一種絡合吸收同步電解再生的煙氣氨法脫硫脫硝工藝的制作方法
【技術領域】
[0001] 本發明涉及一種屬節能環保領域的煙氣脫硫脫硝工藝，具體的說是一種絡合吸收 同步電解再生的煙氣氨法脫硫脫硝工藝，。
【背景技術】
[0002] 濕法煙氣同步脫硫脫硝技術，特別是濕式氨一絡合法同步脫硫脫硝因其脫硫效率 高、投資低、耗水少、副產品可以有效利用、無二次污染等優點而受到業界高度重視。Fe(II) EDTA對NO具有較好的絡合效果，脫硝效率高，如公開號為104226095A，發明名稱為"基于煙 氣濕式氨法脫硫的同步脫硝工藝"的專利申請，能夠實現氨法同步脫硫膠硝。在該技術方案 中，濃縮塔底引出的濃縮液送入除鐵反應池，通過調節pH值沉淀除鐵，吸收塔底引出的吸 收液送入填充有鐵肩填料層的再生塔進行再生。
[0003] 在除鐵步驟中，需加入堿調節pH值，從而使濃縮液中帶入大量的堿金屬離子進入 吸收液中，增加生產成本的同時，也不利于后續硫銨結晶，影響脫硫產品品質。
[0004] 在再生步驟中采用鐵肩法存在以下問題：（1)由于吸收液呈酸性，鐵肩易被腐蝕， 導致鐵肩消耗量大，吸收液中鐵離子濃度過高，既增加了除鐵成本，還影響脫硫脫硝副產品 品質；(2)由于鐵肩中的元素鐵被氧化腐蝕進入溶液導致吸收液pH值升高，導致鐵肩對絡 合劑的再生還原能力減弱。為了保證脫硝效率，需向系統中補充酸，導致脫硝成本進一步增 加。（3)鐵肩消耗量較大，大量的元素鐵被氧化進入吸收液，由于吸收液的pH值控制在5. 0 以上，吸收液中含有大量的氫氧化鐵膠體（懸浮物），將會導致循環栗的葉輪磨損加劇，同 時還會導致噴嘴及管路道堵塞。（4)由于鐵肩填充在封閉的再生塔內，而鐵肩的消耗是連 續，無法實現鐵肩的連續補充。
[0005] Fe (II)EDTA在絡合N0的過程中自身很容易被煙氣中所攜帶02所氧化，形成對N0 無吸收活性的Fe (III) EDTA。為了對絡合劑進行再生并解析出絡合的N0,許多研究者進行 了電解再生的研究工作，可實現絡合劑的再生還原及絡合吸收的N0還原。
[0006] 采用傳統的電化學再生、除鐵工藝，存在再生、除鐵效率不高的問題，主要是由于 電解液中的Fe (III) EDTA和Fe (II) EDTA之間具有很好的電化學轉化的可逆性，電解液在現 有的電解裝置中流動時，Fe (III) EDTA和Fe (II) EDTA之間會反復發生電化學轉化，影響再 生效率。在傳統的電化學反應器中，出反應器的電解液分別從陰極室和陽極室流出，反應物 的轉化率低，最高不會超過50%。同時N0還原成氨的反應速率比Fe (III) EDTA和Fe (II) Η)ΤΑ之間轉化速率慢，同等條件下，NO還原成氨的效果差，最終導致同步脫硝效率偏低，影 響脫硝效果。
[0007] 所以需開發適用于類似于Fe (III) EDTA和Fe (II) EDTA的反應物與生成物之間電 化學轉化具有很好的可逆性，同時適用于類似于N0和氨（或氮氣）的反應物與生成物之間 電化學轉化可逆性很低的反應體系的電化學反應工藝。
[0008] 傳統的電化學反應工藝中所使用電化學反應器按其結構不同，可分為箱式、壓濾 式或板框式、特殊結構式三類；按其工作方式不同，可分為間歇式、柱塞流式、連續攪拌箱式 三類。特殊結構的三維電極反應器以及柱塞流式電極反應器為了防止生成物進入相反電極 區域發生可逆反應，一般需要采用特殊結構的隔膜，導致反應器結構復雜、制作成本和運行 成本增加。特別是對于包含某些反應物與生成物之間電化學轉化具有很好的可逆性，同時 某些反應物與生成物之間電化學轉化可逆性很低的反應體系，采用該類反應器，由于隔膜 的分割，其轉化率最高也將低于50%。
[0009] 因此現有的電解反應器存在以下主要問題：
[0010] (1)針對反應物和生成物之間具有很好的電化學反應可逆性的反應體系，現有的電 解裝置會導致反應物與生成物之間在電解反應器中反復轉化，既影響轉化效率，又浪費電 耗；
[0011] ⑵現有的電解裝置不能有效利用電解液自身的流動對電極表面的反應物提供快 速更新的較大的湍動力，電化學反應速度較慢，進而降低了反應轉化率；
[0012] (3)對于復雜的含有副反應的反應體系，現有電解裝置不能及時有效移出引起副反 應的電化學反應產物；
[0013] ⑷現有電解裝置結構復雜，占地面積大。
【發明內容】
[0014] 本發明的目的是為了解決上述技術問題，提供一種方法簡單、投資成本和運行成 本低、轉化效率高、除鐵效果好、脫硫脫硝效果好的絡合吸收同步電解再生的煙氣氨法脫硫 脫硝工藝。
