大气污染 控制工程专业,2000级环境工程总学时,60
讲授时间,2003-11-
参 考 书 目
,大气污染控制工程,林肇信 主编，高教出版社
,大气污染控制工程,
郝吉明,马广大 编著，高教出版社
,大气污染控制工程,
郭 静,阮宜纶 主编，化工出版社
,大气污染治理工程,蒲恩奇 主编，高教出版社
,环保设备设计与应用,罗辉 主编，高教出版社
,大气污染控制工程,(影印版）
Noel de Nevers主编，清华大学出版社内 容
吸收法净化气态污染物
吸附法净化气态污染物
气态污染物的催化净化
气态污染物的其它净化方法
净化装置的选择、设计和运行管理第九章 吸收法净化气态污染物
吸收的基本原理
吸收设备及计算
吸收法净化 SO2废气
吸收法净化其它尾气吸收净化法,是利用废气中各混合组分在选定的吸收剂中溶解度不同,或者其中某一种或多种组分与吸收剂中活性组分发生化学反应,达到将有害物从废气中分离出来,
净化废气的目的的一种方法 。
① 物理吸收,较简单,可看成是单纯的物理溶解过程 。
吸收限度取决于气体在液体中的平衡浓度；
吸收速率主要取决于污染物从气相转入液相的扩散速度
② 化学吸收,吸收过程中组分与吸收剂发生化学反应 。
吸收限度同时取决于气液平衡和液相反应的平衡条件；
吸收速率同时取决于扩散速度和反应速度 。
同,两类吸收所依据的基本原理以及所采用的吸收设备大致相同 。
异,一般来说,化学反应的存在能提高反应速度,并使吸收的程度更趋于完全 。 结合大气污染治理工程中所需净化治理的废气,具有气量大,污染物浓度低等特点,实际中多采用化学吸收法 。
§ 9-1 吸收的基本理论吸收过程的 实质 是物质由气相转入液相的 传质过程 。
一,气液平衡 — 亨利定律
1,气体在液体中的溶解度气体的溶解度是在 100Kg水中溶解气体的千克数 。
在恒定的 T,P下,使一定量吸收剂与混合气体充分接触后,气,液两相最终可达平衡,此时 v吸收 =v解吸,这时其中：
c— 可溶气体在溶液中的浓度
(即平衡浓度或饱和浓度 ),Kg/m3
p*— 被吸收气体在溶液面上的分压
（ 称平衡分压或饱和分压 ）,Kpa
溶解度性质：
几种常见气体 SO2,NH3,HCL在水中的平衡溶解度
(见图 9-1 及书 P187,表 9-1)
pfc
图 9-1 几种常见气体在水中的平衡溶解度
① 不同性质的气体在同一温度和压力下的溶解度不同；
② 气体的溶解度与温度有关,多数气体的溶解度随温度的升高而降低；
③温度一定时,Pe增大，溶解度增大
2,亨利定律 （ 相平衡方程式 ）
亨利定律 — 对于非理想溶液,当总压不高 （ 一般不超过
5× 105Pa） 时,温度一定,稀溶液中溶质的溶解度与气相中溶质的平衡分压成正比,即,------9.1
或,--------------------9.2
或,--------------------9.3
式中,H,E,m均称为亨利系数,但其单位不同 。
若 c— mol/m3,p*— Pa,则 H— mol/m3·Pa；
x取摩尔分数,p*— Pa,则 E— Pa；
y*,x分别为溶质在气相,液相中的摩尔分数,
m无量纲,又称 相平衡常数 。
*Hpc?
Epx *?
mxy?*
3,亨利定律参数的换算 （ 自学 ）
重点,
部分气体不同温度水溶液的亨利系数 （ 见书 P188表 9-2）
说明几点,① 以 E表示的亨利系数 ;② 随温度升高,E增大；
③ 通过比较 E,我们可以判断那些气体易溶于水,E越小,
该气体越易溶于水 。
例题,
例 1,(见书 P189,例 9.1)
设题的目的,如何由已知压强,温度下,某种气体在水中的溶解度数据,求算亨利系数 。
解题思路,
① 首先求算出 p*与 x对应的数据组；
② 绘制 p*— x曲线；
③ 由原点作平衡曲线的切线,其斜率即亨利系数 E；
④ 结合图指出该溶液服从亨利定律的浓度范围 。
EH 1?
例 2：推算温度 25℃,分压为 1.013× 105Pa时,CO2在水中的溶解度 。 （ 见书 P190例 9.2）
解：利用由书中表 9-2查得 25℃ 时 E=1.66× 105Kpa,则：
由附录 7查得 25℃ 下,水的 ρ L=977Kg/m3，
又 MCO2=44,于是依式 9.9可得溶解度：
Epx *?
4
8
5
10102.61066.1 10013.1x
3
44
4
/0 3 3 7.0
101 0 2.6118101 0 2.644
101 0 2.69 9 7
1
2
mmol
xMxM
x
c
sco
L
4,传质吸收过程的判断
① 根据相平衡的可以判断气液接触时溶质的传质方向,
即溶质是由气相传到液相 （ 被吸收 ）,还是从液相传到气相 （ 被解吸 ） 。
现以一传质设备来说明传质过程的进行 (见图 9-3)
气液两相在传质设备中相接触,就会发生质量传递,系统将会自发地向平衡状态变化 。
若测得 y>yi*,则该组分将被溶液吸收 — 吸收过程 ；
若测得 y<yi*,则该组分将从溶液中解吸出来 — 脱吸过程同理,x<xi*— 吸收过程 ； x>xi*—— 脱吸过程 。
图 9-3 传质过程气液相浓度与平衡的关系
② 用相平衡方程式还能确定吸收 （ 或解吸 ） 过程进行的限度,从而提出合理的工艺设计要求 。
根据相平衡方程式有：
x2*= y1/m y2*=m x1
因此可以判定无论塔的效率多高或塔身多长,其所得吸收液中该组分的组成 x2不可能超过 x2*,即,x2≤x2*= y1/m
,同理,处理后的排气中该组分 y2也不可能低于 y2*,即：
y2≥y2*=m x1,这样就可以依据进气浓度 （ 组成 ） 和进液浓度 （ 组成 ） 利用相平衡方程式计算出最终吸收浓度和最终排放废气的极限浓度 。
二、化学吸收的气液平衡气体溶于液体中,若发生化学反应,则被吸收组分的气液平衡关系应既服从相平衡关系,又应服从化学平衡关系 。 即有：
---------------9.13
设设备吸收组分 A与溶液中所含的组分 B发生相互反应：
化学平衡物理平衡 AAc A
dDcCbBaA
aA
l
g
① 亨利定律关系式：
------------------9.14
② 化学平衡关系式：
------------------9.15
*AA pHA?
ba
dc
BA
DCk?
------------------9.16
将 9.16代入 9.14得：
------------------9.17
下面从几种具体的情况来讨论化学吸收的气液平衡关系,
1,被吸收组分与溶剂的相互作用反应式表示为：
被吸收组分 A进入液相后的总浓度 CA可写成：
------------------9.18
其化学平衡常数
------------------9.19
a
b
dc
kB
DCA
1
a
b
dc
A
A kB
DC
H
p
1
* 1
l
k
l
g
MBA
A
MAC A
BA
AC
BA
Mk A
于是有：
------------------9.20
又若是稀溶液吸收,则遵循亨利定律,即有 [A]=HAPA*,代入 （ 9.20）,于是有：
------------------9.21
在稀溶液中,B很大可视为常数,且 k不随浓度变化,故
1+k[B]可视为常数,此时,即形式上服从亨利定律,但不同的是表明溶解度系数较 HA增大了 （ 1+k[B]） 倍,结果使过程有利于气体组分 A的吸收 。
有代表性的：用水吸收氨气,
BkCA A 1
BKH
CP
A
A
A 1
*
AA Cp?*
BkHH AA 1'Bk
H
H
A
A 1
'
2,被吸收组分在溶液中离解设反应产物的解离反应式为：
吸收平衡时,离解常数为：
-----------------9.22
当溶液中无相同离子存在时,[K+]=[A-],于是有：
----------------9.23
AKMBA
A
kk
l
g
MkAM
Ak
1
2
1
被吸收组分 A在溶液中的总浓度为物理溶解量与离解溶解量之和,即：
------9.24
MkMAAMAC A 1
M
AKk,
1
对式 （ 9.19）,（ 9.22）,（ 9.24） 和组分的物料平衡方程式联解得：
---------9.25
式中：
------------9.26
将 （ 9.25） 代入亨利定律式,则：
---9.27
由此可见,对反应产物有解离的化学吸收过程,相平衡方程式与气相组分 A在吸收液中总浓度 [CA]为非线性关系,
Bk
kCkkC
A AAAAA
12
42
Bk
Bkkk
A 1
1
AAAAAAA kCkkCHBkP 4212
1*
3,被吸收组分与溶剂中活性组分作用设反应式为：
设溶剂中活性组分 B的起始浓度为 CB0，反应达平衡后，
转化率为 R，则溶液中活性组分 B的浓度,
而生成物 M的平衡浓度为 。由化学平衡关系得平衡常数：
--------9.28
又亨利定律 [A]=HAPA*,得：
------------9.29
lll
g
MBA
A
RCB B 10
RCM B0?
RA
R
RCA
RC
BA
Mk
B
B
11,0
0
RkH
RP
A
A 1
*
若物理溶解量可忽略不计,则由上两式可得：
令,于是 ---------9.30
变换为：
由此可见：
① 溶液的吸收能力 CA*随 PA*增大而增大,溶液的吸收能力 CA*随 k增大而减小 。 ② 溶液的吸收能力还受活性组分起始浓度 CB0的限制,CA*≤CB0（ 只能趋近于而不能超过 ）
气相中的分压和温度对化学吸收和物理吸收的影响不同,
温度增大，压力增大可改善化学吸收过程 (化学吸收 )；
温度降低，压力增大可改善液体中污染物的溶解度（物理吸收）。
**00* 1
AA
AA
BBA kPH
kPHCRCMC
kHk A?1
*
1
*
10*
1 A
A
BA Pk
PkCC
1
1
1
*
1
0*
A
BA
Pk
CC
三、吸收过程的物料平衡
（ 一 ） 物料平衡与操作线方程
1,物料平衡是吸收设备计算的基础逆流吸收时,塔内气液流量和组成变化情况 (见图 9-4)
图中各符号的意义如下：
G,L— 分别表示单位时间通过塔任一截面单位面积的混合气体和吸收液的流量,Kmol/(m2·s)；
GB— 表示单位时间通过塔任一截面单位面积的惰性气体的流量,Kmol/(m2·h)；
Ls— 表示单位时间通过塔任一截面单位面积纯吸收剂的流量,Kmol/(m2·h)；
Y,Y1,Y2— 分别表示在塔的任意截面,塔底和塔顶的气相组成,（ Kmol吸收质 /Kmol惰性气体 ） ；
X,X1,X2— 分别表示在塔的任意截面,塔底和塔顶的液相组成,（ Kmol吸收质 /Kmol吸收剂 ） 。
x,y— 分别表示任一截面上吸收液和混合气体中溶质的摩尔分数图 9-4 逆流吸收塔内气、液流率和组成的变化
x1
对全塔进行物料衡算有：
就任意截面与塔顶间进行物料衡算有：
---------9.36
或
---------9.37
此式即为 吸收操作线方程式 。
在 Y— X图上作式 （ 9.37） 的图线为一条直线 (见图 9-5),
直线斜率为 Ls/Gs,截距为,直线的两端分别反映了塔底 （ Y1,X1） 和塔顶 （ Y2,X2） 的气液两相组成
。 此直线上任一点的 Y,X都对应着吸收塔中某一截面处的气液相组成 。 吸收操作线斜率 Ls/Gs称为吸收操作的液气比,物理含义为处理单位惰性气体所消耗的纯吸收剂的量
2121 XXLYYG SB
22 XXLYYG SB
22 XG
LYX
G
LY
B
S
B
S
22 XGLY
图 9-5 吸收操作线和推动力图示
2,操作线方程式的作用说明塔内气液浓度变化情况,更重要的是通过气液情况与平衡关系的对比,确定吸收推动力,进行吸收速率计算,
并可确定吸收剂的最小用量,计算出吸收剂的操作用量 。
3,操作线与平衡线间的关系,要掌握以下三个方面,
(1)在 Y— X图上,吸收操作线必须处于平衡线之上 ；
(2)操作线与平衡线之间的距离反映了吸收推动力的大小操作线上任一点 代表某截面上气,液组成 （ Y,X）,该点到平衡线的垂直距离 （ Y-Y*） 和水平距离 （ X*-X） 分别代表该截面上的吸收推动力 。
(3)平衡线与操作线不能相交或相切
4,低浓度气体吸收操作线方程式若处理的气体浓度较低,即 y1<10%时,所形成的溶液浓度也较低,则 Y≈y,X≈x,且通过塔内任意截面混合气体量近似于惰性气体量,即 G≈GB,同理 L≈Ls,代入公式 （
9-37）,有：
--------------9.38
此即称为 低浓度气体吸收操作线方程式,表明对于低浓度气体的吸收,在 x— y坐标上绘出的操作线基本上也成直线,其斜率为 L/G。
（二）最小（最佳）气液比的确定在吸收塔设计中要处理的废气流量、进出塔气体溶质浓度（即 G,GB,Y1,Y2）均由设计任务而定，吸收剂的种类和进塔浓度 X2由设计者决定，而只有吸收剂用量 Ls及出塔溶液中吸收质浓度 X1是待机算的。根据物料衡算,Ls与
X1之中只有一个是独立的未知量，通常在计算中先确定 Ls
值，则 X1便随之而定了。由于 GB属已知条件，因而可通过确定操作线斜率 Ls/GB（液气比）来确定 Ls。
1,如何确定 Ls/GB？（ Ls/GB） min的提出结合图 9-6（ a）进行讨论 。
22 xG
Lyx
G
Ly
当塔底操作点 D与平衡线相交时,X1与 Y1成平衡，这时理论上吸收液所能达到的最高浓度，以 X1*表示，此操作线对应的液气比称为 最小液气比,以 （ Ls/GB） min表示。
最小液气比可用作图法求取,
具体作法分两种情况：
（ 1） 吸收平衡线下凹,如图 9-6（ a） 所示 。
由 Y=Y1作水平线与平衡线相交,交点的横坐标即为 X1*，
由全塔的物料平衡计算可得：
----------9.39
2
*
1
21
m i n XX
YY
G
L
B
s
若为低浓度气体吸收,且溶液为稀溶液,其气液平衡关系服从亨利定律,代入 9.38式可得到最小液气比为：
---------9.40
21
21
2
*
1
21
m i n / xmy
yy
xx
yy
G
L
B
s
图 9-6 吸收塔的最小液气比
a b
X2
（ 2） 吸收平衡线上凸,如图 9-6（ b） 所示 。
当气液比 （ Ls/GB） 减少到操作线与平衡线相切,尽管塔底两相浓度 （ X1,Y1） 未达到平衡,但切点处达到平衡,
此时的气液比即为 （ Ls/GB） min。 理论上吸收液的最大浓度为该切线和 Y=Y1水平线交点 D的横坐标 X1max,此时最小气液比计算式为：
---------9.41
2m a x1
21
m i n XX
YY
G
L
B
s
2,实际设计中气液比的确定必须满足下列三个原则,
（ 1） 操作液气比必须大于最小液气比；
（ 2） 就填料塔而言操作液体的喷淋密度 （ 即每平方米的塔截面上每小时的喷淋量,m3/m2·h ） 应大于为充分润湿填料所必需的最小喷淋密度,一般为 3-4m3/m2·h,此时设备的阻力较小 。
（ 3） 操作气液比的选定应尽可能从设备投资和操作费用两方面权衡考虑,以达到最经济的要求 。
这是因为：设备投资和操作费用间矛盾 。
① LS↑,LS/GB↑,(Y-Y*)（ 或 （ X*-X）） ↑,
有利于吸收的操作,设备的尺寸和投资 ↓；
② LS↑,动力消耗 ↑,X1↓,对需回收吸收剂的操作来说
,增加了溶液再生的困难,操作费用 ↑。
首先要求 Lmin,然后确定吸收剂操作用量 L,在选用一个合适的 L/G,根据实际经验,取,L=(1.1-2.0)Lmin。
通过上述分析,可利用操作线图,结合考虑吸收液用量来确定吸收液最终浓度和吸收器尺寸等参数,从而选择最佳操作条件 。
四、伴有化学吸收的吸收动力学
（ 一 ） 双膜理论关于气液两相的物质传递理论,有,双膜理论,（
又称,滞留膜理论,）,,溶质渗透理论,,,表面更新理论,等,但在解释吸收过程机理时,目前仍以双膜理论为基础,其应用也最广泛 。 该理论是刘易斯 （
WK·Lewis） 和怀特曼 （ W·gWhiaman） 提出的,它不仅适用于分析物理吸收过程,也可用来分析伴有化学反应的化学吸收过程 。
基本论点,（ 结合 图 9-7：双膜理论示意图 ）
（ 1） 在气液两相接触时,两相间有个相界面 。 在相界面附近两侧分别存在一层稳定的滞留膜层 （ 不发生对流作用的膜层 ） —— 气膜和液膜 。
图 9-7 双膜理论示意图
—— 双膜理论模型两相中浓度分布；
------扩散边界层理论模型两相中浓度分布。
（ 2） 气液两个膜层分别将各项主体流与相界面隔开,滞留膜的厚度随各项主体的流速和湍流状态而变,
流速愈大,膜厚度愈薄 。 气液相质量传递过程是：
直至达到动态平衡为止 。
（ 3） 在界面上,气液两相呈平衡态,即液相的界面浓度和界面处的气相组成呈平衡的饱和状态,也可理解为在相界面上无扩散阻力；
（ 4） 在两相主体中吸收质的浓度均匀不变,因而不存在传质阻力,仅在薄膜中发生浓度变化；存在分子扩散阻力,两相薄膜中的浓度差等于膜外的气液两相的平均浓度差 。
液相主体液膜表面相界面气膜表面吸收质从气相主体湍流扩散分子通过液膜扩散分子通过气膜扩散湍流扩散
（ 二 ） 吸收传质速率方程吸收速率：气体吸收质在单位时间内通过单位界面而被吸收剂吸收的量 。
根据双膜理论,在稳定吸收操作中,吸收质的通量
（ 从气相主体传递到界面 ） 等于吸收质的通量 （ 从界面传递到液相主体 ） 。 即：吸收速率 （ 吸收指通过气膜 ） =
吸收速率 （ 吸收质通过液膜 ）
1,吸收传质速率方程一般表达式：传质速率 =传质推动力 × 传质系数或 传质速率 =传质推动力 /传质阻力,
显然,传质系数 =1/传质阻力
CCkPPkN iLiGA
（ 1） 分传质速率方程式描述从一相主体流至气液两相接触表面或从两相接触表面至另一相主体流的传质方程式 。
① 气相分传质速率方程 （ 见图 9-8）
设组分是浓度为 yA的气相传递到浓度为 xA的液相中 。
若以 PA— PAi或 yA— yAi为气相传质推动力,则气相分传质速率方程式为：
--------------9.42
--------------9.43
式中：
AiAyA yykN
AiAGA PPkN
PA,PAi— 分别表示吸收质 A在气相主体和相界面上的分压,Pa；
yA,yAi — 分别表示吸收质 A在气相主体和相界面上的摩尔分率；
ky— 以 为推动力的气相分传质系数,
Kmol/(m2·s);
kG— 以 为推动力的气相分传质系数,
Kmol/(m2·s·Pa)
kG=DAG/ZG
其中,ZG — 气膜厚度,m
DAG— 吸收质 A在气相中的分子扩散系数,
Kmol/(m·s·pa)
AiA yy?
