湿法脱硫液气比计算及脱硫塔整体设计计算
湿法脱硫塔设计 Microsoft Word 文档
湿法脱硫塔设计一般吸收塔的结构如下图2-2：图2-2 填料料式吸收塔结构示意图1—气体出口；2—液体分布器；3—壳体；4—人孔；5—支承与液体分布器之间的中间加料位置；6—壳体连接法兰；7—支承条；8—气体入口；9—液体出口；10—防止支承板堵塞的整砌填料；11—液体再分布器；12—液体入口包括塔体（筒体，封头）、填料、填料支承、液体分布器、除雾器等。
5.4.1引言根据前人的研究成果，我们可得出以下结论[11]：(1) 萘醌法用于脱除沼气中硫化氢时,对吸收液的组成进行适当改进, 可以使脱硫率达到99 %～99.5 %(2) 吸收和再生操作都可以在常温、常压下进行。
(3) 吸收液的适宜配方为:Na2CO3为2.5 % ,NQS浓度为1.2 mol/m3 ,FeCl3浓度为1.0 % ,EDTA 浓度为0.15 % ,液相pH 值8.5～8.8 ,吸收操作的液气比(L/ m3) 为11～12[3]。
5.4.2吸收塔的设计（分子栏目）（1号图1张）根据前期计算沼气产气量为60.83 m3沼气/h。
设定沼气的使用是连续性的，缓冲罐设置成容纳日产气量的1/12，为121.66 m 3；吸收塔处理能力121.66 m 3沼气/h 。
在沼气成分中甲烷含量为55%～70%[12]、二氧化碳含量为28%～44%、,因此近似计算沼气的平均分子密度为1.221㎏/ m 3 ，惰性气（CH4、CO2）的平均分子量为25.8，混合气量的重量流速为8.9221.166.121⨯⨯≈1456kgf/h, 硫化氢平均含量为0.6%,回收H 2S 量为99％。
1.浓度计算硫化氢总量006.01456⨯=8.736kgf/h ，34736.8=0.257kmol/h 硫化氢吸收量 99.0736.8⨯=8.649 kgf/h ，34649.8=0.254 kmol/h 惰气量1520-8.736=1511.26 kgf/h ，8.2526.1511=58.58kmol/h 硫化氢在气相进出口的摩尔比为： Y1=58.58257.0=0.0044 Y2=58.58254.0257.0-=0.000051 硫化氢在进口吸收剂中的浓度为X 2=0设出口吸收剂中硫化氢浓度为8％,则硫化氢在出口吸收剂中的摩尔比X1=18/9217/8=0.0092 由此可计算出吸收剂的用量：00092.000051.00044.058.582121--⨯=--'='X X Y Y V L m m =27.7kmol/h=27.7*18=498.6kgf/h根据混合气的物性算得：气相重度 v γ =5.2kgf/ m 3硫化氢在气相中的扩散系数：D G =0.0089㎡/h液相重度L γ=998kgf/m 3；液相粘度L μ=7.85510-⨯kgf•s/㎡表面张力 σ=0.0066kgf/m ；溶剂在填料表面上的临界表面张力C σ=0.0034kgf/m2.塔径计算气相平均重量流率()2649.814561456-+=1451.68 kgf/h 液相平均重量流率2649.86.4986.498++=502.92 kgf/h V=u D ⨯⨯∏24(2-1)V=121.66 m 3沼气/h=0.0338 m 3沼气/s , u 取0.5m ／s ；所以，代入式(2-1)中得 5.0414.366.1212⨯⨯=D 得 D=0.293m , 取D=0.3m3.填料高度计算填料高度 Z=H OG *N OG [4]传质单元数：用近似图解法求得：N OG =4.25(1)因H2S 在吸收剂中的溶解过程，可看作气膜控制过程，按传质系数公式得：()2317.03600-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=ad D g g a G B aD RT k G v G G v G G γμμ(2-2)式中 B —常数，对一般填料B=5.23a —填料比表面积 G μ—气相粘度d —填料尺寸，选用25mm 金属矩鞍环v γ—气相重度D G —硫化氢在气相中的扩散系数 Gv=23.0785.0360068.1451⨯⨯=5.71kg/㎡s 7.067.081.91058.119471.5⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-g a G G V μ=197.22 316310089.02.581.91058.136003600⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-G V G D g γμ=1.06 ()()22025.0194--⨯=ad =0.0425()0425.006.122.19723.5325082.00089.019436002317.0⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=-ad D g g a G B RT aD k G v G G V G G γμμ =3.01kmol/㎡h*at(2) G L =45.045.0785.0360092.502⨯⨯⨯=0.879 05.022-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯g a G L L γ=05.02281.9998194879.0-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=1.741 75.0⎪⎭⎫ ⎝⎛σσc =75.00066.00034.0⎪⎭⎫ ⎝⎛=0.608，144.081.91940066.0998879.02.022.02=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ag GL γσ 194.181.91085.7194879.01.051.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-g a G L L μw a =194{1-exp[-1.45144.0741.1194.1608.0⨯⨯⨯⨯]}=44.99832/m mKy=ky=Pk G =11.53⨯3.01=34.70kmol/㎡h8293.0785.058.582=⨯='m V kmol/㎡h ,于是得传质单元高度： 53.0998.4470.34829=⨯='=w y m OGa k V H m 填料高度： 25.225.453.0=⨯==OG OG N H Z m考虑到填料塔上方还要安装液体分布器和除雾器等设备，选取填料塔高度为4.0m 。
