烟气脱硫设计计算.docx
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烟气脱硫设计计算
烟气脱硫设计计算
1130t/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、氧化镁法脱硫法得原理
锅炉烟气由引风机送入吸收塔预冷段,冷却至适合得温度后进入吸收塔,往上与逆向流下得吸收浆液反应,
氧化镁法脱硫法
脱去烟气中得硫份。
吸收塔顶部安装有除雾器,用以除去净烟气中携带得细小雾滴。
净烟气经过除雾器降低烟气中得水分后排入烟囱。
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
吸收过程发生得主要反应如下:
Mg（OH）2+SO2→MgSO3+H2O
MgSO3+SO2+H2O→Mg（HSO3）2
Mg（HSO3）2+Mg（OH）2→2MgSO3+2H2O
吸收了硫分得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得MgSO3氧化成MgSO4。
这个阶段化学反应如下:
MgSO3+1/2O2→MgSO4
Mg（HSO3）2+1/2O2→MgSO4+H2SO3
H2SO3+Mg（OH）2→MgSO3+2H2O
MgSO3+1/2O2→MgSO4
循环过程
就是将落入塔底得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由自动喷注得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,在塔底搅拌器得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,就使得熟化后得浆液非常易于沉积,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
氧化镁脱硫技术就是一种成熟度仅次于钙法得脱硫工艺,氧化镁脱硫工艺在世界各地都有非常多得应用业绩,其中在日本已经应用了100多个项目,台湾得电站95%就是用氧化镁法,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得业绩。
原料来源充足
在我国氧化镁得储量十分可观,目前已探明得氧化镁储藏量约为160亿吨,占全世界得80%左右。
其资源主要分布在辽宁、山东、四川、河北等省,其中辽宁占总量得84、7%,其次就是山东莱州,占总量得10%,其它主要就是在河北邢台大河,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得脱硫系统中去。
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,并且由于氧化镁得分子量较碳酸钙与氧化钙都比较小。
因此其它条件相同得情况下氧化镁得脱硫效率要高于钙法得脱硫效率。
一般情况下氧化镁得脱硫效率可达到95-98%以上,而石灰石/石膏法得脱硫效率仅达到90-95%左右。
投资费用少
由于氧化镁作为脱硫本身有其独特得优越性,因此在吸收塔得结构设计、循环浆液量得大小、系统得整体规模、设备得功率都可以相应较小,这样一来,整个脱硫系统得投资费用可以降低20%以上。
运行费用低
决定脱硫系统运行费用得主要因素就是脱硫剂得消耗费用与水电汽得消耗费用。
氧化镁得价格比氧化钙得价格高一些,但就是脱除同样得SO2氧化镁得用量就是碳酸钙得40%;水电汽等动力消耗方面,液气比就是一个十分重要得因素,它直接关系到整个系统得脱硫效率以及系统得运行费用。
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7L/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得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得最大优势就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得运行,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得解决。
总得来说,镁法脱硫在实际工程中得安全性能拥有非常有力得保证。
第2章设计计算
1、二氧化硫排放量得计算方法
《通知》规定二氧化硫得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得应用并没有普及,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得转化率（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——煤中得全硫份含量,％;
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得重量（B）、含硫量（S,全硫,下同）与锅炉得型式（F,电站锅炉视为常数）及其脱硫效率（含湿式除尘器得脱硫率,NSO2）等量值得计算。
