烟气脱硫简单设计计算
循环流化床半干法烟气脱硫设计计算
A Vg,FGDin,r
m2 m3/h
L1*L2 (273.15+T1)*Vg,FGDin/273.1 5
24 1394757
5
现有除尘器入口管道烟速
wESP
m/s Vg,FGDin,r/(3600*A)
16.14302
6 烟道设计流速
w
m/s <15m/s
14.5
3 3.1 序号 1 2 3 4
脱硫系统 脱硫塔设计参数
80 0 99.98 0 0 0.05 0 75 60 20 0 5 5 0 1.3
16 脱硫系统入口烟气压力
P
kPa 给定
98.3
2 烟气系统
序号
名称
符号 单位 计算公式
数值
1 现有除6
2 现有除尘器入口烟道边长2 L2
m 根据现场
4
3 4
现有除尘器入口烟道截面 积现有除尘器入口实际烟气 量
ηSO2 ηd0 ηsep ηd2 Δαd0 Δαd1 Δαd2 T2 TH2O Tslime nl0 nl nl1 nl2 Ca/S
% 给定 % 取用 % 给定 % 给定
选自除尘器参数资料 选自除尘器参数资料 选自除尘器参数资料 ℃ 给定 ℃ 给定 ℃ 给定 % 给定 % 给定 % 给定 % 给定 mol/mol 给定
脱硫系统 脱硫塔与
1 脱硫系统总性能参数
序号
名称
符号 单位 计算公式
数值
1 系统总脱硫率 2 预除尘效率 3 一级除尘器分离效率 4 二级除尘效率 5 预除尘器漏风系数 6 一级除尘器漏风系数 7 二级除尘器漏风系数 8 脱硫塔出口烟温 9 脱硫塔喷水温度 10 消石灰粉温度 11 预除尘器热损失系数 12 脱硫塔热损失系数 13 一级除尘器热损失系数 14 二级除尘器热损失系数 15 脱硫系统钙硫摩尔比
循环流化床半干法烟气脱硫设计计算
%
6 收到基灰分
Aar
%
7 收到基水分
War
%
8 收到基低位发热量
Qnet.ar
kJ/kg
3 燃烧产物容积及焓计算
3.1 理论空气量及理论烟气量容积计算
给定 给定 给定
给定 给定 给定 给定 给定 给定 给定 给定
计算公式
21.91
95 145 1.5 1.5 1.5 1.5 1.55
预除尘器入口 不考虑脱硫塔漏风
循环流化床半干法烟气脱硫系统烟气量及成份特性计算
1 锅炉参数
序号 名称 1 实际燃煤量
符号
单位 计算公式
B
T/h 给定
2 固体不完全燃烧损失份额
q4
给定
数值 22.87
4.19
备注
3 计算燃料消耗量
Bcal
T/h
4 锅炉飞灰份额
αf,a
5 脱硫系统入口烟温
T0
℃
6 脱硫系统入口过量空气系数 α0′
7 脱硫塔入口过量空气系数
7 未反应的CaO质量
符号
ns n ns,g M CaO
M Ca (OH )2
GCaO GCaO,l
单位
kmol/h
计算公式 根据《锅炉原理》应为0.7～0.9
kmol/h
kg/kmol
kg/kmol T/h
T/h
8 未反应的Ca(OH)2质量
9
CaSO3
⋅
1 2
H 2 O分子量
Nm3/h
21 二级除尘器出口烟气容积
Vg,d2out
Nm3/h
红色区域为组分的份额 绿色区域为需要输入的初始参数
362.4
脱硫系统常用计算公式
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。
锅炉烟气除尘脱硫脱硝设计计算书(自动生成)
% 已知 % 取值 t/h t/h mg/Nm³ % 取值 mg/Nm³ t/h t/h
710.0546
0.1043724 未计入
温度型
285
未氮计入
温度型
54.972988 氮
65
99.75 未计入 温度型
0.0357324 氮
21.88 60 0.2
4.0298317 18906.633
99.85 28.35995 0.0060447 4.0237869
B
t/h (Q(h0-h1)+Qa/100(hpw- 29.782386
h1))/( η (1-