AiA PP?
图 9-8 气液两相间的传质过程图
PP-相界面； OC-平衡线
tana= -kx/ ky
② 液相分传质速率方程以 xAi— xA或 CAi— CA为液相传质推动力,则液相分传质方程：
--------------9.44
--------------9.45
式中：
xAi,xA— 分别表示吸收质 A在液相主体和相界面上的摩尔分率；
CAi,CA — 分别表示吸收质 A在液相主体和相界面上的摩尔浓度,Kmol/m3；
kx— 以 为推动力的液相分传质系数
，
AAixA xxkN
AAiLA CCkN
AAi xx?
kL— 以 为推动力的液相分传质系数，
m/s kL=DAL/ZL
其中,DAL— 吸收质 A在气相中的分子扩散系数,m2/s；
ZL — 液膜厚度,m。
（ 2） 总传质速率方程以一个相的虚拟浓度与另一相中该组分平衡浓度的浓度差为总传质过程的推动力,则分别得到稳定吸收过程的气相和液相总传质速率方程式 。
AAi CC?
气相总传质速率方程式：
--------------9.46
--------------9.47
*AAAGA PPkN
*AAyA yykN
液相总传质速率方程式：
--------------9.48
--------------9.49
式中：
kAG— 以 PA-PA*为推动力的气相总传质系数,Kmol/(m2·s·Pa)
ky— 以 yA-yA*为推动力的气相总传质系数,Kmol/(m2·s)；
P*— 与液相主体中吸收质浓度 CA成平衡的气相虚拟分压
yA*— 与液相主体中吸收质浓度 xA成平衡的气相虚拟浓度
kAL— 以 CA*-CA为推动力的液相总传质系数,m/s；
kx— 以 xA*-xA为推动力的液相总传质系数,Kmol/(m2·s)；
xA*— 与气相中吸收质浓度 yA成平衡的液相虚拟浓度；
CA*— 与气相中吸收质分压 PA成平衡的液相中吸收质的摩尔浓度,
Kmol/m3。
AAALA CCkN *
AAxA xxkN *
2,传质系数对前面公式 9.42,9.44,9.47和气液界面上平衡关系式 yAi=mxAi进行数学联解,即可得到气相总传质系数与气液相传质分系数的关系式,即：
--------------9.50
其中：
--------------9,51
xyy k
m
kK
11
xx
yy
xx
xmxmm
Ai
Ai
Ai
AiAi
**
同理可得液相总传质系数与气,液相传质分系数的关系式,即：
--------------9.52
其中：
--------------9.53
xyx kmk
K
111
Ai
Ai
Ai
Ai
Ai
xx
yy
m
y
m
y
yy
m
*
0
书 P199表 9-3列出各种形式的传质速率方程及传质系数间的换算关系,（ 学生自己看 ） 。
3．界面浓度的确定气液界面上气相浓度和液相浓度难以用取样分析法确定,常用作图法和解析法求算 。
(1) 作图法,
已知气液相传质分系数 kx,ky和某一界面气液相主体中组分 A的浓度 xA,yA,则通过该点 （ xA,yA） 作斜率为 -kx/ ky的直线,与平衡线的交点对应的坐标即为界面浓度 （ xAi,yAi） 。 (见图 9-9) 原理如下：
稳定传质过程满足：
---------9.54
AAixAiAyA xxkyykN
图 9-9 界面浓度的确定所以：
--------------9.55
其中,xA,yA易测得,若 kx,ky已知,则上式在 xA、
yA坐标系中是一条通过点 （ xA,yA）,而斜率为 -kx/ ky的直线
AiA
AiA
y
x
xx
yy
k
k
AiA
y
xAiA xxkkyy
（ 2） 解析法联立方程组：
求解可得 xA,yA。
(书 P200,例 9.3,自学 )
AiAiAi
AiA
AiA
y
x
xmy
xx
yy
k
k
4,吸收控制步骤因为传质阻力为传质系数的倒数,所以 式 9.50（ 针对气相 ）,
其中,1/ Ky为总阻力； 1/ky为在气相主体中的传质阻力； 1/kx为在液相主体中的传质阻力 。
同理,针对液相的 式 9.52,同样如此 。
显然：在总阻力中,每一项的阻力所占的分数,不仅取决于 kx和 ky值,而且还取决于相平衡常数平均值 m。 若 m1
,m2一定,m大小直接影响不同相中传质阻力分数 。
xyy k
m
kK
11
现分三种情况进行讨论吸收控制步骤：
（ 1） 对于易溶气体组分 （ 结合式 9.50）
溶质在吸收剂中的溶解度很大,从而 m很小,m/kx可以忽略 。 所以 1/Ky≈1/ky，,即有属于气膜传质过程控制
（ 2） 对于难溶气体组分 （ 结合式 9.52）
m很大,有,可忽略,则有即有,属于液膜传质过程控制 。
（ 3） 对于中等溶解度的气体组分
m值适中时,气液两相传质阻力都不可忽略,受气液膜传质过程控制 。
yx mkk
11
ymk
1
xx kK
11?
xx kK?
<补 >表 9-1 控制因素举例
传质速率yy kK
气膜控制 液膜控制 双膜控制
H 2 O 吸收 NH 3 H 2 O 或弱碱吸收 CO 2 H 2 O 吸收 SO 2
H 2 O 吸收 H C L H 2 O 吸收 CL 2 H 2 O 吸收丙酮碱液或氨水吸收 SO 2 H 2 O 吸收 O 2 浓硫酸吸收 NO 2
浓硫酸吸收 SO 2 H 2 O 吸收 H 2
弱碱吸收 H 2 S
(三 )伴有化学反应的吸收速率 （ 略讲 ）
1,伴有化学反应的吸收速率方程每单位接触面积的气液间化学反应吸收速率方程可用下式表示,---------9.56
式中：
kL— 未发生化学反应时液相传质分系数,亦即物理吸收的液相传质分系数,m/h；
β— 由于化学反应使吸收速率增强的系数,简称 增强系数,其单位无量纲；
CAi— 气液界面未反应的气体溶质的浓度,Kmol/m3；
CAL— 在液相中未反应的气体溶质的浓度,Kmol/m3。
通常是假定在液相中达到化学平衡状态下求出,反应为可逆反应时,即 k→∞,CAL=0。
ALAiL CCkN
增强系数,所谓增强系数就是与物理吸收比较,由于化学反应而使传质系数或推动力增加的倍数 。
反应吸收速率增强系数是与反应级数、反应速率常数
、化学平衡常数、液相中各组分的浓度、扩散系数、液相的流动状态等诸多因素相关的较为复杂的一个系数。
本书以膜模型理论进行讨论。
2,几种化学反应系统的反应增强系数 (详见书 P201-204)
（ 1） 不可逆一级反应 （ A→E,rA=k1CA）
（ 2） 不可逆二级反应 （ A+νB →E,rA=rB /ν=k2CACB）
（ 3） 不可逆 （ m,n） 级反应
（ A+νB →E,rA=rB /ν=km,nCAmCBn）
（ 4）可逆一级反应（ A E,rA= -rE =k1CA –k1’ CE）
k2
k1
§ 9-2 吸收设备及计算一、吸收设备为了强化吸收过程,降低设备的投资和运行费用,要求吸收设备满足以下基本要求：
（ 1） 气液之间应有较大的接触面积和一定的接触时间；
（ 2） 气液之间扰动强烈,吸收阻力低,吸收效率高；
（ 3） 气流通过时的压力损失小,操作稳定；
（ 4） 结构简单,制作维修方便,造价低廉；
（ 5） 应具有相应的抗腐蚀和防堵塞能力 。
所以,正确地选择吸收设备的型式是保证经济有效地分离或净化废气的关键 。
分类：目前,工业上常用的吸收设备的类型主要有 表面吸收器,鼓泡式吸收器,喷洒吸收器 三大类 。
1,表面吸收器,凡能使气液两相在接触表面 （ 静止液面或流动的液膜表面 ） 上进行吸收操作的设备均属表面吸收器 。 有水平液面的表面吸收器,液膜吸收器,填料吸收器和机械膜式吸收器 。
2,鼓泡式吸收器,鼓泡式吸收器中气体以气泡形式分散于液体吸收剂中 。 形式很多,基本上分为以下几类：
连续鼓泡式吸收器,板式吸收器,活动 （ 浮动 ） 填料吸收器 （ 湍球塔 ）,液体机械搅拌吸收器 。 主要吸收设备有板式塔 （ 如泡罩塔,筛板塔,浮阀塔等 ）,湍球塔 （
即活动填料塔 ） 等 。
3,喷洒吸收器,该吸收器中液体以液滴形式分散于气体中 。 分为三类：空心 （ 喷嘴式 ） 喷洒吸收器,高气速并流喷洒吸收器,机械喷洒吸收器 。 主要吸收设备有喷洒吸收塔,喷射吸收塔和文丘里吸收塔等 。
（ 见书 P204表 9-4列出了几种主要吸收设备类型及特点 ）
二、吸收设备的设计
（ 一 ） 吸收设备的设计计算依据和步骤
1,设计计算依据,
① 单位时间内所处理的气体流量；
② 气体的组成成分；
③ 被吸收组分的吸收率或净化后气体的浓度；
④ 使用何种吸收液；
⑤ 吸收操作的工作条件,如工作压力,操作温度等 。
其中 ③④⑤ 多数情况下是设计者选定的,但是确定时要考虑到经济效益,取最佳条件 。
2,设计步骤
（ 1） 吸收剂的选择,吸收剂性能的优劣是决定吸收操作效果的关键之一 。 要求如下：
① 对溶质的溶解度大,以提高吸收速度并减少吸收剂的需用量；
② 对溶质的选择性好,对溶质组分以外的其它组分的溶解度要很低或基本不吸收；
③ 挥发性低,以减少吸收和再生过程中吸收剂的挥发损失
④ 操作温度下吸收剂应具有较低的粘度,且不易产生泡沫以实现吸收塔内良好的气流接触状况；
⑤ 对设备腐蚀性小或无腐蚀性,尽可能无毒；
⑥ 要考虑到价廉,易得,化学稳定性好,便于再生,不易燃烧等经济和安全因素 。
大气污染治理工程中,常见气态污染物与适宜的吸收剂的组合 (见书 P208,表 9-5)。
结合表中内容,说明以下几点,
① 水是常用的吸收剂 。 常用于净化煤气中的 CO2和废气中的 SO2,HF,SiF4以及去除 NH3和 HCL等 。
优点：加压和低温下吸收,降压和升温下解吸,价廉易得,流程设备简单 。
缺点：净化效率低,设备庞大,动力消耗大 。
② 碱金属钠,钾,铵或碱土金属钙,镁等的溶液,也是很有效的吸收剂 。 它们能与气态污染物 SO2,HCL,HF、
NOx等发生化学反应,因而吸收能力大大增加,净化效率高,液气比低 。 例如用水或碱液净化气体中的 H2S时,
理论值可推算出,H2S在 pH=9的碱液中的溶解度为 pH=7
的中性水的 50倍； H2S在 pH=10的碱液中的溶解度为 pH=7
的中性水的 500倍 。
缺点：化学吸收流程长,设备较多,操作也较复杂,吸收剂价格较贵,同时由于吸收能力强,吸收剂不易再生 。
（ 2） 温度和压力,T降低,P升高,则气体溶解度增大 。
（ 3） 确定吸收剂的用量根据生产经验,Ls=(1.1～ 2)GB(Ls/GB)min;
对于低浓度气体的吸收,L=(1.1～ 2)G(L/G)min。
（ 4） 根据物料平衡,相平衡,传质速率方程式和反应动力学方程式确定吸收设备主要尺寸 。
（ 5） 压损的计算
（ 二 ） 填料塔的设计 （ 伴有化学吸收过程 ）
1,填料的选择作用：可为气液传质提供良好的传质条件 。
基本要求：
① 具有较大的比表面积和良好的润湿性；
② 有较高的孔隙率 （ 多在 0.45-0.95） ；
③ 对气流的阻力较小；
④ 填料的尺寸要适当,通常不应大于塔径的 1/10～ 1/8；
⑤ 耐腐蚀,机械强度大,造价低,堆积密度小,稳定性好等书 P209,表 9-6（ 提供 ） 几种填料的特性数据 。
2,液泛气速与填料塔的压降液泛气速,是填料塔正常操作气速的上限 。 当空气气速超过液泛气速时,填料塔持液量迅速增加,压降急剧上升,气体夹带液沫严重,填料塔的正常操作被破坏 。
填料塔的压降影响动力消耗和正常操作费用 。 影响压降和液泛气速的因素主要有填料的特性,气体和液体的流量及物理性质等 。
目前工程设计中应用最广泛的是埃克特 （ Eckert） 等人提出的填料塔压降,液泛和各种因素之间的关联图 。
(见图 9-12,填料塔泛点和压降的通用关联图 )
