第7章 气态污染物控制（4学时） 本章教学内容： 气态污染物的种类与特点，气态污染物的吸收净化技术、吸附净化技术 本章教学要求： 了解气态污染物的特点，熟悉气态污染物的种类； 掌握净化吸收法的原理与设备，了解其设计过程；掌握吸附净化法的原理与装置，了解其设计过程。 本章教学重点： 气态污染物的吸收净化法和吸附净化法的净化原理与装置 本章习题: P456 1, 3,4 气态污染物的净化，就是利用化学、物理及生物等方法，将污染物从废气中分离或转化。气态污染物的净化有多种方法，广泛采用的吸收法、吸附法、燃烧及催化转化法，其他的方法还有冷凝、生物净化、膜分离及电子辐射-化学净化等。吸收法是通过扩散方式将废气中气态污染物转移到液相，形成溶解的水合物或某种新化合物。吸附法是通过分子力作用使废气中某些组分向多孔固体介质(吸附剂)的表面聚集，以达到分离的目的。燃烧法是通过燃烧将可燃性气态污染物转变为无害物质。催化转化法是在催化剂的作用下，将废气中气态污染物化为非污染物或其他易于清除的物质。冷凝法是利用气体沸点不同，通过冷凝将气态污染物分离。生物法主要依靠微生物的生化降解作用分解污染物。膜分离法利用不同气体透过特殊薄膜的不同速度，使某种气体组分得以分离。电子辐射-化学净化法则是利用高能电子射线激活、电离、裂解废气中的各组分，从而发生氧化等一系列化学反应，将污染物转化为非污染物。 气态污染物的净化可采用一种净化方法，或多种方法联合使用。下面介绍几种主要的净化方法。 第一节 气态污染物的吸收净化方法 吸收是利用气态污染物对某种液体的可溶性，将气态污染物（溶质）溶入液相(吸收剂或溶剂)，又称湿式净化。吸收分为物理吸收和化学吸收，前者是简单的物理溶解过程，后者在吸收过程中气体组分与吸收剂还发生化学反应。由于工业废气往往是气量大、气态污染物含量低、净化要求高，物理吸收难于满足要求，化学吸收常常成为首选的方案。 （一）气体的溶解与平衡 在一定的温度与压力下，混合气体与吸收剂接触时，混合气体中的A组分向液相迁移而被吸收，同时，液相中的A组分也会从液体逸出而被解吸，当气液之间的吸收与解吸速度相等时，达到动态平衡状态。此时吸收剂所能溶解的气体量称为平衡溶解度，它是吸收过程的极限。对于非理想溶液，吸收溶液中被吸收组分A浓度较低的情况，平衡状态时气相A组分的分压(平衡或饱和分压)与液相中A组分的浓度(平衡或饱和浓度)之间的关系可用亨利定律来描述，即：  (7－1) 式中 —组分A在气相中的平衡分压，MPa； EA—亨利系数，MPa； xA—组分A在液相中的摩尔分数。 难溶解气体的EA值较大，而易溶解气体的EA值较小。亨利系数基本不受压力的影响，但随温度的提高而增加，变化较大。亨利定律也可表示为：  (7－2) 式中 cA—组分A在液相中的溶解度，kmo1/m3； HA—溶解度系数，也称亨利系数， kmol／(MPa·m3)。 难溶气体的HA值较小，易溶气体的HA值大。亨利定律是吸收工艺计算的重要依据和定律，它说明了在一定温度和压力下溶质在两相平衡中的关系，指出传质方向和限度。其适用范围为：①常压或低压(0.5MPa以下)下的稀溶液；②溶质在气相和溶液中的分子状态相同，即液相的溶质均以分子状态存在，没有离解成离子形态或与其他物质发生化学反应。若发生了离解或者化学反应后，要对亨利定律进行修正。 （二）气液传质的基本原理 1. 双膜理论 吸收过程的实质是物质由气相转入液相的传质过程。气液间的传质理论主要有双膜理论(又称滞留膜理论)、表面更新理论和溶质渗透理论等，目前仍以双膜理论为基础来解释吸收过程机理。 双膜理论是惠特曼(Whitman) 在1923年提出的一个描述气液两相的物质传递理论，其模型如图4-18所示。它假定：①在气、液两相接触处有一随时保持平衡状态的相界面；②在气液相界面附近，分别存在一个无对流作用非常稳定的层流（滞流）薄膜，即气膜和液膜，薄膜内存在浓度梯度，物质传递主要依靠分子扩散；③薄膜外气液两相各自的主体为湍流，不存在浓度梯度，物质主要通过对流传递；④传质过程只在气液薄膜中有分子扩散阻力，相界面上和湍流主体中不存在传质阻力，因此传递速质取决于两膜的阻力大小。 传质过程是，被吸收组分从气相主体对流扩散到气膜表面，再以分子扩散通过气膜到达相界面，进入液膜后又以分子扩散通过液膜，最后通过对流扩散进入液相主体，直到气液两相完全平衡后传质停止。如果此时再增加被吸收组分的气相分压增加，或降低液相中该组分的浓度，传质继续进行。 2． 传质速率 传质速率是指被吸收气体组分在单位时间，通过相界面单位面积传递的物质量，也称为吸收速率。根据质量守恒定律，稳定条件下，通过相界面气液两侧的物质量相等。对于被吸收组分A，其传质速率为：  (7－3) 式中 NA—组分A在单位时间，通过相界面单位面积的传质速率，kmol/(m2·s)； kg、kl—分别为气膜及液膜的传质分系数，kmol/(m2·s·kPa)及m/s； pA、pAi—分别为组分A在气相主体及相界面上的分压，Pa； cAi、cA—分别为组分A在相界面上及液相主体的浓度，kmol/m3； 如果吸收气体服从亨利定律，则在平衡时根据式(7－3)，在相界面上有；在流体主体中有及，将这三个关系式代入式(7－3)中消去pAi和cAi，整理后得：  (7－4) 式中 —与液相主体中组分A浓度cA相对应的气相平衡分压，Pa； —与气相主体中的组分A分压pA相对应的液相平衡浓度，kmol/m3； Kg、Kl—分别为以气相分压差表示的气膜总传质系数及以液相浓度差表示的液膜总传质系数， kmol/(m2·s·kPa)及m/s。其倒数分别为以气相分压差表示的总阻力及以液相浓度差表示的总阻力，表示为：  (7－5)  (7－6) 可见，两个总传质系数可用气膜及液膜的传质分系数和溶解度系数表示，他们之间的关系为：Kg＝HAKl。