第七章 气态污染物控制技术基础(1) 气体吸收 气体吸附 气体催化净化

第一节 气体扩散 气态污染物脱除过程的单元操作 气体扩散过程 流体输送 热量传递 质量传递 分子扩散－分子运动引起 湍流扩散－流体质点运动引起

第二节 气体吸收 利用吸收剂将混合气体中的一种或多种组分有选择地吸收分离的过程——吸收。具有吸收作用的物质——吸收剂；被吸收的组分——吸收质。 根据吸收过程中发生化学反应与否，将吸收分为①物理吸收： ②化学吸收。 吸收净化法：是利用混合气体各组分在吸收剂中溶解度不同，或与吸收剂中的活性组分发生化学反应，从而将有害物从废气中分离出来。 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。

吸收机理 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，但以双膜理论的应用最广泛。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： （1）在气液两相接触时存在一个相界面。相界面两侧分别存在一层稳定的滞留膜层——气膜和液膜。

（2）气液主体流速愈大，膜厚度愈薄。质量传递过程为： （3）两相主体中不存在传质阻力，仅在薄膜中发生浓度变化；存在分子扩散阻力。 （4）在界面上气液两相呈平衡态，即在相界面上无扩散阻力； 由此可见：传质阻力来自气膜和液膜 传质推动力来自可溶组分的分压差和 浓度差

吸收速率=吸收推动力×吸收系数 =吸收推动力/吸收阻力 吸收速率=吸收推动力×吸收系数 =吸收推动力/吸收阻力 气相分传质速率 液相分传质速率 总传质速率方程 xAl

气液平衡 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； 温度一定时，P总增大，溶解度增大 气液平衡－吸收过程的传质速率等于解吸过程的传质速率 溶解度 每100kg水中溶解气体的kg数 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； 温度一定时，P总增大，溶解度增大

亨利定律 亨利定律 一定温度下，稀溶液中溶质的溶解度与气相中溶质的平衡分压成正比 参数换算

解：利用 由书中表7-6查得25℃时E=1.66×105Kpa，则： 依式7-20： 例：推算温度25℃，分压为1.013×105Pa时，CO2在水中的溶解度已知25℃下，水的ρL=977Kg/m3 ： 解：利用 由书中表7-6查得25℃时E=1.66×105Kpa，则： 依式7-20：

传质阻力 传质阻力－吸收系数的倒数

吸收系数 吸收系数的不同形式

传质过程 吸收系数的影响因素 吸收质与吸收剂 设备、填料类型 流动状况、操作条件 吸收系数的获取 实验测定；经验公式计算；准数关联计算

常用吸收系数经验式

界面浓度的计算 作图法 解析法 稀溶液亨利定律+传质方程

物理吸收 单位时间内吸收量WA =气相中组分减少量=液相中组分增加量 WA =GBy1-GBy2=G1(1-y1)(Y1-Y2) =

对全塔进行物料衡算： 就任意截面与塔底间进行物料衡算有： 操作线方程 低浓度气体吸收操作线方程 Y≈y，X≈x， G≈GB，L≈Ls

操作线、平衡线和吸收推动力 操作线斜率为Ls/GB （液气比） ，直线两端分别反映了塔底（Y1，X1）和塔顶（Y2，X2）的气液两相组成 操作线与平衡线之间的距离—— （Y-Y*）、 （X*-X）反映了吸收推动力的大小 平衡线与操作线不能相交或相切

最小液气比 吸收塔设计需通过计算确定吸收剂用量Ls及出塔溶液中吸收质浓度X1。通常在计算中先确定LS值，则X1便随之而定。 可通过确定操作线斜率LS/GB（液气比）来确定LS。 当塔底操作点D与平衡线相交时，X1与Y1成平衡，这是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 根据实际经验，一般取：L=(1.1~2.0)Lmin。 若为低浓度气体吸收， 且溶液为稀溶液，则 LS过大，有利于吸收。但动力消耗↑，吸收剂再生费用↑，造成大量废水。 LS过小，不利于吸收。不能达到要求。 根据实际经验，一般取：L=(1.1~2.0)Lmin。