q4/100)
Bj
t/h B(1-q4/100)
29.782386
6.脱硫脱硝计算
6.1 6.1.1 6.1.2 6.1.3 6.1.4 6.1.5
脱硫计算
二氧化硫转化率
(C)SO2
二氧化硫排放量
4.1 锅炉容量
Q
t/h 已知
190
4.2 排污率
a
% 已知
1
4.3 排污水焓
hpw kJ/kg 已知
1441.92
4.4 出口蒸汽焓
h0 kJ/kg 已知
3478.85
4.5 给水焓
h1 kJ/kg 已知
673.72
4.6 锅炉效率
η
% 已知
89.5
4.7 机械不完全燃烧损失 q4
% 假定
0
4.8 燃料量 4.9 燃烧燃料量
100 待定
2034.73
730.607
低氮燃 烧
1
计算条件或选择数据
脱硫计算书
符号 单位
计算公式
脱硫方案计算
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。
烟气脱硫水平衡计算
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》4500字
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。
烟气脱硫设计计算范例
2.4.干烟气总量为：
( VCO2 VN2 VSO2 VO2 ) 83.89 1000 30.4355 Q 22.4 897455.93 (kg / hr )
2.5.冷却增湿水量
M水 =（0.07624-0.0391）×897455.93 = 33538.49（kg / hr） = 33.54 (t / hr)
6. 离心机
进口水量为： 44017.08 (kg/hr) 固体含量： 6846.447816(kg/hr) 进口含固量≤ 15.00% 出口含固量≥70.00% MgSO3.xH2O溶解度,47.54℃时为1.4（g/100g） xH2O质量 = 523.8033（kg/hr） 溶解的MgSO3· 出口混合物质量： 9032.3493 （kg/hr） xH2O质量： 6078.7592（kg/hr） 混合物中MgSO3· 混合物中杂质质量： 243.8854（kg/hr） 混合物中表液质量： 2953.5902（kg/hr） 出口分离液质量： 34984.7337（kg/hr） xH2O质量： 523.8033（kg/hr） 分离液中MgSO3·
水分68774.50（kg/hr）
除雾器冲洗水
吸
出烟量（标态,湿态） 782687.69 （Nm3/hr ）
16000 （kg/hr） 循环浆液量
收
塔
水分69027.33 （kg/hr）
2821.86 （kg/hr）
补充水 27984.29（kg/hr）
浆液，20% 1hr）
MgO + H2O SO2+ Mg(OH)2+ 5H2O SO2+ MgSO3· 2O 6H Mg(OH)2 MgSO3· 2O 6H ——7-1 ——7-2
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。
半干法脱硫塔设计计算
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。
烟气脱硫设计有关计算
Ò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
5、热平衡
计算公式如下：公式4
不含蒸发水的烟气热量 氧化空气热量 工艺水热量
Q y1C p1T 1−Q y 2 C p 2T2 + Q yk (C k 1T 3−C k 2T2 ) + G w (C w1T w1−C w 2T2 )
Θ ＋ ΔH m = M zf ( h 2 − h1)＋ G石膏 C 石膏T2＋ YC wT2
CaCO 3
64
SO 2
CaCO 3