如果传质方程式以总传质量MA (即组分A在t时间内通过F界面的量)来表示时，则(7－3)改写为：  (7－7) 分析上式可知，强化传质过程的因素有：①提高可吸收组分A的分压pA或降低溶液中组分A的浓度cA，均可增加传质动力；②增大传质界面F可增加质量传递，如细化喷淋的吸收液液滴以增大总传质面积；③延长气液的接触时间t，如通过控制气流速度来确定；④增大总传质系数K，即减小传质阻力，可以明显强化传质过程。 如果是HA值很大的易溶气体，由式(7－5)可见，传质总阻力几乎等于气相传质阻力，即传质阻力主要在气相，此种情况称为气膜控制，其特点是只要气相组分分压略为增加，则液相中相应的平衡浓度就会增加很多，如水对HCl、NH3的吸收；对HA值很小的难溶气体，由式(7－4)可见，传质总阻力几乎等于液相传质阻力，即传质阻力主要在液相，称为液膜控制，这种情况即使气相组分分压有较大的变化，液相的浓度变化也很小，如用水吸收CO2、O2，N2、CO、H2S等；而中等溶解度气体，气膜阻力与液膜阻力均不能忽略，称为两膜控制，如水对SO2的吸收。 当吸收过程为气膜控制时，应增大气相湍动程度；当吸收为液膜控制时，应增加液相湍流程度，均可增加传质速率。通常，使气体处于分散相，如采用孔板的板式塔，则液体流动减小液膜阻力，适用于难溶气体吸收的液膜控制过程；而使液体成为分散相，如喷淋塔将液体高度雾化喷入气相，则液滴周围流动气体的扩散阻力较小，更适合于易溶气体吸收的气膜控制过程。 （三）化学吸收 1．化学平衡与相平衡 化学吸收是指溶质被吸收时，选择溶剂中某些活性组分进行明显的化学反应，如用碱溶液吸收CO2、SO2、H2S或用各种酸溶液吸收NH3等。化学吸收过程既服从上述的气、液相平衡关系，同时也服从化学平衡关系。它的吸收速率除了与物理吸收过程中被吸收组分在气膜和液膜中的扩散速率有关外，还与化学反应速率有关。 由于化学吸收中的溶质A在溶剂中与活性组分发生化学反应，减少了溶剂中纯溶质浓度cA，增大了液相的传质动力，使得吸收速率增大。尤其对于溶剂处于停滞状态的液膜控制物理吸收过程，其传质表面基本无效，但对化学吸收可能仍然有效，相当于增加了传质表面，有利于吸收过程。同时，气液两相界面上溶质A的平衡分压大为下降，相应增大了气相的传质动力，从而提高了吸收速率。这些结论可从物质的化学平衡与溶解平衡中得到。 设被气体溶质组分A与液相溶剂中B发生化学反应，生成物质M和N，对于理想溶液有：  (7－8) 化学平衡常数为：  (7－9) 式中，cM，cN，cA，cB和m，n，a，b分别为组分M，N，A，B的浓度和计量系数。由上式可确定组分A未发生反应部分的浓度，并由亨利定律得到组分A在气相中的平衡分压：  (7－10) 由于气体组分A的一部分在溶剂中生成了化学反应产物，显然溶剂中游离A的浓度较物理吸收时低。因而在H相同时，液面上气体组分A的平衡压力低于单纯的物理吸收过程。或者说当气相分压相同时，化学吸收使组分A的溶解度增大，即化学反应提高了吸收率。常见的有以下三种化学平衡： （1）溶质与溶剂相互作用。液相中的溶质A与溶剂B相互作用生成溶剂化产物M，即，如NH3-H2O体系中生成NH40H，则M的浓度为A在溶液中的总浓度与未溶剂化的A的浓度之差，即cM＝cA,t－cA，得到化学平衡常数：  (7－11)  (7－12) 对于常压或低压下的稀溶液，如果未溶剂化的A服从亨利定律，则有：  (7－13) 在稀溶液中溶剂，cB可视作常数，K也不随浓度而变，故1+KcB可视为常数。表观上看，亨利定律仍适用，但表观溶解度系数是纯物理吸收时的1+KcB倍，即化学吸收增大了组分A在溶剂中的溶解度cA,t。 （2）溶质在溶液中离解。溶质A在溶液中的离解的反应为，如用水吸收SO2，SO2溶于水后生成H2SO3，又离解为H＋与HSO－3的过程。离解平衡常数为：  (7－14) 当溶液中没有同离子存在时，，上式变为，汽液平衡时服从亨利定律，则溶液中组分A的总浓度为：  (7－15) 可见，溶质A在溶液中离解后，其溶解度为物理溶解量与离解溶解量之和。 （3）溶质与溶剂中的活性组分作用。液相中的溶质A与溶剂中的活性组分B作用生成M，反应式为，如NaOH吸收SO2生成Na2SO4和H2O。设溶剂中B的初始浓度为cB,0，平衡转化率为R，则溶液中B的平衡浓度为cB＝ (1－R) cB,0，生成物M的平衡浓度cM＝RcB,0，化学平衡常数为：  (7－16) 上式变为，其中，A组分未发生化学反应的浓度满足亨利定律，则溶液中组分A的总浓度为cA,t＝cA＋cM，若忽略物理溶解量，则：  (7－17) 式中，ε＝KHA。由式(4－45)可见，溶质A的溶解度cA,t分别随ε和平衡分压增加而增大，但cA,t只能趋近于cB,0，而不能达到cB,0。 此外，由式(7－15)和式(7－17)还可以看出，溶质在吸收剂中的浓度与其气相分压不再是线性关系，这也是化学吸收与物理吸收在汽液平衡关系上的一个重要区别。 2. 化学吸收的传质速率 化学吸收与物理吸收相比较，气相一侧两者均可用物理吸收的传质速率方程式(7－2)表示，而化学吸收相当于增大了液相的传质动力和传质分系数，因此提高了传质速率。此时传质速率的表示有两种方法：一是采用增大的液相传质分系数kl,d，而选取与物理吸收相同的传质动力（ΔcA＝cAi－cA）；二是采用增大的传质动力（ΔcA＋δ），δ为液相发生化学反应时传质动力的增大值，而选取与物理吸收相同的传质分系数kl，即：  (7－18) 通常将α＝kl,d/kl称为增强系数，表示液相传质分系数因发生化学反应而增大的倍数。由kl,d和物理吸收时的气相传质分系数kg利用式(7－14)或(7－15)便可求出化学吸收过程的传质总系数。 （四）吸收装置 吸收装置主要是塔式容器，应满足下列基本要求：①气液接触面大，接触时间长；②气液之间扰动强烈，吸收效率高；③流动阻力小，工作稳定；④结构简单，维修方便，投资和运行维修费用低；⑤具有抗腐蚀和防堵塞能力。常用的吸收装置有填料塔、湍流塔、板式塔、喷淋塔、和文丘里吸收器等。 填料塔的基本型式如图7－1所示，气体由塔底进入向上流动，喷淋的吸收液经填料逆流向下，吸收过程在填料的湿润表面进行。填料种类很多，如拉西环、鲍尔环、鞍形、波纹填料等，通常采用陶瓷、塑料、金属等材料。填料塔直径一般不超过800mm，空塔气速一般为0.3～1.5m/s，单层填料层高度在3～5m之下，压降通常为400～600Pa/m，液气比为0.5～2.0kg/kg，液体喷淋密度在10m3/(h·m2)以上。填料塔由于结构简单、气液接触效果好，压降较小而被广泛应用。不足之处是填料容易堵塞、损失大。 板式塔内装有若干层塔板，吸收液自塔顶向下流动，并在塔板上保持一定厚度的液层，气体从塔底向上逐级穿过塔板，以鼓泡状态或喷射状态与液体相互接触，进行传质、传热及化学反应，如图7－2所示。塔板的结构形式有多种，如孔板、筛板、旋流板等，板上设有溢流堰，以保持约30mm厚度的液层。操作中合适的气液比例非常重要，气量过大，则气速过高，穿过筛孔时会以连续相通过塔板液层，形成气体短路，并增大阻力；气量过小或液流量过大，会导致液体从筛孔泄漏，降低吸收效率。筛孔孔径一般为3～8mm，开孔率为5％～15％，空塔气速为10～25m/s，穿孔气速约为4.5～12.8m/s，每层塔板的压降约为800～2000Pa。与填料塔相比，板式塔空塔速度较高，处理能力大，但压降损失也较大。 湍球塔是为了强化传质、传热过程，应用流化床技术的一种特殊填料塔。聚乙烯或聚丙烯制作的球形填料由筛板支撑，加大气速使填料处于悬浮状态。运动小球的湍动旋转和相互碰撞，使球面液膜不断更新，强化传质过程，提高了吸收效率。湍球塔的空塔气速一般为2～6m／s，静止填料层每层高度一般为0.2～0.3m，每层压降为400～1200Pa。湍流塔体积小，风速高，处理量大，吸收效率高，塔内不会堵塞。但塑料小球的湍动有返混现象，不能承受高温，磨损严重，需经常更换。 各种型式的喷淋塔也被广泛采用。喷淋塔空塔气速一般为为1.5～6m/s，塔内压降为250～500Pa，液气比较小，适用于极快或快速反应的化学吸收过程。其特点是结构简单，压降低，不易堵塞，气体处理能力较大，投资费用低；但占地面积大，效率较低，常用于规模较大的锅炉烟气湿法脱硫以及作预冷却器。 第二节 气态污染物的吸附净化方法 吸附净化是利用多孔固体表面的微孔捕集废气中的气态污染物，可用于分离水分、有机蒸气（如甲苯蒸气、氯乙烯、含汞蒸气等）、恶臭、HF、SO2 、NOx 等，尤其能有效地捕集浓度很低的气态污染物。这是因为固体表面上的分子力处于不平衡状态，表面具有过剩的力，根据热力学第二定律，凡是能够降低界面能的过程都可以自发进行，因此固体表面这种过剩的力可以捕捉、滞留周围的物质，在其表面富集。 1. 吸附现象 吸附现象也分为物理吸附和化学吸附两种。物理吸附是由固体吸附剂分子与气体分子间的静电力或范德华力引起的，两者之间不发生化学作用，是一种可逆过程。化学吸附是由于固体表面与被吸附分子间的化学键力所引起，两者之间结合牢固，不易脱附。该吸附需要一定的活化能，故又称活化吸附。 物理吸附与化学吸附的主要区别有：①吸附热。物理吸附多为放热过程，其吸附热较小(102～103 J/mo1)，与气体的液化热接近，而化学吸附的吸附热很大(＞42kJ/mo1)，与化学反应热相近；②温度。物理吸附不需要活化能，吸附与脱附速率一般不受温度的影响，进行均较快，但低温时吸附量较大，随着温度升高，被吸附质容易从固体表面脱附，利于吸附剂的再生和被吸附质的回收；而化学吸附往往需要一定的活化能，吸附与脱附速度都较小，随着温度升高，吸附和脱附速率都明显增加；③选择性。物理吸附只取决于吸附剂与吸附质之间的分子力，对不同种类的气体选择性较小，脱附也容易，而化学吸附由特定的化学反应确定，则具有较高的选择性，某种吸附剂只吸收某些特定的气体，且不易脱附；④吸附层厚度。物理吸附在低吸附压强时，一般为单分子层，当压强增大后，往往会变成多分子层，而化学吸附总是在单分子层或单原子层进行。 物理吸附与化学吸附往往同时发生，但以某一种吸附为主。如在低温下，主要是物理吸附，而在较高的温度下，就可能转为化学吸附为主。 2. 吸附的基本原理 （1）吸附平衡。在一定温度下，吸附质与吸附剂充分接触后，吸附质附着于吸附剂上的吸附速度和吸附质脱离吸附剂表面的解吸速度相等时，即吸附质在气相中的浓度与在固相吸附剂表面的浓度达到动态平衡而不再改变，称为吸附平衡。此时的吸附量和吸附质在气相中的压力 (或浓度)分别称为平衡吸附量和平衡压力(或平衡浓度)，是吸附的极限，一定温度下两者的关系可以用吸附等温方程或吸附等温曲线来描述。 （2）吸附等温方程。许多学者在大量实验的基础上提出了各种吸附理论，如朗格缪尔(Langmuir)方程、弗罗因德利希(Freundlich)方程、B.E.T方程等，但一般只能解释一种或几种吸附现象。其中，朗格缪尔等温式与许多实验现象相符合，能够解释许多实验结果，目前仍是应用最为广泛的等温式。 朗格缪尔吸附理论作如下假定：①吸附剂表面性质是均一，化学吸附过程仅在表面单分子层进行；②被吸附分子之间无作用力，相互不受影响；③气体分子在吸附剂表面上的吸附与脱附在一定条件下已处于动态平衡。据此，可推导出朗格缪尔等温式：  (7－19) 式中 θ—被吸附分子覆盖的固体表面积与固体总面积之比； G，Gm—气相平衡分压p下及单分子层覆盖满(θ＝1)时的吸附量； k—吸附平衡常数； p—吸附质气相平衡分压。 