例：在20℃，1.013×105Pa条件下，填料塔中用水洗涤含8%SO2的低浓度烟气。要求净化后塔顶排气中SO2浓度降至1%，净化烟气量为300m3/h。计算逆流吸收过程所需最小液流量。 解：在操作条件下查表7—5得E=0.355×104kPa 由于低浓度气体吸收，且溶液为稀溶液，其气液关系服从亨利定律.从而最小气液比为：

物理吸收 填料塔高度计算 水吸收SO2的平衡线和操作线

化学吸收 化学吸收的优点 溶质进入溶剂后因化学反应消耗掉，溶剂容纳的溶质量增多 液膜扩散阻力降低 填料表面的停滞层仍为有效湿表面

化学吸收 两分子反应中相界面附近液相内A与B的浓度分布

化学吸收的气液平衡 平衡浓度计算

化学吸收速率 吸收速率 物理吸收时 化学吸收时 相当于选取相同的推动力C, 选用不同的传质系数－引入增强系数 K1－未发生化学反应时的液相传质分系数 －由于化学反应使吸收速率增强的系数 相当于选取相同的推动力C, 选用不同的传质系数－引入增强系数

例：SO2化学吸收计算 主要参数 气相SO2的平衡方程 G1—入塔气体的总摩尔流量，kmol/(m2•h) 气体进口 G0,y0 气体出口 G1,y1 液体进口 L1,x1 液体出口 L0,x0 dz z x, y 主要参数 G1—入塔气体的总摩尔流量，kmol/(m2•h) y1、y2—入塔、出塔气体的SO2摩尔分率 pH1—浆液的初始pH值 W—单位时间通过塔任一截面单位面积的吸收剂体积流量，m3/m2·h 气相SO2的平衡方程

例：SO2化学吸收计算 [SO2·H2O]=KhsP SO2 S 边界条件： y(ZT)=y1 各种物质浓度 [HSO3-]=KhsKs1PSO2s/[H+] [SO32-]=KhsKs1Ks2PSO2s/[H+]2

例：SO2化学吸收计算 在塔底（z=ZT）和z之间计算SO2的物料平衡 碱存在时，任意时间 [H+]+[M+]=[OH-]+[HSO3-]+2[SO32-] 即：[H+]+[M+]=KW/[H+]1-KhsKs1PSO2s/[H+]+2KhsKs1Ks2PSO2s/[H+]2 在塔底（z=ZT）和z之间计算SO2的物料平衡 G1y1+WKhsPSO2s (1+Ks1/[H+]+2Ks1Ks2/[H+]2) =G1y1-G1(1-y1)y2/(1-y2)+G1(1-y1)y/(1-y)

例：SO2化学吸收计算 简化式可写为

吸收设备

吸收设备 喷淋塔

吸收设备

吸收设备 填料塔

填料塔

第七章 气态污染物控制技术基础(2) 气体吸附 吸附剂 吸附机理 吸附工艺与设备计算

第三节 气体吸附 吸附 用多孔固体吸附剂将气体（或液体）混合物中的组分浓集于固体表面 吸附质－被吸附物质 吸附剂－附着吸附质的物质 第三节 气体吸附 吸附 用多孔固体吸附剂将气体（或液体）混合物中的组分浓集于固体表面 吸附质－被吸附物质 吸附剂－附着吸附质的物质 优点：效率高、可回收、设备简单，易实现自动化控制 缺点：吸附容量小、设备体积大

吸附机理

物理吸附和化学吸附 物理吸附 化学吸附 1.吸附力－范德华力； 2.不发生化学反应； 3.过程快，瞬间达到平衡； 4.放热反应； 5.吸附可逆； 1.吸附力－化学键力； 2.发生化学反应； 3.过程慢； 4.升高温度有助于提高速率； 5.吸附不可逆；