浅谈湿法脱硫塔的技术改造
３ 液体分布器 与气 液再分布 器 的选 择 与
安装
般使用的液体分布器， 塔顶部多采用孔管 式 的液体分布器 ， 而在塔 中部是槽 盘式液体分布 器， 应在 填料 之 间设 有 槽 盘式 气 液 再 分 布 器 。分
一
１ 脱硫塔的设计
对于脱硫塔的设计 ， 其直径大小和高度不能
简单 地 根 据 气 速 和 气 量 来 确 定 。 操 作 气 速 的确
，
定， 至少要根据液体质量流速 、 气体质量流速 、 气 体密 度 、 体 密 度等 要 素 ， 解 出泛 点 速 度后 ， 液 求 再
确定 操 作 气 速 。 一 般 操 作 气 速 为 液 泛 点 速 度 的 ２ ％ ～３％ ， 后根 据 操 作 状 态 下 的 每 小 时处 理 ０ ０ 然
４ 采用喷淋段与填料段复式组合的脱硫塔
对于单 塔 配置 的装 置 ， 将下 段 填 料 取 出改 可
小 氮肥
第３ 卷 ９
第６ 期
２１ 年 ６ ０１ 月
２１
为 喷淋 段 ， 两段 填 料 保 持 不 动 。这样 喷淋 段 既 上 具有 较 高 的脱硫 效 率 ， 又起 到 降温 除尘 的效果 ， 减 轻 了填 料段 的负 荷 ， 能有 效 防止 堵 塔 。双塔 或 多 塔配 置 的装 置 ， 可将 前边 的填料 塔改 为 喷淋 空塔 ， 作 为预脱 硫 塔 。显 然 ， 想保 证 喷 淋 空塔 的脱 硫 要 效果 ， 头 的优 劣 是 最 为关 键 的 因素 。许 多 企 业 喷 的预 脱硫 塔 采用 用 于洗气 、 降温 的喷 头 ， 由于 喷头 雾 化 效果 差 ， 气液 接 触不 彻底 ， 预脱 硫塔 不 能 良 使 好 地 发挥 作 用 。 因此 ， 春东 狮 科 贸 实业 有 限公 长 司气 体净 化设 计 研 究 中心 通 过 模 拟 实 验 ， 总结 行 业 内诸 多喷 头 的不足 ， 过反 复模 拟 实验 与改 造 ， 经 研 制 开发 了 Ｄ Ｐ型 系列 高 效 雾 化 喷 头 ， Ｓ 可将 脱 硫 贫 液 雾化 成 高强 度 、 高密 度且 有极 大 的球 形表 面 ， 呈 接 近液 化 的“ 态 ” 气 。喷 淋 空 塔 设 计 参 数 ： 艺 工
湿法脱硫设备计算[1]
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一、工艺流程二、设计计算定额1.煤气处理量7000Nm3/h2.脱硫塔前煤气硫化氢含量0.8g/Nm33.脱硫塔后煤气硫化氢含量20mg/Nm34.脱硫效率98％5.脱硫塔煤气进口温度35℃6.脱硫塔煤气进口压力11000Pa7.脱硫塔煤气出口压力10000Pa三、设备计算1.脱硫塔：(见图一)进脱硫塔湿煤气体积为V=7000×[(273+35)/273]×[(1.01325×105)/(1.01325×105+11000-5720)]=7506m3/h (式中5720为35℃时饱和水蒸气压力Pa)脱硫塔进口吸收推动力为△p1=*11000/101325+1+×0.8×(22.4/34)×(1/1000)×101325=59.2PαH2S物质的量脱硫塔出口吸收推动力为△p2=*10000/101325+1+×0.02×(22.4/34)×(1/1000)×101325=1.5Pα硫化氢的吸收量为G=7000×[(800-20)/(1000×1000)]=5.46kg/h脱硫塔的传质系数K取为17×10-5kg/(m2·h·Pa)，则需用传质面积为F=5.46/(17×10-5×15.7)=2046m2选用多孔组合洗涤环ZHΦ240，比表面90m2/m3，空隙率0.75m3/m3，需填料体积V1=2046/90=22.73m3。
取每层填料层高1.8m，则共需N=22.73/(1.8×0.785×22)=4.02，共设四层。
取脱硫吸收液的硫容量为0.20kg/m3，则溶液循环量(即脱硫塔顶的喷淋量)为L=5.46/0.20=27.3m3/h 喷淋密度校核：脱硫塔的喷淋密度为l=27.3/(0.785×22)=8.69m3/(m2·h)；按喷淋密度27.5m3/(m2·h)计算得到的喷淋量为27.5×0.785×22=86.4m3；脱硫塔的液气比为(86.4×1000)/7506=11.5L/m3，符合脱硫塔的液气比要求。
湿法脱硫液气比计算及脱硫塔整体设计计算
4.1 吸收塔的设计
吸收塔是脱硫装置的核心，是利用石灰石和亚硫酸钙来脱去烟气中二氧化硫 气体的主要设备，要保证较高的脱硫效率，必须对吸收塔系统进行详细的计算， 包括吸收塔的尺寸设计，塔内喷嘴的配置，吸收塔底部搅拌装置的形式的选择、 吸收塔材料的选择以及配套结构的选择（包括法兰、人孔等）。
G（y1 -y 2 ）= k y a ×h× ∆ym
(4)
其中: G 为载气流量(二氧化硫浓度比较低，可以近似看作烟气流量)，kmol/( m2.s)
Y1,y2 分别为、进塔出塔气体中二氧化硫的摩尔分数（标准状态下的体积分数） ky 单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推动力的总传质系数，kg/(m3﹒s) a 为单位体积内的有效传质面积，m2/m3.