上式可见，当气相分压p很低时，kp＜＜1，则G＝Gmkp，G与p成正比；当气相分压p很高时，kp＞＞1，则G＝Gm，此时G与p无关，吸附达到饱和。 （3）吸附等温线。 一定温度下吸附量与被吸附气体平衡分压之间的关系曲线还常用吸附等温线表示，如图4－21所示，可以看出SO2在硅胶上的吸附量G随分压p升高而增加，尤其在低压部分，压力的影响非常显著。目前观察到的典型吸附等温线分成5种类型，如图4－22所示，图中p0为某温度下组分的饱和蒸气压。化学吸附只有I型，与朗格谬尔公式描述相吻合，而物理吸附则有可能出现图中的5种类型之一。 ? （4）吸附速率。 吸附量除受吸附平衡影响外，还与气固接触时间有关，往往取决于吸附速率。吸附过程分外扩散和内扩散两步：外扩散是气体吸附质通过固体表面气膜到达吸附剂外表面；内扩散是吸附质在吸附剂微孔中扩散，直至到达微孔深处的吸附剂表面被吸附，继而由内表面向晶格内扩散，并最终达到吸附与脱附的动态平衡。两个扩散过程均影响总的吸附速率。通常，内扩散阻力很小，可以忽略不计，而外扩散起着控制作用，则吸附速率可近似用外扩散速率表示：  (7－20) 式中 dqA —微元时间dτ内单位体积吸附剂吸附组分A的量，kg/m3； kY—外扩散传质分系数，1/s； —分别为组分A在气相中及吸附剂达到吸附平衡时A在气相中的浓度，kg/m3。 由于吸附机理复杂，kY与吸附质分子扩散系数、流动状况、流体性质、吸附剂粒径等有关，从理论上推导还有一定困难，通常采用经验公式计算。 3. 吸附剂 工业吸附剂应具备的条件为：①具有巨大内表面积、较大的吸附容量的多孔性物质；②对不同的气体分子具有很强的吸附选择性；③吸附快且再生特性良好；④具有足够的机械强度，对酸、碱、水、高温的适应性；用于物理吸附时要有化学稳定性。⑤价格低廉，来源广泛。 工业上常用的吸附剂有活性炭、硅胶、活性氧化铝、分子筛、沸石等。 （1）活性炭。活性炭是常用的吸附剂。由于它的疏水性，主要用于吸附湿空气中的有机溶剂、恶臭物质，以及烟气中的S02、NOx或其它有害气体。活性炭是由煤、石油焦、木材、果壳等各种含炭物质，在低于773K温度下炭化后再用水蒸气进行活化处理得到。它的颗粒形状有柱状、球状、粉末状等，具有比表面积大、吸附及脱附快，性能稳定，耐腐蚀等优点，但具有可燃性，使用温度一般不超过200℃。 （2）硅胶。硅胶具有很强的亲水性，它吸附的水分量可达自身质量的50％，吸湿后吸附能力下降，因此常用于含湿量较高气体的干燥脱水、烃类气体回收，以及吸附干燥后的有害废气。硅胶是将硅酸钠溶液（水玻璃）用酸处理后得到硅酸凝胶，再经水洗、干燥脱水制得的坚硬多孔的粒状无晶形氧化硅。 （3）活性氧化铝。活性氧化铝可用于气体和液体的干燥，石油气的浓缩、脱硫、脱氢，以及含氟废气的治理。含水氧化铝在严格控制的升温条件下，加热脱水便制成多孔结构的活性氧化铝，具有良好的机械强度。 （4）分子筛。分子筛被广用于废气治理中的脱硫、脱氮、含汞蒸气净化及其他有害气体的吸附。它是一种人工合成沸石，具有立方晶体的硅酸盐，属于离子型吸附剂。因其孔径整齐均匀，能选择性地吸附直径小于某个尺寸的分子，故有很强的吸附选择性。由于分子筛内表面积大，因此吸附能力较强。 通常，污染物分子较小的选用分子筛，分子较大应选用活性炭或硅胶；对无机污染物宜用活性氧化铝或硅胶，对有机蒸气或非极性分子则用活性炭。 当吸附剂达到吸附饱和后需要再生，即清除被吸附的物质，恢复吸附剂的吸附能力，以便重复使用。再生的方法一般有：①加热解吸再生（变温吸附）。等压下，一般吸附容量随温度升高而减少，故可在低温下吸附，然后在高温加热下吹扫脱附；②降压或真空解吸（变压吸附）。恒温下，吸附容量随压力降低而减少，则可采用加压吸附，减压或真空下脱附；③溶剂置换再生（变浓度吸附）。对不饱和烯烃类等某些热敏性吸附质，可以采用亲合力较强的解吸溶剂进行置换，使吸附质脱附，然后加热床层脱附解吸剂，使吸附剂再生。并利用吸附质与解吸剂之间的沸点不同，采用蒸馏的方法分离。 4. 吸附装置 吸附装置有固定床、移动床、流化床、旋转床吸附器等。其中，固定床结构简单，操作方便，使用历史最长，应用最广。立式固定床吸附器如图7－3所示，多为圆柱形立式结构，内置格板或孔板，其上放置吸附剂颗粒。废气由格板之下通入，向上从颗粒层穿过，净化后的气体由吸附器上部排出。立式固定床适用浓度高、气体量小的废气，对于浓度低、气体量大的废气可采用卧式固定床。如果只有一台吸附器，需经吸附－脱附－干燥冷却的循环，吸附间歇进行。一般可采用两台或更多的固定床轮换进行吸附与再生操作，当一台吸附器正在进行吸附时，另一台同时进行脱附、干燥与冷却。 当流体等速通过固定床吸附器的吸附剂时，由于吸附剂对吸附质的吸附的作用，吸附剂中吸附质的浓度随时间的延伸在床层的不同位置发生变化。通常，将流动情况下，吸附剂中吸附质浓度随床层高度的变化曲线，或气相中的吸附质浓度随床层高度的变化曲线称为吸附负荷曲线。显然，随着时间的推移，吸附负荷曲线将发生变化，如图7－4所示。图中，横坐标为床层离进口端长度，床层高度为Z，纵坐标为床层中的吸附剂负荷。当床层中无气流通过，吸附剂中具有初始浓度X0，而后吸附质由吸附开始时刻τ0以匀速u进入床层。 图7－4(a)为吸附剂经过时间τ＝τ的吸附后得到的吸附负荷曲线，又称为吸附波或传质前沿。图7－4(b)为τ＝τ+Δτ时间后，由于吸附质的不断增加，吸附波逐渐向前推移，此时吸附剂负荷可分为三个区域：①平衡区，在靠近入口处的吸附剂负荷为平衡负荷Xe，吸附已经达到饱和，这部分床层已完全丧失吸附能力；②传质区，吸附波呈S形，在X0 到Xe之间变化，是吸附传质的主要区段，其长度为Za ，Za 越短，表示传质阻力越小，则床层的利用效率越高；③未吸附区，位于床层的末端，吸附剂中仍为床层初始浓度X0，具备全部吸附能力。 