物理吸附和化学吸附 同一污染物可能在较低温度下发生物理吸附 若温度升高到吸附剂具备足够高的活化能时，发生化学吸附

吸附剂 吸附剂需具备的特性 内表面积大 具有选择性吸附作用 高机械强度、化学和热稳定性 吸附容量大 来源广泛，造价低廉 良好的再生性能

常用吸附剂特性 吸附剂类型 活性炭 活性氧化铝 硅胶 沸石分子筛 4A 5A 13x 堆积密度 /kg·m-3 200～600 750～1000 800 热容/kJ(kg·K)-1 0.836～1.254 0.836～1.045 0.92 0.794 —— 操作温度上限/K 423 773 673 873 平均孔径/Å 15～25 18～48 22 4 5 13 再生温度 /K 373～413 473～523 393～423 473～573 比表面积 /㎡·g-1 600～1600 210～360 600

常用吸附剂特性 分子筛特性

气体吸附的影响因素 操作条件 低温有利于物理吸附；高温利于化学吸附 增大气相压力利于吸附 吸附剂性质 比表面积（孔隙率、孔径、粒度等）

气体吸附的影响因素 典型吸附质分子的横截面积

气体吸附的影响因素 吸附质性质、浓度 吸附剂活性 临界直径－吸附质不易渗入的最大直径 吸附质的分子量、沸点、饱和性 单位吸附剂吸附的吸附质的量 静活性－吸附达到饱和时的吸附量 动活性－未达到平衡时的吸附量

常见分子的临界直径 分子 临界直径/Å 氦 氢 乙炔 氧 一氧化碳 二氧化碳 氮 水 氨 氩 甲烷 乙烯 环氧乙烷 乙烷 甲醇 乙醇 环丙烷 正丁烷-正二十二烷 2.0 2.4 2.8 3.0 3.15 3.8 3.84 4.0 4.25 4.2 4.4 4.75 4.89 4.9  丙烯 1-丁烯 2-反丁烯 1,3-丁二烯 二氟-氯甲烷(CFC-22) 噻吩 异丁烷-异二十二烷 二氟二氯甲烷(CFC-12) 环己烷 甲苯 对二甲苯 苯 四氯化碳 氯仿 新戊烷 间二甲苯 邻二甲苯 三乙胺 5.0 5.1 5.2 5.3 5.58 5.93 6.1 6.7 6.8 6.9 7.1 7.4 8.4

气体吸附的影响因素 吸附剂再生 加热再生 降压或真空解吸 置换再生 溶剂萃取 吸附作用 ，再生温度 脱附剂需要再脱附 吸附作用 ，再生温度 加热再生 降压或真空解吸 置换再生 脱附剂需要再脱附 溶剂萃取 活性炭吸附SO2，可用水脱附