1t/h锅炉得功率为0、7MW,1W为1焦耳/秒,一小时为3600秒,所以1t/h一小时能产生2520000000焦耳能量,合600000大卡,1公斤动力煤约5000大卡,这样可以算出,1t/h一小时需耗煤120kg,再除以锅炉效率0、8,实际每小时耗煤150kg,这就是锅炉满负荷时得耗煤量。
（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、5Kg/h
工况下满负荷烟气量285000m3/h,设工况温度为130则标况下烟气量为Q
Q==193065Nm3/h=53、7Nm3/s
脱硫塔进口二氧化硫得含量C1
C1==2727mg/Nm3
需要得脱硫效率为:
η==92、7%
2、烟道得尺寸
2、1主烟道尺寸
工况下烟气流量为285000m3/h;取烟气在烟道里得流速为15m/s,设烟道高宽比为1:
1、2;则烟道得尺寸为:
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,所有烟道得高度都应相同,）
v实=15、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得烟气旁路输送烟道。
烟气得流速取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285000m3/h,则烟道得宽度为2、5m。
3、脱硫塔得设计计算
3、1吸收塔得直径与喷淋塔高度设计
本脱硫工艺选用得吸收塔为喷淋塔,喷淋塔得尺寸设计包括喷淋塔得高度设计、喷淋塔得直径设计
3、1、1喷淋塔得直径设计
根据锅炉排放得烟气,计算运行工况下得塔内烟气体积流量,此时要考虑以下几种引起烟气体体积流量变化得情况:
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得剩余氮气使得烟气体积流量增大。
喷淋塔内径在烟气流速与平均实际总烟气量确定得情况下才能算出来,而以往得计算都只有考虑烟道气进入脱硫塔得流量,为了更加准确,本方案将浆液蒸发水分V2（m3/s）与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得流量。
（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得体积流量,而在喷淋塔内延期温度会随着停留时间得增大而降低,根据PVT气体状态方程,要算出瞬间数值就是不可能得,因此只能算出在喷淋塔内平均温度下得烟气平均体积流量。
（2）蒸发水分流量V2（m3/s）得计算
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与状态,烟气水分由6%增至13%,则增加水分得体积流量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得影响就是不能够忽略得,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,当中得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、惰性气体组分与水汽。
理论上氧化1摩尔亚硫酸钙需要0、5摩尔得氧气。
（假设空气中每千克含有0、23千克得氧气）
又VSO2=0、05m3/s质量流率GSO2==0、14286kg/s0、14kg/s
根据物料守蘅,总共需要得氧气质量流量GO2=0、14×0、5kg/s=0、07Kg/s
该质量流量得氧气总共需要得空气流量为=GO2/0、23=0、31Kg/s
标准状态下得空气密度为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、19m3/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）喷淋塔直径得计算
假设喷淋塔截面为圆形,将上述得因素考虑进去以后,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:
D=2×
其中:
Vg为实际运行状态下烟气体积流量,57、64m3/s
u为烟气速度,3、5m/s（3-5m/s）
因此喷淋塔得内径为D=2×=2×=4、589m≈4、6m
3、1、2喷淋塔得高度设计
喷淋塔得高度由三大部分组成,即喷淋塔吸收区高度、喷淋塔浆液池高度与喷淋塔除雾区高度。
但就是吸收区高度就是最主要得,计算过程也最复杂,次部分高度设计需将许多得影响因素考虑在内。
3、1、2、1喷淋塔吸收区高度设计
为了更加准确,减少计算得误差,需要将实际得喷淋塔运行状态下得烟气流量考虑在内。
而这部分得计算需要用到液气比（L/G）、烟气速度u（m/s）。
本设计中得液气比L/G就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。
在一定得吸收高度内液气比L/G增大,则脱硫效率增大。