图7－4(c)为τ＝τb 时，吸附波刚刚到达床层末端，若稍微再向前移动一点就会跑出床层之外，即产生所谓的“穿透现象”，称为破点，因此将吸附剂开始吸附到床层破点的时间τb称为穿透时间，此时床层已经失效，吸附质会漏出来，吸附剂需要再生。当τ≥τe，吸附波会全部移出床层外，整个床层失去吸附能力，即达到全床的吸附平衡（饱和），τe称为平衡时间。如图4－24(d)所示。 由于从床层中各部位采样分析来得到吸附负荷曲线相当不易，因为采样困难且容易破坏床层的稳定。通常分析流出气体中浓度随时间的变化，以研究床层中吸附负荷的变化，如图7－5所示。图中，横坐标为吸附时间，纵坐标为流出气体中吸附质的浓度。当τ＜τb（穿透时间），流出气体中吸附质浓度始终保持为Y0，它与吸附剂中X0浓度相平衡。随着吸附的进行，流出物中吸附质浓度将急剧上升，在τe时达到Ye，与气流体中吸附质的原始浓度Y0基本相等。在τb到τe时间内形成的S形曲线称为穿透曲线，它与吸附波相似，但方向与其相反。穿透曲线愈陡，说明传质阻力愈小、吸附速率愈快及传质区域愈短。若透过曲线为一竖直线，表明传质阻力极小，吸附速率飞快。 穿透时间表示吸附床的工作性能，可用希洛夫(Wurof)公式计算。设气体流速为u(m/s)，气体中吸附质初始浓度为Y0(kg/m3)；吸附剂平衡静活性（与Y0达吸附平衡时的平衡吸附量）为a(kg吸附质/kg吸附剂)；吸附床层截面积为A(m2)，厚度为Z(m），堆积密度为ρb(kg/m3)。假定吸附速率无穷大，即到达穿透时间τb0时，吸附床层全部达到饱和，则穿透时间内气流带入床层的吸附质的质量uAY0τb0等于床层所吸附的吸附质的质量aAZρb，由此可得理想穿透时间：  （7－22） 式中K＝aρb/uY0称为吸附层操作系数。但实际中吸附速率不是无穷大，床层存在一个传质区，有一未被利用的长度Za，因此实际穿透时间τb＜τb0，即：  （7－23） 其他类型的吸附设备可查阅有关文献资料。 第三节 主要气态污染物的治理技术 大气的主要气态污染物有硫化合物、含氮化合物、碳氧化合物、碳氢化物、卤素化合物、硫酸烟雾、光化学烟雾等，下面介绍其中自古主要污染物的治理技术。 ?一、含二氧化硫废气的治理技术 下面介绍一些主要的烟气脱硫方法。 1. 干法烟气脱硫 干法烟气脱硫技术包括电子束法、脉冲电晕法、荷电干粉喷射法、催化氧化法、活性炭吸附法、和流化床氧化铜法等。 （1）电子束法。电子束脱硫技术是一种物理与化学方法相结合的的高新技术。它利用电子加速器产生的等离子体氧化烟气中的SO2（NOx），并与注入的NH3反应，生成硫铵和硝铵化肥，实现脱硫、脱硝目的。在辐射场中，燃煤烟气中的主要成分O2、H2O(气)，吸收高能电子的能量，生成大量反应活性极强的活性基团和氧化性物质，如O、OH、O3、H2O。这些氧化性物质与气态污染物进行各种氧化反应，举例如下： SO2 + 2OH → H2SO4 NO + O → NO2 NO2 + OH → HNO3 生成的H2SO4和HNO3 与加入的NH3发生如下反应： H2SO4 + 2NH3 →(NH4)2SO4 HNO3 + NH3 → NH4NO3 反应生成的硫铵和硝铵气溶胶微粒带有电荷，很容易被捕集。 电子束法是1970年日本荏原(Ebara)公司首先提出的烟气脱硫技术。上个世纪80年代以来，先后在日本、美国、德国、波兰等国家进行研究并建立了中试工厂。1992～1994年，日本建造了三座小型示范厂，取得了预期的效果。目前，电子束法继续受到许多国家的关注。荏原公司在我国成都电厂90MW机组上实施了电子束脱硫示范工程。1998年1月，系统趋于正常，是当时世界上处理烟气量最大的电子束脱硫装置。 脱硫工艺流程如图4－27所示，大致由烟气冷却、加氨、电子束照射和副产品收集等几部分组成。电子在高真空的加速管里由高电压加速，然后透射过30～50μm的两片金属箔照射烟气。约130℃的排出烟气经静电除尘后，部分烟气进入喷水冷却塔降温、除尘，使烟温降到适于脱硫、脱硝的温度(～65℃)，再进入同时喷入氨气的反应器脱硫。烟气水露点通常小于60℃ ，所以冷却水在塔内完全被气化，一般不会产生需进一步处理的废水。反应器内的烟气被电子加速器产生的高能电子束照射，发生脱硫、脱硝反应，生成硫铵和硝铵。在反应器中喷水可以吸收反应产生的热量。随后经干式静电除尘器将脱硫副产品与烟气分离，净化后的烟气与未处理的烟气混合升温后送入烟囱排放。 电子束法脱硫效率≥90％，可同时脱硫脱硝，投资较低，副产物可用作肥料，无废渣排放，但运行电耗高，运行成本还受到肥料市场的直接影响。 （2）气相催化氧化法。干式气相催化氧化已实际应用于有色金属冶炼和锅炉烟气脱硫。除尘净化后的含SO2烟气进入催化转化器，在一定温度下通过催化剂作用，将SO2氧化为SO3，继而转化为硫酸加以收集。SO2的氧化反应为：  实际上，这是一个可逆放热反应，因此降低反应温度和提高反应压力有利于反应的进行。能加速SO2转化反应的催化剂很多，铂的活性最高，但价格昂贵且易中毒，一般不使用；Cr2O3、Fe2O3等金属氧化物也具有一定的活性，但使用温度过高受到限制；只有以SiO2为载体的V2O5价格便宜又不易中毒，且在最低温度下(500～550℃)活性最高，目前在硫酸生产被广泛采用。 气相催化氧化法对低SO2（含量低于2％）浓度的锅炉烟气脱硫工艺流程为，烟气在500℃左右除尘，再进入催化转化器反应，然后流经省煤器、空气预热器放热降温至230℃左右，最后进入吸收塔，用稀硫酸洗涤吸收SO3，待气体冷却到104℃，则可得到浓度为80％的硫酸。这就要求实际生产中转化反应必须分段进行。