该不大于 75mg/m3 [9] 。 除雾器一般设置在吸收塔顶部（低流速烟气垂直布置）或出口烟道（高流速
4
烟气水平布置),通常为二级除雾器。除雾器设置冲洗水，间歇冲洗冲洗除雾器。 湿法烟气脱硫采用的主要是折流板除雾器，其次是旋流板除雾器。
① 除雾器选型
折流板除雾器 折流板除雾器是利用液滴与某种固体表面相撞击而将液滴凝 聚并捕集的，气体通过曲折的挡板，流线多次偏转，液滴则由于惯性而撞击在挡 板被捕集下来。通常，折流板除雾器中两板之间的距离为 20-30mm，对于垂直 安置，气体平均流速为 2－3m/s；对于水平放置，气体流速一般为 6－10m/s。气 体流速过高会引起二次夹带。
总结已经有的经验，容积吸收率范围在 5.5-6.5 Kg/（m3﹒s）之间[7]，取ζ =6 kg/
（m3﹒s） 代入（7）式可得 6=（ 3600 × 64 × 273 × 3.5 × 0.041× 0.95 ）/h 22.4 273 + 75 故吸收区高度 h=18.33≈18.3m
脱硫各项计算公式
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。
湿法脱硫液气比计算公式
湿法脱硫液气比计算公式以湿法脱硫液气比计算公式为标题, 我们将探讨湿法脱硫过程中液气比的计算方法。
湿法脱硫是一种常用的工业脱硫方法，其原理是通过将烟气与脱硫剂溶液接触，使脱硫剂中的氧化硫反应生成可溶性的硫化物，从而达到减少烟气中SO2排放的效果。
在湿法脱硫过程中，液气比是一个重要的参数，它表示单位体积的脱硫液所需的烟气体积。
液气比的大小直接影响到脱硫效果和脱硫设备的尺寸。
液气比的计算公式如下：液气比 = 脱硫液流量 / 烟气流量其中，脱硫液流量是指单位时间内流过脱硫设备的脱硫液体积，通常以立方米/小时或升/秒为单位；烟气流量是指单位时间内通过脱硫设备的烟气体积，通常以立方米/小时或升/秒为单位。
在实际应用中，液气比的选择需要考虑多个因素。
首先，液气比不能过低，否则会导致脱硫液与烟气接触不充分，无法达到预期的脱硫效果；反之，液气比过高则会增加脱硫设备的尺寸和投资成本。
其次，液气比还受到脱硫效率、脱硫剂浓度、烟气含尘量、烟气温度等因素的影响。
为了确定合适的液气比，通常需要进行工程实践和经验总结。
根据不同的脱硫工艺和设备，液气比的范围可以有所不同。
一般来说，液气比在1.5到4之间较为常见。
在实际操作中，可以通过调整脱硫液流量或烟气流量来达到所需的液气比。
除了液气比，湿法脱硫过程中还有其他重要的参数需要考虑，如脱硫效率、脱硫剂浓度、反应温度等。
这些参数相互关联，需要综合考虑才能确定最佳操作条件。
此外，脱硫设备的设计和选型也需要综合考虑液气比以及其他参数的影响。
湿法脱硫液气比是一个重要的参数，它直接影响脱硫效果和设备尺寸。
通过合理选择液气比，可以达到预期的脱硫效果并优化脱硫设备的设计。
在实际应用中，需要考虑多个因素来确定最佳的液气比，包括脱硫效率、脱硫剂浓度、烟气含尘量等。
希望本文能对湿法脱硫液气比的计算方法和应用提供一定的参考价值。
吸收塔气液比计算方法
吸收塔气液比计算方法
在吸收塔中，气液比是烟气流量与循环浆液流量的比值，也即液气比。
计算方法如下：
液气比(L/G)=循环浆液流量(L)/烟气流量(G)，其中，循环浆液流量应按循环泵的额定流量计算，烟气流量应注意吸收塔出口还是入口，湿基还是干基烟气。
请注意，液气比太低，可能达不到理想的吸收效果，导致净烟气中SO2浓
度升高；液气比太高，则可能增加净烟气含水量，加大对后续设备的腐蚀，加大除雾器的负担，堵塞除雾器、烟道等，降低烟气抬升力，影响脱硫系统的安全稳定运行。
在实际过程中，为保证脱硫效率，液气比应适当高于设计值。
如需更多信息，建议咨询化学工程专家或查阅相关文献。
脱硫设计计算
净 烟 气带走水 （气、液态）
石膏结晶水
工艺补充水
FGD SYSTEM
石膏带走水
废水
制浆
石膏浆液 系统滤液
塔进口原烟气带水 （气态）
G烟气入口带入水+G工艺补充水+G返塔水量=G烟气出口带出 水+G废水+G脱硫产物最终带出结晶水+G石膏浆液中返回液水
要求的工艺补充水量：公式1
Gw＝Y＋M zf G石膏结晶水 ＋G石膏带出水 ＋G烟气带走水
废 水 旋 流 器
真空皮带机
P X G石膏冲洗 Y G制浆水 G石膏
G石膏＝25.5% X 50%(1 1%) / 90%(t ) 25.5% X 50%(1 1%)(s)
G制浆水 (t )
G制浆水 2.54%( s )
吸收剂需求量计算
烟气中脱除SO2量为MSO2mol/h，需纯石灰石量为MSO2mol /h。 需纯度为ACaCO3的石灰石量为： 100 ㎏/h G M Ca / S A
1、烟气平衡