3,填料塔塔径的计算
D取决于处理的气体量 Q和适宜的空塔气速 u0,即：
---------------------9,68
D— 塔径,m； Q— 处理气量,m3/s； u0— 空塔气速,m/s
Q一定时,若 u0↘,D↗,则动力消耗少,但设备投资高；若 u0↗,D↘,则动力消耗大,但设备投资少 。
u0取值,根据生产经验：
① 由 ut确定,u0=0.66～ 0.80 ut,其中 ut为液泛速率 。
② 有关手册中查得 。
需注意：由上式算出的塔径应进行圆整,
0
4
u
QD
图 9-12 填料塔泛点和压降的通用关联图
4,最小吸收剂用量 Lsmin的计算设化学反应的方程式为：,作物料衡算有：
-------9,69
对于快速反应与瞬间反应,可忽略不计,
吸收最小用量相当于 CB1=0时的吸收剂用量,即：
-------9.70
式中,（ 单位,Kmol/m3）
CA1,CA2— 分别为气体入口与出口处溶液中组分 A的摩尔浓度；
CB1,CB2— 分别为气体入口与出口处溶液中组分 B的摩尔浓度；
CG1,CG2— 分别为气体入口与出口处气体中组分 A的摩尔浓度 。 GB,Ls意义同前 。
CbBA
212121 AAsBBsGGB CCLCCbLCCG
21 AAs CCL?
2
21
m i n
B
GGB
s C
bCCGL
书 P211,例 9.4,一逆流操作的填料塔中,用清水吸收混合气中的氨 。 混合气流率为 300Kmol/m2·h,某氨含量
y1=5%,出塔净化器含量 y2=0.1%(均为摩尔分率 )。 操作条件下气液平衡关系服从亨利定律,y=1.2x,实际液气比为最小液气比的 2倍,试计算清水用量和出塔氨水浓度
x1。
解：属于低浓度气体吸收,且气液平衡关系服从亨利定律,
则最小液气比：
清水用量：
出塔氨水浓度：
18.1
0
2.1
05.0
0 0 105.0
2
1
21
m i n
x
m
y
yy
G
L
)/(70818.130022 2
m i n
hmKm o lGLGL
%08.20 2 0 8.00
18.12
0 0 1.005.0
2
21
1
x
G
L
yyx
5,伴有化学反应的吸收塔塔高的计算现讨论有化学反应的气液逆流接触型吸收塔的计算,吸收塔内的浓度变化,(如图 9-13所示 )。
图 9-13 吸收塔内浓度变化设在液相内进行的反应为：
(不可逆二级反应 )
已知：液体本体中的 CAL=0,气液相的摩尔流率为 G,L
（ Kmol/m2·h ） ; ρL为吸收液的密度,Kmol/m3； L/ρL为吸收液的体积流率,m3/m2·h 。
首先对吸收塔任意界面作塔上部的物料平衡,则得下式：
-------9.71
亦为塔的操作线方程 。 （ 推导过程从略 ）
塔高可按下式计算：
-------9,74a
-------9,74b
BABA CkCvrrEvBA /
BB
L
AA CCv
LPPPG
22?
12AAPP
AiA
A
G PP
dP
aPk
GZ
1
2
B
B
C
C
Ai
B
LL C
dC
avk
LZ
其中,a为单位体积填料层所提供的传质面积,不仅和填料的种类,材质,尺寸,形状及填充方式有关,而且和填料表面的湿润状况有关,和气液性质和流动状态有关,
所以 a值难以确定,通常它 与传质系数的乘积 作为一个完整的物理量一起测定,称为 体积传质系数,单位：
Kmol/(m3·h)。
几种情况：
（ 1） 传质过程受气相阻力控制时,即 PAi=0,则：
-------9.75
（ 2） 传质过程受液相阻力控制时,PAi=PA,CAi=CA*= H
PA,9.74b中 CAi可根据操作线关系由 CB求知,由于 β也用
CB关联式表示,采用图解积分法对 9.74b进行塔高计算 。
2
1ln
A
A
G P
P
aPk
GZ?
（ 3） 气液两相传质阻力均不可忽略 （ 气液两相传质阻力均存在 ） 时：
① 关系成立,依此,以塔内不同的 PA分别求出相应的 PAi,再根据式 9.74a计算出塔高 Z。
② 化学反应级数可按拟一级反应或近似地按瞬时反应用解析法求解塔高 Z,相应计算方法如下：
a,快 速 不 可 逆 拟 一 级 反 应 吸 收 （ 满 足 塔 底
3<γ<( 1/2)β ∞） 。
b,不可逆瞬间反应吸收 （ 塔顶满足 γ> 10β ∞条件 ）
结合 P213,相应部分讲解 。
AiLAiAG CkPPk
§ 9-3 吸收法净化 SO2尾气一、概述国内外 防治 SO2污染的方法主要有,清洁生产工艺,
采用低硫燃料,燃料脱硫,燃料固硫 及 烟气脱硫 等 。 其中,烟气脱硫居主要地位 。 含硫的矿物燃料 （ 主要是煤 ）,燃烧后产生的 SO2烟气排出,其中 SO2含量达到
3.5%以上,便可以采用 一般接触法 制 H2SO4的流程进行反应,既可控制 SO2对大气的污染,又可回收硫磺,这里着重讨论的是 低浓度 （ 含量在 3.5%以下 ） SO2的控制和回收技术,即所谓 烟道脱硫 HGP(Hue Gas Desulfurization)流程,亦有书将排烟中去除 SO2的技术简称,排烟脱硫,
（ Flue Gas Desulfurization)。 目前烟气脱硫方法有一百多种,可用于工业上的仅有十几种 。
用于工业装置上的排烟脱硫应注意以下 几个原则,
（ 1） 工艺原理及流程应简单,装置紧凑,易于操作和管理；
（ 2） 具有较高的脱硫效率,能长期连续运转,经济效果好,节省人力,占地面积小；
（ 3） 脱硫过程中不产生二次污染物,回收产物应无二次污染；
（ 4） 脱硫用的吸收剂价格便宜且又易获得；
（ 5） 在工艺方法选择上应尽可能考虑到回收有用的硫资源 。
烟气脱硫,
（ 1） 按应用脱硫剂的形态分为,① 干法脱硫,采用粉状或粒状吸收剂,吸附剂或催化剂； ② 湿法脱硫,采用液体吸收剂洗涤烟气,以除去 SO2。
干法 —
优：净化后烟气温度降低很多,从烟囱向大气排出时易扩散,无废水问题； 缺：脱硫率低 。
湿法 —
优：脱硫率高,易操作控制；
缺：存在废水后处理问题,烟气经洗涤处理后,烟气温度降低较多,不利于高烟囱排放扩散稀释,易造成污染,目前实际中广泛使用的是湿法,因为 SO2酸性气体
,采用碱液吸收 。
（ 2） 按烟气脱硫生成物是否回收 分：
① 抛弃法,用碱或碱金属氧化物与 SO2起反应产生硫酸盐或亚硫酸盐而作为废料抛弃；
② 回收法 （ 再生法 ）,碱与 SO2反应,其产物通常是 S
或 H2SO4,而碱液循环使用,只需补充少量损失的碱 。
抛弃法 —
优：费用低,方便； 缺：存在固体废物的堆放问题 。
回收法 —
优：综合利用 S资源,避免产生固体废物；
缺：费用普遍高于抛弃法 。
（ 3） 按净化原理 （ 工艺过程原理 ） 分为：
吸收法 （ 多为湿法 ）,吸附法 （ 多为干法 ） 和 催化转化法 （ 干法 ） 等 。
书 P217,表 9-8简单列出了几种主要烟气脱硫方法及特点 。 书 P218,表 9-9列出了目前火电厂,锅炉烟气,冶炼厂,硫酸厂,钢厂尾气等常用的脱硫方法 。
吸收法是烟气脱硫方法中的主要方法之一,本节将主要介绍吸收法在锅炉烟气及工艺尾气脱 S中的应用 。
二、燃煤锅炉烟气脱硫工艺此类烟气 主要特点,含尘量大,温度较高,SO2浓度低,气量大,因而锅炉烟气脱 S工艺中加有除尘,调温等预处理过程 。
目前应用较多的方法有,石灰 /石灰石法,氧化镁法
,钠碱法,氨吸收法,亚硫酸钠法,柠檬酸钠法 等 。 下面主要介绍 前两种方法 。
（ 一 ） 石灰 /石灰石法石灰石是最早作为废气脱 S的吸收剂之一，目前应用较普遍的是 湿式石灰 /石灰石 -石膏法,改进的石灰 /石灰石法 和 喷雾干燥法,最初采用的是 干式抛弃法,投资和运行费用低，但存在脱 S率低，增加除尘设备的负荷等缺点，近年来重点转向 湿式洗涤法 和 喷雾干燥法 。
1,湿式石灰 /石灰石 -石膏法利用石灰或石灰石浆液作为洗涤液吸收净化烟道气中的 SO2并副产石膏 。
优点：吸收剂价廉易得；副产物石膏可回收用作建筑材料；
缺点：易发生设备结垢堵塞或磨损设备 。 解决这个问题最有效的办法是在吸收液中加入添加剂,目前工业上采用添加剂有：氯化钙 （ CaCl2）,Mg2+,已二酸,氨等 。 加入添加剂后,不仅能抑制结垢和堵塞现象,而且还能提高吸收效率 。
（ 1） 反应原理,分为 吸收 和 氧化 两个工序 。
吸收过程,
OHC a S OSO 232 21
在吸收塔内主要反应如下：
由于烟气中含有氧,有如下副反应发生：
氧化过程,
在氧化塔内,主要反应如下：
232223
223223
22322
2
1
2
1
2
1
2
1
2
1
2
1
H S OCaOHSOOHC a S O
COOHC a S OOHSOC a C O
OHOHC a S OSOOHCa
OHC aSOOHOOHC aSO 242223 223212
OHC aS OOHC aS O 2423 221
2242223
242223
221
223212
SOOHC a S OOHOH S OCa
OHC a S OOHOOHC a S O
（ 2） 工艺过程及操作要点
① 工艺过程主要有三部分组成,SO2的吸收,固液分离,固体处理现结合三菱重工业石灰 -石膏法工艺流程作简要说明
（ 见图 9-14） 。
图 9-14 三菱重工业石灰 -石膏法工艺流程
② 影响吸收效率的主要因素
a,浆液的 pH值有些固体物质在水溶液的溶解度与 pH值关系密切见下表所示 （ 补表 9-2） 。
补表 9-2：
在 50℃ 不同 pH值时 CaSO3·(1/2)H2O和 CaSO4·2H2O的溶解度 p H 值 Ca
2+
SO 3
2 -
SO 4
2 -
p H 值 Ca
2+
SO 3
2 -
SO 4
2 -
7,0 675 23 1320 4,0 1 1 2 0 1873 1072
6,0 680 51 1340 3,5 1763 4198 980
5,0 731 303 1260 3,0 3135 9375 918
4,5 841 785 1 1 7 9 2,5 5773 21999 873
注：表中溶解度为 （ 浓度 /× 10-6）
一般石灰石系统操作时最佳 pH值为 5.8～ 6.2；石灰系统操作时最佳 pH值为 8。
b.吸收温度通常认为吸收温度决定于几个因素,但最主要的是气体进口温度气体,进口温度高则脱 S率下降 。
c.石灰石的粒度一般控制石灰石的粒度在 200~300之间 。
d.流体力学状态 （ g-l-s三者关系 ）
经验表明,当液气比大于 5.3L/m3时,SO2的脱硫率平均为 87%,液气比小于 5.3L/m3时,脱 S率低于 78%。 在低密度的栅条填料塔中,气体流速在 1.6~2.5m/s,液气比宜在
0.8~8.2L/m3(标态 )之间,当液气比为 1.4L/m3,气速为 2.4
m/s时控制 SO2总传质速率 Ka为 1085mol/(m3.h.kpa),此时,
过程主要受气膜阻力 。
e.控制溶液过饱和最好的方法是在吸收液中加入 CaSO4·2H2O晶种 。
f.吸收剂
（ 3） 主要设备
a 洗涤吸收塔常见的有填料塔,道尔型洗涤器,盘式洗涤器和流动床洗涤器等 。
要求洗涤器应具有：气液相间的相对速度高,持液量大
,气液接触面积大,压降小等特点 。
b 氧化塔多采用回转圆筒式雾化器 （ 见图 9-15） 。 此类回转筒的转速为 500~1000r/min,其氧化效率约为 40%,较多孔板式高出 2倍以上,其没有浆料堵塞的缺点 。
图 9-15 回转圆筒式雾化器
2,改进的石灰石 /石灰湿法脱硫为了克服石灰 /石灰石法的结垢和堵塞,以提高二氧化硫的脱除率,开发了 加入缓冲剂 （ 如已二酸,硫酸镁等
） 的石灰 /石灰石法 。
3,喷雾干燥法
（ 1） 原理,该方法将吸收剂雾化喷入烟气中,吸收剂为分散相,烟气为分散介质 。 吸收剂采用石灰乳,雾化分散于烟气中,烟气中 SO2即与石灰乳雾滴发生反应生成 CaSO3·1/2H2O。 在雾滴与二氧化硫反应的同时,雾滴中的水分被高温烟气干燥,因此生成物是粉状干料,全游离水分一般在 2%以下,然后用除尘器进行气固分离,
即达到烟气脱硫的目的 。 脱硫率达 70%-90%。 脱硫率与吸收剂的利用率有关,综合考虑两因素,一般控制吸收剂用量 =（ 1.5-2.0） 理论用量 。
（ 2） 特点,喷雾干燥法界于湿法和干法之间,和湿式石灰石 /石灰相比具有如下优点：
① 流程简单,设备少,省去了一套处理装置；
② 运行可靠,生产过程中不发生结垢和堵塞现象；
③ 只要排气温度适宜,不产生腐蚀；
④ 能量消耗低,投资及运行费用小；
⑤ 对烟气量和烟气中二氧化硫浓度的适应性大 。
（ 3）工艺流程,（见图 9-16）
注意：吸收液的雾化，二氧化硫的吸收及烟气的干燥都在喷雾干燥器内完成。
图 9-16 喷雾干燥法工艺流程
（ 二 ） 金属氧化法一些金属如 Mg,Mn,Zn,Fe,Cu等氧化物可作为二氧化硫的吸收剂 。
干法,属传统工艺,脱硫率低 。
湿法,多采用浆液吸收,吸收二氧化硫以后的含亚硫酸盐或亚硫酸氢盐的将液,在较高温度下易分解,可再生出浓二氧化硫气体,便于加工为硫的各种产品 。
常 见的 有 氧化 镁 法,氧 化 锌法,氧化 锰 法 等 。
氧化镁法 多用于净化电厂锅炉烟气； 氧化锌法 适合锌治理企业的烟气脱硫； 氧化锰法 可用于无使用价值的低品位软锰矿为原料净化炼铜尾气中的二氧化硫,并得到副产品 — 锰矿 。
下面以氧化镁法为例介绍金属氧化物吸收流程 。
此法具有代表性的工艺有联邦德国 Wilhlm Grillo公司开发的 基里洛 (Grillo)法 和美国 Chemical Construction公司开发的 凯米克法 。 （ 本书译作,开米柯,法 ）
基里洛法 是用吸收性能好并且容易再生的 MgOx·MnOy
为吸收剂吸收烟气中的 SO2,此 法 所 得 副 产 品 为
98%H2SO4。
凯米克法又称氧化镁法,是用两个串联的文丘里洗涤器 除 去 烟 气 中 微 小 的 尘 粒,并用 MgO 的 水 溶 液
[Mg(OH)2]为吸收剂吸收烟气中的二氧化硫 。 吸收液再生后可继续循环使用,得到高浓度的二氧化硫,可用于制硫酸或单体硫磺 。
1,氧化镁法整个过程可分为 吸收,脱水 和 分解 三个主要工序 。 主要反应如下：
OHM g S OOHOHMgHSOMg
HSOMgOHSOM g S O
OHM g S OSOOHMg
OHM g S OOHSOOHMg
OHMgOHM g O
232223
23223
2322
23222
22
6·210
65
制浆副反应：
OHM g S OOHSOOHMg
OHM g S OOHOM g S O
SOOHM g S OOHOH S OMg
24232
24223
2242223
7·6
7·7
2
1
7·6
2
1
（ 1） 吸收工序,
（ 2） 干燥脱水工序
OHM g SOOHM g SO
OHM g SOOHM g SO
2424
2323
77·
66·
（ 3） 分解工序
224
23
2
1
2
1
COSOM g OCM g S O
SOM g OM g S O
（ 4） 吸收剂再水合工序
22 OHMgOHM g O
2,凯米克 — 氧化镁法脱硫工艺特点
① Mg(OH)2吸收剂,可循环使用,氧化镁的补给量不大；