在每段中，反应是在绝热条件下进行的，反应后的气体温度必然升高，因此要将气体冷却(即除去反应热)至一定温度后，再进入下一段进行绝热反应，然后再将反应热移去，如此使转化反应和换热两个过程依次交替进行，直到达到要求的最终转化率为止。对于冶炼工业中高SO2（含量高于2％）浓度的烟气，催化反应放热量大，必须将反应热从系统中不断导出，才能保证最适宜的反应温度，因此工程上采用分段转化反应，一般分3～4段。过程是，绝热反应后的气体通过换热器（或管）冷却至一定温度，再进入下一段进行绝热反应、放热，转化反应和换热冷却两个过程依次交替进行，直到实现最终的转化率为止。 2. 半干法烟气脱硫 半干法烟气脱硫技术包括旋转喷雾干燥法、炉内喷钙增湿活化法、增湿灰循环脱硫技术等。 （1）旋转喷雾干燥法。 这是美国JOY公司和丹麦NIRO公司1978年联合开发的脱硫工艺，已有超过10％的脱硫市场占有率。喷雾干燥法脱硫率一般为85％，高者可达90％以上，多用于低硫煤烟气脱硫，其工艺流程如图4－28所示。将石灰Ca(OH)2或Na2CO3等制成的浆液喷入雾化干燥反应器，雾化后的碱性液滴吸收烟气中SO2，同时烟气的热量使液滴干燥形成石膏固体颗粒，再用袋式除尘器将固体颗粒分离。Ca(OH)2吸收SO2的总反应为： Ca(OH)2＋SO2＋H2O→CaSO3·2 H2O CaSO3·2 H2O＋1/2 O2→CaSO4·2 H2O 常用的雾化装置有压力喷嘴和高速旋转(10000～50000r/min)离心雾化器两种。雾化液滴及其分布要细而均匀，喷嘴或雾化轮应耐磨、耐腐蚀、防堵塞。吸收剂除用Ca(OH)2或Na2CO3之外，石灰石、苏打粉、烧碱等也可用作吸收剂。石灰脱硫常将固体颗粒循环使用以提高吸收剂利用率，钠脱硫则一次通过吸收器即可完全反应。石灰的实际用量通常是理论计算量的2.5倍左右，循环使用可降至1.5倍，钠吸收剂利用率较高，一般为1.1倍。袋式除尘器被广泛用于喷雾干燥系统的固体捕集，因为沉积在袋上的未反应的石灰可与烟气中残余SO2反应，脱硫率占系统总脱硫率的10％～20％，滤袋可以看成一个固定床反应器。 影响脱硫率的因素有烟气温度、速度、湿度和SO2浓度等。反应器入口烟温为150℃左右，较高的入口烟温，可以增加浆液含水量，改善反应器内干燥阶段的传质条件，使脱硫率提高。出口烟温一般为80～100℃，要求比绝热饱和温度高10～30℃。出口烟温越低，则固体颗料中残留水分越多，传质条件越好，脱硫率越高。烟气进口SO2浓度越高，需要更高的Ca/S才能达到较高的脱硫率。反应器内烟气流速约1.5m/s，石灰系统的烟气停留时间为10～12s。 （2）炉内喷钙－炉后增湿活化脱硫。 这是由芬兰Tampella公司和IVO公司开发的一种脱硫率较高、设备简单、投资低、能耗少的脱硫技术。其特点是除了将石灰石粉喷入炉膛中850～1150℃烟温区，完成式(4－52)和式(4－53)的反应之外，在空气预热器后增设了一个独立的活化反应器，在这里喷雾化水或蒸汽使烟气中未反应的CaO增湿活化，进行水合反应生成Ca(OH)2，接着与烟气中SO2反应生成CaSO3，部分CaSO3进一步氧化成CaSO4，总反应可表示为： CaO＋H2O＋SO2＋1/2O2→CaSO4＋H2O 烟气经过加水增湿活化和干脱硫灰再循环，可使总脱硫率达到75％以上，若将干脱硫灰加水制成灰浆喷入活化器增湿活化，可使总脱硫率超过85％。 3. 湿法烟气脱硫 已商业化或完成中试的湿法脱硫工艺包括石灰(石灰石)法、双碱法、氨吸收法、磷铵复肥法、稀硫酸吸收法、海水脱硫、氧化镁法等10多种。其中，又以湿式钙法占绝对统治地位，其优点是技术成熟、脱硫率高，Ca/S比低，操作简便，吸收剂价廉易得，副产物便于利用。 （1）石灰或石灰石法。该工艺以石灰（Ca(OH)2）或石灰石（CaCO3）浆液吸收烟气中的SO2，脱硫产物亚硫酸钙可用空气氧化为石膏回收，也可直接抛弃，脱硫率达到95％以上。吸收过程的主要反应为： CaCO3＋SO2＋1/2 H2O→CaSO3·1/2H2O＋CO2↑ Ca(OH)2＋SO2→CaSO3·1/2 H2O＋1/2H2O CaSO3·1/2 H2O＋SO2＋1/2H2O→Ca(HSO3)2 废气中的氧或送入氧化塔内的空气可将亚硫酸钙和亚硫酸氢钙氧化成石膏： 2CaSO3·1/2 H2O＋O2＋3H2O→2CaSO4·2 H2O Ca(HSO3)2＋1/2O2＋H2O→CaSO4·2 H2O＋SO2↑ 回收式石灰或石灰石脱硫工艺流程如图4－29所示。吸收塔内的吸收液与除尘后进入的烟气反应后，被送入氧化塔内制取石膏。烟道气脱硫常用的吸收塔有：湍球塔、板式塔、喷淋塔和文丘里/喷雾洗涤塔等。 石灰或石灰石的吸收效率与浆液的pH值、钙硫比、液气比、温度、石灰石粒度、浆液固体浓度、气体中S02浓度、洗涤器结构等众多因素有关，主要因素有：（a）浆液pH值。研究表明，硫酸钙的溶解度随pH值的变化比较小，而亚硫酸钙的溶解度随pH值降低则增大。当浆液的pH值低时，溶液中存在较多的亚硫酸钙，在CaCO3颗粒表面液膜中，溶解的CaCO3使液膜的pH值上升，使得亚硫酸钙在液膜中析出，沉积在CaCO3颗粒表面，抑制其与SO2的传质过程。因此，石灰的传质阻力比石灰石要小，若采用石灰石，则需要延长接触时间，增加持液量和减少石灰石粒径，以便获得相应的脱硫率。一般石灰石系统的最佳操作pH＝6，石灰系统pH＝8。；（b）液气比。由于反应中Ca2+持续地被消耗，这就需要吸收器有较大的持液量，即保证较高的液气比。显然，脱硫率随液气比增大而提高，但能耗也相应增加，当液气比大于5.3L/m3时，脱硫率平均为87％；（c）石灰石的粒度。粒度越小，表面积越大，脱硫率与石灰石的利用率越高，但石灰石的磨粉耗能越大；（d）温度。