吸附剂再生

吸附平衡 当吸附速度＝脱附速度时，吸附平衡，此时吸附量达到极限值 极限吸附量受气体压力和温度的影响 吸附等温线

吸附等温线

吸附方程式 弗罗德里希（Freundlich）方程（I型等温线中压部分） lgm对lgP作图为直线 m－单位吸附剂的吸附量 K,n－经验常数, 实验确定

吸附方程式 朗格缪尔（Langmuir）方程（I型等温线）

吸附方程式 BET方程（I、II、III型等温线，多分子层吸附）

吸附速率 吸附过程 外扩散（气流主体 外表面） 内扩散（外表面 内表面） 吸附

吸附速率 外扩散速率 内扩散速率 总吸附速率方程

吸附工艺 固定床

吸附工艺 移动床

吸附工艺 移动床

吸附工艺 流化床

吸附工艺 流化床

固定床吸附计算

固定床吸附计算

固定床吸附计算

固定床吸附计算 τ－L实际曲线与理论曲线的比较 1－理论线 2实际曲线 保护作用时间

固定床吸附计算 同样条件下 定义－动力特性

固定床吸附计算 吸附床长度 假定条件 等温吸附 低浓度污染物的吸附 吸附等温线为第三种类型 吸附区长度为常数 吸附床的长度大于吸附区长度

固定床吸附计算 吸附床长度 L0－吸附区长度 WA－穿透至耗竭的惰性气体通过量 WE－耗竭时的通过量 1-f－吸附区内的饱和度

吸附器的压力损失 1）图解计算

移动床计算 操作线 吸附速率方程

移动床计算 例：用连续移动床逆流等温吸附过程净化含H2S的空气。吸附剂为分子筛。空气中H2S的浓度为3％（重量），气相流速为6500kg/h，假定操作在293K和1atm下进行，H2S的净化率要求为95％，试确定： (1) 分子筛的需要量（按最小需要量的1.5倍计）； (2) 需要再生时，分子筛中H2S的含量； (3) 需要的传质单元数。 解：(1) 吸附器进口气相组成： H2S的流量＝0.03×6500＝195kg/h 空气的流量＝6500－195＝6305kg/h 吸附器出口气相组成： H2S＝0.05×(195)＝9.75 kg/h 空气＝6305 kg/h

移动床计算 实验得到的平衡关系如右图 假定X2＝0，从图得（X1）最大＝0.1147 所以实际需要的分子筛 ＝0.372×6305＝2345.5kg/h (2) 分子筛吸收H2S的平衡数据

移动床计算 (3) 图解积分法计算NOG NOG＝3.127

第七章 气态污染物控制技术基础(3) 气体催化净化 催化作用和催化剂 气固催化反应动力学 气－固相催化反应器的设计

第四节 气体催化净化 含尘气体通过催化床层发生催化反应，使污染物转化为无害或易于处理的物质 应用 工业尾气和烟气去除SO2和NOx 第四节 气体催化净化 含尘气体通过催化床层发生催化反应，使污染物转化为无害或易于处理的物质 应用 工业尾气和烟气去除SO2和NOx 有机挥发性气体VOCs和臭气的催化燃烧净化 汽车尾气的催化净化

催化净化工艺 SO2单级和二级净化工艺的流程图 催化反应：420～550℃ 段间冷却的四层催化床 第二级 催化床 预除尘和水分 填充床吸收塔 单级吸收工艺 二级吸收工艺 SO2单级和二级净化工艺的流程图 催化反应：420～550℃

催化净化工艺 催化剂：Pt (Pd,过渡金属，稀土)/Al2O3 等

催化净化工艺 NOx NH3 filter Combustor Mixer Reactor NOx的选择性催化还原（SCR）

催化净化工艺 车用催化转化器

气体催化净化 催化作用 改变反应历程，降低活化能 提高反应速率 （阿累尼乌斯方程） 显著特征 对于正逆反应的影响相同，不改变化学平衡 选择性

催化剂 加速化学反应，而本身的化学组成在反应前后保持不变的物质 组成 活性组分 ＋ 助催化剂 ＋ 载体

催化剂的性能 活性 W－产品质量 WR－催化剂质量 t－反应时间

催化剂的性能 稳定性 热稳定性、机械稳定性和化学稳定性 表示方法：寿命 老化 中毒 活性组分的流失、烧结、积炭结焦、机械粉碎等 对大多数催化剂，毒物：HCN、CO、H2S、S、As、Pb

气固催化反应动力学 反应过程 (1),(7)：外扩散；(2),(6)内扩散 (3),(4),(5)：动力学过程 (1)反应物从气流主体-催化剂外表面 (2) 进一步向催化剂的微孔内扩散 (3)反应物在催化剂的表面上被吸附 (4)吸附的反应物转为为生成物 (5)生成物从催化剂表面脱附下来 (6)脱附生成物从微孔向外表面扩散 (7)生成物从外表面扩散到气流主体 (1),(7)：外扩散；(2),(6)内扩散 (3),(4),(5)：动力学过程 主气流 微孔 固相 催化剂粒子示意图

