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汞具有长距离迁移性和生物富集性，可以在大气中停留数月至1 a，随气流长距离传输，造成远离污染源地区环境汞污染。我国是全球大气汞排放量最大的国家，大约占全球大气汞排放量的30%，所以我国汞控制排放对全球汞减排具有重要意义[1-2]。因此，我国作为全球大气汞排放量最大的国家，汞排放控制也得到全球的广泛关注，面临巨大的履约压力。2021年，WU等[2-3]探究了2021年我国重点行业大气汞排放量为314 t，其中燃煤电厂和工业锅炉排放量分别为36 t和24 t，占总排放量的19.1%。因此，煤炭燃烧是我国汞排放控制的重点行业。
相较于国外燃煤行业专门汞控制技术（活性炭喷射技术），我国燃煤行业普遍采用污控措施协同控制措施降低烟气汞排放浓度。以燃煤电厂为例，目前燃煤电厂的污控措施基本都具有选择性催化还原(selective catalytic reduction，SCR)催化剂、除尘设备、湿法脱硫设备(wet fuel gas desulfurization device，WFGD)。汞在烟气中主要存在3种形态：气态元素汞（Hg0）、气态氧化汞（Hg2+）和颗粒态汞（Hgp）[4-6]。Hg2+和Hgp分别被WFGD和除尘设备控制捕集下来，捕集效率高达80%和99%以上。Hg0不易溶于水和被除尘捕集，所以燃煤行业烟气汞主要以Hg0形式存在。因此，燃煤行业汞减排关键在于通过催化剂将Hg0转化为Hg2+，进而被脱硫设备捕集。
目前，燃煤电厂普遍采用钒钨钛催化剂作为商业脱硝催化剂，但V2O5的高毒性、致癌性等特点限制了钒钨钛催化剂的使用。氧化铈（CeO2）具有良好储氧能力和氧化还原特性，可以作为催化剂V2O5的替代活性组分[7-9]。以往的研究表明，Ce基催化剂表现出良好的NOx还原能力或Hg0氧化能力，但单一的CeO2难以满足NOx还原和Hg0氧化双重催化需求，构建多活性位点多反应区域是满足NOx和Hg0协同控制的重要条件。CeMnTi催化剂具备良好的Hg0氧化性能和NOx低温还原性能，但CeO2高氧化性使SO2转化为Ce(SO4)2或Ce2(SO4)3，造成催化剂失活[10-12]。基于以上研究，开发SCR烟气条件下具备Hg0高效氧化和良好抗硫性能的催化剂尤为必要。
基于以上研究结果与不足，考虑到NH3、SO2和Hg0酸碱性的差异，本研究以CeO2为活性位点、TiO2为载体、WO3和CuO为改性剂，制备多种Ce基催化剂，构建酸碱性多反应活性区域，分离NH3、SO2和Hg0吸附反应区域，降低NH3、SO2和Hg0的竞争吸附，提高催化剂Hg0氧化能力，探究了催化剂协同催化脱除和抗硫反应机制，为燃煤行业多污染协同控制和多设备协同控汞提供理论依据。
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本研究采用德固赛公司生产的商业TiO2 (P25) 作为催化剂的载体。基于已有研究[13]结果，将一定量的Ce(NO3)3·6H2O和草酸溶解于去离子水，按照Ce:W:Cu:Ti比例添加一定量的(NH4)10H2(W2O7)6和Cu(NO3)2，再添加一定量的P25形成混合溶液，微波处理15 min。将混合溶液搅拌24h，然后再放入110 ℃烘箱中干燥12 h，最后在马弗炉中500 ℃焙烧4h后，自然降温到25 ℃，制备出不同Ce基催化剂。将催化剂研磨压片过筛得到40~60目催化剂样品用于汞氧化实验。所得催化剂包括Ce5Ti(Ce∶Ti=5∶95)、Ce5W9Ti(Ce∶W∶Ti=5∶9∶86)以及Cu5Ce5W9Ti(Cu∶Ce∶W∶Ti=5∶5∶9∶81)。
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本研究采用X射线衍射(XRD)、X射线光电子能谱(XPS)、H2程序升温还原测试(H2-TPR)、CO2程序升温脱附分析(CO2-TPD)和X射线透射电镜(TEM)等表征手段对反应前后的催化剂进行表征，分析催化剂表面理化性质，探究汞氧化反应机制。XRD 物相分析采用Bruker D8 (德国布鲁克公司)，管电流30 mA，管电压40 kV，扫描角度2θ为10°~90°，扫描速度为2 °·min−1。XPS分析采用X射线光电子能谱仪(Thermo ESCALAB 250XI)分析催化剂表面Cu、Ce、W、Ti、O、S、N、Cl和Hg元素的价态。H2-TPR实验采用AutoChem II
2920 型化学吸附仪 (Micrometritics Co.)，实验步骤如下：取 50 mg 样品(40~60 目)，在纯氧气氛下 400 ℃ 预处理 30 min；降温到50 ℃后用He吹扫15 min；然后通入体积分数为10% H2+90%Ar混合气，待仪器基线平稳后，以10 ℃·min−1速率升温至600 ℃，采用TCD 检测耗氢量。CO2-TPD实验步骤如下：取100 mg 样品 (40~60 目)，在氦气氛下经500 ℃预处理30 min；冷却至50 ℃，再通入30 mL·min−1的CO2吸附至饱和，氦气吹扫1h 后开始TPD 实验，以10 ℃·min−1 速率升温至800 ℃，采用TCD 检测。 -
本研究采用固定床实验装置探究催化剂汞氧化性能。该固定床实验装置包括四部分：模拟烟气配气系统、汞源发生系统、催化反应系统和汞浓度与形态测试系统。催化反应系统通过加热系统精准调控反应温度，温度误差≤2 ℃。模拟烟气配气系统包括高纯氮气（N2）、氧气（O2）、标准混合气（HCl、SO2、NO和NH3等）和80 μg·m−3 Hg0，标准混合气均采用N2作为平衡气。以上标准气体均采用质量流量控制器控制气体添加，混合气体总流量为1L·min−1。空速是催化剂催化氧化性能的重要实验参数，本实验催化剂空速约为100 000 h−1。研究中各种模拟烟气组分见表1。反应前后烟气中Hg0和Hg2+的浓度通过烟气分析仪分析（Thermo Fisher 80i）。汞氧化率通过式(1)计算。
其中：η为汞氧化率，%；CHg2+和CHgt 分别代表反应管出口烟气Hg2+浓度和入口烟气总汞浓度，μg·m−3。所有数据为3组平行实验的平均值，实验数据相对误差不超过10%。
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在基本烟气组分条件下，本研究对比了Ce5Ti、Ce5W9Ti和Cu5Ce5W9Ti催化剂的汞氧化性能。如图1所示，Ce作为一种中温活性组分，Ce5Ti和Ce5W9Ti在中温区间（250~400 ℃）表现出最佳的汞氧化性能，Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂汞氧化率分别达到58.4%~69.1%和68.8%~81.3%。Ce5Ti和Ce5W9Ti在低温区间（100~200 ℃）的汞氧化率普遍较低，分别低于53.1%和62.5%，表现出较差的低温活性。CuO掺杂的Cu5Ce5W9Ti表现出最佳的汞氧化性能，在300 ℃下汞氧化率达到最高，为88.8%。在中温区间，Cu5Ce5W9Ti的汞氧化率稳定在86.3%~88.8%。反应温度进一步上升到450 ℃，3种催化剂的汞氧化率均降低，说明温度过高使CeO2的催化氧化活性降低。与Ce5Ti和Ce5W9Ti相比，Cu5Ce5W9Ti在低温区间（100~200 ℃）表现出较高的汞氧化率，为76.3%~85.5%，表明CuO的掺杂可显著提升Ce基催化剂低温氧化活性。