Qy1 ’ Qy2’ GGH 3%Qy2’ 烟道漏风：Vy+(l+ )Vko(干） 理论空气量：VKO 0.0889(Car 0.375Sar ) 0.256Har 0.0333Oar 式中：Vy-原烟气Nm3/kg; 漏风系数：对于钢烟道， 取0.01/10 米。 VKO 理论空气量Nm3/kg； Car煤所含基碳； Sar煤所含基硫； Har煤所含基氢；Oar煤所含基氧 Qy2 1%Qy1 Qy1
X (t ) 15% X ( s)
(1 25.5%) X (t ) (1 25.5%) X 3%(s)
一级旋流器
25.5% X (t ) 25.5% X 50%(s)
湿法烟气脱硫塔喷淋层设计
湿法烟气脱硫塔喷淋层设计李正青【摘要】为了优化脱硫塔喷淋管的设计,研究了喷淋效果的影响因素.从改进喷淋效果和保障装置的长周期稳定运行两方面分析了喷淋层设计的几个方面,包括:喷嘴的布置和喷淋管的设计,支撑梁的设计,以及喷淋层与增效环的协同作用,提供了一些设计实例,为类似工程设计提供了参考.【期刊名称】《浙江化工》【年(卷),期】2018(049)011【总页数】3页(P41-43)【关键词】烟气脱硫;喷淋层;设计【作者】李正青【作者单位】浙江菲达脱硫工程有限公司技术部, 浙江杭州 310053【正文语种】中文0 前言SO2是人类从事工业化生产活动以来制造出的常见大气污染物，其不仅与烟尘PM2.5产生协同作用，诱发疾病，形成酸雨还会对生态造成不可逆的破坏。
按吸收剂及脱硫产物在脱硫过程中的干湿状态可将脱硫技术分为湿法脱硫（WFGD）、干法脱硫（DFGD）和半干法脱硫（SDFGD）。
其中湿法脱硫应用最广，占市场份额的85%。
各类湿法脱硫塔中，喷淋空塔的塔内件相对少，压阻小，应用最广。
喷淋层是喷淋空塔中最重要的部件，SO2最直接的吸收去除反应即在喷淋区内完成，喷淋区内足够的喷淋量和良好的气液传质是脱硫效率最重要的保证。
1 喷淋效果的影响因素影响脱硫塔喷淋效果的因素有：液气比、烟气在塔内停留时间、浆液温度、浆液浓度、喷淋覆盖率、覆盖均匀性、喷淋液滴颗粒尺寸。
1.1 液气比在入口烟气量一定的前提下，液气比由喷淋量决定。
喷淋量等于每层喷淋量乘以喷淋层数。
基于双膜理论，分析了SO2吸收所历经的三个阶段，得出了吸收有效区的高度在2 m左右。
由于石灰石溶解速率的限制，增加吸收区高度，脱硫效率的增加不明显[1]。
1.2 烟气在塔内停留时间首先，在一定的烟气量的前提下，吸收塔的塔径决定了烟气流速。
接下来再确定喷淋区的高度即可确定烟气在塔内停留时间。
1.3 喷淋覆盖率喷淋覆盖率按下式计算：α=N×A0/A×100%，式中：α——覆盖率，%；N——单个喷淋层喷嘴数量，个；A0——距离喷嘴出口1 m处测得的单个喷嘴喷淋面积，m2；A——喷淋塔横截面积，m2。
脱硫物料平衡水平衡计算
石膏结晶水计算
CaSO4· 2O中结晶水量为： 2H G1= [ηMSO2×172.17×69.01÷(69.01+1)]÷172.17×2×18.02kg/h
CaSO3· 2O结晶水量为： 1/2H G2=[ηMSO2×129.15×1÷(69.01+1)]÷129.15×0.5×18.02kg/h
质量流量kg/h
ηMSO2×172.17×69.01÷(69.01+1) ηMSO2×129.15×1÷(69.01+1) ηMSO2×100.09×(Ca/S-1)
W%
CaCO3
杂质
飞灰 合计
ηMSO2×100.09× Ca/S (1-A)
FGD入口灰量×75％
G固体
100
石膏处理系统固平衡
吸 收 塔
之一，它在相当程度上决定着水平衡。热平 衡中的蒸发水是系统的主要水耗。
由于烟气中含有腐蚀性的酸性气体和水蒸
气的存在，烟气温度的高低，对于系统烟道 的防腐有着直接的影响，它决定了防腐材料 及措施的选择。而烟气温度的高低与吸收塔 的热平衡有很大的关系。
系统热平衡示意图
净 烟 气热 （处理后的烟气） 散 热
净 烟 气带走水 （气、液态）
石膏结晶水
工艺补充水
FGD SYSTEM
石膏带走水
废水
制浆
石膏浆液 系统滤液
塔进口原烟气带水 （气态）
G烟气入口带入水+G工艺补充水+G返塔水量=G烟气出口带出 水+G废水+G脱硫产物最终带出结晶水+G石膏浆液中返回液水
要求的工艺补充水量：公式1
Gw＝Y＋M zf G石膏结晶水 ＋G石膏带出水 ＋G烟气带走水
脱硫工程计算
工程计算双碱法 计算过程入口烟气量：4.5×105Nm 3/h ；SO2浓度：2090mg/Nm 3；烟气入口温度：T=160℃、常压标态：h Nm Q /105.4350⨯=160℃：h m Q /713736105.4273160273351=⨯⨯+=脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔内流速：取s m v /2.3=m v Q r r v vs Q 44.42.314.33600/713736121=⨯==⇒⋅⋅==ππ D=2r=8.88m 即塔径为8.88米。