② 采用凯米克式大型文丘里洗涤器,可处理大烟气量的脱硫,并可获得 95%以上的脱硫率；
③ 不会发生结垢和堵塞；
④ 系统排放废水量小,基本无二次污染；
⑤ 吸收后得到高浓度二氧化硫气体,适宜于制造硫酸或固态硫磺；
⑥ 装置的建设费及运转费低廉 。
3,工艺流程
MgO浆洗 — 再生法工艺流程 （ 见图 9-17）
4,开米柯式文丘里洗涤器的构造示意图 （ 见图 9-18）
图 9-17 MgO浆洗 — 再生法工艺流程图 9-18 开米柯式文氏管洗涤器三、燃煤锅炉烟气除尘脱硫设计计算现有的工艺有,先除尘后脱硫,先脱硫后除尘 和 脱硫除尘一体化工艺 等 。
1,燃煤锅炉烟气脱硫系统计算步骤如下,
① 确定锅炉燃煤量,烟气量,烟气组成,性质等；
② 确定除尘脱硫工艺流程并进行物料衡算；
③ 除尘脱硫设备的设计；
④ 管道系统的选择 （ 本章暂不讨论 ） 。
（ P225,例 9.7） 试设计蒸发量为 20t/h的燃煤锅炉烟气的除尘脱硫装置 。 要求排放烟气达到国家排放标准 。 已知：燃煤的组成 （ 质量比 ） 如下,C=65.7%,灰分
=18.1%,S=1.7%,H=3.2%,水分 =9.0%,O=2.3%（ 含 N
量不计 ）,锅炉热效率 =75%,空气过剩系数为 1.2,低位发热量 =20939KJ/Kg,水的蒸发热为 2570.8KJ/Kg,烟尘的排放因子为 30%。
解,（ 1） 锅炉燃煤量：
据已知条件,可得蒸发量为 20t/h的锅炉所需热量为需煤量为：
hKJ /104.5110208.2570 63
hthKg /3.3/103.3%7520939 104.51 3
6
（ 2）烟气排放量及组成（以燃煤 1Kg为基础）
各组分 C S H O 水分 灰分重量 /g 657 17 32 23 90 181
物质的量 /m o l 5 4,7 5 0,5 3 16 （分子） 0,7 2 （分子） 5
需氧 /m o l 5 4,7 5 0,5 3 8 - 0,7 2
理论需氧量 =54.75+0.53+8-0.72=62.56mol/Kg(煤 )
理论空气量 =62.56× （ 3.76+1）
=297.79 mol/Kg(煤 )=6.67 m3/Kg (煤 ) (标态 )
理论空气量下烟气组成,（ mol）
CO2,54.75,SO2,0.53,H2O,16+5=21，
N2,62.56× 3.76=235.23
理论烟气量：
54.75+0.53+21+235.23=311.51 mol/Kg=6.98 m3/Kg
实际烟气量,（ 标态 ）
6.98+6.67× （ 1.2-1） =8.31 m3/Kg
3.3t/h煤的烟气量 （ 标态 ）,
3.3× 103× 8.31=2.74× 104 m3/h
烟气组成（标态）：
3
3
33
/6 5 3 4%30
31.8
10181
/4 0 8 231.8/106253.0
2
mmgC
mmgC SO
烟尘
2,确定烟气除尘脱硫工艺并进行物料衡算锅炉烟气除尘脱硫工艺与脱硫方法有关 。 干法脱硫：先除尘后脱硫；湿法脱硫：多种方法,视实际情况而定 。 可行的途径有：
① 利用现有除尘设备,设计脱硫装置；
② 取消原除尘设备,设计除尘脱硫新系统 。
本例题拟采用先有除尘设施,后加脱硫装置的工艺 。
其流程为：锅炉烟气 →除尘设施 →脱硫设施 →烟囱排放物料衡算：烟气排放达到 SO2≤1200mg/m3,烟尘 ≤250
mg/m3（ GB13271— 91中规定二类区二级标准 ） 。
需指明,2000年 1月以后新锅炉,SO2≤900mg/m3,烟尘
≤200 mg/m3
据此得,（示意图）
粉尘入口
6534mg/m3
除尘系统粉尘出口
250mg/m3
除尘量：（ 6534-250） × 2.74× 104× 10-6=172(Kg/h)
η≥96.2%
SO2入口
4082mg/m3
脱硫系统
SO2出口
1200mg/m3
脱硫量：（ 4082-1200） × 2.74× 104× 10-6=79（ Kg/h)
η≥71%
C烟尘 =6534mg/m3
CSO2=4082mg/m3
C烟尘 =250mg/m3
锅炉烟气除尘脱硫
CSO2不变 CSO2=1200mg/m3
C烟尘 不变排放粉尘 172 kg/h 回收 SO279 kg/h
3,除尘器,脱硫装置的选择设计
（ 1） 除尘器选用立式麻石水膜除尘器,结构图 （ 见图 9-19） 所示
,规格和性能 （ 见书 P227,表 9-11） 。 水膜除尘器内烟气上升速度在 3.5-5m/s之间为宜,取 5m/s,于是：
由又所以：
其中,Q′— 筒内实际处理量 （ 操作温度 80℃,m3/h）
Q — 标况下的烟气量,m3/h。
3 6 0 05
'4'3 6 0 05
4 1
2
1
QDQD 得
）（ KgmQQQ /27420273 )80273(' 3
mQD 58.1
2 7 33 6 0 05
802 7 34
1
图 9-19
立式麻石水膜除尘器结构图
1-环形集水管；
2-扩散器；
3-挡水堰；
4-水跃入区；
5-溢水槽；
6-筒体内壁；
7-烟道进口；
8-挡水；
9-锥形灰斗；
10-插板门；
11-水封池；
12-灰沟由表 9-11选用 MCLS— 1.6型麻石水膜除尘气,各项参数见表 9-11所示,此时烟气进口速度为：
由表 9-11查得该条件下除尘器的阻力为 1245Pa。
（ 2） 脱硫装置选用内装 80mm陶瓷拉西环 （ 整砌 ）,吸收液为石灰石浆液,逆流接触 。
由物料平衡及所选吸收装置类型知：
sm
bh
Qv /9.20
3 60 02.142.0
2 73
1 052 732 74 20
'?
hm o lCCGCL
mm o lC
mm o lC
GG
B
Bs
G
G
/9.1233)019.0064.0(27420
/019.010
64
1200
/064.010
64
4082
212m i n
33
2
33
1
标标
（根据 P211，式 9.70）
CaCO3的理论需要量：
实际用量：
为减少结垢,可在循环槽内加入已二酸,其加入量为
2Kg/t（ 石灰石 ） 。
又
hKgM C a C O /4.1 2 3101 0 09.1 2 3 39.1 2 3 3 33
hKg /8.2464.1232
PaP
Y
PaP
Y
G
G
G
G
5.40100 1 3.1%04.0
%04.00 0 0 4.0104.220 1 9.0
8.1 4 1100 1 3.1%14.0
%14.00 0 1 4.0
10
4.22
2 7 4 2 0
2 7 4 2 00 6 4.0
5
2
3
2
5
1
3
1
据前知石灰石吸收二氧化硫的气速宜在 1.6-2.5m/s范围,
液气比在 0.8-8.2 l/m3之间,当取气速 2.4m/s,液气比 1.4
l/m3时,体积总传质系数 KAGa为 1.085× 10-3Kmol/(m3·h·Pa)，
传质阻力受气膜阻力控制 。 吸收塔内温度为 30℃,因而：
所以塔径：
圆整为 D=2.2m,（ 圆整时直径 1m以上间隔为 200mm）
填料塔的横截面积：
hmQ /2.3 04 33
2 73
302 732 74 20' 3
m
u
QD 08.24
2
22
8.3
4
2.214.3
4
mD
任一截面上气体质量流率：
根据式 9.75,填料层高度 H：
经圆整填料层高度取 3.8m,合 3800mm。
)/(1.3 2 2
8.3
10
4.22
2 7 4 2 0
2
3
hmK m o lG
mPPPK GH
A
A
Ga
66.35.40 8.141ln10013.110085.1 1.322ln 53
2
1?
四、吸收净化生产工艺含硫尾气 （略讲）
生产工艺含硫尾气,如硫酸厂尾气,冶炼尾气,钢厂尾气及造纸,纺织食品工业尾气等典型生产工艺含硫尾气 。
特点：二氧化硫浓度较高,粉尘等杂质较少,因而其经治理后均可回收,并得到浓度高的硫产品 。
常用的吸收法有：钠吸收法,氨 — 酸吸收法,碱性硫酸铝 — 石膏法,氧化锌,氧化镁法,稀硫酸法等 (详见表 9-
9)。
本节中有代表地介绍了一下几种吸收治理法：
① 碱式硫酸铝法治理钢厂尾气；
② 氨 — 酸吸收法,主要用于化工工艺含硫尾气；
③氨 — 亚硫酸铵法，用于造纸工业含硫尾气治理，具有一定的环保和经济效益。
§ 9-4 吸收法净化其它尾气 （介绍）
一,吸收法净化含 NOx尾气
NOx组成,N2O,NO,NO2,N2O3,N2O4,N2O5,对大气造成污染的主要是 NO,NO2。
NOx的来源：约 95%以上由燃料燃烧产生 。 主要来自
：各种锅炉,焙烧炉,窑炉等的燃烧过程；机动车尾气排放；硝酸生产和各种硝化过程 （ 如化肥厂 ） ；冶金行业中的炼焦,烧结,冶炼等高温过程；金属表面的硝酸处理 。
目前控制 NOx污染的方法：
a,源头处理,改革工艺设备,改进燃料,清洁生产
（ 研究方向 ） ；
b,终端治理,排烟脱氮 （ 排烟脱硝 ）,高烟囱扩散稀释 （ 目前主要方法 ） 。
目前排烟脱硝的方法有,催化还原法 （ 选择性,非选择性 ）,吸收法,吸附法 等 。
本节主要讨论 吸收法净化含 NOx尾气 。
液体吸收法：采用水或某种液体来吸收废气中的 NOx
常见的有,水吸收法,酸吸收法,碱吸收法,吸收还原法,氧化吸收法,络合吸收法 等 。
此方法的 特点,工艺简单,投资少,能以硝酸盐等形式回收废气中 NOx达到综合利用的目的 。
（ 一 ） 液体吸收法的分类和一般原理按吸收剂种类不同分为以下几种：
1,水吸收法化学反应式：
OHNOHN OHN O
HN OHN OOHNO
232
2322
23
2
主不稳定因为 NO水溶解度小,所以该法吸收效率不高,尤其不能应用于含 NO为主的废气净化 。
2,酸吸收法
（ 1） 以浓硫酸作吸收剂亚硝基硫酸可以生产硫酸和硝酸 。 此方法可用于同时生产浓硫酸和浓硝酸的企业 NOx的尾气净化 。
（ 2） 以稀硝酸作吸收剂利用 NOx在稀硝酸中的溶解度高得多,属于物理吸收 。
3,碱液吸收法吸收剂：纯碱,烧碱 。
反应式,Na2CO3：
OHN O H S OSOHNONO 24422 22 亚硝基硫酸
232322
22322
2
2
CON aN ON aN OCONaNO
CON aN OCONaNONO
NaOH：
优点：可生成亚硝酸钠和硝酸钠,有一定的经济效益缺点：净化效率低,一般仅 60%,这是因为 NO本身不被碱吸收,只有在 NO2/NO≥1时才能被吸收 。
此方法适用于 NO2/NOx（ 氧化度 ） ≥50%的尾气 。
4,吸收还原法吸收液：亚硝酸盐,亚硫酸盐,硫化物或尿素的水溶液 。 净化效率高 。
NOx被还原生成氮气 。
5,氧化吸收法原理：含有部分 NO和 NO2的 NOx中的 NO被氧化生成
NO2（ 硝酸,活性炭,氧,原子氧等 ）,然后 NO2被碱液吸收 。
OHN aN ON aO HNONO
OHN aN ON aN ON aO HNO
222
2322
22
22
二、吸收法净化含氟废气
6,络合吸收法原理：
络合剂,FeSO4,EDTA,Na2SO3。
特点：吸收容量小 。
（ 二 ） 硝酸氧化 — 碱吸收法
NO2/NOx（ 氧化度 ） 低时,可采用此法,先将部分 NO
氧化为 NO2来提高氧化度,然后用碱或亚硫酸铵吸收 。
富集回收络合物络合剂 NONO
含氟废气：含有 HCL,SiF4和氟化物粉尘的废气 。
含氟废气的净化处理：干法,湿法和其它法 。
干法,采用吸附剂与氟里昂反应 。 （ 下一章讲 ）
湿法,采用液体来洗涤含氟废气 。
吸收剂：水,HF溶液,H2SiF6溶液,碱液,盐液等 。
与干法相比,湿法的工艺流程和设备较复杂 。
书中介绍了水吸收法和碱吸收法 （学生自己看） 。
三、吸收法净化含氯废气含氯废气主要指含 HCL,CL2和含氯化合物的废气 。
来源：有色稀有金属冶炼,氯碱工业,有机物的氯化过程,纺织,造纸行业的漂白过程等 。 此外,固体废物如聚氯乙烯含氯塑料的焚烧处理 。
处理方法：液体吸收,固体吸附,联合净化等 。
书中介绍了氯化亚铁溶液或铁屑吸收法。该法既能消除含氯废污染，又可制得 FeCL3产品。
习题：书 P246,9.1,9.3,9.4,9.6
讲授时间,2003-11-
参 考 书 目
,大气污染控制工程,林肇信 主编，高教出版社
,大气污染控制工程,
郝吉明,马广大 编著，高教出版社
,大气污染控制工程,
郭 静,阮宜纶 主编，化工出版社
,大气污染治理工程,蒲恩奇 主编，高教出版社
,环保设备设计与应用,罗辉 主编，高教出版社
,大气污染控制工程,(影印版）
Noel de Nevers主编，清华大学出版社内 容
吸收法净化气态污染物
吸附法净化气态污染物
气态污染物的催化净化
气态污染物的其它净化方法
净化装置的选择、设计和运行管理第九章 吸收法净化气态污染物
吸收的基本原理
吸收设备及计算
吸收法净化 SO2废气
吸收法净化其它尾气吸收净化法,是利用废气中各混合组分在选定的吸收剂中溶解度不同,或者其中某一种或多种组分与吸收剂中活性组分发生化学反应,达到将有害物从废气中分离出来,
净化废气的目的的一种方法 。
① 物理吸收,较简单,可看成是单纯的物理溶解过程 。
吸收限度取决于气体在液体中的平衡浓度；
吸收速率主要取决于污染物从气相转入液相的扩散速度
② 化学吸收,吸收过程中组分与吸收剂发生化学反应 。
吸收限度同时取决于气液平衡和液相反应的平衡条件；
吸收速率同时取决于扩散速度和反应速度 。
同,两类吸收所依据的基本原理以及所采用的吸收设备大致相同 。
异,一般来说,化学反应的存在能提高反应速度,并使吸收的程度更趋于完全 。 结合大气污染治理工程中所需净化治理的废气,具有气量大,污染物浓度低等特点,实际中多采用化学吸收法 。
§ 9-1 吸收的基本理论吸收过程的 实质 是物质由气相转入液相的 传质过程 。
一,气液平衡 — 亨利定律
1,气体在液体中的溶解度气体的溶解度是在 100Kg水中溶解气体的千克数 。
在恒定的 T,P下,使一定量吸收剂与混合气体充分接触后,气,液两相最终可达平衡,此时 v吸收 =v解吸,这时其中：
c— 可溶气体在溶液中的浓度
(即平衡浓度或饱和浓度 ),Kg/m3
p*— 被吸收气体在溶液面上的分压
（ 称平衡分压或饱和分压 ）,Kpa
溶解度性质：
几种常见气体 SO2,NH3,HCL在水中的平衡溶解度
(见图 9-1 及书 P187,表 9-1)
pfc
图 9-1 几种常见气体在水中的平衡溶解度
① 不同性质的气体在同一温度和压力下的溶解度不同；
② 气体的溶解度与温度有关,多数气体的溶解度随温度的升高而降低；
③温度一定时,Pe增大，溶解度增大
2,亨利定律 （ 相平衡方程式 ）
亨利定律 — 对于非理想溶液,当总压不高 （ 一般不超过
5× 105Pa） 时,温度一定,稀溶液中溶质的溶解度与气相中溶质的平衡分压成正比,即,------9.1
或,--------------------9.2
或,--------------------9.3
式中,H,E,m均称为亨利系数,但其单位不同 。
若 c— mol/m3,p*— Pa,则 H— mol/m3·Pa；
x取摩尔分数,p*— Pa,则 E— Pa；
y*,x分别为溶质在气相,液相中的摩尔分数,
m无量纲,又称 相平衡常数 。
*Hpc?