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本研究对比了3种催化剂在基本烟气组分和SCR烟气组分条件下的汞氧化活性的差异性。如图2所示，在300 ℃下，相较于基本烟气组分，Ce5Ti催化剂在SCR烟气组分下汞氧化率明显降低，由62.7%下降到37.2%。在SCR烟气组分条件下，Ce5W9Ti催化剂汞并没有表现出明显的降低，汞氧化率由73.8%下降到62.4%，表明WO3掺杂明显提高了Ce5W9Ti催化剂对SCR反应条件的适应性。有研究[14-15]表明，SCR烟气组分可降低催化剂的汞氧化活性，这主要归咎于NH3与Hg0对活性位点的竞争吸附作用，高浓度的NH3分子明显降低了Hg0与活性位点接触的可能性。Cu5Ce5W9Ti催化剂SCR烟气组分条件下汞氧化表现与Ce5W9Ti相似，汞氧化率略微降低，由88.8%下降到81.3%，依然表现出较好的SCR烟气组分的适应性。
在200 ℃和400 ℃的条件下，SCR烟气组分对催化剂具有相似的的影响。在200 ℃下，SCR烟气组分对Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂汞氧化抑制作用较为明显，而在400 ℃下，SCR烟气组分的抑制作用相对减少。这可能是因为Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂缺失低温活性组分，低温条件下NH3吸附量增加，汞氧化性能较低；而高温条件下NH3吸附量降低，减少了对Hg0抑制吸附作用，提高催化剂汞氧化性能。
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SO2和HCl是燃煤烟气普遍存在的酸性气体，对催化剂汞氧化性能具有重要影响。通过以上实验筛选，本研究对比了Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti催化剂在SCR烟气组分、SCR+SO2烟气组分、SCR+HCl烟气组分以及SCR+SO2+HCl烟气组分中的汞氧化性能变化，分析SO2和HCl对Ce5W9Ti和Cu5Ce5W9Ti催化剂影响。
如图3所示，在SCR烟气组分（300 ℃）下，1 429 mg·m−3 SO2 的添加明显降低了Ce5W9Ti催化剂的汞氧化性能，汞氧化率从62.4%降低到41.4%，表明SO2严重抑制了Ce5W9Ti催化剂汞氧化活性。有研究表明：高浓度SO2极容易吸附在CeO2活性位点，形成稳定的硫酸铈，使Ce基活性位丧失储氧能力[14]。SO2同样降低了Cu5Ce5W9Ti催化剂的汞氧化性能，但汞氧化率下降幅度较小，由81.3%下降到78.8%。该结果表明CuO的掺杂明显提高了催化剂的抗硫性能，可能是CuO的掺杂增加了反应活性位点或是保护了Ce基活性位点，使得Cu5Ce5W9Ti在SO2存在条件下依然具有较高的汞氧化性能。在200 ℃下，SO2对Ce5W9Ti和Cu5Ce5W9Ti的汞氧化性能抑制作用进一步提高。常化振等[16]研究表明，在低温条件下SO2与NH3形成大量的亚硫酸氢铵，覆盖了催化剂表面的活性位点，导致催化剂活性较低。在400 ℃条件下，SO2的抑制作用减弱，可能因为高温抑制了SO2吸附和亚硫酸氢铵的形成[16]。
HCl的添加明显提高了Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti催化剂汞氧化性能，汞氧化率分别提高到96.2%和98.4%。该结果表明HCl的添加可能增加了新的活性位点，促进了汞氧化率。进一步添加1 429 mg·m−3 SO2到模拟烟气，Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti催化剂出现下降，但Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti催化剂在SCR+HCl+SO2烟气组分下汞氧化率（76.8%和89.7%）依然明显高于SCR组分下汞氧化率（62.4%和81.3%）。该结果表明相较于SO2，HCl更具有竞争力，在催化剂表面依然形成新反应活性位，促进了Hg0的吸附和氧化。在200 ℃和400 ℃下，HCl显著提高了Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti的汞氧化率和抗硫性能。
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1) XRD分析。采用XRD技术分析了不同Ce基催化剂的晶相（图4）。3种催化剂XRD谱图主要以锐钛矿和红金石2种形态TiO2特征峰为主（JCPDS 21-
1272 ），符合载体P25组分80.0%锐钛矿和20.0%红金石组成特征。3种催化剂在2θ=28.35°位置出现一个微弱的CeO2晶峰，表明Ce在载体表面高度分散，具备较高的催化氧化活性。Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti催化剂都没有出现明显的WO3晶峰，说明元素W在催化剂表面同样高度分散。Cu5Ce5W9Ti催化剂在35.5o和38.6o位置出现了微弱的CuO（111）特征峰（JCPDS 48-1548 ），证明Cu活性组分绝大部分均匀分布在催化剂表面。基于以上结果，Ce、W和Cu元素在载体表面高度均匀分散[13]。2) TEM分析。采用TEM分析了不同Ce基催化剂表面的元素晶体形态，结果见图5。如图5(a)所示，催化剂载体P25主要以立方体形态存在。如图5(b)和图5(c)所示，Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂表面CeO2以（111）晶型存在，晶格间距为0.31 nm，与XRD的分析结果一致。Ce5W9Ti催化剂表面没有发现WO3晶体，但Ce与Ti掺杂形成钛铀矿CeTi2O6（110）[17]，晶体间距为0.34 nm，说明W元素的高度分散有利于Ce与Ti原子的螯合掺杂，可形成稳定的氧空位。如图5(d)所示，Cu5Ce5W9Ti催化剂表面出现间距为0.28 nm的CuO（110）晶格条纹和间距为0.31 nm的CeO2（111）晶格条纹，CuO与CeO2界面形成掺杂晶体界面。在界面位置，CuO、CeO晶体中的原子被相互替代，形成晶体错位，晶体条纹边界发生扭曲转移，促进大量Cu+和Ce3+形成，使催化剂表面形成氧空位，从而提高催化剂的储氧和氧化还原能力[18]。