底面积S=∏r 2=61.9 m 2塔径设定为一个整数，如4.5m（2）脱硫塔高度计算：液气比取L/G= 4 烟气中水气含量设为8%SO2如果2090mg/m3，液气比2.5即可，当SO2在2090mg/m3时，选4①循环水泵流量：h m m l HG Q GL Q /28321000)08.01(7137364)/(100033=-⨯⨯=⨯⨯= 取每台循环泵流量=Q 191m 。
选100LZ A -360型渣浆泵，流量194m 3/h ，扬程122.8米， 功率130KW ，3台②计算循环浆液区的高度：取循环泵8min的流量H1=349.735÷61.9=5.65m如此小炉子，不建议采用塔内循环，塔内循环自控要求高，还要测液位等，投资相应大一点。
采用塔外循环，泵的杨程选35m，管道采用碳钢即可。
③计算洗涤反应区高度停留时间取3秒洗涤反应区高度H2=3.2×3=9.6m④除雾区高度取6米H3=6m⑤脱硫塔总高度H=H1+H2+H3=5.65+9.6+6=21.3m塔体直径和高度可综合考虑，直径大一点，高度可矮一点，从施工的方便程度、场地情况，周围建筑物配套情况综合考虑，可适当进行小的修正。
如采用塔内循环，底部不考虑持液槽，进口管路中心线高度可设在2.5m，塔排出口设为溢流槽，自流到循环水池。
塔的高度可设定在16~18m物料恒算每小时消耗99%的NaOH1.075Kg。
湿法工艺过程中的计算问题
湿法工艺过程中的计算问题1、塔径D2=4Q/πuD为吸收塔的直径，单位m；Q为热态下烟气流量，单位m3/s；u为烟气在塔内的流速，单位m/s。
2、反应高度H1=utH1为反应高度，单位m；u为塔内烟气流速，单位m/s；t为反应时间，单位s。
3、塔实际高度H=H1+H2+H3H为塔的实际高度，单位m；H1为反应高度，单位m；H2为浆液高度，单位m；H3为塔顶裕量，单位m。
4、最小液气比L/G min=(Y1－Y2)/(X1max－X2)L为液体量，单位L；G为气体量，单位m3；Y1为烟气进口处SO2及其他酸性气体与惰性气体摩尔数之比；Y2为烟气进口处SO2气体与惰性气体摩尔数之比；X1max为吸收质的最大吸收与吸收剂的摩尔比；X2为塔顶浆液SO2与吸收剂的摩尔比。
由道尔顿分压定律得知SO2的分压为p*SO2=(m so2/64)×22.4/Vm SO2为体积V内SO2的质量，单位g/m3由于气液平衡符合亨利定理p*SO2=mxm为亨利常数，可由查表得到；x为液体中吸收质的摩尔分率，单位mol/mol。
5、溶液PH的确定脱硫浆液的PH值大小可由经验数值确定，对于钙镁混合作为脱硫剂而言，基本选择PH值在5.7左右。
在具体计算中可以利用SO2在水溶液的摩尔分率和相应条件下的电离常数计算。
例如SO2(g)←→SO2(l) (1)SO2(l)＋H2O←→H2SO3←→H＋＋HSO3－ (2)HSO3－←→H＋＋SO32－ (3)(1)式属于物理吸收过程，（2）式属于一级电离，（3）式属于二级电离。
对于弱电解质H2SO3来讲，在电离过程中焓变较小，温度对电离常数的影响不大，因此在实际应用中一般不考虑温度对电离常数的影响。
在25℃时，一级电离常数K1=1.3×10-2，K2=6.2×10-8，在PH值为5.5~6.2之间时，只考虑一级电离。
6、Ca/S在湿法工艺中，Ca/S一般都在1. 02~1.05，因此在实际选择时可根据脱硫效率和具体相关情况进行选择，一般在1.03时就可以达到预期脱硫效果，因此我们将此数值确定为一常数。
湿法脱硫液气比计算公式
湿法脱硫液气比计算公式
湿法脱硫液气比计算公式是用来计算湿法脱硫过程中液气比的公式。
湿法脱硫是一种常用的工业脱硫方法，它通过在烟气中喷洒一定量的脱硫剂溶液，使SO2在液滴中被吸收，从而达到脱硫的目的。
因此，液气比的大小对湿法脱硫的效果有着重要的影响。
湿法脱硫液气比指的是单位时间内喷洒的脱硫剂溶液体积与烟气体积的比值。
液气比的大小与脱硫效率、脱硫剂利用率以及运行成本等都有关系。
因此，合理地计算液气比对于湿法脱硫过程的优化具有重要意义。
湿法脱硫液气比计算公式是根据液气比的定义所得出的公式，它的表达式如下：
液气比 = 喷洒的脱硫剂溶液体积 / 烟气体积
其中，喷洒的脱硫剂溶液体积和烟气体积的单位通常是L/s和m3/s，液气比是一个无量纲的量。
在实际的湿法脱硫过程中，液气比的大小需要根据具体情况进行调整。
一般来说，当液气比较小时，脱硫剂的利用率会较高，但运行成本也会相应地增加；当液气比较大时，脱硫效率会较高，但脱硫剂的利用率则会相应地降低。
因此，需要根据实际情况进行合理的液气比的选择和调整。
除了液气比之外，湿法脱硫还受到其他一些因素的影响，如脱硫剂浓度、烟气温度和湿度、烟气流速等。