但就是,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,塔内得气体流动阻力增大使得风机得功率增大,运行成本增大。
在实际得设计中应该尽量使液气比L/G减少到合适得数值同时有保证了脱硫效率满足运行工况得要求。
氧化镁湿法脱硫工艺得液气比得选择就是关键得因素,对于喷淋塔,液气比范围＜7L/m之间,根据相关文献资料可知液气比选择5L/m就是最佳得数值。
烟气速度就是另外一个因素,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得速度,使得体积有效传质面积增大,从而降低塔高。
但就是,烟气速度增大,烟气停留时间缩短,要求增大塔高,使得其对塔高得降低作用削弱。
因而选择合适得烟气速度就是很重要得,典型得FGD脱硫装置得液气比在脱硫率固定得前提下,逆流式吸收塔得烟气速度一般在2、5-5m/s范围内,本设计方案选择烟气速度为3、5m/s。
3、1、2、2喷淋塔吸收区高度得计算
含有二氧化硫得烟气通过喷淋塔将此过程中塔内总得二氧化硫吸收量平均到吸收区高度内得塔内容积中,即为吸收塔得平均容积负荷――平均容积吸收率,以表示。
首先给出定义,喷淋塔内总得二氧化硫吸收量除于吸收容积,得到单位时间单位体积内得二氧化硫吸收量
＝（3）
其中C为标准状态下进口烟气得质量浓度,kg/m3
为给定得二氧化硫吸收率95~98％;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）与操作温度（℃）;
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得量为:
G（y-y）=×h×（4）其中:
G为载气流量（二氧化硫浓度比较低,可以近似瞧作烟气流量）,kmol/（m2、s）
Y1,y2分别为、进塔出塔气体中二氧化硫得摩尔分数（标准状态下得体积分数）
ky单位体积内二氧化硫以气相摩尔差为推动力得总传质系数,kg/（m3﹒s）
a为单位体积内得有效传质面积,m2/m3、
为平均推动力,即塔底推动力,△ym=（△y1-△y2）/ln（△y1/△y2）
所以=G（y1-y2）/h（5）
吸收效率=1-y/y,按照排放标准,要求脱硫效率至少93%。
二氧化硫质量浓度应该低于200mg/m3（标状态）
所以y≥y-0、0203%（6）
又因为G=22、4×（273+t）/273=u（流速）
将式子（5）得单位换算成kg/（m、s）,可以写成
=3600× （7）
在喷淋塔操作温度下、烟气流速为u=3、5m/s、脱硫效率=0、95
前面已经求得原来烟气二氧化硫SO质量浓度为a（mg/）且a=2727mg/m
而原来烟气得流量（130时）为285000（m/h）换算成标准状态时（设为V）
已经求得V=193065m/h=53、7m/s
故在标准状态下、单位时间内每立方米烟气中含有二氧化硫质量为
=53、7×2727mg/m=146440=146、5g
V==51、28L/s=0、05128m/s≈0、05m/s
则根据理想气体状态方程,在标准状况下,体积分数与摩尔分数比值相等
故y=
又烟气流速u=3、5m/s,y=0、10%,
总结已经有得经验,容积吸收率范围在5、5-6、5Kg/（m3﹒s）之间,取=6kg/（m3﹒s）
代入（7）式可得（根据平均容积吸收率公式求得）
6=（）/h
故吸收区高度h=4、25≈4、5m
3、1、2、3喷淋塔除雾区高度（h3）设计（含除雾器得计算与选型）
吸收塔均应装备除雾器,在正常运行状态下除雾器出口烟气中得雾滴浓度应该不大于75mg/m3。
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。
湿法烟气脱硫采用得主要就是折流板除雾器,其次就是旋流板除雾器。
本设计中设定最下层冲洗喷嘴距最上层喷淋层3m。
距离最上层冲洗喷嘴3、5m。
1）数量:
1套×1units=套
2）类型:
V型级数:
2级
3）作用:
除去吸收塔出口烟气中得水滴,以便减少烟囱出烟口灰尘量。
4）选材:
外壳:
碳钢内衬玻璃鳞片;除雾元件:
阻燃聚丙烯材料（PP）;冲洗管道:
FRP;冲洗喷嘴:
PP。
表4除雾器进出口烟气条件基于锅炉100%BMCR工况进行设计
除雾器进口
除雾器出口
烟气量
-----------
------------
温度℃
50
------------
烟气压力mmAq
113（1、11kPaG）
93（0、91kPaG）
雾滴含量mg/m3N（D）
------------
≤75
5）雾滴去除率:
99、75%为达到除雾器出口烟气雾滴含量小于75mg/Nm3（干态）,除雾器得雾滴去除率需要达到99、75%以上。
6）除雾器内烟气流速:
6、9m/s
3、1、2、4喷淋塔浆液池高度设计（设高度为h2）
浆液池容量V1按照液气比L/G与浆液停留时间来确定,计算式子如下:
其中L/G为液气比,5L/m3
VN为烟气标准状态湿态容积,VN=Vg=53、7m3/s
T1=2-6min,取t1=4min=140s（4分钟或6分钟）
由上式可得喷淋塔浆液池体积
V!