3) TPR和TPD分析。本研究采用H2-TPR和CO2-TPD技术分析了Ce5Ti、Ce5W9Ti和 Cu5Ce5W9Ti催化剂氧化位点和活性位点酸碱性。如图6(a)所示，Ce5Ti催化剂H2-TPR图谱出现一个270 ℃的主峰，代表CeO2形成的氧空位或活性位点。Ce5W9Ti催化剂的H2-TPR图谱中出现240 ℃和282 ℃ 2个主峰，结合TEM分析结果，除了CeO2活性位点，Ce与Ti掺杂形成的钛铀矿CeTi2O6（110）建 立新的活性位点[17]。因此，Ce5Ti、Ce5W9Ti催化剂在中温区间（250~400 ℃）表现出良好的汞氧化性能。如图6(a)所示，Cu5Ce5W9Ti催化剂的H2-TPR图谱中出现115、260和317 ℃ 3个主峰。260 ℃和317 ℃代表中温CeO2活性位点和Ce-Ti活性位点，115 ℃代表低温CuO活性位点，表明CuO的掺杂可提高催化剂在低温区域活性位点的形成。因此，Cu5Ce5W9Ti催化剂在图1表现出较高的低温（100~200 ℃）汞氧化性能。
如图6(b)所示，通过CO2-TPD分析了3种催化剂表面活性位点的酸碱性。有研究[19-20]表明，根据CO2脱附温度可将活性位点酸碱性分为弱碱（100~250 ℃）、中强碱（250~600 ℃）和强碱（600~800 ℃）。在Ce5Ti的CO2-TPD图谱中出现一个脱附主峰（140 ℃），表明CO2主要为弱碱活性位点；Ce5W9Ti的脱附主峰温度进一步降低到132 ℃，表明酸性氧化物WO3在催化剂表面的高度分散可进一步降低催化剂碱性强度。Cu5Ce5W9Ti的CO2-TPD图谱包含3个特征峰，即132、547和649 ℃ [21-22]。在SCR+SO2烟气条件下，强酸性气体SO2优先与碱性活性位（Cu—O—Ce和CuO）反应，从而保护了CeO2活性位依然保持高活性和氧化性，因此，Cu5Ce5W9Ti在SCR+SO2烟气条件下依然表现出良好的汞氧化性能(图3)。
4) XPS分析。本研究采用XPS技术分析催化剂表面各种元素价态，探究催化剂汞氧化机制。如图7(a)所示，Ce元素能谱图包含8个分峰：u0、u1、u2、u3、v0、v1、v2和v3。其中u1和v1代表Ce3+；u0、u2、u3、v0、v2和v3代表Ce4+，Ce3+一般作为氧空位或是吸附氧位点[23]。Ce5W9Ti催化剂Ce3+峰面积和Ce4+峰面积比例（Ce3+/Ce4+）为31.2%，Cu5Ce5W9Ti 的Ce3+/Ce4+面积比例上升到39.2%。该结果与TEM分析结果一致，说明CuO与CeO2掺杂形成晶体错位，形成更多Ce3+和氧空位。
如图7(b)所示，Ce5W9Ti和Cu5Ce5W9Ti催化剂表面O元素2个特征峰：529.9~530.0 eV特征峰代表晶格氧，530.8~531.0 eV特征峰代表活性氧[24-25]。活性氧一般是氧空位吸附的高活性吸附氧，为Hg0氧化的关键活性位点。Ce5W9Ti催化剂活性氧特征峰面积占比为38.7%，Cu5Ce5W9Ti的活性氧特征峰面积占比为45.8%，该结果与Ce3+/Ce4+面积比例上升一致。如图7(c)所示，Cu5Ce5W9Ti催化剂表面在932.5 eV和934.2 eV的2个主要特征峰分别代表Cu+和CuO[26]。Cu5Ce5W9Ti催化剂表面Cu主要以Cu+形式存在，这与Cu、Ce原子掺杂形成氧空位界面保持一致。Cu5Ce5W9Ti催化剂反应前后Cu+/CuO比例由69.4%下降到57.2%，这可能是部分Cu+形成的活性氧与SO2反应形成大量的CuSO4，因此，Cu2+比例明显上升。如图7(d)所示，Cu5Ce5W9Ti 的Ce3+/Ce4+面积比例由反应前的39.2%下降到反应后的35.4%，说明部分Ce3+活性位在反应过程中转化为稳定的Ce4+，降低了催化剂的吸氧释氧能力。如图7(e)所示,Cu5Ce5W9Ti催化剂反应前后表面O元素2个特征峰发生明显变化。Cu5Ce5W9Ti催化剂活性氧特征峰面积占比有反应前的45.8%下降到反应后的35.3%，说明大量活性氧参与了Hg0氧化和NOx还原反应。
XPS表征没有发现反应前的Cu5Ce5W9Ti催化剂表面存在Cl、N和Hg原子。如图7(f)所示，SCR+SO2+HCl条件反应后的Cu5Ce5W9Ti催化剂表面Cl、N和Hg元素的价态。Cu5Ce5W9Ti催化剂表面Cl存在Cl−离子（198.1 eV）和活性Cl*（200.2 eV）2个特征峰[17, 23]。大面积活性Cl*特征峰的出现说明HCl在Cu5Ce5W9Ti催化剂表面吸附并转化为活性Cl*，促进Hg0转化为HgCl2。NO在催化剂表面XPS能谱图出现硝酸根（407.2 eV）和NO2（405.1 eV）2个特征峰。NO2特征峰面积要远大于硝酸根特征峰面积，说明NO在催化剂上主要以更高活性的NO2或是亚硝酸盐官能团形式存在。反应后的Cu5Ce5W9Ti催化剂表面存在Hg元素101.6 eV和104.6 eV两个特征峰，表明吸附在催化剂表明的汞主要以 Hg2+形式存在。
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基于3种Ce基催化剂汞氧化实验和理化性质表征结果，本研究发现单一活性位点的Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂中温区间（250~400 ℃）表现出较高汞催化氧化活性(图1)，但在SCR烟气组分下Ce5Ti的汞氧化率明显下降(图2)，这归咎于NH3与Hg0竞争Ce基活性位点。WO3的掺杂提高了Ce5W9Ti在SCR烟气组分下的汞氧化率，为62.4%。CO2-TPD分析结果说明WO3的掺杂增加了Ce5W9Ti催化剂酸性(图6)，增加了强碱性气体NH3的吸附位点，降低了NH3对Hg0吸附氧化竞争。同时XRD和TEM分析结果表明高度分散的WO3可促进Ce与Ti的耦合掺杂形成钛铀矿CeTi2O6（110），提高氧空位的比例。CuO的掺杂提高了Cu5Ce5W9Ti催化剂在低温区间（100~200 ℃）的汞氧化率（76.3%~85.5%），并且在SCR和SCR+SO2烟气条件下表现出较高的汞氧化率（81.3%和78.8%）。H2-TPR分析结果说明Cu掺杂增加Cu5Ce5W9Ti催化剂低温（115 ℃）活性位点，因此，提高催化剂的低温氧化活性；CO2-TPD分析结果表明W、Cu掺杂使Cu5Ce5W9Ti催化剂具备弱碱、中强碱、强碱3种活性位，可有效地分离酸性气体SO2、碱性气体NH3和Hg0吸附氧化反应区域，从而提高催化剂的抗硫性(图6)。TEM分析说明CuO和CeO2晶体掺杂的界面，发生原子替代和晶体错位，形成更多的Ce3+和Cu+作为氧空位，吸附更多的活性氧作为氧化位点，这一结论也在H2-TPR和XPS分析中得到证实(图6(a)和图7)。HCl和NO可与催化剂表面的活性氧反应，形成新的活性位点Cl*和NO2，促进Hg0氧化。综上所述，单一的活性位点难以满足NOx还原和Hg0协同控制；基于NH3、SO2和Hg0酸碱性的差异，构建强弱碱性多反应活性区域，分离NH3、SO2和Hg0吸附反应区域，降低NH3、SO2和Hg0的竞争吸附，提高催化剂Hg0氧化能力，是提高催化剂协同污控性能和抗硫性重要途径。
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1)单一活性位点的Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂在中温区间（250~400 ℃）表现出较高的汞氧化率，分别为58.4%~69.1%和68.8%~81.3%，但在低温区间（100~200 ℃）下的汞氧化率较低（低于53.1%和62.5%）。CuO掺杂提高了Cu5Ce5W9Ti催化剂低温活性，提高低温区间（100~200 ℃）汞氧化率至76.3%~85.5%。