其中：钙硫比Ca/S<=1.05 CaCO3量为： G石灰石×ACaCO3 kg/h 杂质量为： G石灰石×(1-ACaCO3)kg/h 如使用工业水制备30%含固量浆液，则需水量：G石灰石/0.3×0.7 kg/h 如使用v%含固量的脱硫反应塔塔底浆液旋流分离液制备30%含固量 浆液，设v%含固量旋流分离液中的固体物量为S kg/h，以水平衡可列 下式： S/v%×(1-v%)=(S+ G石灰石)/30%×(1-30%) 计算得到S kg/h，则所需的水量为： G水＝S/v%×(1-v%)kg/h 则需v%的塔底浆液旋流分离液为： G制浆水＝S+G水kg/h 30%浆液量为：G浆液＝G水/(1-30%)kg/h
(1 − 25.5%) X (t ) (1 − 25.5%) X 3%( s )
Y (t ) 1.3%Y ( s )
脱硫计算公式比较全
湿法脱硫系统物料平衡一、计算基础数据（1）待处理烟气烟气量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）烟气温度：114℃浓度：3600mg/Nm3烟气中SO2烟气组成：石灰石浓度：%二、平衡计算（1）原烟气组成计算（2）烟气量计算1、①→②（增压风机出口→ GGH出口）：取GGH的泄漏率为%，则GGH出口总烟气量为1234496 Nm3/h×（%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h泄漏后烟气组分不变，但其质量分别减少了%，见下表。
温度为70℃。
2、⑥→⑦（氧化空气）：假设脱硫塔设计脱硫率为%，即脱硫塔出口二氧化硫流量为3778×（%）=163 kg/h，二氧化硫脱除量=（3778-163）/=h。
取O/S=4需空气量=×4/2/=h×（空气分子量）=h，约12000Nm3/h。
其中氧气量为 kmol/h×= kmol/h×32=h氮气量为 kmol/h×= kmol/h×=h。
氧化空气进口温度为20℃，进塔温度为80℃。
3、②→③（GGH出口→脱硫塔出口）：烟气蒸发水量计算：1）假设烟气进塔温度为70℃，在塔内得到充分换热，出口温度为40℃。
由物性数据及烟气中的组分，可计算出进口烟气的比热约为kg.℃，Cp（40℃）= kcal/kg.℃。
Cp烟气=（+）/2= kcal/kg.℃氧化空气进口温度为80℃，其比热约为kcal/kg.℃，Cp（40℃）=kg.℃。
Cp空气=（+）/2= kcal/kg.℃Cp水（20~40℃）=kg.℃r水（20）=586kcal/kgr水（40）=575kcal/kg烟气蒸发水量=[×（70-40）×1630224+××（80-40）]/[×（40-20）+（586+575）/2]=20841kg/h=h水蒸汽含量=（+）/（+）=%40℃水蒸汽饱和蒸汽压=。
双碱法烟气脱硫物料计算
双碱法烟气脱硫物料计算烟气脱硫是一种常见的烟气净化技术，主要用于去除燃煤电厂等工业烟气中的二氧化硫（SO2）。
在烟气脱硫过程中，使用双碱法是一种常用方法。
双碱法是指将石灰石（CaCO3）和苏打灰（Na2CO3）两种物料一起使用，通过反应生成大量的石膏（CaSO4）和钠硫酸盐（Na2SO4），实现烟气中SO2的脱除。
在双碱法烟气脱硫物料计算中，需要考虑下列几个因素：1.SO2的排放浓度：燃煤电厂烟道烟气的SO2排放浓度可能会有所不同，一般为几百到几千毫克/立方米。
在计算中需要准确确定SO2排放浓度。
2.石灰石配比：石灰石是双碱法脱硫的主要消耗物料，其配比会影响脱硫效率。
根据煤质和投加方式的不同，可选择的石灰石配比范围一般为2.5到3.53.苏打灰配比：苏打灰是双碱法脱硫中的辅助消耗物料，其作用是提高石灰石的利用率。
苏打灰的配比与石灰石的配比在一定程度上相关，一般为石灰石配比的20%到30%。
4.脱硫效率：双碱法脱硫的效率与物料配比、石灰石和苏打灰质量等因素有关。
一般来说，采用双碱法脱硫的燃煤电厂脱硫效率可以达到90%以上。