降低吸收塔中的温度，脱硫率提高。吸收塔中的温度主要受进口烟温的影响，一般进口烟温要低于35℃。 石灰(石灰石) 吸收法的主要问题是，吸收剂和生成物液桨容易在设备中结垢和堵塞，主要原因有：（a）反应生成物CaSO3·1/2H2O是一种软垢，它在石灰石系统pH≥6.2，石灰系统pH≥8.0时形成，易被人工清除，也可通过降低溶液pH值使之溶解；（b）在石灰系统中，较高pH值下烟气中CO2与Ca(OH)2生成CaCO3沉积物，当进口浆液的pH≥9时，CO2的再碳酸化作用尤为明显，但石灰石系统不存在CO2再碳酸化问题；（c）吸收塔中形成的部分亚硫酸钙和亚硫酸氢钙被烟气中残余O2氧化，最终在容器壁面和部件表面上形成很难清除的CaSO4·2H2O硬垢。最有效解决结垢的办法是采用添加剂，如氯化钙、硫酸镁、己二酸、氨等。添加剂除了有抑制结垢、堵塞作用，还能提高吸收SO2的效率。 （2）双碱法。双碱法是针对石灰或石灰石法易结垢和堵塞的问题发展的一种脱硫工艺，又称钠碱法。首先采用钠化合物(NaOH、Na2CO3或Na2SO3)溶液吸收烟气中的SO2，生成Na2SO3和NaHSO3，接着用石灰或石灰石使吸收液再生为钠溶液，并生成亚硫酸钙或硫酸钙沉淀。由于吸收塔内用的是溶于水的钠化合物作为吸收剂，不会结垢。然后将离开吸收塔的溶液导入一开口反应器，加入石灰或石灰石进行再生反应，再生后的钠溶液返回吸收塔重新使用。吸收反应为： Na2CO3＋SO2→Na2SO3＋CO2↑ 2NaOH＋SO2→Na2SO3＋H2O Na2SO3＋SO2＋H2O→2NaHSO3 反应器中的再生反应为： Na2SO3＋Ca(OH)2＋1/2H2O→2NaOH＋CaSO3·1/2H2O↓ 2NaHSO3＋Ca(OH)2→CaSO3·1/2H2O↓＋3/2H2O＋Na2SO3 2NaHSO3＋CaCO3→CaSO3·1/2H2O↓＋Na2SO3＋CO2↑＋1/2H2O 如果将亚硫酸钙进一步氧化，才能回收石膏。此法的脱硫率也很高，可达95％以上。缺点是吸收过程中，生成的部分Na2SO3会被烟气中残余O2氧化成不易清除的Na2SO4，使得吸收剂损耗增加和石膏质量降低。电站锅炉烟气中，大约有5％～10％的Na2SO3被氧化为Na2SO4。如果溶液中的OH-和SO2-保持足够高的浓度： Na2SO4＋Ca(OH)2＋2H2O→2NaOH＋CaSO4·2H2O 则可除去Na2SO4。若吸收塔采用稀硫酸来除去硫酸钠，这也要增加硫酸消耗： Na2SO4＋H2SO4＋2CaSO3＋4H2O→2CaSO4·2H2O＋2NaHSO3 二、含氮氧化物废气的治理技术 人类活动排放的NOx中，90％以上来自燃料的燃烧排放，主要是锅炉和机动车的内燃机，其余的NOx来源于化工生产、各种硝化及硝酸处理过程等。因此，控制NOx排放的重点是对燃料燃烧过程及其排放物的治理，主要方法有改变燃烧条件和废气脱硝两种。 废气脱硝是NOx控制措施中最重要的方法。废气脱硝技术可分为干法和湿法两类，与NO的氧化、还原和吸附的特性有关。干法有气相还原法、分子筛或活性炭吸附法等，湿法有采用各种液体（水、酸、碱液等）的氧化吸收法。 1. 催化还原法 催化还原工艺是一种广泛用于废气脱硝的成功的技术。 （1）选择性催化还原法SCR(Selective Catalytic Reduction)。该法因其脱除NOx的效率高，一般为80％～90％，还原剂用量少，得到最广泛应用。这种方法是以氨(NH3)作为还原剂喷入废气，在较低温度和催化剂的作用下，将NOx还原成N2和H2O。所谓选择性是指NH3具有选择性，它只与NOx进行反应，而不与氧发生反应。基本的放热还原主反应如下： 8NH3＋6NO2→7N2＋12H2O 4NH3＋6NO→5N2＋6H2O 2NH3＋NO＋NO2→2N2＋3H2O SCR工艺流程如图4－34所示。影响催化脱硝的因素有： 1）反应温度。采用某种催化剂，如铜铬催化剂，当上述反应的温度改变时，可能发生一些不利于NOx还原的副反应，尤其当温度较高时。例如，发生 NH3分解为N2和H2的反应，使还原剂减少，或者NH3被O2氧化为NO的反应。这些反应发生在350℃以上，超过450℃变得激烈，温度再高，还能再生成NO2，从而使NOx的还原率下降。而在200～350℃之间，NH3与O2只生成N2和H2O，NOx的还原率随着反应温度的升高而增大。研究表明，温度低于200℃，可能生成硝酸铵(NH4 NO3)和有爆炸危险的亚硝酸铵(NH4 NO2)，严重时会堵塞管道。可见，温度对SCR工艺极为重要，应实施严格控制。SCR的最佳温度为300～400℃，这时仅有主反应能够进行。 2）催化剂。上述反应如果没有催化剂的作用，只有在很窄的高温范围内(989℃左右)进行，而采用催化剂时，其反应温度可以大幅度降低。显然，不同的催化剂具有不同的活性，因而反应温度和脱硝效果也有差异。催化剂活性强意味着选择性弱，不希望的反应如SO 2氧化为SO3的反应就强。应选择合适的催化剂和控制反应温度，使主反应速度大大超过副反应的速度，则有利于NO2的脱除。目前，大都采用非贵金属作催化剂，如Al2O3为载体的铜铬催化剂、TiO2为载体的钒钨和亚铬酸铜催化剂、氧化铁载体催化剂等，贵金属催化剂多采用铂。 3）还原剂用量。还原剂NH3的用量一般用NH3与NO2的摩尔比来衡量，不同的催化剂有不同的NH3/NOx范围。当这个比值过小时，反应不完全，NOx脱除率低。在一定范围内，脱除率随NH3/NOx值增大而上升。但NH3/NOx值过大则对脱除率无明显影响，且增加未反应氨的泄漏或排放，造成二次污染，也使还原剂耗量增加。 4）空间速度。空速标志废气在反应器内的停留时间，一般由实验确定。