2) WO3以不定晶型的形式高度分散于催化剂的表面，可促进Ce与Ti原子的替代和掺杂，形成钛铀矿CeTi2O6(110)，提高氧空位的暴露；同时酸性氧化物WO3的掺杂可增加催化剂表面酸性活性位点，促进强碱性气体NH3的吸附，进而降低NH3和Hg0对Ce基氧化位点的竞争吸附，因此，Ce5W9Ti催化剂在SCR烟气组分下依然保持较高的汞氧化性能。
3) CuO、WO3引入在Cu5Ce5W9Ti催化剂表面形成强弱碱性多反应活性区域，分离NH3、SO2和Hg0吸附反应区域，降低NH3、SO2和Hg0的竞争吸附，提高催化剂Hg0氧化能力和抗硫性能，为多污控措施协同控制汞排放提供关键技术理论。
SCR气氛条件下Ce基催化剂汞氧化性能与机制
Mercury oxidation performance and mechanism of Ce-based catalyst under SCR flue gas
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摘要: 燃煤电厂和工业锅炉为我国最大的大气汞固定排放源，我国采用多种污控措施协同控制技术降低燃煤行业烟气汞排放。该控制技术的关键是通过协同脱硝脱汞催化剂将Hg0氧化为Hg2+，继而被湿法脱硫技术吸收捕集。针对Ce基催化剂在SCR组分下汞氧化率低和抗硫性差的问题，本研究采用浸渍方法以CeO2为活性位点、TiO2为载体、WO3和CuO为改性剂，制备了Ce5Ti、Ce5W9Ti、Cu5Ce5W9Ti 3种Ce基催化剂，并探究了各种催化剂在不同烟气条件下汞氧化性能。Ce5Ti和Ce5W9Ti催化剂在中温（250~400 ℃）条件下表现出较高的汞催化氧化效率，分别达到58.4%~69.1%和68.8%~81.3%，但在低温（100~200 ℃）条件下的汞氧化率较低（低于53.1%和62.5%）。CuO的掺杂提高了Cu5Ce5W9Ti催化剂在低温区间（100~200 ℃）的汞氧化率，可达到76.3%~85.5%。WO3的掺杂提高了Ce5W9Ti催化剂在SCR烟气组分下的汞氧化率，依然可达到62.4%以上；CuO的掺杂提高了Cu5Ce5W9Ti催化剂在SCR和SCR+SO2烟气组分下汞氧化率，分别达到81.3%和78.8%。CuO、WO3引入使Cu5Ce5W9Ti表面形成强弱碱性多反应活性区域，分离NH3、SO2和Hg0吸附反应区域，降低NH3、SO2和Hg0的竞争吸附，提高催化剂Hg0氧化能力和抗硫性能，为多污控措施协同控制汞排放提供关键催化理论。Abstract: Coal-fired power plants and industrial boilers are the largest sources of atmospheric mercury emission in China. Multi pollution synergistic control measures are adopted to reduce flue gas mercury emission in coal-fired industries. The key of synergistic control technology is to oxidizing Hg0 to Hg2+ through synergistical denitrification and mercury removal catalyst(SCR catalyst), and be captured by the wet desulfurization technology. In view of the low mercury oxidation efficiency and poor sulfur resistance of Ce-based SCR catalysts, three Ce-based catalysts of Ce5Ti, Ce5W9Ti and Cu5Ce5W9Ti were prepared by the impregnation method with CeO2 as the active site, TiO2 as the carrier, and WO3 and CuO as the modifying agent. The mercury oxidation efficiency of various catalysts were investigated at different flue gas components. Ce5Ti and Ce5W9Ti catalysts showed higher mercury oxidation efficiency (58.4%~69.1% and 68.8%~81.3%, respectively) in the middle temperature range (250~400°C), but lower mercury oxidation efficiency (lower than 53.1% and 62.5%) in the low temperature range (100~200 ℃). CuO doping improved the mercury oxidation efficiency (76.3%~85.5%) of Cu5Ce5W9Ti catalyst in the low temperature range (100~200°C); WO3 doping increased the mercury efficiency of Ce5W9Ti catalyst to 62.4% under SCR flue gas component. The mercury oxidation efficiencies of Cu5Ce5W9Ti in SCR and SCR+SO2 flue gases increased to 81.3% and 78.8%, respectively. The introduction of CuO and WO3 to Cu5Ce5W9Ti catalyst led to form strong and weak alkaline multi-reactive zones on its surface, separate NH3, SO2 and Hg0 adsorption zones, reduce their competitive adsorption and improve the Hg0 oxidation capacity and sulfur resistance of catalysts. This study provides key technical theories for the mercury emission reduction of multi-pollution synergistic control measures.
