分重要的因素，它直接关系到整个系统的脱硫效率以及系统的运行费用。
对石灰石石膏系统而言，液气比一般都在15L/m3以上，而氧化镁在7 L/m3以下，这样氧化镁法脱硫工艺就能节省很大一部分费用。
同时氧化镁法副产物的出售又能抵消很大一部分费用。
运行可靠镁法脱硫相对于钙法的最大优势是系统不会发生设备结垢堵塞问题，能保证整个脱硫系统能够安全有效的运行，同时镁法PH值控制在6.0-6.5之间，在这种条件下设备腐蚀问题也得到了一定程度的解决。
总的来说，镁法脱硫在实际工程中的安全性能拥有非常有力的保证。
第二章设计计算1、二氧化硫排放量的计算方法《通知》规定二氧化硫的排放量可以按实际监测或物料衡算法计算，由于火力发电厂烟气监测装置的应用并没有普及，因此大多采用物料平衡方法进行计算：GSO2＝2BFS （1－NSO2）（1）式中 GSO2——二氧化硫排放量，kg ；B ——耗煤量，kg ；F ——煤中硫转化成二氧化硫的转化率（火力发电厂锅炉取0．90；工业锅炉、炉窑取0．85；营业性炉灶取0．80）；S ——煤中的全硫份含量，％；NSO2——脱硫效率，％，若未采用脱硫装置，NSO2＝0。
由此可见，此计算方法涉及燃煤的重量（B ）、含硫量（S ，全硫，下同）和锅炉的型式（F ，电站锅炉视为常数）及其脱硫效率（含湿式除尘器的脱硫率，NSO2）等量值的计算。
（1T 煤=10050m3 烟气）1、1 条件：燃煤含硫量1.5% 130t/h 流化床锅炉 燃煤量1T/h 需要150kg 煤GSO2＝2BFS （1－NSO2）=2*150*130*0.9*1.5%=526.5 Kg/h工况下满负荷烟气量285000m 3/h ，设工况温度为130则标况下烟气量为Q Q=130273273285000+⨯=193065Nm 3/h=53.7Nm 3/s 脱硫塔进口二氧化硫的含量C1 C1=193065526.5=2727mg/Nm 3 需要的脱硫效率为：η=100%2727200-2727⨯=92.7% 2、 烟道的尺寸2、1 主烟道尺寸工况下烟气流量为285000m 3/h ；取烟气在烟道里的流速为15m/s ，设烟道高宽比为1:1.2；则烟道的尺寸为：高为2.1m ，宽为2.5m ；校核实际烟速为： （当多条烟道交汇一起时，所有烟道的高度都应相同，）v 实==⨯⨯36002.52.128500015.08m/s 2、2 旁路烟道尺寸旁路烟道主要用于脱硫塔在检修或出现故障需要紧急停止运行，防止对塔体及内部设备造成损害而设立的烟气旁路输送烟道。
烟气的流速取15m/s ，烟道与主烟道相连接，所以其高度应与已有烟道相同，便于施工，取高为2.1m ；烟气量为全部工况下最大烟气量，即285000m 3/h ，则烟道的宽度为2.5m 。
3、脱硫塔的设计计算3、1 吸收塔的直径和喷淋塔高度设计本脱硫工艺选用的吸收塔为喷淋塔，喷淋塔的尺寸设计包括喷淋塔的高度设计、喷淋塔的直径设计3、1、1喷淋塔的直径设计根据锅炉排放的烟气，计算运行工况下的塔内烟气体积流量，此时要考虑以下几种引起烟气体体积流量变化的情况：塔内操作温度低于进口烟气温度，烟气容积变小；浆液在塔内蒸发水分以及塔下部送入空气的剩余氮气使得烟气体积流量增大。
喷淋塔内径在烟气流速和平均实际总烟气量确定的情况下才能算出来，而以往的计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔的流量，为了更加准确，本方案将浆液蒸发水分V2(m3/s)和氧化风机鼓入空气氧化后剩余空气流量V3(m3/s) 均计算在内，以上均表示换算成标准准状态时候的流量。