因此，在进行湿法脱硫过程中，需要综合考虑各个因素的影响，进行合理的调整和优化。
湿法脱硫液气比计算公式是湿法脱硫过程中的重要参数之一，它对于脱硫效率、脱硫剂利用率和运行成本等方面都有着重要的影响。
因此，在进行湿法脱硫过程中，需要对液气比进行合理的计算和调整，以达到最优的脱硫效果。
脱硫相关工艺了解及计算公式详解
脱硫相关工艺了解及计算公式详解脱硫是指将硫化物（如二氧化硫）从燃烧或工业生产废气中去除的工艺。
脱硫工艺的选择取决于废气中硫化物的浓度和状态，以及具体的工艺要求。
以下是脱硫相关工艺的了解及计算公式的详细解释。
1.烟气湿法脱硫烟气湿法脱硫是一种常用的脱硫方法，其主要原理是通过将废气与含有氧化剂（如Ca(OH)2溶液）的洗涤液接触，使废气中的硫化物氧化为硫酸盐，进而达到脱硫的目的。
脱硫效率计算公式：脱硫效率（%）=（入口SO2浓度-出口SO2浓度）/入口SO2浓度×100%其中，入口SO2浓度和出口SO2浓度分别表示废气中二氧化硫的浓度。
2.干法脱硫干法脱硫主要有吸附法和催化剂法。
吸附法是通过将废气中的硫化物吸附到固体吸附剂上，实现脱硫的目的；催化剂法则是通过催化剂的作用将废气中的硫化物转化为无毒、无害的物质。
脱硫效率计算公式：脱硫效率（%）=（入口SO2浓度-出口SO2浓度）/入口SO2浓度×100%3.生物脱硫生物脱硫是一种利用生物催化剂将二氧化硫转化为硫酸盐的脱硫方法。
该方法具有高效、环保、经济等优点。
脱硫效率计算公式：脱硫效率（%）=（入口SO2浓度-出口SO2浓度）/入口SO2浓度×100%总结：脱硫效率计算公式中的入口SO2浓度和出口SO2浓度是脱硫过程中废气中二氧化硫的浓度。
通常，脱硫效率越高，废气中的硫化物就会被去除得越多，从而减少对环境的污染。
脱硫工艺的选择需根据废气的特性和要求进行评估。
各种脱硫工艺各有特点，有些适合处理高硫化物浓度的废气，而有些适合处理低浓度的废气。
因此，在实际应用中，需要根据具体情况选择最适合的脱硫工艺。
计算脱硫效率时，对于废气中其他组分（如氧、氮氧化物等）的影响可以进行修正。
但需要注意的是，不同的脱硫工艺对废气中的其他组分的影响各异，因此计算时需要进行具体的修正公式及参数选择。
湿法烟气脱硫塔计算
60吨三废炉烟气脱硫工艺计算一、已知条件1、引风机名牌参数名牌风量307800m3/h输入出口升压4588Pa输入2、引风机工况参数进口风压-1kPa输入 进出口温度130℃输入3、标准大气压101.33kPa输入4、当地大气压100kPa输入5、脱硫塔吸收温度50℃输入6、烟气脱硫前SO2含量3000mg/Nm3输入 烟气脱硫后SO2含量200mg/Nm3输入7、石灰浆液浓度20%输入 密度1150kg/m3输入8、脱硫系统压降1500Pa输入9、烟气中N278%输入 O2 10%输入 CO212%输入二、计算（一）物料衡算1、引风机风量折标态风量Q=203715.1689Nm3/h计算基准风量取200000Nm3/h输入 烟气质量流量270714.2857kg/h烟气平均分子量30.322、SO2产生量：600kg/h3、脱硫量560kg/h4、石膏CaSO4.2H2O生成量1505kg/h5、纯石灰耗量490kg/h6、制取石灰浆液量 2.130434783m3/h7、系统水平衡1）脱硫塔出口烟气带出水蒸汽量50℃时水的饱和蒸汽压12.33kPa输入 风机出口压力 3.588kPa脱硫塔出口压力 2.088kPa烟气带出水蒸气量19410.77446kg/h2）石膏结晶水量315kg/h（二）烟气系统、空气系统8、脱硫塔进口烟道计算流速12m/s输入 烟气流量288802.5272m3/h80.22292423m3/s进口烟道直径 2.918258726m取3m输入9、脱硫塔出口烟道计算流速14m/s输入 干烟气流量234873.0665m3/h65.24251847m3/s水蒸气流量32264.3654m3/h8.962323723m3/s湿烟气总流量74.20484219m3/s出口烟道直径 2.598467425m取2.6m输入10、实际需氧化空气量计算空气过量系数 1.2输入 实际需氧化空气量25kmol/h560Nm3/h11、30℃水蒸气饱和蒸汽压31.82mmHg输入4.242527105kPa氧化空气带入水量24.81075479Nm3/h19.93721367kg/h12、进塔烟气喷淋增湿降温用水量1）烟气进塔温度，取60输入 烟气平均温度（130+60）/295℃喷淋水进水温度25℃输入 喷淋增湿后水蒸气温度60℃输入 喷淋水平均温度42.52）烟气定压比热0.2408kcal/(kg.℃)查 N2（78%）比热0.25kcal/(kg.℃)输入 O2（10%）0.218kcal/(kg.℃)输入 CO2（12%）0.2kcal/(kg.