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Key words:
- catalysts /
- CeO2 /
- mercury oxidation /
- acid-base property /
- synergistic control
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间甲酚是酚类化合物中具有代表性的一种物质，广泛存在于煤化工、石油化工、制药废水等工业废水中，它的存在是造成工业废水难被生物降解的原因之一，具有腐蚀性和强烈刺激性，已被美国环保署列为11种难降解酚类化合物之一，同时也是我国水污染优先控制污染物黑名单中的一类。间甲酚的处理技术一般采用高级氧化法，可以在较短的时间内使间甲酚转化为其他小分子脂肪族化合物或完全矿化，为煤气化废水的治理奠定了基础[1-3]。
催化臭氧氧化法利用O3，在催化剂的作用下，产生了氧化能力极强的 · OH，以降解水中的有机物，具有反应速度快、不产生污泥和二次污染、显著提高废水可生化性等优点[4-6]，但其O3转化率较低，工艺成本比较高。在此体系中加入H2O2后，H2O2和O3协同作用，可以显著加快O3分解产生 · OH的速率，既能提高处理效果，又能帮助降低经济成本。为了获得这一优势，可以将O3和H2O2进行联用。催化臭氧氧化技术常选用非均相氧化法，催化剂多以金属氧化物、金属负载于载体上及经金属改进的沸石、活性炭为主 [7]。与均相催化剂相比，非均相催化剂具有活性高、流失少、便于回收等优点，因此，选用非均相催化剂投入到O3/H2O2体系中进行考察其处理效果。
本研究采用等体积浸渍法制备了Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂，考察O3氧化法、催化O3氧化法、催化H2O2氧化法以及催化O3-H2O2氧化法对间甲酚的降解效果，系统分析了pH、空速等对催化O3-H2O2氧化间甲酚的影响，同时表征了催化剂的性能，并对比了4种催化氧化条件下的氧化产物，为2种技术联用降解煤化工废水提供了参考。
1. 材料与方法
1.1 试剂与仪器
间甲酚(99.8%)购自百灵威化学技术有限公司，H2O2 (30%) 购自天津市富宇精细化工有限公司，九水合硝酸铁、硝酸锰、硫代硫酸钠、甲醇、二氯甲烷购自天津科密欧化学试剂有限公司，草酸钛钾购自上海阿拉丁生化科技股份有限公司，碘化钾购自天津市大茂化学试剂厂，可溶性淀粉购自沈阳市新西试剂厂，pH计购自上海精密科学仪器有限公司，型号为PHSJ-3F。
1.2 催化剂的制备
使用的Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂采用等体积浸渍法制备。具体的制备过程为：称取50 g Al2O3小球，按Fe、Mn质量分数为4%和0.5%的比例，分别加入硝酸铁及硝酸锰，配成等体积的浸渍液，浸渍24 h，放入120 ℃的电热鼓风干燥箱中，干燥2 h，把得到的催化剂放入马弗炉中，在空气氛围下，以3 ℃·min−1的升温速度升至530 ℃，恒温焙烧3 h，冷却至室温，得到催化剂Fe-Mn/γ-Al2O3。
1.3 催化剂的表征
SEM表征采用Carl Zeiss Jena公司的FE-SEM SUPRA 55电镜，操作电压为20 kV。
X射线衍射(XRD)谱图在Panalytical X’pert PRO型的粉末衍射仪上测定，扫描的角度为10°~90°，管电压为40 kV，管电流为40 mA。
X射线荧光光谱(XRF)采用荷兰Philips公司Magix X型，使用X射线荧光光谱仪测定无机元素，测定条件：电压40 kV，电流40 mA。
X射线光电子波谱(XPS)在ESCALAB 250Xi仪器上测定，选用A1Kα射线，结合能(BE)通过C1s峰的位置((284.6 ± 0.2) eV)进行校正。
催化剂的比表面积及孔隙结构使用Quanta仪器公司的NOVAe型全自动比表面和孔隙度分析仪测定，将样品预先在真空条件下于90 ℃和300 ℃分别处理0.5 h和5 h，以氮气为吸附质于77 K恒温吸附。通过N2吸附等温线和BET方程计算比表面积，采用t-plot法计算微孔比表面积，采用BJH法计算总孔容及平均孔径。
1.4 实验方法及计算方法
在反应器床层中加入100 mL Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂，间甲酚溶液加入一定量的H2O2后，通过计量泵将混合溶液通入到玻璃反应器中，O3气体由氧气通过臭氧发生器制得，经反应器底部的曝气头通入反应器，形成微小O3气泡，与反应液进行充分接触，每隔固定时间，由反应装置尾部的气液分离罐中取样，通过0.45 μm滤膜后，测量出水TOC、间甲酚的浓度以及出水中剩余O3和H2O2的含量。水中残余O3及O3尾气均用碘量法测定。本实验装置流程见图1。
采用高效液相色谱法对间甲酚的浓度进行测定，选用大连依利特分析仪器有限公司生产的P1201型高效液相色谱仪进行分析，色谱柱采用依利特C18色谱柱(4.6 mm × 250 mm, 5 µm)，流动相为甲醇∶水=80∶20(体积比)，流速为1.0 mL·min−1，紫外检测波长为272 nm。TOC采用日本岛津公司生产的TOC -VCPH/CPN分析仪进行测定。使用GC-MS法对中间产物进行分析，通过Thermo DSQⅡ 型气相色谱/质谱联用仪，色谱柱：DB-5(30 m×0.25 mm)。分析前，将溶液进行处理，用H2SO4调节至pH= 2，用二氯甲烷萃取，无水硫酸钠脱水后浓缩保存。
出水的有机物相对分子质量采用LC-OCD法进行分析，使用德国DOC-Labor公司生产的LC-OCD液相色谱有机碳联用仪，测定出水中氧化降解生成的物质的相对分子质量。
依据我国建设部发布的《臭氧发生器臭氧浓度、产量、电耗的测量》(CJ/T 3028.2-1994)中的规定，采用碘量滴定法对O3尾气含量和出水中O3含量进行测定。在催化O3氧化反应的过程中，O3转化率的计算方法如式(1)所示。
CU=(CT−CR−CG)CT×100% (1) 式中：CU为O3转化率；CT为O3总投加量，mg；CR为水中剩余O3量，mg；CG 为尾气中O3含量，mg。