（1）吸收塔进口烟气量Va(m3/s)计算该数值已经由设计任务书中给出，烟气进口量为：53.7(m3/s)然而，该计算数值实质上仅仅指烟气在喷淋塔进口处的体积流量，而在喷淋塔内延期温度会随着停留时间的增大而降低，根据PVT气体状态方程，要算出瞬间数值是不可能的，因此只能算出在喷淋塔内平均温度下的烟气平均体积流量。
（2）蒸发水分流量V2(m3/s)的计算烟气在喷淋塔内被浆液直接淋洗，温度降低，吸收液蒸发，烟气流速迅速达到饱和状态，烟气水分由6%增至13%，则增加水分的体积流量 V2(m3/s)为：V2=0.07×53.7(m3/s)=3.76(m3/s)（标准状态下）（3）氧化空气剩余氮气量V3(m3/s)在喷淋塔内部浆液池中鼓入空气，使得亚硫酸镁氧化成硫酸钙，这部分空气对于喷淋塔内气体流速的影响是不能够忽略的，因此应该将这部分空气计算在内。
假设空气通过氧化风机进入喷淋塔后，当中的氧气完全用于氧化亚硫酸镁，即最终这部分空气仅仅剩下氮气、惰性气体组分和水汽。
理论上氧化1摩尔亚硫酸钙需要0.5摩尔的氧气。
(假设空气中每千克含有0.23千克的氧气 )又VSO2=0.05 m3/s 质量流率GSO2=sg/644.2210000.05⨯⨯=0.14286kg/s≈0.14kg/s根据物料守蘅,总共需要的氧气质量流量GO2=0.14×0.5kg/s=0.07Kg/s该质量流量的氧气总共需要的空气流量为空气G= G O2/0.23=0.31 Kg/s 标准状态下的空气密度为1.293kg/ m3 [2]故V空气=0.31/1.293(m3/s)=0.24 (m3/s)V3=(1-0.23) ×V空气=0.77×0.24m3/s=0.19 m3/s综上所述，喷淋塔内实际运行条件下塔内气体流量Vg =Va+V2+V3=53.7+3.76+0.19=57.83 (m3/s) 标况（4）喷淋塔直径的计算假设喷淋塔截面为圆形，将上述的因素考虑进去以后，可以得到实际运行状态下烟气体积流量Vg，从而选取烟速u，则塔径计算公式为：Di = 2 ×uVgπ其中： Vg为实际运行状态下烟气体积流量，57.64 m3/su 为烟气速度，3.5m/s （3-5m/s ）因此喷淋塔的内径为 D i = 2 ×u V gπ=2×5.314.357.83⨯=4.589m ≈4.6m 3、1、2 喷淋塔的高度设计喷淋塔的高度由三大部分组成，即喷淋塔吸收区高度、喷淋塔浆液池高度和喷淋塔除雾区高度。
但是吸收区高度是最主要的，计算过程也最复杂，次部分高度设计需将许多的影响因素考虑在内。
3、1 、2、1喷淋塔 吸收区 高度设计为了更加准确，减少计算的误差，需要将实际的喷淋塔运行状态下的烟气流量考虑在内。
而这部分的计算需要用到液气比（L/G ）、烟气速度u （m/s ）。
本设计中的液气比L/G 是指吸收剂氢氧化镁液浆循环量与烟气流量之比值（L/M3）。
如果增大液气比L/G ，则推动力增大，传质单元数减少，气液传质面积就增大，从而使得体积吸收系数增大，可以降低塔高。
在一定的吸收高度内液气比L/G 增大，则脱硫效率增大。
但是，液气比L/G 增大，氢氧化镁浆液停留时间减少，而且循环泵液循环量增大，塔内的气体流动阻力增大使得风机的功率增大，运行成本增大。
在实际的设计中应该尽量使液气比L/G 减少到合适的数值同时有保证了脱硫效率满足运行工况的要求。