空速过小，催化剂和设备利用率低，空速过大，气体和催化剂的接触时间短，反应不充分，则NOx脱除率下降。 废气中氧含量以及NOx浓度对脱除率没有明显的影响。 SCR装置用于锅炉烟气脱硝有不同的布置方式，各有优缺点：（a）高灰装置，按SCR－空气预热器－电除尘器－FGD次序布置，烟气温度（300～400℃）满足反应要求, 但催化剂处于高尘烟气中，易污染中毒或失效；（b）低灰装置，按电除尘器一SCR－空气预热器一FGD次序布置，反应温度合适，但高温高效除尘困难；（c）尾部装置，按空气预热器一电除尘器－FGD－SCR次序布置，催化剂活性和利用率高、寿命长，且可自由控制反应温度，但烟气进入SCR之前需要再加热，能耗增加。 （2）非选择性催化还原法NSCR。该法是在贵金属铂、钯等催化剂作用下，反应温度为550～800℃时，用H2、CH4、CO或由它们组成的燃料气作为还原剂，将废气中的NOx还原为N2，同时，还原剂发生氧化反应生成CO2和H2O。该法NOx脱除率可达90％，但还原剂耗量大，需采用贵金属催化剂和装设热回收装置，费用高，以及还原剂发生氧化反应时导致催化剂层温度急剧升高，工艺操作复杂，因此逐渐被淘汰，多改用选择性催化还原法。 （3）选择性非催化还原法SNCR。该法是在无催化剂作用下，利用NH 3或尿素((NH 2) 2 CO) 等氨基还原剂，在950～1050℃这一狭窄的温度范围内，可选择性地还原烟气中的NOx，而基本上不与烟气中O 2 反应。SNCR技术的关键是对温度的控制。温度过高，NH3氧化为NO的量增加，导致NOx排放浓度增大，低于900℃时，NH3的反应不完全，还原剂耗量增加。烟气中O2、CO浓度增加，最佳反应温度向低温移动，且范围变窄，而S02浓度增加时，反应温度则向高温移动且范围变宽。此外，要注意NOx还原不完全时会产生有毒的N2O。 在锅炉中的相应温度区喷入还原剂，并保证与烟气良好混合，否则未充分反应的NH3遇到SO 3会生成(NH 4) 2SO 4，易造成空气预热器堵塞，并有腐蚀危险。SNCR法不需要催化剂，还原剂不与O 2反应，使催化床温度较低，避免了NSCR法的一些技术问题，但还原剂耗量大，NOx脱除率低，一般为30％～50％，有报道达60％～80％。 2. 液体吸收法 是用水或其他溶液吸收NOx的方法较多，在硝酸厂和金属表面处理行业中应用广泛。湿法工艺及设备简单、投资少，能够以硝酸盐等形式回收NOx中的氮，但由于NO极难溶于水或碱溶液，吸收效率一般不很高。可以采用氧化、还原或络合吸收的办法以提高NO的净化效果。下面作简要介绍。 （1）水吸收法。水吸收NOx时，水与NO2反应生成硝酸（HNO3）和亚硝酸（HNO2）。生成的HNO2很不稳定，快速分解后会放出部分NO。常压时NO在水中的溶解度非常低，0℃时为7.34mL/100g水，沸腾时完全逸出，它也不与水发生反应。因此常压下该法效率很低，不适用于NO占总NOx 95％的燃烧废气脱硝。提高压力（约0.1MPa）可以增加对NOx的吸收率，通常作为硝酸工厂多级废气脱硝的最后一道工序。 （2）酸吸收法。普遍采用的是稀硝酸吸收法。由于NO在12％以上硝酸中的溶解度比在水中大100倍以上，故可用硝酸吸收NOx废气。硝酸吸收NOx 以物理吸收为主，最适用于硝酸尾气处理，因为可将吸收的NOx返回原有硝酸吸收塔回收为硝酸。影响吸收效率的主要因素有：①温度。温度降低，吸收效率急剧增大。温度从38℃降至20℃，吸收率由20％升至80％；②压力。吸收率随压力升高而增大。吸收压力从0.11MPa升至0.29MPa时，吸收率由4.3％升至77.5％；③硝酸浓度。吸收率随硝酸浓度增大呈现先增加后降低的变化，即有一个最佳吸收的硝酸浓度范围。当温度为20℃～24℃时，吸收效率较高的硝酸浓度范围为15％～30％。此法具有工艺流程简单，操作稳定，可以回收NOx为硝酸，但气液比较小，酸循环量较大，能耗较高。由于我国硝酸生产吸收系统本身压力低，至今未用于硝酸尾气处理。 （3）碱液吸收法。该法的实质是酸碱中和反应。在吸收过程中，首先，NO2溶于水生成硝酸HNO3和亚硝酸HNO2；气相中的NO和NO2生成N2O3，N2O3也将溶于水而生成HNO2。然后HNO3和HNO2与碱（NaOH、Na2CO3等）发生中和反应生成硝酸钠NaNO3和亚硝酸钠NaNO2。对于不可逆的酸碱中和反应，可不考虑化学平衡，碱液吸收效率取决于吸收速度。 研究表明，对于NO2浓度在0.1％以下的低浓度气体，碱液吸收速度与NO2浓度的平方成正比。对于较高浓度的NOx气体，吸收等分子的NO和NO2比单独吸收NO2具有更大的吸收速度。因为NO＋NO2 生成的N2O2溶解度较大。当NOx的氧化度（NO2/NOx）为50％～60％ (即NO2/NO＝l～1.3)时，吸收速度最大。可采用先将NO氧化，再用碱液回收NOx以提高吸收效率。由于低浓度下NO的氧化速度非常缓慢，因此NO的氧化速度成为吸收NOx效率的决定因素。氧化方法有直接氧化和催化氧化两种，氧化剂包括液相氧化剂和气相氧化剂：液相氧化剂有HNO3、KMn4、NaClO2、NaClO、H2O2、K2Cr2O7等的水溶液；气相氧化剂有O2、O3、C12和ClO2等。硝酸氧化时成本较低，国内硝酸氧化－碱液吸收工艺已用于实际生产，其他氧化剂因成本高，国内很少采用。 碱液吸收法广泛用于我国的NOx废气治理，其工艺流程和设备较简单，还能将NOx回收为有用的亚硝酸盐磷硝酸盐产品，但一般情况下吸收效率不高。考虑到价格、来源、不易堵塞和吸收效率等原因，碱吸收液主要采用NaOH和Na2CO3，尤以Na2CO3使用更多。但Na2CO3效果较差，因为Na2CO3吸收NOx的活性不如NaOH，而且吸收时产生的CO2将影响NO2、特别是N2O2的溶解。?