采用钛盐分光光度法测定H2O2浓度[8]，采用上海舜宇恒平科学仪器有限公司生产的722型可见分光光度计测定。H2O2转化率及出水中H2O2含量的计算方法如式(2)所示。
CV=(CI−CO)CI×100% (2) 式中：CV为H2O2转化率；CI为进水H2O2浓度，mg·L−1；CO为出水H2O2浓度，mg·L−1。
可以看出，催化O3氧化和催化H2O2氧化这2种高级氧化技术都是在反应过程中，首先生成具有强氧化性的 · OH，然后再由 · OH氧化降解有机污染物。因此，在实验中引入协同因子AF值来进行协同作用的评价[9]。在O3-H2O2联用体系中，其协同因子(AF)值(FAF)可通过式(3)计算得出。
FAF=X1X2+X3 (3) 式中：FAF为协同因子；
X1 为催化O3-H2O2法处理废水的TOC去除率；X2 为催化O3氧化法处理废水的TOC去除率；X3 为催化H2O2氧化法处理废水的TOC去除率。因此，当FAF大于1时，说明在此催化剂的作用下，O3和H2O2有协同效果。
2. 结果与讨论
2.1 催化剂的表征结果
图2(a)和图2(b)分别为催化剂载体γ-Al2O3的SEM图，图2(c) 和图2(d)分别为制备的催化剂Fe-Mn/γ-Al2O3的SEM图。可以看出，活性组分在载体表面负载良好，催化剂表面结构规整，粗糙程度较大，表明制备出的Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂活性组分分散均匀，接触面积较大。
图 2 γ-Al2O3载体和Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂的SEM图Figure 2. SEM images of γ-Al2O3 support and Fe-Mn/γ-Al2O3图3为Fe-Mn/Al2O3催化剂的XRD表征图谱。在2θ= 37.604°、45.79°、67.307°出现的衍射峰对应了 (311)、(400)、(440) 晶面，d值分别为2.39，1.98和1.39 nm，归属于γ-Al2O3[10]；在2θ= 24.298°、33.389°、35.833°、49.784°和54.457°出现的衍射峰的d值分别为3.66、2.68、2.50、1.83和1.68 nm，对应了 (012)、(104)、(110)、(024) 和 (116) 晶面，归属于赤铁矿型α-Fe2O3[11]。催化剂的XRD谱图中未检测到负载Mn的衍射峰，这可能是由于Mn的负载量较少，在载体表面高度分散以及各金属颗粒过小等原因造成的。
载体γ-Al2O3和催化剂Fe-Mn/γ-Al2O3的表面结构性质如表1所示。由此可知：载体在浸渍了金属盐溶液制备成催化剂后，比表面积减小，原因可能为载体的孔内负载上了金属氧化物；总孔容和孔径减小是由于金属硝酸盐在焙烧时，硝酸根离子转化为NOx气体析出。制备出的催化剂Fe-Mn/γ-Al2O3的比表面积为181.08 m2·g−1。从平均孔径可以看出，该催化剂为中孔结构。总孔容为0.44 cm3·g−1，说明该催化剂有较为良好的多孔结构和比表面积，有利于催化反应的进行。
表 1 γ-Al2O3及Fe-Mn/γ-Al2O3的物理吸附测试Table 1. Physical adsorption test of γ-Al2O3 and Fe-Mn/γ-Al2O3材料种类 比表面积/ (m2·g−1) 平均孔径/ nm γ-Al2O3 189.59 7.95 Fe-Mn/γ-Al2O3 181.08 9.77 | Show Table
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通过XRF对Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂中重要化学元素组成及含量进行表征。经分析，催化剂中的活性组分Fe在Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂的质量分数为4.013%，活性组分Mn在Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂的质量分数为0.537%，另外还含有少量Na、Ca、Si、S等元素。
对反应前后的Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂表面进行XPS测试。由图4可以看出，新鲜Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂的Fe2p1/2及Fe2p3/2的电子结合能分别为724.98 eV和711.56 eV，参与反应后的催化剂的Fe2p1/2及Fe2p3/2的电子结合能分别为725.98 eV和711.95 eV。Fe的2p峰对应于Fe2O3[12-14]，且Fe2p3/2存在关联卫星峰，卫星峰的位置比Fe2p3/2峰高8 eV，故反应前、后的催化剂中活性组分Fe都是以Fe2O3形式存在的，这与XRD的表征结果[14-16]一致，且氧化物在反应前、后无变化，较为稳定。反应前、后Mn的XPS表征结果如图5所示，由于其含量较少，未测出其对应的明显特征峰。
催化剂表面氧的存在形式对催化剂的活性也有着重要的影响。图6是反应前、后Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂表面的O1s的XPS图，可以看出，O1s峰是对称的，说明催化剂表面的氧以化合物状态存在[17]。反应后的O1s峰结合能从531.07 eV升高到531.53 eV，峰面积有显著减小，O含量从87.95%下降到71.95%，这说明催化剂表面的O1s在反应前、后发生了变化。对反应前、后的O1s进行分峰拟合，结果如表2所示。可以看出，新鲜及使用后的催化剂表面O1s分峰拟合结果可以得到2个拟合峰。随结合能的增加，依次对应晶格氧和吸附氧[18]。吸附氧含有较高的流动性，能够参与到氧化还原反应过程中。根据催化剂参与反应后的表面O1s分峰拟合结果，可以看出，吸附氧含量略有降低，说明其催化活性在反应后有下降[19]，但实际差别很小，催化剂性质较为稳定。