=（L/G）×VN×t!
=5×53、7×240=64、5m3（4分钟64、5m3）
选取浆液池内径等于吸收区内径,内径D2=Di=4、6m
而V=0、25×3、14×D2×D2×h2=0、25×3、14×4、6×4、6×h2
所以h2=4、9m（4、9m）
3、1、2、5喷淋塔烟气进口高度设计（设高度为h4）（一般没有变径流速15m/s高2、1m宽2、5m）直径60%=2、76
根据工艺要求,进出口流速（一般为12m/s-30m/s）确定进出口面积,一般希望进气在塔内能够分布均匀,且烟道呈正方形,故高度尺寸取得较小,但宽度不宜过大,否则影响稳定性、
因此取进口烟气流速为20m/s,而烟气流量为53、7m3/s,
可得
所以h4=1、64m
2×1、64=3、28m（包括进口烟气与净化烟气进出口烟道高度）
综上所述,喷淋塔得总高（设为H,单位m）等于喷淋塔得浆液池高度h2（单位m）、喷淋塔吸收区高度h（单位m）与喷淋塔得除雾区高度h3（单位m）相加起来得数值。
此外,还要将喷淋塔烟气进口高度h4（单位m）计算在内
因此喷淋塔最终得高度为
H=h+h2+h3+h4=4、5+4、9+3、50+4、2=17、1m（外加烟道进口到下边浆液池取0、8m,烟道进口到第一层吸收区下端距离为2m,烟道出口到除雾器最上层距离1m,喷淋层吸收区设3层,每层有效高度为2m,喷淋层最顶端到除雾区最低端距离为1m,则实际塔高为）23m
3、1、3液体循环量
液气比5L/m3,烟气量为193065Nm3/h,工况下285000m3/h,
工况下:
液体循环量Q=285000*5=1425m3/h
循环泵得选型:
第一层喷淋层得高度为:
h1=4、9+0、8+2、1+2+2=11、8m
第二层喷淋层得高度为:
h2=11、8+2=13、8m
第三层喷淋层得高度为:
h3=13、8+2=15、8m
每层得流量均分,取500m3/h
3、1、4喷嘴在塔内布置设计
喷嘴在塔内布置就是非常重要得,只有进行合理、优化得喷嘴布置设计,才能达到系统设计要求,使脱硫系统达到高脱硫率。
其中喷嘴在塔内布置得方法有两种:
一种就是同心圆布置,另一种就是矩阵式布置。
进行喷嘴在塔内布置设计中应该注意以下问题:
（1）选择合理得喷嘴覆盖高度,通常根据喷嘴特性及两层喷淋之间距离来确定。
（2）选择合理得单层喷嘴个数。
一般来说,喷嘴个数根据工艺计算来确定。
通常每层布置一个喷淋管网,每层应装有足够多得喷嘴,尽量减少连接喷嘴得管道长度。
喷嘴数量选择按如下公式计算:
n＊=ψ×Do/d2
其中ψ--200％或220％（覆盖率;多取220％）
Do--吸收塔喷淋区直径（米）
d2--喷嘴在喷射距离l米处得喷射直径（米）
（3）当喷嘴覆盖高度确定以后,则就可以计算单个喷嘴得覆盖面积,
式中,为喷雾角。
A0为单个喷嘴得覆盖面积,m2。
喷嘴覆盖高度,m。
（4）当在脱硫塔内布置喷嘴时,选择合适得喷嘴之间得距离。
通常根据喷嘴个数与脱硫塔直径来选择喷嘴间距,并要与连接喷嘴得喷管布置方案整体考虑。
（5）选择合理得经济流速,并根据喷管产品得标准来确定石灰石浆液母管与支管直径。
（6）当检验喷淋层在脱硫塔覆盖率时,不仅要考虑喷嘴液流与母管、支管与支撑得碰撞对覆盖率得影响,还要考虑所有喷嘴在脱硫塔内覆盖均匀度。
喷淋层在脱硫塔内覆盖率为
式中а为覆盖率,%;n为单层喷嘴个数;A0为单个喷嘴得覆盖面积,m2;
A为吸收塔得截面积,m2。
工程设计时通常要求塔内喷淋覆盖率为200％～300％,且覆盖比较均匀。