Epx *?
mxy?*
3,亨利定律参数的换算 （ 自学 ）
重点,
部分气体不同温度水溶液的亨利系数 （ 见书 P188表 9-2）
说明几点,① 以 E表示的亨利系数 ;② 随温度升高,E增大；
③ 通过比较 E,我们可以判断那些气体易溶于水,E越小,
该气体越易溶于水 。
例题,
例 1,(见书 P189,例 9.1)
设题的目的,如何由已知压强,温度下,某种气体在水中的溶解度数据,求算亨利系数 。
解题思路,
① 首先求算出 p*与 x对应的数据组；
② 绘制 p*— x曲线；
③ 由原点作平衡曲线的切线,其斜率即亨利系数 E；
④ 结合图指出该溶液服从亨利定律的浓度范围 。
EH 1?
例 2：推算温度 25℃,分压为 1.013× 105Pa时,CO2在水中的溶解度 。 （ 见书 P190例 9.2）
解：利用由书中表 9-2查得 25℃ 时 E=1.66× 105Kpa,则：
由附录 7查得 25℃ 下,水的 ρ L=977Kg/m3，
又 MCO2=44,于是依式 9.9可得溶解度：
Epx *?
4
8
5
10102.61066.1 10013.1x
3
44
4
/0 3 3 7.0
101 0 2.6118101 0 2.644
101 0 2.69 9 7
1
2
mmol
xMxM
x
c
sco
L
4,传质吸收过程的判断
① 根据相平衡的可以判断气液接触时溶质的传质方向,
即溶质是由气相传到液相 （ 被吸收 ）,还是从液相传到气相 （ 被解吸 ） 。
现以一传质设备来说明传质过程的进行 (见图 9-3)
气液两相在传质设备中相接触,就会发生质量传递,系统将会自发地向平衡状态变化 。
若测得 y>yi*,则该组分将被溶液吸收 — 吸收过程 ；
若测得 y<yi*,则该组分将从溶液中解吸出来 — 脱吸过程同理,x<xi*— 吸收过程 ； x>xi*—— 脱吸过程 。
图 9-3 传质过程气液相浓度与平衡的关系
② 用相平衡方程式还能确定吸收 （ 或解吸 ） 过程进行的限度,从而提出合理的工艺设计要求 。
根据相平衡方程式有：
x2*= y1/m y2*=m x1
因此可以判定无论塔的效率多高或塔身多长,其所得吸收液中该组分的组成 x2不可能超过 x2*,即,x2≤x2*= y1/m
,同理,处理后的排气中该组分 y2也不可能低于 y2*,即：
y2≥y2*=m x1,这样就可以依据进气浓度 （ 组成 ） 和进液浓度 （ 组成 ） 利用相平衡方程式计算出最终吸收浓度和最终排放废气的极限浓度 。
二、化学吸收的气液平衡气体溶于液体中,若发生化学反应,则被吸收组分的气液平衡关系应既服从相平衡关系,又应服从化学平衡关系 。 即有：
---------------9.13
设设备吸收组分 A与溶液中所含的组分 B发生相互反应：
化学平衡物理平衡 AAc A
dDcCbBaA
aA
l
g
① 亨利定律关系式：
------------------9.14
② 化学平衡关系式：
------------------9.15
*AA pHA?
ba
dc
BA
DCk?
------------------9.16
将 9.16代入 9.14得：
------------------9.17
下面从几种具体的情况来讨论化学吸收的气液平衡关系,
1,被吸收组分与溶剂的相互作用反应式表示为：
被吸收组分 A进入液相后的总浓度 CA可写成：
------------------9.18
其化学平衡常数
------------------9.19
a
b
dc
kB
DCA
1
a
b
dc
A
A kB
DC
H
p
1
* 1
l
k
l
g
MBA
A
MAC A
BA
AC
BA
Mk A
于是有：
------------------9.20
又若是稀溶液吸收,则遵循亨利定律,即有 [A]=HAPA*,代入 （ 9.20）,于是有：
------------------9.21
在稀溶液中,B很大可视为常数,且 k不随浓度变化,故
1+k[B]可视为常数,此时,即形式上服从亨利定律,但不同的是表明溶解度系数较 HA增大了 （ 1+k[B]） 倍,结果使过程有利于气体组分 A的吸收 。
有代表性的：用水吸收氨气,
BkCA A 1
BKH
CP
A
A
A 1
*
AA Cp?*
BkHH AA 1'Bk
H
H
A
A 1
'
2,被吸收组分在溶液中离解设反应产物的解离反应式为：
吸收平衡时,离解常数为：
-----------------9.22
当溶液中无相同离子存在时,[K+]=[A-],于是有：
----------------9.23
AKMBA
A
kk
l
g
MkAM
Ak
1
2
1
被吸收组分 A在溶液中的总浓度为物理溶解量与离解溶解量之和,即：
------9.24
MkMAAMAC A 1
M
AKk,
1
对式 （ 9.19）,（ 9.22）,（ 9.24） 和组分的物料平衡方程式联解得：
---------9.25
式中：
------------9.26
将 （ 9.25） 代入亨利定律式,则：
---9.27
由此可见,对反应产物有解离的化学吸收过程,相平衡方程式与气相组分 A在吸收液中总浓度 [CA]为非线性关系,
Bk
kCkkC
A AAAAA
12
42
Bk
Bkkk
A 1
1
AAAAAAA kCkkCHBkP 4212
1*
3,被吸收组分与溶剂中活性组分作用设反应式为：
设溶剂中活性组分 B的起始浓度为 CB0，反应达平衡后，
转化率为 R，则溶液中活性组分 B的浓度,
而生成物 M的平衡浓度为 。由化学平衡关系得平衡常数：
--------9.28
又亨利定律 [A]=HAPA*,得：
------------9.29
lll
g
MBA
A
RCB B 10
RCM B0?
RA
R
RCA
RC
BA
Mk
B
B
11,0
0
RkH
RP
A
A 1
*
若物理溶解量可忽略不计,则由上两式可得：
令,于是 ---------9.30
变换为：
由此可见：
① 溶液的吸收能力 CA*随 PA*增大而增大,溶液的吸收能力 CA*随 k增大而减小 。 ② 溶液的吸收能力还受活性组分起始浓度 CB0的限制,CA*≤CB0（ 只能趋近于而不能超过 ）
气相中的分压和温度对化学吸收和物理吸收的影响不同,
温度增大，压力增大可改善化学吸收过程 (化学吸收 )；
温度降低，压力增大可改善液体中污染物的溶解度（物理吸收）。
**00* 1
AA
AA
BBA kPH
kPHCRCMC
kHk A?1
*
1
*
10*
1 A
A
BA Pk
PkCC
1
1
1
*
1
0*
A
BA
Pk
CC
三、吸收过程的物料平衡
（ 一 ） 物料平衡与操作线方程
1,物料平衡是吸收设备计算的基础逆流吸收时,塔内气液流量和组成变化情况 (见图 9-4)
图中各符号的意义如下：
G,L— 分别表示单位时间通过塔任一截面单位面积的混合气体和吸收液的流量,Kmol/(m2·s)；
GB— 表示单位时间通过塔任一截面单位面积的惰性气体的流量,Kmol/(m2·h)；
Ls— 表示单位时间通过塔任一截面单位面积纯吸收剂的流量,Kmol/(m2·h)；
Y,Y1,Y2— 分别表示在塔的任意截面,塔底和塔顶的气相组成,（ Kmol吸收质 /Kmol惰性气体 ） ；
X,X1,X2— 分别表示在塔的任意截面,塔底和塔顶的液相组成,（ Kmol吸收质 /Kmol吸收剂 ） 。
x,y— 分别表示任一截面上吸收液和混合气体中溶质的摩尔分数图 9-4 逆流吸收塔内气、液流率和组成的变化
x1
对全塔进行物料衡算有：
就任意截面与塔顶间进行物料衡算有：
---------9.36
或
---------9.37
此式即为 吸收操作线方程式 。
在 Y— X图上作式 （ 9.37） 的图线为一条直线 (见图 9-5),
直线斜率为 Ls/Gs,截距为,直线的两端分别反映了塔底 （ Y1,X1） 和塔顶 （ Y2,X2） 的气液两相组成
。 此直线上任一点的 Y,X都对应着吸收塔中某一截面处的气液相组成 。 吸收操作线斜率 Ls/Gs称为吸收操作的液气比,物理含义为处理单位惰性气体所消耗的纯吸收剂的量
2121 XXLYYG SB
22 XXLYYG SB
22 XG
LYX
G
LY
B
S
B
S
22 XGLY
图 9-5 吸收操作线和推动力图示
2,操作线方程式的作用说明塔内气液浓度变化情况,更重要的是通过气液情况与平衡关系的对比,确定吸收推动力,进行吸收速率计算,
并可确定吸收剂的最小用量,计算出吸收剂的操作用量 。
3,操作线与平衡线间的关系,要掌握以下三个方面,
(1)在 Y— X图上,吸收操作线必须处于平衡线之上 ；
(2)操作线与平衡线之间的距离反映了吸收推动力的大小操作线上任一点 代表某截面上气,液组成 （ Y,X）,该点到平衡线的垂直距离 （ Y-Y*） 和水平距离 （ X*-X） 分别代表该截面上的吸收推动力 。
(3)平衡线与操作线不能相交或相切
4,低浓度气体吸收操作线方程式若处理的气体浓度较低,即 y1<10%时,所形成的溶液浓度也较低,则 Y≈y,X≈x,且通过塔内任意截面混合气体量近似于惰性气体量,即 G≈GB,同理 L≈Ls,代入公式 （
9-37）,有：
--------------9.38
此即称为 低浓度气体吸收操作线方程式,表明对于低浓度气体的吸收,在 x— y坐标上绘出的操作线基本上也成直线,其斜率为 L/G。
（二）最小（最佳）气液比的确定在吸收塔设计中要处理的废气流量、进出塔气体溶质浓度（即 G,GB,Y1,Y2）均由设计任务而定，吸收剂的种类和进塔浓度 X2由设计者决定，而只有吸收剂用量 Ls及出塔溶液中吸收质浓度 X1是待机算的。根据物料衡算,Ls与
X1之中只有一个是独立的未知量，通常在计算中先确定 Ls
值，则 X1便随之而定了。由于 GB属已知条件，因而可通过确定操作线斜率 Ls/GB（液气比）来确定 Ls。
1,如何确定 Ls/GB？（ Ls/GB） min的提出结合图 9-6（ a）进行讨论 。
22 xG
Lyx
G
Ly
当塔底操作点 D与平衡线相交时,X1与 Y1成平衡，这时理论上吸收液所能达到的最高浓度，以 X1*表示，此操作线对应的液气比称为 最小液气比,以 （ Ls/GB） min表示。
最小液气比可用作图法求取,
具体作法分两种情况：
（ 1） 吸收平衡线下凹,如图 9-6（ a） 所示 。
由 Y=Y1作水平线与平衡线相交,交点的横坐标即为 X1*，
由全塔的物料平衡计算可得：
----------9.39
2
*
1
21
m i n XX
YY
G
L
B
s
若为低浓度气体吸收,且溶液为稀溶液,其气液平衡关系服从亨利定律,代入 9.38式可得到最小液气比为：
---------9.40
21
21
2
*
1
21
m i n / xmy
yy
xx
yy
G
L
B
s
图 9-6 吸收塔的最小液气比
a b
X2
（ 2） 吸收平衡线上凸,如图 9-6（ b） 所示 。
当气液比 （ Ls/GB） 减少到操作线与平衡线相切,尽管塔底两相浓度 （ X1,Y1） 未达到平衡,但切点处达到平衡,
此时的气液比即为 （ Ls/GB） min。 理论上吸收液的最大浓度为该切线和 Y=Y1水平线交点 D的横坐标 X1max,此时最小气液比计算式为：
---------9.41
2m a x1
21
m i n XX
YY
G
L
B
s
2,实际设计中气液比的确定必须满足下列三个原则,
（ 1） 操作液气比必须大于最小液气比；
（ 2） 就填料塔而言操作液体的喷淋密度 （ 即每平方米的塔截面上每小时的喷淋量,m3/m2·h ） 应大于为充分润湿填料所必需的最小喷淋密度,一般为 3-4m3/m2·h,此时设备的阻力较小 。
（ 3） 操作气液比的选定应尽可能从设备投资和操作费用两方面权衡考虑,以达到最经济的要求 。
这是因为：设备投资和操作费用间矛盾 。
① LS↑,LS/GB↑,(Y-Y*)（ 或 （ X*-X）） ↑,
有利于吸收的操作,设备的尺寸和投资 ↓；
② LS↑,动力消耗 ↑,X1↓,对需回收吸收剂的操作来说
,增加了溶液再生的困难,操作费用 ↑。
首先要求 Lmin,然后确定吸收剂操作用量 L,在选用一个合适的 L/G,根据实际经验,取,L=(1.1-2.0)Lmin。
通过上述分析,可利用操作线图,结合考虑吸收液用量来确定吸收液最终浓度和吸收器尺寸等参数,从而选择最佳操作条件 。
四、伴有化学吸收的吸收动力学
（ 一 ） 双膜理论关于气液两相的物质传递理论,有,双膜理论,（
又称,滞留膜理论,）,,溶质渗透理论,,,表面更新理论,等,但在解释吸收过程机理时,目前仍以双膜理论为基础,其应用也最广泛 。 该理论是刘易斯 （
WK·Lewis） 和怀特曼 （ W·gWhiaman） 提出的,它不仅适用于分析物理吸收过程,也可用来分析伴有化学反应的化学吸收过程 。
基本论点,（ 结合 图 9-7：双膜理论示意图 ）
（ 1） 在气液两相接触时,两相间有个相界面 。 在相界面附近两侧分别存在一层稳定的滞留膜层 （ 不发生对流作用的膜层 ） —— 气膜和液膜 。
图 9-7 双膜理论示意图
—— 双膜理论模型两相中浓度分布；
------扩散边界层理论模型两相中浓度分布。
（ 2） 气液两个膜层分别将各项主体流与相界面隔开,滞留膜的厚度随各项主体的流速和湍流状态而变,
流速愈大,膜厚度愈薄 。 气液相质量传递过程是：
直至达到动态平衡为止 。
（ 3） 在界面上,气液两相呈平衡态,即液相的界面浓度和界面处的气相组成呈平衡的饱和状态,也可理解为在相界面上无扩散阻力；
（ 4） 在两相主体中吸收质的浓度均匀不变,因而不存在传质阻力,仅在薄膜中发生浓度变化；存在分子扩散阻力,两相薄膜中的浓度差等于膜外的气液两相的平均浓度差 。
液相主体液膜表面相界面气膜表面吸收质从气相主体湍流扩散分子通过液膜扩散分子通过气膜扩散湍流扩散
（ 二 ） 吸收传质速率方程吸收速率：气体吸收质在单位时间内通过单位界面而被吸收剂吸收的量 。
根据双膜理论,在稳定吸收操作中,吸收质的通量
（ 从气相主体传递到界面 ） 等于吸收质的通量 （ 从界面传递到液相主体 ） 。 即：吸收速率 （ 吸收指通过气膜 ） =
吸收速率 （ 吸收质通过液膜 ）
1,吸收传质速率方程一般表达式：传质速率 =传质推动力 × 传质系数或 传质速率 =传质推动力 /传质阻力,
显然,传质系数 =1/传质阻力
CCkPPkN iLiGA
（ 1） 分传质速率方程式描述从一相主体流至气液两相接触表面或从两相接触表面至另一相主体流的传质方程式 。
① 气相分传质速率方程 （ 见图 9-8）
设组分是浓度为 yA的气相传递到浓度为 xA的液相中 。
若以 PA— PAi或 yA— yAi为气相传质推动力,则气相分传质速率方程式为：
--------------9.42
--------------9.43
式中：
AiAyA yykN
AiAGA PPkN
PA,PAi— 分别表示吸收质 A在气相主体和相界面上的分压,Pa；
yA,yAi — 分别表示吸收质 A在气相主体和相界面上的摩尔分率；
ky— 以 为推动力的气相分传质系数,
Kmol/(m2·s);
kG— 以 为推动力的气相分传质系数,
Kmol/(m2·s·Pa)
kG=DAG/ZG
其中,ZG — 气膜厚度,m
DAG— 吸收质 A在气相中的分子扩散系数,
Kmol/(m·s·pa)
AiA yy?
