吸收法净化气态污染物.doc

第九章 吸收法净化气态污染物

9.1 浓度为0.03（摩尔分数）的稀氨水，在30℃时氨的平衡分压为3.924 kPa，氨水上方的总压为101.3kPa，其相平衡关系服从亨利定律。稀氨水密度近似取1000kg/m3，试计算亨利系数E、溶解度系数H及相平衡常数。
解：由x=p*/E得
享利系数：E=p*/x
=3.942×103/0.03
=1.314×105pa
溶解度系数：H=
=
=0.423mol/Pa·m3
因为y*=P*/P
=3.942/101.3
=0.039
又由y*=mx得
相平衡常数：m=y*/x
=0.039/0.03
=1.3
9.2 试计算10℃及101.3kPa压力下，与空气接触的水中氧的最大浓度（分别以摩尔分数和g/m3表示）。
解：查表9-2得E=5.56×106kPa，摩尔分数可从式P=Ex求得，
即x=P/E=1.013×105/5.56×109
=0.18×10-4
=1.8×10-5
由附录表7和元素表查得10℃下水的密度，O2的分子量M=32，依式9.9即可求得：
C=
=
=1.0×10-3mol/m3
9.3 某吸收塔填料层高度为2.7m，在101.3kPa压力下，用清水逆流吸收混和气中的氨，混和气入塔流率0.03kmol/(m3s)，含氨2%（体积），清水的喷淋密度为0.018kmol(m2·s)，操作条件下亨利系数E为60kPa，体积传质系数为kya=0.1kmol/(m3·s)，试求排出气体中氨的浓度。
解：因为NH3易溶于水，所以属于气相控制。可依式9.75
Z=计算
又PA1=0.02×101.3×103
=2.026×103Pa
KGa=kya/p
将题中所给数值代入式9.75，有
2.7
∴ PA2=0.25Pa
y2=PA2/P
=2.50×10-4/101.3
=2.47×10-4%
9.4 在温度20℃，压力1.013×105Pa条件下，填料塔中用水洗涤含有8%SO2的低浓度烟气。要求净化后塔顶排气中SO2浓度降至1%，每小时净化烟气量为300m3。试计算逆流吸收过程所需最小液流量。
解：在20℃，1.01×105Pa条件下查表9—2得E=0.355×104kPa。
m=
=
=35.1
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：

=9213.25m3/h
9.5 试计算用H2SO4溶液从气相混和物中回收氨的逆流吸收塔的填料层高度。
已知：气体混和物中NH3的分压进口处为5×103Pa，出口处为103pa。吸收剂中H2SO4浓度；加入时为0.6kmol/m3，排出时为0.5kmol/m3。KG=3.5×10-6kmol/(m2·h·Pa)，KL=0.05m/s，H=7.5×10-4kmol/(m3·Pa)，气体流量G=Gs=45kmol/h，总压为105Pa。
解：NH3与H2SO4反应方程式为：
NH4OH+H2SO4 =
又已知PA1=5×103Pa PA2=103Pa CB1=0.5kmol/m3 CB2=0.6kmol/m3
G=45kmol/m3 P=105Pa r=1/2
代入式9.27有NA=（G/P）（PA1-PA2）
=（L/rP1）（CB2-CB1）
NA=（45/1055×103-103）
=（2L/P1）（0.6-0.5）
得L/P1=9
计算临界浓度（CB）C：
S=P1H/P=P1
=0.013P1
L/SG=9/（0.013×45）
=15.4
kL/（1+kG）=0.05/（3.5×10-6/7.5×10-4）
=11
r=PS/(rρL)
PA1/L=5×103/0.026×105
=1.92
代入式9.77a:（GB）c=
=
=0.364kmol/m3
∵(CB)C水的蒸发热为2570.8kJ/kg，则蒸发量为15t/h的锅炉所需热量2570.8×15×103=38.6×106kJ/h，需煤量为38.6×106/(20939×70%)=2.6t/h。
（2）烟气排放量及组成（以燃烧1kg煤为基础）。
各组分
C
S
H
O
水分
灰分
重量/g
657
17
32
23
90
181
摩尔数/mol
54.75
0.53
16(分子)
0.72（分子）
5

需氧/mol
54.75
0.53
8
-0.72

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=297.79×22.4×10-3
=6.67m3/kg（煤）（标态）。
理论空气量下烟气组成（单位：mol）
CO2：54.75 SO2:0.53 H2O:16+5 N2:62.56×3.76
理论烟气量：54.75+0.53+16+5+62.56×3.76
=6.98m3/kg
实际烟气量（标态）：6.98+6.67×(1.2-1)
=8.31m3/kg
2.6t/h煤的烟气量（标态）：2.6×103×8.31
=21.61×103m3/h
烟气组成（标态）：
=4082mg/m3
C烟尘=
=3971.1mg/m3
（2）确定烟气除尘脱硫工艺并进行物料衡算
本题拟采用现有除尘设施、后加脱硫装置的工艺，其流程为：锅炉烟气→除尘设施→脱硫措施→烟囱。
物料衡算：
GB13271—91中规定一类区：烟尘≤100mg/m3，SO2≤1200mg/m3,
据此得：
粉尘入口 除尘系统 出 口
3971mg/m3 η≥97.5% 100mg/m3
除尘量：（3971-100）×2.161×104×10-6=83.7kg/h
入口SO2浓度 脱硫系统 出口SO2浓度
4082mg/m3(标态) η≥70.6% 1200mg/m3（标态）
脱硫量（以SO2计）：
（4082-1200）×2.161×104×10-6
=62.3kg/h
计算结果示于下图：
锅炉烟气 烟气排放
CSO=4082mol/m3 除尘系统 脱硫系统 CSO@=1200mg/m3
CTSP=3971.1mol/m3 CTSP=100mg/m3

全系统回收：SO2 62.3kg/h，烟尘83.7kg/h,Q=21610m3/h
3、除尘器、脱硫装置的选择设计
（1）除尘器
选用立式麻石旋风水膜除尘器，水膜除尘器内烟气上升速度3.5—5m/s之间为宜。
D1=

=
=1.46m
选用MCLS—1.6型麻石膜除尘器，其烟气进口尺寸b×h=420×1200mm2，总高H为11500mm，内径1600mm。
此时烟气进口速度为

=
=16.5m/s
（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。
CG1==0.064mol/m3

CG2=
LsminCB2=21610×(0.064-0.019)=972.5mol/h
CaCO3的理论需要量：972.5×M=97.3kg/h
实际用量取2倍的理论用量为：2×97.2=194.4kg/h，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）。
YG1=
=0.14%
PG1=0.14%×1.013×105=141.8Pa
YG2=0.019×22.4×10-3=0.04%
PG2=0.045×1.013×105=40.5Pa
计算塔径D：
吸收塔内温度30oC，则：
Q=
=23984.7m3/h
D=
=1.84m
取D=1.8m
填料塔的横截面积：
=
=2.5m2
任一横截面积上气体质量流率：G=
=385.9kmol/(m2·h)
填料层高度H
H=
=
=4.38m
经圆整，填料层高度取4400mm。