[0015] 技術方案包括煙氣增壓后送入濃縮塔與塔內濃縮液接觸反應，出濃縮塔的煙氣送 入吸收塔與塔內循環吸收液接觸反應，濃縮塔塔底部分反應后的濃縮液經除鐵后送入硫酸 銨結晶系統，吸收塔塔底部分反應后的吸收液經再生后回送到吸收塔上部作為循環吸收 液。在所述吸收塔中，所述煙氣由吸收塔中部的煙氣入口進入吸收塔，首先經過塔上部設置 的至少一層吸收及電化學反應層與循環吸收液逆向接觸反應，再經過填料層和噴淋層后由 煙氣出口排出；所述由吸收塔上部噴淋層噴出的循環吸收液依次經過塔上部的填料層和至 少一層吸收及電化學反應層與煙氣逆向接觸反應后進入吸收塔底部，再生后回送到吸收塔 上部的噴淋層噴入塔內作為循環吸收液；所述吸收及電化學反應層包括上下布置的三層電 極層，由下至上依次為陰極層、陽極層和陰極層，煙氣由下至上依次穿過陰極層、陽極層和 陰極層的同時與循環吸收液逆向接觸邊進行氣一液吸收反應，邊進行電化學反應；所述電 極層為導電材料制成的網狀結構，相鄰兩個電極層間相互絕緣；所述吸收及電化學反應層 通過安裝在塔壁上的接線柱與電源相接；
[0016] 所述濃縮塔塔底部分反應后的濃縮液送入第一電解反應器中進行除鐵，具體方法 為：所述濃縮液經進口連接短管進入第一電解反應器，所述第一電解反應器設有一個反應 單元，每個反應單元由兩個極向相反且相互絕緣的電極室組成，分別為陰極室和陽極室；所 述濃縮液先進入反應單元中的陽極室發生氧化反應，然后再進入陰極室發生還原反應；反 應后的電解液由反應器的出口連接短管排出送入硫酸銨結晶系統。
[0017] 所述吸收塔塔底部分反應后的吸收液送入第二電解反應器中進行再生，具體方法 為：所述吸收液經進口連接短管進入第二電解反應器，所述第二電解反應器至少設有一個 反應單元，每個反應單元由兩個極向相反且相互絕緣的電極室組成，分別為陰極室和陽極 室；
[0018] 當所述第二電解反應器中設有一個反應單元時，所述吸收液先進入反應單元中的 陽極室發生氧化反應，然后再進入陰極室發生還原反應；反應后的吸收液由反應器的出口 連接短管排出回送到吸收塔上部作為循環吸收液；
[0019] 當所述第二電解反應器中設有兩個反應單元時，所述吸收液先進入第一個反應單 元中的陰極室發生還原反應，再進入陽極室發生氧化反應；然后繼續進入第二反應單元中 陽極室發生氧化反應，最后進入陰極室發生還原反應；反應后的吸收液由反應器的出口連 接短管排出回送到吸收塔上部作為循環吸收液。
[0020] 所述第一電解反應器和第二電解反應器的電極室均具有如下結構：所述電極室由 至少一塊多孔板電極與對應的筒體圍成的區域組成；或者所述電極室由導電材料制成的絲 網狀結構與對應的筒體組成。
[0021] 所述電極室由兩端的多孔板電極與對應的筒體圍成的區域組成，電極室內填充具 有導電性的電極材料，所述濃縮液或吸收液依次穿過電極室兩端的多孔板電極由一個電極 室向另一個極性相反的電極室定向流動，所述電解液的液相流動方向垂直于多孔板電極表 面。
[0022] 控制第一電解反應器內反應單元中的陰極室和陽極室的電位差為1. 5 - 4. 5V ;
[0023] 當所述第二電解反應器中僅含有一個反應單元時，控制該反應單元中的陰極室和 陽極室的電位差為1. 5 - 4. 5V ;當所述第二電解反應器中含有兩個反應單元時，控制第一 個反應單元中陰極室和陽極室的電位差為2. 5 - 4. 5V ;第二個反應單元中陰極室和陽極室 的電位差為1. 5 - 2. 5V。
[0024] 所述反應器為臥式，每個電極室頂部設有氣體緩沖箱，可通過氣體緩沖箱向電極 室內通入反應物，或者將電極室內反應產生的反應中間產物移出。
[0025] 所述反應單元內相鄰兩個電極室端部的多孔板電極平行設置，多孔板電極間具有 間隙，所述間隙的一端經過多孔板電極與電極室內壁面上的進液通道的一端連接，所述進 液通道的另一端連接沖洗液入口管；所述間隙的另一端經過多孔板電極與電極室內壁面上 的排液通道的一端連接，所述排液通道的另一端連接沖洗液出口管；當濃縮液或吸收液中 含有的顆粒物及填充電極材料破碎顆粒聚集在兩多孔板電極間的間隙內時，由沖洗液入口 管通入沖洗液，沖洗液經電極室內壁面上的進液通道穿過多孔板電極進入間隙的一端，對 間隙及其兩側的多孔板電極進行沖洗，沖洗液由間隙的另一端穿過多孔板電極進入另一電 極室內壁面上的排液通道，最后由沖洗液出口管排出。
[0026] 所述間隙的寬度為1 一 10mm。
[0027] 定期調換反應單元中相鄰兩個電極室的極性，并改變