AiA PP?
图 9-8 气液两相间的传质过程图
PP-相界面； OC-平衡线
tana= -kx/ ky
② 液相分传质速率方程以 xAi— xA或 CAi— CA为液相传质推动力,则液相分传质方程：
--------------9.44
--------------9.45
式中：
xAi,xA— 分别表示吸收质 A在液相主体和相界面上的摩尔分率；
CAi,CA — 分别表示吸收质 A在液相主体和相界面上的摩尔浓度,Kmol/m3；
kx— 以 为推动力的液相分传质系数
，
AAixA xxkN
AAiLA CCkN
AAi xx?
kL— 以 为推动力的液相分传质系数，
m/s kL=DAL/ZL
其中,DAL— 吸收质 A在气相中的分子扩散系数,m2/s；
ZL — 液膜厚度,m。
（ 2） 总传质速率方程以一个相的虚拟浓度与另一相中该组分平衡浓度的浓度差为总传质过程的推动力,则分别得到稳定吸收过程的气相和液相总传质速率方程式 。
AAi CC?
气相总传质速率方程式：
--------------9.46
--------------9.47
*AAAGA PPkN
*AAyA yykN
液相总传质速率方程式：
--------------9.48
--------------9.49
式中：
kAG— 以 PA-PA*为推动力的气相总传质系数,Kmol/(m2·s·Pa)
ky— 以 yA-yA*为推动力的气相总传质系数,Kmol/(m2·s)；
P*— 与液相主体中吸收质浓度 CA成平衡的气相虚拟分压
yA*— 与液相主体中吸收质浓度 xA成平衡的气相虚拟浓度
kAL— 以 CA*-CA为推动力的液相总传质系数,m/s；
kx— 以 xA*-xA为推动力的液相总传质系数,Kmol/(m2·s)；
xA*— 与气相中吸收质浓度 yA成平衡的液相虚拟浓度；
CA*— 与气相中吸收质分压 PA成平衡的液相中吸收质的摩尔浓度,
Kmol/m3。
AAALA CCkN *
AAxA xxkN *
2,传质系数对前面公式 9.42,9.44,9.47和气液界面上平衡关系式 yAi=mxAi进行数学联解,即可得到气相总传质系数与气液相传质分系数的关系式,即：
--------------9.50
其中：
--------------9,51
xyy k
m
kK
11
xx
yy
xx
xmxmm
Ai
Ai
Ai
AiAi
**
同理可得液相总传质系数与气,液相传质分系数的关系式,即：
--------------9.52
其中：
--------------9.53
xyx kmk
K
111
Ai
Ai
Ai
Ai
Ai
xx
yy
m
y
m
y
yy
m
*
0
书 P199表 9-3列出各种形式的传质速率方程及传质系数间的换算关系,（ 学生自己看 ） 。
3．界面浓度的确定气液界面上气相浓度和液相浓度难以用取样分析法确定,常用作图法和解析法求算 。
(1) 作图法,
已知气液相传质分系数 kx,ky和某一界面气液相主体中组分 A的浓度 xA,yA,则通过该点 （ xA,yA） 作斜率为 -kx/ ky的直线,与平衡线的交点对应的坐标即为界面浓度 （ xAi,yAi） 。 (见图 9-9) 原理如下：
稳定传质过程满足：
---------9.54
AAixAiAyA xxkyykN
图 9-9 界面浓度的确定所以：
--------------9.55
其中,xA,yA易测得,若 kx,ky已知,则上式在 xA、
yA坐标系中是一条通过点 （ xA,yA）,而斜率为 -kx/ ky的直线
AiA
AiA
y
x
xx
yy
k
k
AiA
y
xAiA xxkkyy
（ 2） 解析法联立方程组：
求解可得 xA,yA。
(书 P200,例 9.3,自学 )
AiAiAi
AiA
AiA
y
x
xmy
xx
yy
k
k
4,吸收控制步骤因为传质阻力为传质系数的倒数,所以 式 9.50（ 针对气相 ）,
其中,1/ Ky为总阻力； 1/ky为在气相主体中的传质阻力； 1/kx为在液相主体中的传质阻力 。
同理,针对液相的 式 9.52,同样如此 。
显然：在总阻力中,每一项的阻力所占的分数,不仅取决于 kx和 ky值,而且还取决于相平衡常数平均值 m。 若 m1
,m2一定,m大小直接影响不同相中传质阻力分数 。
xyy k
m
kK
11
现分三种情况进行讨论吸收控制步骤：
（ 1） 对于易溶气体组分 （ 结合式 9.50）
溶质在吸收剂中的溶解度很大,从而 m很小,m/kx可以忽略 。 所以 1/Ky≈1/ky，,即有属于气膜传质过程控制
（ 2） 对于难溶气体组分 （ 结合式 9.52）
m很大,有,可忽略,则有即有,属于液膜传质过程控制 。
（ 3） 对于中等溶解度的气体组分
m值适中时,气液两相传质阻力都不可忽略,受气液膜传质过程控制 。
yx mkk
11
ymk
1
xx kK
11?
xx kK?
<补 >表 9-1 控制因素举例
传质速率yy kK
气膜控制 液膜控制 双膜控制
H 2 O 吸收 NH 3 H 2 O 或弱碱吸收 CO 2 H 2 O 吸收 SO 2
H 2 O 吸收 H C L H 2 O 吸收 CL 2 H 2 O 吸收丙酮碱液或氨水吸收 SO 2 H 2 O 吸收 O 2 浓硫酸吸收 NO 2
浓硫酸吸收 SO 2 H 2 O 吸收 H 2
弱碱吸收 H 2 S
(三 )伴有化学反应的吸收速率 （ 略讲 ）
1,伴有化学反应的吸收速率方程每单位接触面积的气液间化学反应吸收速率方程可用下式表示,---------9.56
式中：
kL— 未发生化学反应时液相传质分系数,亦即物理吸收的液相传质分系数,m/h；
β— 由于化学反应使吸收速率增强的系数,简称 增强系数,其单位无量纲；
CAi— 气液界面未反应的气体溶质的浓度,Kmol/m3；
CAL— 在液相中未反应的气体溶质的浓度,Kmol/m3。
通常是假定在液相中达到化学平衡状态下求出,反应为可逆反应时,即 k→∞,CAL=0。
ALAiL CCkN
增强系数,所谓增强系数就是与物理吸收比较,由于化学反应而使传质系数或推动力增加的倍数 。
反应吸收速率增强系数是与反应级数、反应速率常数
、化学平衡常数、液相中各组分的浓度、扩散系数、液相的流动状态等诸多因素相关的较为复杂的一个系数。
本书以膜模型理论进行讨论。
2,几种化学反应系统的反应增强系数 (详见书 P201-204)
（ 1） 不可逆一级反应 （ A→E,rA=k1CA）
（ 2） 不可逆二级反应 （ A+νB →E,rA=rB /ν=k2CACB）
（ 3） 不可逆 （ m,n） 级反应
（ A+νB →E,rA=rB /ν=km,nCAmCBn）
（ 4）可逆一级反应（ A E,rA= -rE =k1CA –k1’ CE）
k2
k1
§ 9-2 吸收设备及计算一、吸收设备为了强化吸收过程,降低设备的投资和运行费用,要求吸收设备满足以下基本要求：
（ 1） 气液之间应有较大的接触面积和一定的接触时间；
（ 2） 气液之间扰动强烈,吸收阻力低,吸收效率高；
（ 3） 气流通过时的压力损失小,操作稳定；
（ 4） 结构简单,制作维修方便,造价低廉；
（ 5） 应具有相应的抗腐蚀和防堵塞能力 。
所以,正确地选择吸收设备的型式是保证经济有效地分离或净化废气的关键 。
分类：目前,工业上常用的吸收设备的类型主要有 表面吸收器,鼓泡式吸收器,喷洒吸收器 三大类 。
1,表面吸收器,凡能使气液两相在接触表面 （ 静止液面或流动的液膜表面 ） 上进行吸收操作的设备均属表面吸收器 。 有水平液面的表面吸收器,液膜吸收器,填料吸收器和机械膜式吸收器 。
2,鼓泡式吸收器,鼓泡式吸收器中气体以气泡形式分散于液体吸收剂中 。 形式很多,基本上分为以下几类：
连续鼓泡式吸收器,板式吸收器,活动 （ 浮动 ） 填料吸收器 （ 湍球塔 ）,液体机械搅拌吸收器 。 主要吸收设备有板式塔 （ 如泡罩塔,筛板塔,浮阀塔等 ）,湍球塔 （
即活动填料塔 ） 等 。
3,喷洒吸收器,该吸收器中液体以液滴形式分散于气体中 。 分为三类：空心 （ 喷嘴式 ） 喷洒吸收器,高气速并流喷洒吸收器,机械喷洒吸收器 。 主要吸收设备有喷洒吸收塔,喷射吸收塔和文丘里吸收塔等 。
（ 见书 P204表 9-4列出了几种主要吸收设备类型及特点 ）
二、吸收设备的设计
（ 一 ） 吸收设备的设计计算依据和步骤
1,设计计算依据,
① 单位时间内所处理的气体流量；
② 气体的组成成分；
③ 被吸收组分的吸收率或净化后气体的浓度；
④ 使用何种吸收液；
⑤ 吸收操作的工作条件,如工作压力,操作温度等 。
其中 ③④⑤ 多数情况下是设计者选定的,但是确定时要考虑到经济效益,取最佳条件 。
2,设计步骤
（ 1） 吸收剂的选择,吸收剂性能的优劣是决定吸收操作效果的关键之一 。 要求如下：
① 对溶质的溶解度大,以提高吸收速度并减少吸收剂的需用量；
② 对溶质的选择性好,对溶质组分以外的其它组分的溶解度要很低或基本不吸收；
③ 挥发性低,以减少吸收和再生过程中吸收剂的挥发损失
④ 操作温度下吸收剂应具有较低的粘度,且不易产生泡沫以实现吸收塔内良好的气流接触状况；
⑤ 对设备腐蚀性小或无腐蚀性,尽可能无毒；
⑥ 要考虑到价廉,易得,化学稳定性好,便于再生,不易燃烧等经济和安全因素 。
大气污染治理工程中,常见气态污染物与适宜的吸收剂的组合 (见书 P208,表 9-5)。
结合表中内容,说明以下几点,
① 水是常用的吸收剂 。 常用于净化煤气中的 CO2和废气中的 SO2,HF,SiF4以及去除 NH3和 HCL等 。
优点：加压和低温下吸收,降压和升温下解吸,价廉易得,流程设备简单 。
缺点：净化效率低,设备庞大,动力消耗大 。
② 碱金属钠,钾,铵或碱土金属钙,镁等的溶液,也是很有效的吸收剂 。 它们能与气态污染物 SO2,HCL,HF、
NOx等发生化学反应,因而吸收能力大大增加,净化效率高,液气比低 。 例如用水或碱液净化气体中的 H2S时,
理论值可推算出,H2S在 pH=9的碱液中的溶解度为 pH=7
的中性水的 50倍； H2S在 pH=10的碱液中的溶解度为 pH=7
的中性水的 500倍 。
缺点：化学吸收流程长,设备较多,操作也较复杂,吸收剂价格较贵,同时由于吸收能力强,吸收剂不易再生 。
（ 2） 温度和压力,T降低,P升高,则气体溶解度增大 。
（ 3） 确定吸收剂的用量根据生产经验,Ls=(1.1～ 2)GB(Ls/GB)min;
对于低浓度气体的吸收,L=(1.1～ 2)G(L/G)min。
（ 4） 根据物料平衡,相平衡,传质速率方程式和反应动力学方程式确定吸收设备主要尺寸 。
（ 5） 压损的计算
（ 二 ） 填料塔的设计 （ 伴有化学吸收过程 ）
1,填料的选择作用：可为气液传质提供良好的传质条件 。
基本要求：
① 具有较大的比表面积和良好的润湿性；
② 有较高的孔隙率 （ 多在 0.45-0.95） ；
③ 对气流的阻力较小；
④ 填料的尺寸要适当,通常不应大于塔径的 1/10～ 1/8；
⑤ 耐腐蚀,机械强度大,造价低,堆积密度小,稳定性好等书 P209,表 9-6（ 提供 ） 几种填料的特性数据 。
2,液泛气速与填料塔的压降液泛气速,是填料塔正常操作气速的上限 。 当空气气速超过液泛气速时,填料塔持液量迅速增加,压降急剧上升,气体夹带液沫严重,填料塔的正常操作被破坏 。
填料塔的压降影响动力消耗和正常操作费用 。 影响压降和液泛气速的因素主要有填料的特性,气体和液体的流量及物理性质等 。
目前工程设计中应用最广泛的是埃克特 （ Eckert） 等人提出的填料塔压降,液泛和各种因素之间的关联图 。
(见图 9-12,填料塔泛点和压降的通用关联图 )