催化剂反应动力学 催化剂中的浓度分布

催化剂反应动力学

催化剂反应动力学 例：A＋B R＋S 表面反应控制 吸附或脱附控制 A的吸附： B的吸附： 表面反应： R的脱附： S的脱附： 表面反应控制 吸附或脱附控制 A的吸附： B的吸附： 表面反应： R的脱附： S的脱附： 反应速度取决于带 ^ 反应(最慢反应)，其它都达到平衡

催化反应动力学方程 表面化学反应速率 对于催化床 NA－反应物A的流量，kmol/h NA0－反应物A的初始流量，kmol/h VR－反应气体体积，m3 x－转化率 L－反应床长度，m A－反应床截面积，m2 Q－反应气体流量，m3 t－接触时间，h cA0－反应物的初始浓度,kmol/m3

催化反应动力学方程 宏观动力学方程 外扩散的传质速率

催化反应动力学方程 宏观动力学方程 内扩散反应速率

催化反应动力学方程 催化剂有效系数 反应催化剂微孔内浓度分布对反应速率的影响 在内扩散的影响下 催化剂微孔内表面上反应物很低，沿微孔方向降至平衡浓度 催化剂内表面积并未充分利用 η值较小

催化反应动力学方程 催化剂有效系数 实验测定

催化反应动力学方程 催化剂有效系数 一级不可逆反应

内外扩散的影响 外扩散控制 降低催化剂表面反应物浓度，从而降低反应速度 表现因数：KG 消除方法 提高气速，以增强湍流程度，减小边界层厚度 气速提高到一定程度，转化率趋于定值，外扩散影响消除－下限流速

内外扩散的影响 内扩散控制 降低催化剂内反应物浓度，从而降低反应速度 表现因数：η 消除方法 尽量减小催化剂颗粒大小 粒径减小到一定程度，转化率趋于定值，内扩散影响消除

催化反应器的设计 设计基础 停留时间 决定反应的转化率 由催化床的空间体积、物料的体积流量和流动方式决定

催化反应器的设计 设计基础 反应器的流动模型 活塞流、混合流 实际流态介于两者之间 反应器内每一点的流态各不相同，停留时间各异 不同停留时间的物料在总量中所占的分率具有相应的统计分布－停留时间分布函数 工业上，连续釜式反应器－理想混合反应器；径高比大的固定床－活塞流反应器

催化反应器的设计 设计基础 空间速度 单位时间通过单位体积催化床的反应物料体积

催化反应器的设计 经验计算法 将催化床作为一个整体 利用经验参数设计 通过中间实验确定最佳工艺条件

催化反应器的设计 数学模型法 反应的动力学方程＋ 物料流动方程＋物料衡算＋热量衡算 反应热效应小的催化床－等温分布计算

催化反应器的设计 数学模型法 转化率较高的工业反应器，温度分布具有明显的轴向温差 轴向等温分布计算

固定床反应器 最主要的气固相催化反应器 优点: 流体接近于平推流，返混小，反应速度较快 固定床中催化剂不易磨损，可长期使用 停留时间可严格控制，温度分布可适当调节，高选择性和转化率 缺点: 传热差(热效应大的反应，传热和温控是难点) 催化剂更换需停产进行

固定床反应器 单层绝热反应器 结构简单，造价低廉，气流阻力小 内部温度分布不均 用于化学反应热效应小的场合

固定床反应器 多段绝热反应器 相邻两段之间引入热交换

固定床反应器 列管式反应器 用于对反应温度要求高，或反应热效应很大的场合 其他反应器 径向反应器 薄层床反应器 自热式反应器

反应器类型的选择 根据反应热的大小和对温度的要求，选择反应器的结构类型 尽量降低反应器阻力 反应器应易于操作，安全可靠 结构简单，造价低廉，运行与维护费用经济

固定床的阻力计算 颗粒固定床，欧根（Ergun）公式：

固定床的阻力计算 实际计算应根据温度和流量的变化，将床层分段计算 阻力与床高和空塔气速的平方成正比，即与截面积的三次方成反比 与粒径成反比 与孔隙率的三次方成反比