℃)输入 水的定压比热0.997kcal/(kg.℃)输入3）水的气化热580kcal/kg输入4）烟气放热量4563160kcal/h 喷淋水量7421.039364kg/h（三）SO2吸收系统13、脱硫塔直径计算 脱硫塔内烟气流速，按 3.5m/s 输入 塔内平均温度，取50℃输入塔内平均压力，取 2.838kPa 干烟气流量233160.1316m3/h 水蒸汽流量31763.64987m3/h 湿烟气流量264923.7815m3/h 脱硫塔直径5.175357699m 取5m 输入塔内烟气流速校正 3.75m/s14、脱硫塔吸收区高度：式中ζ-- 平均容积吸收率，由已经有的经验，吸收率范围在5.5-6.5kg/(m3.s), 取6kg/(m3.s)6kg/(m3.s)输入u-- 烟气流速，m/s3.749805824m/sy1-- 进口烟气中SO2摩尔分数，0.00105 η--- 脱硫效率，取95%0.95输入h--为吸收塔内吸收区高度，m； t-- 吸收区平均温度，90℃ 吸收塔内吸收区高度计算4.82237425m 取6m 输入15、喷淋塔除雾区高度3.5m输入设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。
脱硫塔的设计计算
5. 设备计算及选型选塔体材料为Q235-B脱硫塔的设计计算脱硫吸收塔采纳填料塔，填料为φ50×30×聚丙烯鲍尔环，公称直径为50cm ，间隙率为ε=，比表面积为α=m 3,采纳乱堆的方式。
塔径计算泛点气速法泛点气速是填料塔操作气速上限，填料塔的操作空塔气速必需小于泛点气速，操作空塔气速与泛点气速之比称为泛点率。
关于散装填料，其泛点率的体会值为 u/u F = ~ 填料的泛点气速可由贝恩 — 霍根关联式计算：81412.032)()(lg Lg L g F G L K A a g u ρρμρρε-=⨯⨯⨯ 式中 u F —— 泛点气速，m/s ； g —— 重力加速度，s 2 ；a —— 填料总比表面积，m 2/m 3 ； ε —— 填料层间隙率，m 3/m 3 ； ρg 、ρL —— 气相、液相密度，kg/m 3 ；μ —— 液体粘度，mPa·S ；μ= mPa·S L 、G —— 液相、气相的质量流量，kg/h ；A 、K —— 关联常数，与填料的形状及材料有关。
查下表得出A=，K=。
表不同类型填料的A 、K 值其中，8141)()(Lg G L K A ρρ-8141)03.1044869.0()91126869.003.1044711.7(75.1204.0⨯⨯⨯⨯-=0583.1-=因此， 2.0310583.110u a g u LgF ρρε⨯⨯⨯=-因此s m u F 575.2873.0869.003.1044114927.081.9102.0310583.1=⨯⨯⨯=- 取泛点率为，那么s m u u F 751.168.0==依照操作态的每小时气体处置量算出塔径D ，m u / 4V s π=D式中：D ——吸收塔直径，m ； V S ——气体的体积流量，m 3/sD=m 2902.4751.13600911264=⨯⨯⨯π圆整后D 取壁厚的计算 Q235-B当δ在3-4mm的范围内时[]MPa t113=δ，操作压力kpa m kg N kg gh P m c 388.11712/8.9/2.9903=⨯⨯==ρ，设计压力为：Kpa kpa p p c 1293.0126.1291.1===， 选取双面焊无损检测的比例为全数，因此1ϕ=计算壁厚： []21211293.01113243001293.02C C C C ppD td ++-⨯⨯⨯=++-=ϕδδ，取2.01=C ，12=C因此mm d 66.3`12.046.2=++=δ圆整后取mm n 4=δ.强度校核求水压实验时的应力。
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8L/m 3 -25 L/m 3 之间 [5] ，根据相关文献资料可知液气比选择 12.2 L/m 3 是最佳的数
值[5][6]。
烟气速度是另外一个因素，烟气速度增大，气体液体两相截面湍流加强，气 体膜厚度减少，传质速率系数增大，烟气速度增大回减缓液滴下降的速度，使得 体积有效传质面积增大，从而降低塔高。但是，烟气速度增大，烟气停留时间缩 短，要求增大塔高，使得其对塔高的降低作用削弱。
（1） 喷淋塔吸收区高度设计（一）
达到一定的吸收目标需要一定的塔高。通常烟气中的二氧化硫浓度比较低。 吸收区高度的理论计算式为
h=H0×NTU
(1)
其中：H0 为传质单元高度：H0=Gm/(kya)（ka 为污染物气相摩尔差推动力的总 传质系数，a 为塔内单位体积中有效的传质面积。）