3,填料塔塔径的计算
D取决于处理的气体量 Q和适宜的空塔气速 u0,即：
---------------------9,68
D— 塔径,m； Q— 处理气量,m3/s； u0— 空塔气速,m/s
Q一定时,若 u0↘,D↗,则动力消耗少,但设备投资高；若 u0↗,D↘,则动力消耗大,但设备投资少 。
u0取值,根据生产经验：
① 由 ut确定,u0=0.66～ 0.80 ut,其中 ut为液泛速率 。
② 有关手册中查得 。
需注意：由上式算出的塔径应进行圆整,
0
4
u
QD
图 9-12 填料塔泛点和压降的通用关联图
4,最小吸收剂用量 Lsmin的计算设化学反应的方程式为：,作物料衡算有：
-------9,69
对于快速反应与瞬间反应,可忽略不计,
吸收最小用量相当于 CB1=0时的吸收剂用量,即：
-------9.70
式中,（ 单位,Kmol/m3）
CA1,CA2— 分别为气体入口与出口处溶液中组分 A的摩尔浓度；
CB1,CB2— 分别为气体入口与出口处溶液中组分 B的摩尔浓度；
CG1,CG2— 分别为气体入口与出口处气体中组分 A的摩尔浓度 。 GB,Ls意义同前 。
CbBA
212121 AAsBBsGGB CCLCCbLCCG
21 AAs CCL?
2
21
m i n
B
GGB
s C
bCCGL
书 P211,例 9.4,一逆流操作的填料塔中,用清水吸收混合气中的氨 。 混合气流率为 300Kmol/m2·h,某氨含量
y1=5%,出塔净化器含量 y2=0.1%(均为摩尔分率 )。 操作条件下气液平衡关系服从亨利定律,y=1.2x,实际液气比为最小液气比的 2倍,试计算清水用量和出塔氨水浓度
x1。
解：属于低浓度气体吸收,且气液平衡关系服从亨利定律,
则最小液气比：
清水用量：
出塔氨水浓度：
18.1
0
2.1
05.0
0 0 105.0
2
1
21
m i n
x
m
y
yy
G
L
)/(70818.130022 2
m i n
hmKm o lGLGL
%08.20 2 0 8.00
18.12
0 0 1.005.0
2
21
1
x
G
L
yyx
5,伴有化学反应的吸收塔塔高的计算现讨论有化学反应的气液逆流接触型吸收塔的计算,吸收塔内的浓度变化,(如图 9-13所示 )。
图 9-13 吸收塔内浓度变化设在液相内进行的反应为：
(不可逆二级反应 )
已知：液体本体中的 CAL=0,气液相的摩尔流率为 G,L
（ Kmol/m2·h ） ; ρL为吸收液的密度,Kmol/m3； L/ρL为吸收液的体积流率,m3/m2·h 。
首先对吸收塔任意界面作塔上部的物料平衡,则得下式：
-------9.71
亦为塔的操作线方程 。 （ 推导过程从略 ）
塔高可按下式计算：
-------9,74a
-------9,74b
BABA CkCvrrEvBA /
BB
L
AA CCv
LPPPG
22?
12AAPP
AiA
A
G PP
dP
aPk
GZ
1
2
B
B
C
C
Ai
B
LL C
dC
avk
LZ
其中,a为单位体积填料层所提供的传质面积,不仅和填料的种类,材质,尺寸,形状及填充方式有关,而且和填料表面的湿润状况有关,和气液性质和流动状态有关,
所以 a值难以确定,通常它 与传质系数的乘积 作为一个完整的物理量一起测定,称为 体积传质系数,单位：
Kmol/(m3·h)。
几种情况：
（ 1） 传质过程受气相阻力控制时,即 PAi=0,则：
-------9.75
（ 2） 传质过程受液相阻力控制时,PAi=PA,CAi=CA*= H
PA,9.74b中 CAi可根据操作线关系由 CB求知,由于 β也用
CB关联式表示,采用图解积分法对 9.74b进行塔高计算 。
2
1ln
A
A
G P
P
aPk
GZ?
（ 3） 气液两相传质阻力均不可忽略 （ 气液两相传质阻力均存在 ） 时：
① 关系成立,依此,以塔内不同的 PA分别求出相应的 PAi,再根据式 9.74a计算出塔高 Z。
② 化学反应级数可按拟一级反应或近似地按瞬时反应用解析法求解塔高 Z,相应计算方法如下：
a,快 速 不 可 逆 拟 一 级 反 应 吸 收 （ 满 足 塔 底
3<γ<( 1/2)β ∞） 。
b,不可逆瞬间反应吸收 （ 塔顶满足 γ> 10β ∞条件 ）
结合 P213,相应部分讲解 。
AiLAiAG CkPPk
§ 9-3 吸收法净化 SO2尾气一、概述国内外 防治 SO2污染的方法主要有,清洁生产工艺,
采用低硫燃料,燃料脱硫,燃料固硫 及 烟气脱硫 等 。 其中,烟气脱硫居主要地位 。 含硫的矿物燃料 （ 主要是煤 ）,燃烧后产生的 SO2烟气排出,其中 SO2含量达到
3.5%以上,便可以采用 一般接触法 制 H2SO4的流程进行反应,既可控制 SO2对大气的污染,又可回收硫磺,这里着重讨论的是 低浓度 （ 含量在 3.5%以下 ） SO2的控制和回收技术,即所谓 烟道脱硫 HGP(Hue Gas Desulfurization)流程,亦有书将排烟中去除 SO2的技术简称,排烟脱硫,
（ Flue Gas Desulfurization)。 目前烟气脱硫方法有一百多种,可用于工业上的仅有十几种 。
用于工业装置上的排烟脱硫应注意以下 几个原则,
（ 1） 工艺原理及流程应简单,装置紧凑,易于操作和管理；
（ 2） 具有较高的脱硫效率,能长期连续运转,经济效果好,节省人力,占地面积小；
（ 3） 脱硫过程中不产生二次污染物,回收产物应无二次污染；
（ 4） 脱硫用的吸收剂价格便宜且又易获得；
（ 5） 在工艺方法选择上应尽可能考虑到回收有用的硫资源 。
烟气脱硫,
（ 1） 按应用脱硫剂的形态分为,① 干法脱硫,采用粉状或粒状吸收剂,吸附剂或催化剂； ② 湿法脱硫,采用液体吸收剂洗涤烟气,以除去 SO2。
干法 —
优：净化后烟气温度降低很多,从烟囱向大气排出时易扩散,无废水问题； 缺：脱硫率低 。
湿法 —
优：脱硫率高,易操作控制；
缺：存在废水后处理问题,烟气经洗涤处理后,烟气温度降低较多,不利于高烟囱排放扩散稀释,易造成污染,目前实际中广泛使用的是湿法,因为 SO2酸性气体
,采用碱液吸收 。
（ 2） 按烟气脱硫生成物是否回收 分：
① 抛弃法,用碱或碱金属氧化物与 SO2起反应产生硫酸盐或亚硫酸盐而作为废料抛弃；
② 回收法 （ 再生法 ）,碱与 SO2反应,其产物通常是 S
或 H2SO4,而碱液循环使用,只需补充少量损失的碱 。
抛弃法 —
优：费用低,方便； 缺：存在固体废物的堆放问题 。
回收法 —
优：综合利用 S资源,避免产生固体废物；
缺：费用普遍高于抛弃法 。
（ 3） 按净化原理 （ 工艺过程原理 ） 分为：
吸收法 （ 多为湿法 ）,吸附法 （ 多为干法 ） 和 催化转化法 （ 干法 ） 等 。
书 P217,表 9-8简单列出了几种主要烟气脱硫方法及特点 。 书 P218,表 9-9列出了目前火电厂,锅炉烟气,冶炼厂,硫酸厂,钢厂尾气等常用的脱硫方法 。
吸收法是烟气脱硫方法中的主要方法之一,本节将主要介绍吸收法在锅炉烟气及工艺尾气脱 S中的应用 。
二、燃煤锅炉烟气脱硫工艺此类烟气 主要特点,含尘量大,温度较高,SO2浓度低,气量大,因而锅炉烟气脱 S工艺中加有除尘,调温等预处理过程 。
目前应用较多的方法有,石灰 /石灰石法,氧化镁法
,钠碱法,氨吸收法,亚硫酸钠法,柠檬酸钠法 等 。 下面主要介绍 前两种方法 。
（ 一 ） 石灰 /石灰石法石灰石是最早作为废气脱 S的吸收剂之一，目前应用较普遍的是 湿式石灰 /石灰石 -石膏法,改进的石灰 /石灰石法 和 喷雾干燥法,最初采用的是 干式抛弃法,投资和运行费用低，但存在脱 S率低，增加除尘设备的负荷等缺点，近年来重点转向 湿式洗涤法 和 喷雾干燥法 。
1,湿式石灰 /石灰石 -石膏法利用石灰或石灰石浆液作为洗涤液吸收净化烟道气中的 SO2并副产石膏 。
优点：吸收剂价廉易得；副产物石膏可回收用作建筑材料；
缺点：易发生设备结垢堵塞或磨损设备 。 解决这个问题最有效的办法是在吸收液中加入添加剂,目前工业上采用添加剂有：氯化钙 （ CaCl2）,Mg2+,已二酸,氨等 。 加入添加剂后,不仅能抑制结垢和堵塞现象,而且还能提高吸收效率 。
（ 1） 反应原理,分为 吸收 和 氧化 两个工序 。
吸收过程,
OHC a S OSO 232 21
在吸收塔内主要反应如下：
由于烟气中含有氧,有如下副反应发生：
氧化过程,
在氧化塔内,主要反应如下：
232223
223223
22322
2
1
2
1
2
1
2
1
2
1
2
1
H S OCaOHSOOHC a S O
COOHC a S OOHSOC a C O
OHOHC a S OSOOHCa
OHC aSOOHOOHC aSO 242223 223212
OHC aS OOHC aS O 2423 221
2242223
242223
221
223212
SOOHC a S OOHOH S OCa
OHC a S OOHOOHC a S O
（ 2） 工艺过程及操作要点
① 工艺过程主要有三部分组成,SO2的吸收,固液分离,固体处理现结合三菱重工业石灰 -石膏法工艺流程作简要说明
（ 见图 9-14） 。
图 9-14 三菱重工业石灰 -石膏法工艺流程
② 影响吸收效率的主要因素
a,浆液的 pH值有些固体物质在水溶液的溶解度与 pH值关系密切见下表所示 （ 补表 9-2） 。
补表 9-2：
在 50℃ 不同 pH值时 CaSO3·(1/2)H2O和 CaSO4·2H2O的溶解度 p H 值 Ca
2+
SO 3
2 -
SO 4
2 -
p H 值 Ca
2+
SO 3
2 -
SO 4
2 -
7,0 675 23 1320 4,0 1 1 2 0 1873 1072
6,0 680 51 1340 3,5 1763 4198 980
5,0 731 303 1260 3,0 3135 9375 918
4,5 841 785 1 1 7 9 2,5 5773 21999 873
注：表中溶解度为 （ 浓度 /× 10-6）
一般石灰石系统操作时最佳 pH值为 5.8～ 6.2；石灰系统操作时最佳 pH值为 8。
b.吸收温度通常认为吸收温度决定于几个因素,但最主要的是气体进口温度气体,进口温度高则脱 S率下降 。
c.石灰石的粒度一般控制石灰石的粒度在 200~300之间 。
d.流体力学状态 （ g-l-s三者关系 ）
经验表明,当液气比大于 5.3L/m3时,SO2的脱硫率平均为 87%,液气比小于 5.3L/m3时,脱 S率低于 78%。 在低密度的栅条填料塔中,气体流速在 1.6~2.5m/s,液气比宜在
0.8~8.2L/m3(标态 )之间,当液气比为 1.4L/m3,气速为 2.4
m/s时控制 SO2总传质速率 Ka为 1085mol/(m3.h.kpa),此时,
过程主要受气膜阻力 。
e.控制溶液过饱和最好的方法是在吸收液中加入 CaSO4·2H2O晶种 。
f.吸收剂
（ 3） 主要设备
a 洗涤吸收塔常见的有填料塔,道尔型洗涤器,盘式洗涤器和流动床洗涤器等 。
要求洗涤器应具有：气液相间的相对速度高,持液量大
,气液接触面积大,压降小等特点 。
b 氧化塔多采用回转圆筒式雾化器 （ 见图 9-15） 。 此类回转筒的转速为 500~1000r/min,其氧化效率约为 40%,较多孔板式高出 2倍以上,其没有浆料堵塞的缺点 。
图 9-15 回转圆筒式雾化器
2,改进的石灰石 /石灰湿法脱硫为了克服石灰 /石灰石法的结垢和堵塞,以提高二氧化硫的脱除率,开发了 加入缓冲剂 （ 如已二酸,硫酸镁等
） 的石灰 /石灰石法 。
3,喷雾干燥法
（ 1） 原理,该方法将吸收剂雾化喷入烟气中,吸收剂为分散相,烟气为分散介质 。 吸收剂采用石灰乳,雾化分散于烟气中,烟气中 SO2即与石灰乳雾滴发生反应生成 CaSO3·1/2H2O。 在雾滴与二氧化硫反应的同时,雾滴中的水分被高温烟气干燥,因此生成物是粉状干料,全游离水分一般在 2%以下,然后用除尘器进行气固分离,
即达到烟气脱硫的目的 。 脱硫率达 70%-90%。 脱硫率与吸收剂的利用率有关,综合考虑两因素,一般控制吸收剂用量 =（ 1.5-2.0） 理论用量 。
（ 2） 特点,喷雾干燥法界于湿法和干法之间,和湿式石灰石 /石灰相比具有如下优点：
① 流程简单,设备少,省去了一套处理装置；
② 运行可靠,生产过程中不发生结垢和堵塞现象；
③ 只要排气温度适宜,不产生腐蚀；
④ 能量消耗低,投资及运行费用小；
⑤ 对烟气量和烟气中二氧化硫浓度的适应性大 。
（ 3）工艺流程,（见图 9-16）
注意：吸收液的雾化，二氧化硫的吸收及烟气的干燥都在喷雾干燥器内完成。
图 9-16 喷雾干燥法工艺流程
（ 二 ） 金属氧化法一些金属如 Mg,Mn,Zn,Fe,Cu等氧化物可作为二氧化硫的吸收剂 。
干法,属传统工艺,脱硫率低 。
湿法,多采用浆液吸收,吸收二氧化硫以后的含亚硫酸盐或亚硫酸氢盐的将液,在较高温度下易分解,可再生出浓二氧化硫气体,便于加工为硫的各种产品 。
常 见的 有 氧化 镁 法,氧 化 锌法,氧化 锰 法 等 。
氧化镁法 多用于净化电厂锅炉烟气； 氧化锌法 适合锌治理企业的烟气脱硫； 氧化锰法 可用于无使用价值的低品位软锰矿为原料净化炼铜尾气中的二氧化硫,并得到副产品 — 锰矿 。
下面以氧化镁法为例介绍金属氧化物吸收流程 。
此法具有代表性的工艺有联邦德国 Wilhlm Grillo公司开发的 基里洛 (Grillo)法 和美国 Chemical Construction公司开发的 凯米克法 。 （ 本书译作,开米柯,法 ）
基里洛法 是用吸收性能好并且容易再生的 MgOx·MnOy