进行喷淋层间距选择时还必须要考虑喷嘴液流与母管、支管与支撑得碰撞对覆盖率得影响。
（1）喷嘴得数量
单个喷嘴得覆盖面积:
喷雾角取90°
A0=3、143、14m2
n=300%16个
则每层得喷头数为:
16个,总共为48个
每层需要得浆液流量为:
500m3/h,则每个喷嘴得流量为
Q1=50010、5m3/h=2、92L/s
工艺流程:
、
4氧化镁粉仓
SO2流量526、5kg/h,一天需要去除得SO2量为12636kg,
Mg（OH）2+SO2→MgSO3+H2O
5864
X12636
MgSO3+SO2+H2O→Mg（HSO3）2
Mg（HSO3）2+Mg（OH）2→2MgSO3+2H2O
每天需要Mg（OH）2得量X==11452kg
每天需要氧化镁得量m=7898kg
氧化镁得密度为轻质0、15~0、3kg/L,重质0、6kg/L以上取0、5kg/L（根据需要质量与堆积密度求体积）
每天需要氧化镁得体积为:
V=15、8m3
每天耗量较小,设粉仓得容量可以用3（通常为3天）天,则粉仓得体积为15、847、4m3
设粉仓直径为4m,下料倾角为60°,则粉仓得高度为
h=3、5+2、6=6、1m其中锥形高度为3、5米。
（下料倾角锥形有一最适合得角度取60°）
5氧化镁熟化池得尺寸浓度为15~25%（每小时需要得新浆液量得5倍）
熟化池得体积与脱硫塔每小时消耗得量有关,体积设为满足脱硫塔6小时消耗得量,脱硫塔每小时需要消耗得氧化镁得量为330Kg,而所需浆液得质量浓度为20%（大了,取12%）;则浆液所需水得体积为3302200Kg,即为2、2m3水;5小时所消耗水得体积为11m3,取11m3;消耗镁得体积为:
=3、3m3,总体积为13、3m3,取14m3,设化浆池得外形为方形,长为3m,宽为2米;则池子得高度为
h1==2、4m
6氧化镁浆液池尺寸（6小时浆液消耗量）
脱硫塔每小时需要消耗得氧化镁得量为330Kg,而所需浆液得质量浓度为12%;则浆液所需水得体积为3302200Kg,即为2、2m3水;6小时所消耗水得体积为13、2m3,6小时所消耗氧化镁得体积为:
3、96m3,则池子得总体积17、5m3,为设直径为2米,则高度h
h==5、6m
（1）送浆泵泵得选型:
泵由熟化池把浆液输送到浆液池
泵得扬程应大于6m
泵得流量不小于熟化池2小时产生新浆液得量（2、2+0、6）2=5、6m3/h
（2）浆液泵得选型计算:
泵由浆液池把浆液输送到脱硫塔中,泵得扬程不小于5、2m,泵得流量每小时塔脱硫消耗量得2倍,5、6m3/h。
7事故浆液池得尺寸
事故浆液池主要用于处理脱硫塔检修等处理,主要用于存放塔内浆液,体积定为1倍得V1,体积为V4=64、5m3,设池子为方形,取长为6m,宽为4m,则池子得高度为h2==2、7m
（3）事故浆液泵得选型与计算:
事故浆液泵主要用于6小时内将脱硫塔内浆液排空。
泵得扬程为:
3m泵得流量为:
11m3/h
8氧化池尺寸
设氧化池尺寸为塔浆液池得1/3,即为2、72=20m3
设氧化池得直径为2m,则池子得高度为h3==4、1m
9工艺水箱（化浆水、冲洗水、除雾器用水、烟气带走得水、冷却水等）
水箱得容积按不小于锅炉脱硫装置正常运行1（2小时）小时得最大工艺水耗量设计。
脱硫一小时需要氧化镁得量为478kg,取浆液得浓度12%,则耗水量为2790kg（2、7
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