NTU 为传质单元数，近似数值为 NTU=(y1-y2)/ △ym，即气相总的浓 度变化除于平均推动力△ym=（△y1-△y2）/ln(△y1/△y2)(NTU 是表征吸收困难程 度的量，NTU 越大，则达到吸收目标所需要的塔高随之增大。
烟气脱硫工艺主要设备吸收塔设计和选型
4.1 吸收塔的设计
吸收塔是脱硫装置的核心，是利用石灰石和亚硫酸钙来脱去烟气中二氧化硫 气体的主要设备，要保证较高的脱硫效率，必须对吸收塔系统进行详细的计算， 包括吸收塔的尺寸设计，塔内喷嘴的配置，吸收塔底部搅拌装置的形式的选择、 吸收塔材料的选择以及配套结构的选择（包括法兰、人孔等）。
4.1.1 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
4.1.1.1 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。而计算喷淋塔 吸收区高度主要有两种方法：
(2)
其中：y1,y2 为脱硫塔内烟气进塔出塔气体中 SO2 组分的摩尔比，kmol(A)/kmol(B)
y1* , y2* 为与喷淋塔进塔和出塔液体平衡的气相浓度，kmol(A)/kmol(B)
kya 为气相总体积吸收系数，kmol/(m3.h﹒kpa)
1
x2，x1 为喷淋塔石灰石浆液进出塔时的 SO2 组分摩尔比，kmol(A)/kmol(B) G 气相空塔质量流速，kg/(m2﹒h) W 液相空塔质量流速，kg/(m2﹒h) y1×=mx1, y2×=mx2 (m 为相平衡常数，或称分配系数，无量纲) kYa 为气体膜体积吸收系数，kg/(m2﹒h﹒kPa) kLa 为液体膜体积吸收系数，kg/(m2﹒h﹒kmol/m3) 式（2）中 ∂ 为常数，其数值根据表 2[4]
表 3 温度与 ∂ 值的关系
温度/
10
15
20
25
30
∂
0.0093 0.0102 0.0116 0.0128 0.0143
采用吸收有关知识来进行吸收区高度计算是比较传统的高度计算方法，虽然计 算步骤简单明了，但是由于石灰石浆液在有 喷淋塔自上而下的流动过程中由于 石灰石浓度的减少和亚硫酸钙浓度的不断增加，石灰石浆液的吸收传质系数也在 不断变化，如果要算出具体的瞬间数值是不可能的，因此采用这种方法计算难以 得到比较精确的数值。
根据（1）可知：h=H0×NTU= Gm * kya
y1 − y2 ∆ym
=
Gm *
y1 − y2
k y a ( y1 − y1* ) − ( y2
−
y
* 2
)
ln( y1 − y1* )
y2
−
y
* 2
k y a = kY a =9.81×10 −4 G 0.7W 0.25 [4]
k L a = ∂W 0.82 [4]
（3）喷淋塔吸收区高度的计算
含有二氧化硫的烟气通过喷淋塔将此过程中塔内总的二氧化硫吸收量平均到 吸收区高度内的塔内容积中,即为吸收塔的平均容积负荷――平均容积吸收率，
以ζ 表示。
首先给出定义，喷淋塔内总的二氧化硫吸收量除于吸收容积，得到单位时间 单位体积内的二氧化硫吸收量
ζ
＝Q V
=
K0
Cη h
(3)
2
因而选择合适的烟气速度是很重要的，典型的 FGD 脱硫装置的液气比在脱硫 率固定的前提下，逆流式吸收塔的烟气速度一般在 2.5-5m/s 范围内[5][6]，本设计 方案选择烟气速度为 3.5m/s。
湿法脱ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ反应是在气体、液体、固体三相中进行的，反应条件比较理想，在脱 硫效率为 90%以上时（本设计反案尾 5%），钙硫比(Ca/S)一般略微大于 1，最佳 状态为 1.01-1.02，而比较理想的钙硫比(Ca/S)为 1.02-1.05，因此本设计方案选择 的钙硫比(Ca/S)为 1.02。
以上是传统的计算喷淋塔吸收区高度的方法，此外还有另外一种方法可以计 算。
（2） 喷淋塔吸收区高度设计（二） 采用第二种方法计算，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）和钙硫摩尔比(Ca/S)的值。
其中 C 为标准状态下进口烟气的质量浓度，kg/m3
η为给定的二氧化硫吸收率,％;本设计方案为 95％
h 为吸收塔内吸收区高度，m K0 为常数，其数值取决于烟气流速 u(m/s)和操作温度(℃) ; K0=3600u×273/(273+t)
由于传质方程可得喷淋塔内单位横截面面积上吸收二氧化硫的量 [8] 为：
本设计中的液气比 L/G 是指吸收剂石灰石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，石灰石浆液停留时 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。