为吸收剂吸收烟气中的 SO2,此 法 所 得 副 产 品 为
98%H2SO4。
凯米克法又称氧化镁法,是用两个串联的文丘里洗涤器 除 去 烟 气 中 微 小 的 尘 粒,并用 MgO 的 水 溶 液
[Mg(OH)2]为吸收剂吸收烟气中的二氧化硫 。 吸收液再生后可继续循环使用,得到高浓度的二氧化硫,可用于制硫酸或单体硫磺 。
1,氧化镁法整个过程可分为 吸收,脱水 和 分解 三个主要工序 。 主要反应如下：
OHM g S OOHOHMgHSOMg
HSOMgOHSOM g S O
OHM g S OSOOHMg
OHM g S OOHSOOHMg
OHMgOHM g O
232223
23223
2322
23222
22
6·210
65
制浆副反应：
OHM g S OOHSOOHMg
OHM g S OOHOM g S O
SOOHM g S OOHOH S OMg
24232
24223
2242223
7·6
7·7
2
1
7·6
2
1
（ 1） 吸收工序,
（ 2） 干燥脱水工序
OHM g SOOHM g SO
OHM g SOOHM g SO
2424
2323
77·
66·
（ 3） 分解工序
224
23
2
1
2
1
COSOM g OCM g S O
SOM g OM g S O
（ 4） 吸收剂再水合工序
22 OHMgOHM g O
2,凯米克 — 氧化镁法脱硫工艺特点
① Mg(OH)2吸收剂,可循环使用,氧化镁的补给量不大；
② 采用凯米克式大型文丘里洗涤器,可处理大烟气量的脱硫,并可获得 95%以上的脱硫率；
③ 不会发生结垢和堵塞；
④ 系统排放废水量小,基本无二次污染；
⑤ 吸收后得到高浓度二氧化硫气体,适宜于制造硫酸或固态硫磺；
⑥ 装置的建设费及运转费低廉 。
3,工艺流程
MgO浆洗 — 再生法工艺流程 （ 见图 9-17）
4,开米柯式文丘里洗涤器的构造示意图 （ 见图 9-18）
图 9-17 MgO浆洗 — 再生法工艺流程图 9-18 开米柯式文氏管洗涤器三、燃煤锅炉烟气除尘脱硫设计计算现有的工艺有,先除尘后脱硫,先脱硫后除尘 和 脱硫除尘一体化工艺 等 。
1,燃煤锅炉烟气脱硫系统计算步骤如下,
① 确定锅炉燃煤量,烟气量,烟气组成,性质等；
② 确定除尘脱硫工艺流程并进行物料衡算；
③ 除尘脱硫设备的设计；
④ 管道系统的选择 （ 本章暂不讨论 ） 。
（ P225,例 9.7） 试设计蒸发量为 20t/h的燃煤锅炉烟气的除尘脱硫装置 。 要求排放烟气达到国家排放标准 。 已知：燃煤的组成 （ 质量比 ） 如下,C=65.7%,灰分
=18.1%,S=1.7%,H=3.2%,水分 =9.0%,O=2.3%（ 含 N
量不计 ）,锅炉热效率 =75%,空气过剩系数为 1.2,低位发热量 =20939KJ/Kg,水的蒸发热为 2570.8KJ/Kg,烟尘的排放因子为 30%。
解,（ 1） 锅炉燃煤量：
据已知条件,可得蒸发量为 20t/h的锅炉所需热量为需煤量为：
hKJ /104.5110208.2570 63
hthKg /3.3/103.3%7520939 104.51 3
6
（ 2）烟气排放量及组成（以燃煤 1Kg为基础）
各组分 C S H O 水分 灰分重量 /g 657 17 32 23 90 181
物质的量 /m o l 5 4,7 5 0,5 3 16 （分子） 0,7 2 （分子） 5
需氧 /m o l 5 4,7 5 0,5 3 8 - 0,7 2
理论需氧量 =54.75+0.53+8-0.72=62.56mol/Kg(煤 )
理论空气量 =62.56× （ 3.76+1）
=297.79 mol/Kg(煤 )=6.67 m3/Kg (煤 ) (标态 )
理论空气量下烟气组成,（ mol）
CO2,54.75,SO2,0.53,H2O,16+5=21，
N2,62.56× 3.76=235.23
理论烟气量：
54.75+0.53+21+235.23=311.51 mol/Kg=6.98 m3/Kg
实际烟气量,（ 标态 ）
6.98+6.67× （ 1.2-1） =8.31 m3/Kg
3.3t/h煤的烟气量 （ 标态 ）,
3.3× 103× 8.31=2.74× 104 m3/h
烟气组成（标态）：
3
3
33
/6 5 3 4%30
31.8
10181
/4 0 8 231.8/106253.0
2
mmgC
mmgC SO
烟尘
2,确定烟气除尘脱硫工艺并进行物料衡算锅炉烟气除尘脱硫工艺与脱硫方法有关 。 干法脱硫：先除尘后脱硫；湿法脱硫：多种方法,视实际情况而定 。 可行的途径有：
① 利用现有除尘设备,设计脱硫装置；
② 取消原除尘设备,设计除尘脱硫新系统 。
本例题拟采用先有除尘设施,后加脱硫装置的工艺 。
其流程为：锅炉烟气 →除尘设施 →脱硫设施 →烟囱排放物料衡算：烟气排放达到 SO2≤1200mg/m3,烟尘 ≤250
mg/m3（ GB13271— 91中规定二类区二级标准 ） 。
需指明,2000年 1月以后新锅炉,SO2≤900mg/m3,烟尘
≤200 mg/m3
据此得,（示意图）
粉尘入口
6534mg/m3
除尘系统粉尘出口
250mg/m3
除尘量：（ 6534-250） × 2.74× 104× 10-6=172(Kg/h)
η≥96.2%
SO2入口
4082mg/m3
脱硫系统
SO2出口
1200mg/m3
脱硫量：（ 4082-1200） × 2.74× 104× 10-6=79（ Kg/h)
η≥71%
C烟尘 =6534mg/m3
CSO2=4082mg/m3
C烟尘 =250mg/m3
锅炉烟气除尘脱硫
CSO2不变 CSO2=1200mg/m3
C烟尘 不变排放粉尘 172 kg/h 回收 SO279 kg/h
3,除尘器,脱硫装置的选择设计
（ 1） 除尘器选用立式麻石水膜除尘器,结构图 （ 见图 9-19） 所示
,规格和性能 （ 见书 P227,表 9-11） 。 水膜除尘器内烟气上升速度在 3.5-5m/s之间为宜,取 5m/s,于是：
由又所以：
其中,Q′— 筒内实际处理量 （ 操作温度 80℃,m3/h）
Q — 标况下的烟气量,m3/h。
3 6 0 05
'4'3 6 0 05
4 1
2
1
QDQD 得
）（ KgmQQQ /27420273 )80273(' 3
mQD 58.1
2 7 33 6 0 05
802 7 34
1
图 9-19
立式麻石水膜除尘器结构图
1-环形集水管；
2-扩散器；
3-挡水堰；
4-水跃入区；
5-溢水槽；
6-筒体内壁；
7-烟道进口；
8-挡水；
9-锥形灰斗；
10-插板门；
11-水封池；
12-灰沟由表 9-11选用 MCLS— 1.6型麻石水膜除尘气,各项参数见表 9-11所示,此时烟气进口速度为：
由表 9-11查得该条件下除尘器的阻力为 1245Pa。
（ 2） 脱硫装置选用内装 80mm陶瓷拉西环 （ 整砌 ）,吸收液为石灰石浆液,逆流接触 。
由物料平衡及所选吸收装置类型知：
sm
bh
Qv /9.20
3 60 02.142.0
2 73
1 052 732 74 20
'?
hm o lCCGCL
mm o lC
mm o lC
GG
B
Bs
G
G
/9.1233)019.0064.0(27420
/019.010
64
1200
/064.010
64
4082
212m i n
33
2
33
1
标标
（根据 P211，式 9.70）
CaCO3的理论需要量：
实际用量：
为减少结垢,可在循环槽内加入已二酸,其加入量为
2Kg/t（ 石灰石 ） 。
又
hKgM C a C O /4.1 2 3101 0 09.1 2 3 39.1 2 3 3 33
hKg /8.2464.1232
PaP
Y
PaP
Y
G
G
G
G
5.40100 1 3.1%04.0
%04.00 0 0 4.0104.220 1 9.0
8.1 4 1100 1 3.1%14.0
%14.00 0 1 4.0
10
4.22
2 7 4 2 0
2 7 4 2 00 6 4.0
5
2
3
2
5
1
3
1
据前知石灰石吸收二氧化硫的气速宜在 1.6-2.5m/s范围,
液气比在 0.8-8.2 l/m3之间,当取气速 2.4m/s,液气比 1.4
l/m3时,体积总传质系数 KAGa为 1.085× 10-3Kmol/(m3·h·Pa)，
传质阻力受气膜阻力控制 。 吸收塔内温度为 30℃,因而：
所以塔径：
圆整为 D=2.2m,（ 圆整时直径 1m以上间隔为 200mm）
填料塔的横截面积：
hmQ /2.3 04 33
2 73
302 732 74 20' 3
m
u
QD 08.24
2
22
8.3
4
2.214.3
4
mD
任一截面上气体质量流率：
根据式 9.75,填料层高度 H：
经圆整填料层高度取 3.8m,合 3800mm。
)/(1.3 2 2
8.3
10
4.22
2 7 4 2 0
2
3
hmK m o lG
mPPPK GH
A
A
Ga
66.35.40 8.141ln10013.110085.1 1.322ln 53
2
1?
四、吸收净化生产工艺含硫尾气 （略讲）
生产工艺含硫尾气,如硫酸厂尾气,冶炼尾气,钢厂尾气及造纸,纺织食品工业尾气等典型生产工艺含硫尾气 。
特点：二氧化硫浓度较高,粉尘等杂质较少,因而其经治理后均可回收,并得到浓度高的硫产品 。
常用的吸收法有：钠吸收法,氨 — 酸吸收法,碱性硫酸铝 — 石膏法,氧化锌,氧化镁法,稀硫酸法等 (详见表 9-
9)。
本节中有代表地介绍了一下几种吸收治理法：
① 碱式硫酸铝法治理钢厂尾气；
② 氨 — 酸吸收法,主要用于化工工艺含硫尾气；
③氨 — 亚硫酸铵法，用于造纸工业含硫尾气治理，具有一定的环保和经济效益。
§ 9-4 吸收法净化其它尾气 （介绍）
一,吸收法净化含 NOx尾气
NOx组成,N2O,NO,NO2,N2O3,N2O4,N2O5,对大气造成污染的主要是 NO,NO2。
NOx的来源：约 95%以上由燃料燃烧产生 。 主要来自
：各种锅炉,焙烧炉,窑炉等的燃烧过程；机动车尾气排放；硝酸生产和各种硝化过程 （ 如化肥厂 ） ；冶金行业中的炼焦,烧结,冶炼等高温过程；金属表面的硝酸处理 。
目前控制 NOx污染的方法：
a,源头处理,改革工艺设备,改进燃料,清洁生产
（ 研究方向 ） ；
b,终端治理,排烟脱氮 （ 排烟脱硝 ）,高烟囱扩散稀释 （ 目前主要方法 ） 。
目前排烟脱硝的方法有,催化还原法 （ 选择性,非选择性 ）,吸收法,吸附法 等 。
本节主要讨论 吸收法净化含 NOx尾气 。
液体吸收法：采用水或某种液体来吸收废气中的 NOx
常见的有,水吸收法,酸吸收法,碱吸收法,吸收还原法,氧化吸收法,络合吸收法 等 。
此方法的 特点,工艺简单,投资少,能以硝酸盐等形式回收废气中 NOx达到综合利用的目的 。
（ 一 ） 液体吸收法的分类和一般原理按吸收剂种类不同分为以下几种：
1,水吸收法化学反应式：
OHNOHN OHN O
HN OHN OOHNO
232
2322
23
2
主不稳定因为 NO水溶解度小,所以该法吸收效率不高,尤其不能应用于含 NO为主的废气净化 。
2,酸吸收法
（ 1） 以浓硫酸作吸收剂亚硝基硫酸可以生产硫酸和硝酸 。 此方法可用于同时生产浓硫酸和浓硝酸的企业 NOx的尾气净化 。
（ 2） 以稀硝酸作吸收剂利用 NOx在稀硝酸中的溶解度高得多,属于物理吸收 。
3,碱液吸收法吸收剂：纯碱,烧碱 。
反应式,Na2CO3：
OHN O H S OSOHNONO 24422 22 亚硝基硫酸
232322
22322
2
2
CON aN ON aN OCONaNO
CON aN OCONaNONO
NaOH：
优点：可生成亚硝酸钠和硝酸钠,有一定的经济效益缺点：净化效率低,一般仅 60%,这是因为 NO本身不被碱吸收,只有在 NO2/NO≥1时才能被吸收 。
此方法适用于 NO2/NOx（ 氧化度 ） ≥50%的尾气 。
4,吸收还原法吸收液：亚硝酸盐,亚硫酸盐,硫化物或尿素的水溶液 。 净化效率高 。
NOx被还原生成氮气 。
5,氧化吸收法原理：含有部分 NO和 NO2的 NOx中的 NO被氧化生成
NO2（ 硝酸,活性炭,氧,原子氧等 ）,然后 NO2被碱液吸收 。
OHN aN ON aO HNONO
OHN aN ON aN ON aO HNO
222
2322
22
22
二、吸收法净化含氟废气
6,络合吸收法原理：
络合剂,FeSO4,EDTA,Na2SO3。
特点：吸收容量小 。
（ 二 ） 硝酸氧化 — 碱吸收法
NO2/NOx（ 氧化度 ） 低时,可采用此法,先将部分 NO
氧化为 NO2来提高氧化度,然后用碱或亚硫酸铵吸收 。
富集回收络合物络合剂 NONO
含氟废气：含有 HCL,SiF4和氟化物粉尘的废气 。
含氟废气的净化处理：干法,湿法和其它法 。
干法,采用吸附剂与氟里昂反应 。 （ 下一章讲 ）
湿法,采用液体来洗涤含氟废气 。
吸收剂：水,HF溶液,H2SiF6溶液,碱液,盐液等 。
与干法相比,湿法的工艺流程和设备较复杂 。
书中介绍了水吸收法和碱吸收法 （学生自己看） 。
三、吸收法净化含氯废气含氯废气主要指含 HCL,CL2和含氯化合物的废气 。
来源：有色稀有金属冶炼,氯碱工业,有机物的氯化过程,纺织,造纸行业的漂白过程等 。 此外,固体废物如聚氯乙烯含氯塑料的焚烧处理 。
处理方法：液体吸收,固体吸附,联合净化等 。
书中介绍了氯化亚铁溶液或铁屑吸收法。该法既能消除含氯废污染，又可制得 FeCL3产品。
习题：书 P246,9.1,9.3,9.4,9.6