表 2 Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂表面的O1s XPS图谱分析Table 2. Analysis of O1s XPS spectra on the surface of Al2O3 catalyst催化剂 电子结合能/eV 峰面积占比/% Oad OL Oad OL 新鲜催化剂 531.37 530.57 84.56 15.44 反应后的催化剂 532.03 530.87 83.08 16.92 | Show TableDownLoad:
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2.2 催化氧化处理间甲酚模型废水
首先，在单独使用催化O3氧化技术时，考察不同O3投加量下对间甲酚的转化率、TOC去除率、O3残余量及O3转化率的影响，实验结果如图7所示。从图7(a)可以看出，在O3流量为37 mL·min−1，通入间甲酚溶液的流量为600 mL·h−1，反应时间为10 min的条件下，O3投加量越多，对间甲酚的氧化效果越好，当O3浓度达到60 mg·L−1时，间甲酚转化率接近100%，TOC去除率接近45%，在此过程中，间甲酚被转化成其他有机物，还可以进一步被降解；当O3浓度达到130 mg·L−1时，TOC去除率可达60%左右，此时继续增加O3投加量，无法使TOC去除率有更大幅度的提高，间甲酚转化率为100%。从图7(b)和图7(c)可以看出，尾气及出水中残余的O3量也随着O3投加量的增加而越来越高，故提高O3投加量虽然可使TOC的去除效率得到提高，但过量将会导致过多的O3没有被有效利用，引起O3转化率下降。当O3浓度为130 mg·L−1时，尾气及出水中残余O3量均较小，O3转化率也在此时达到最高。
与单独O3催化氧化相比，H2O2的量在一定合适范围内，可与O3反应生成
HO−2⋅/O−2⋅ 等物质，HO−2⋅ 继而能与O3反应产生O−3⋅ ，其迅速质子化产生 · OH，且H2O2解离出的HO−2⋅ 分解O3的能力要比OH− 高5个数量级，故H2O2是比传统OH−更有效的O3分解引发剂[20-22]。在O3投加量设定为481 mg·L−1废水的条件下，考察H2O2的投加量的影响。由图8可以看出，随着H2O2投加量的增加，TOC去除率呈先下降后上升的趋势，并在H2O2的投加量为211 mg·L−1时趋于平稳，TOC去除率接近70%且经济合理，间甲酚大部分已被转化为其他有机物，可能为小分子酸[23-24]。因此，O3与H2O2在一定投加配比的条件下，才能充分利用二者的氧化作用并产生协同效果，即最佳实验条件：在通入间甲酚溶液的流量为600 mL·h−1，反应时间为10 min，O3投加量481 mg·L−1废水时，H2O2的投加量为211 mg·L−1。
图 8 催化O3-H2O2氧化条件下H2O2投加量的影响Figure 8. Effects of H2O2 dosage on catalytic O3-H2O2 oxidation由图9中可以看出，在3种O3投加浓度下，随着H2O2投加量的增多，TOC去除率均呈先上升再下降再上升的趋势，且均有最佳协同点。并呈现一定的规律：通入O3的浓度越高，对应此现象出现的H2O2投加量越小。
图 9 催化O3-H2O2氧化在不同O3浓度条件下H2O2投加量的影响Figure 9. Effects of H2O2 dosage at different O3 concentrations on catalytic O3-H2O2 oxidation此外，由图9可知，在特定O3投加量的条件下，调节H2O2投加量并不能使其去除效果高于更高浓度的O3投加量的去除效果，即当O3投加量较低时，即使加入更多的H2O2，也不能使TOC及间甲酚有更好的去除效果，也可以得出O3投加量比H2O2投加量对于去除结果的影响更为显著。
当确定实验最佳O3投加量为481 mg·L−1废水时，H2O2的投加量为211 mg·L−1，在通入间甲酚溶液的流量为600 mL·h−1，反应时间为10 min的条件下，进一步研究进水的初始pH对氧化效果的影响。由图10可知，pH对反应的影响并不显著。在不同pH的条件下，催化O3-H2O2氧化技术对间甲酚的氧化效果均优于催化O3氧化和催化H2O2氧化技术的效果。由图11出水pH可以看出，催化O3-H2O2氧化和催化H2O2氧化的出水pH均为酸性，说明间甲酚被氧化降解后产生了小分子酸类物质。催化H2O2氧化的出水pH高于催化O3氧化和催化O3-H2O2氧化法的出水pH，可能原因为间甲酚被氧化分解为其他芳香族物质，没有进一步氧化成小分子酸，故氧化的效果不如催化O3氧化和催化O3-H2O2氧化。
图 10 初始pH对催化O3-H2O2氧化间甲酚去除效果的影响Figure 10. Effects of initial pH on TOC removal and m-cresol conversion by catalytic O3-H2O2 oxidation
图 11 进水pH对催化O3-H2O2氧化间甲酚出水pH的影响Figure 11. Effects of initial pH on ultimate pH on catalytic O3-H2O2 oxidation为进一步提高TOC去除率，考察进水的体积空速对模型废水的降解效果的影响。体积空速是指在一定的条件下，在单位时间内通过单位体积催化剂处理的废水体积。由图12可以看出，当O3投加量为481 mg·L−1废水时，H2O2的投加量为211 mg·L−1，在通入间甲酚溶液的流量为600 mL·h−1，溶液初始pH为6.7，反应时间为10 min的条件下，保证O3投加量不变，改变空速，间甲酚均可以完全转化，TOC去除率随着空速增大而降低，原因在于气水相与催化剂的接触时间短，气、液、固三相没有充分反应便脱离反应器。但总体来说，空速为1~8 h−1时，空速的影响不是主要因素。
图 12 体积空速对催化O3-H2O2氧化处理间甲酚的影响Figure 12. Effects of HLSV on catalytic O3-H2O2 oxidation2.3 中间产物分析及出水有机物分子大小的测定