计算双碱法烟气脱硫所需物料的步骤如下：步骤1：根据烟气排放浓度确定石灰石的投加量。
石灰石投加量（t/h）= SO2排放浓度（mg/Nm³）× 烟气流量（Nm³/h） / 石灰石配比（kg/t）步骤2：根据石灰石投加量确定苏打灰的投加量。
苏打灰投加量（t/h）=石灰石投加量（t/h）×苏打灰配比（%）步骤3：根据苏打灰投加量确定石膏的产生量。
石膏产生量（t/h）=石灰石投加量（t/h）×石膏生成率（%）步骤4：根据石膏产生量确定钠硫酸盐的产生量。
钠硫酸盐产生量（t/h）=苏打灰投加量（t/h）×钠硫酸盐生成率（%）在实际操作中，以上计算仅为初步估算。
实际投放量需要考虑设备的脱硫效率、排放标准以及物料的损失和废料处理等因素，并进行调整。
烟气脱硫工程设计方案
烟气脱硫工程设计方案一、前言烟气脱硫是指通过一系列工艺设备和方法，将燃烧产生的烟气中的二氧化硫去除，以达到环保排放标准的工程。
烟气脱硫工程是燃煤发电厂、石油化工厂、钢铁工厂等大气污染源治理的关键环节。
本文主要基于某燃煤发电厂的烟气脱硫工程设计，详细介绍了烟气脱硫工程的设计方案。
二、工程概况该燃煤发电厂位于某省某县，总装机容量为500MW，年发电量约30亿千瓦时。
燃煤发电厂共有4台燃煤锅炉，每台锅炉额定蒸汽参数为9.8MPa/540℃，烟气排放温度约120摄氏度。
根据环保部门要求，燃煤发电厂需要对烟气进行脱硫处理，以达到国家排放标准。
三、工艺流程1. 烟气脱硫工艺介绍烟气脱硫采用石灰石石膏法进行脱硫处理。
具体工艺流程如下：（1）石灰石破碎磨粉：将石灰石进行粉碎和磨粉处理，制备成石灰石浆料；（2）烟气脱硫吸收：将石灰石浆料喷入脱硫塔中，烟气中的二氧化硫在浆料中吸收；（3）石膏脱水：经脱硫塔吸收后的石膏浆料进行脱水处理，得到干燥的石膏制品；（4）石灰石循环：循环利用产生的石膏制备新的石灰石浆料，实现节能环保。
2. 工艺流程图根据石灰石石膏法脱硫工艺，设计了详细的工艺流程图，包括石灰石磨粉系统、脱硫塔系统、脱水系统等多个系统的连接和控制逻辑。
3. 主要设备介绍（1）石灰石磨粉系统：包括石灰石破碎机、石灰石磨粉机、输送设备等；（2）脱硫塔系统：包括脱硫塔、喷射器、搅拌器等；（3）脱水系统：包括离心脱水机、干燥设备等；（4）石灰石循环系统：包括石灰石浆料制备设备、搅拌设备等。
四、设计参数1. 脱硫效率根据国家环保排放标准，烟气中二氧化硫排放浓度不能超过50mg/m³，因此脱硫效率要求达到90%以上。
2. 设计处理能力根据燃煤发电厂的燃煤量和烟气流量，确定了脱硫系统的设计处理能力为XXm³/h。
3. 石灰石消耗量通过工艺计算和设备参数确定了石灰石的消耗量为XXkg/t。
4. 设备参数根据工艺要求和生产实际情况确定了各个设备的参数，包括转速、功率、处理能力等。
脱硫有关计算公式
脱硫有关计算公式一、锅炉每小时产生的SO2量：锅炉产生的SO2量（mg/Nm3）= 耗煤量（t/h）×含硫量（%）×2×燃烧率×109100×干烟气体积（N m3/h）我厂锅炉设计的干烟气体积为277920Nm3/h，如锅炉每小时耗煤量为35吨，煤的含硫量为1%，锅炉的燃烧率为95%，那么每台锅炉每小时产生的SO2量则为2393mg/Nm3。
二、每台吸收塔每小时脱除的SO2量：脱除的SO2量（t）=耗煤量（t/h）×含硫量（%）×2×燃烧率×脱硫率如锅炉每小时耗煤量为35吨，煤的含硫量为1%，锅炉的燃烧率为95%，设计脱硫率量则为0.6吨。
为90%，那么一台塔脱除的SO2三、脱硫系统每小时消耗的电石渣量：量（t）×56 脱硫系统消耗的电石渣（t/塔）= 脱除的SO264×0.65如锅炉每小时耗煤量为35吨，煤的含硫量为1%，那么一台吸收塔运行，每小时消耗的电石渣为0.8吨。
可以用下式对电石渣耗量进行估算:脱硫系统消耗的电石渣量(t/h)=80×锅炉（脱硫塔）运行台数×含硫量（%）四、脱硫系统每小时补充的钠碱量：脱硫系统补充的钠碱量（kg/塔）= 脱除的SO2量(t)×1000×0.05×4064×0.3如锅炉每小时耗煤量为35吨,煤的含硫量为1%,那么一台吸收塔运行,每小时补充的钠碱为62. 34kg。
