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]
![湿法脱硫设备计算[1]](https://img.taocdn.com/s3/m/ae0311d9b14e852458fb57db.png)
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)
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
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。