在O3投加量为481 mg·L−1，O3浓度为130 mg·L−1，流量为37 mL·min−1，反应时间为10 min，空速为6 h−1，H2O2的投加量为211 mg·L−1，进水pH为6.7的最佳实验条件下，以不加催化剂只通O3氧化作为空白实验，分别做催化O3氧化、催化H2O2氧化和催化O3-H2O2氧化处理间甲酚废水，将出水中间产物分别做GC-MS和LC-OCD分析。
间甲酚降解产物的总离子色谱图如图13所示。从GC-MS结果来看，O3氧化法将间甲酚转化成二甲基对苯醌(t=16.053 min)、邻苯二甲酸二丁酯(t=26.733)及长链酸等物质；催化H2O2氧化及催化O3氧化均可将间甲酚完全转化，催化O3氧化使间甲酚转化为呋喃酮类(t=16.053 min)、2-烷基-5-甲基-1,4苯醌(t=17.097 min)、邻苯二甲酸二丁酯(t=26.773 min)及邻苯二甲酸酯类(t=28.302、31.593 min)等。单独O3氧化、催化O3氧化及催化H2O2氧化这3种氧化技术的中间产物均存在邻苯二甲酸二丁酯类，这种物质是持久性有机污染物POPs的一种，较难生物降解。在催化O3及H2O2的协同作用下，可将中间产物邻苯二甲酸酯类及对苯醌类完全降解，将间甲酚氧化成链状烷烃类物质。同时，单独O3氧化、催化H2O2氧化这2种氧化技术的出水仍存在大量酯类化学物质，催化O3氧化法的出水在t=28~32 min内的物质几乎被氧化，而在催化O3-H2O2氧化法的协同作用下，有机物几乎完全被矿化，出水结果明显优于上面3种方法。这也证明了协同作用下的氧化效果更好。
图 13 几种氧化法降解间甲酚产物的总离子色谱图Figure 13. TIC chromatograms of effluent of several oxidation processes将催化O3-H2O2联用法处理后的出水进行LC-OCD分析，出水中有机物的分子的测定谱图如图14所示，测出该水样中有机物主要集中在相对分子质量小于0.35 kDa的范围内，说明较大分子的有机分子被氧化分解，生成小分子有机酸[25]，其分析结果也与GC-MS的结果相吻合。
图 14 催化O3-H2O2降解间甲酚出水的 LC-OCD分析谱图Figure 14. LC-OCD chromatograms of catalytic O3-H2O2 oxidation2.4 催化剂稳定性评价
在最佳实验条件下，考察催化剂通过连续反应的催化活性的变化。图15中虚线为在同一条件下不使用催化剂的单独O3氧化和O3-H2O2反应的TOC去除率，分别为15.55%及18.53%，并进一步比较催化O3氧化和催化O3-H2O2联用氧化的氧化效果。可以看出，在使用催化剂的条件下，TOC去除率有很大的提高。催化剂在经过11 h的单独催化O3氧化连续反应后，TOC去除率比反应初始时略有下降；催化剂在经过11 h的催化O3-H2O2联用氧化连续反应期间，反应TOC去除率基本不变。说明该催化剂在使用一段时间后，催化性能基本不变，稳定性较好。
在O3投加量为481 mg·L−1废水，O3浓度为130 mg·L−1，流量为37 mL·min−1，反应时间为10 min，空速为6 h−1，H2O2的投加量为211 mg·L−1，进水pH为6.7的最佳实验条件下，计算出的协同因子AF为1.17 >1，因此，说明在催化剂的作用下，O3与H2O2起协同作用。
3. 结论
1) 实验研究了O3氧化、催化H2O2氧化、催化O3氧化和催化O3-H2O2联用氧化技术对间甲酚的降解处理效果，根据实验结果并通过GC-MS分析可知4种氧化作用按照以下顺序依次增强：O3氧化<催化H2O2氧化法<催化O3氧化<催化O3-H2O2氧化。
2) 在催化O3-H2O2复合氧化体系中，反应温度为室温，初始pH= 6.7，O3投加量为481 mg·L−1，O3浓度为130 mg·L−1，流量为37 mL·min−1，反应时间为10 min，空速为6 h−1，H2O2投加量为211 mg·L−1，初始间甲酚浓度为100 mg·L−1，在Fe-Mn/γ-Al2O3催化剂的催化作用下，间甲酚转化率及TOC去除率分别为100%、66.3%。TOC去除率在相同条件下比催化O3氧化高22.3%。协同因子AF=1.17 >1，说明催化O3-H2O2联用氧化技术具有协同效果。
3) 催化O3-H2O2协同氧化的最终产物可将其余3种氧化技术中间产生的持久性难降解有机物裂解开环，生成开环链状烷烃类物质，几乎被全部降解，催化效果最好。
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图 1 Ce基催化剂对汞的氧化性能（基本烟气组分）
Figure 1. Mercury oxidation efficiency of various Ce-based catalysts (basic flue gas)
图 2 SCR烟气组分对Ce基催化剂汞氧化性能影响
Figure 2. Mercury oxidation efficiency of various Ce-based catalysts at SCR flue gases
图 3 SO2和HCl对Ce基催化剂汞氧化性能影响
Figure 3. Mercury oxidation efficiency of various Ce-based catalysts at the presence of SO2 and HCl
表 1 汞催化氧化实验模拟烟气组分
Table 1. The components of simulated flue gas in mercury oxidation experiments
序号 组分 温度 元素比例 1 基本烟气组分 100~450 ℃ 6%O2+N2 2 SCR烟气组分 200、300和400 ℃ 6%O2+134 mg·m−3 NO+76 mg·m−3 NH3+N2 3 SCR+HCl烟气组分 200、300和400 ℃ 6%O2+134 mg·m−3 NO+76 mg·m−3 NH3+16 mg·m−3 HCl+N2 4 SCR+SO2烟气组分 200、300和400 ℃ SCR组分+1 429 mg·m−3 SO2 5 SCR+HCl+SO2烟气组分 200、300和400 ℃ SCR组分+16 mg·m−3 HCl+1 429 mg·m−3 SO2
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