可以用下式对钠碱量的补充量进行估算：脱硫系统补充的钠碱时（kg/h）=6234×锅炉（脱硫塔）运行台数×含硫量(%)。
烟气脱硫简单设计计算
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）出口SO2含量〈200mg/Nm3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(HS O3)2Mg(HSO3)2 + Mg(OH)2 → 2MgSO3 + 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。
双碱法烟气脱硫设计计算书(计算模板介绍)
旋流板除雾器：
引风机：2 台（并联运行） G/Y4-73 压力 1400-2104Pa 功率 110-132kW 碱液输送泵（Na2CO3）：2 台 流量 6.3 m3/h，扬程 12.5m，功率 0.75kw IH-50-32-250 碱液循环泵：4 台，6m3/h，扬程 10m 碱液补充泵（NaOH）：1 台，按补充量 10% 渣浆泵：2 台 4m3/h，扬程 6.2m，功率 0.75kw 石灰浆液泵：2 台，流量 5，扬程 5，功率 0.75 搅拌器：再生池及石灰浆液搅拌池各 1 台 虹吸泵或虹吸管： 水箱：1 座，冲洗泵 2 台： 按四小时停留时间计算： 石灰浆液池:有效容积为 12.8 m3；再生池：(3.2+11.75)*4=59.8 m3；沉淀池体 积为 12.8 m3；清水池体积为 47 m3。
设计脱硫塔高度 H=2++2+1.8*3+2+1.8+1.6=14.8 米。 雾化喷最选择：每层流量 5.875 /4=1.47m3/h=24.5L/min ，脱硫喷嘴一般选用 碳化硅或不锈钢喷嘴，压力范围 0.5-1.5Mpa。单个流量 2.6L/min，0.6 巴，需要 个数 9.4，取 10 个。布置方式保证 100~300%覆盖率。
5、双碱法优缺点
钠钙双碱法利用氢氧化钠钠盐易溶于水，在吸收塔内部采用钠碱吸收 SO2， 吸收后的脱硫液在再生池内利用廉价的石灰作为第二碱处理吸收液，进行再生， 生成亚硫酸钙和硫酸钙的少量沉淀物,从而使得钠离子循环吸收利用。其法本化 学原理可分为 SO2 吸收过程、脱硫过程、再生过程、氧化过程。 钠钙双碱法脱硫工艺系统主要有：烟气系统、浆液制备系统、吸收系统、钠碱再 生系统、氧化系统、脱硫浆液后处理系统、公用系统组成。 系统主要优点：
烟气脱硫设计计算
烟气脱硫设计计算1⨯130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引风机量1台，压力满足系统需求要求：采用氧化镁湿法脱硫工艺（在方案中列出计算过程）出口2含量〈2003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：()2 + 2 → 3 + H2O3 + 2 + H2O → (3)2(3)2 + ()2 → 23 + 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3氧化成4。
这个阶段化学反应如下：3 + 1/2O2 → 4(3)2 + 1/2O2 → 4 + H23H23 + ()2 → 3 + 2H2O3 + 1/2O2 → 4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。
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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。