本發(fā)明屬于環(huán)保廢氣處理技術(shù)領(lǐng)域，具體涉及一種高濃度含氯有機(jī)廢氣的綜合處理方法及裝置。

背景技術(shù)：

在氯堿工業(yè)生產(chǎn)過程中，會產(chǎn)生含氯有機(jī)廢氣。含氯有機(jī)廢氣是一種嚴(yán)重污染物，其中氯代芳烴具有生物毒性，且化學(xué)性質(zhì)穩(wěn)定，難于被生物降解，在環(huán)境中持久滯留，對生態(tài)環(huán)境和人體健康構(gòu)成嚴(yán)重威脅。近年來由于含氯有機(jī)廢氣泄露所造成的經(jīng)濟(jì)人員損失在世界各地時(shí)有發(fā)生。

針對含氯有機(jī)廢氣的處理技術(shù)大致分為固體吸附-解析法、催化氧化法、熱分解法等方法。固體吸附-解析法主要吸附劑為活性炭，其吸收有機(jī)氯化物既有物理吸附也有化學(xué)吸附，化學(xué)吸收過程不但改變了活性炭的官能團(tuán)，而且破壞了炭晶體的結(jié)構(gòu)，因此在實(shí)際的工業(yè)應(yīng)用中，為了保持較高的去除率，需要不斷加入新鮮的活性炭。催化氧化法的操作溫度一般在100-300℃，在此溫度下會有二噁英生成，對環(huán)境和人體健康造成很大影響。熱分解法采用蓄熱氧化對其進(jìn)行氧化分解，其氧化溫度能達(dá)到800℃以上，能夠避免二噁英的生成。然而，氧化產(chǎn)生的HCl氣體不能直接排放，需要對其進(jìn)行堿洗，不僅會產(chǎn)生大量的吸收廢液，而且隨著含氯有機(jī)廢氣中有機(jī)物濃度變化其經(jīng)蓄熱氧化處理后尾氣溫度均不相同，當(dāng)氯化物濃度較高時(shí)，不可避免的導(dǎo)致蓄熱氧化后產(chǎn)生的尾氣溫度過高，高溫?zé)煔膺M(jìn)入堿洗單元會降低吸收效率，造成了大量能量的浪費(fèi)，通常需要設(shè)專門的冷卻裝置，導(dǎo)致冷卻水消耗量較大。

CN1883769公開了一種含氯廢氣的凈化方法及其裝置，該方法是將含氯廢氣引入兩臺洗滌塔和一臺分離塔相互串聯(lián)的裝置，在第一、第二臺洗滌塔的上部噴淋石灰乳，經(jīng)石灰乳與塔內(nèi)的含氯廢氣的化學(xué)作用，使含氯廢氣中的氯含量大大降低，達(dá)到凈化含氯廢氣的作用，從第二臺洗滌塔出來的經(jīng)過凈化后的廢氣進(jìn)入分離塔中進(jìn)行氣液分離，凈化后的廢氣從分離塔上部的氣體出口經(jīng)風(fēng)機(jī)送到煙囪排放。該發(fā)明在生產(chǎn)中能夠連續(xù)運(yùn)行，凈化效果好。但是，該方法用于高濃度含氯廢氣的處理，藥劑使用量大，經(jīng)濟(jì)性差。

CN200910169676.2公開了一種含氯廢液廢氣焚燒煙氣急冷工藝及其裝置，該工藝將含氯廢液/廢氣送入到焚燒爐內(nèi)，在焚燒爐內(nèi)與充足的氧氣作用下發(fā)生反應(yīng)，其中的有機(jī)物被氧化分解成為CO₂、H₂O、HCl和極微量的Cl₂等，高溫?zé)煔庵苯舆M(jìn)入急冷塔，在冷卻水的作用下迅速冷卻到90℃以下，隨后在進(jìn)入填料塔進(jìn)行堿洗后通過煙囪排出大氣。該設(shè)備主要包括焚燒爐，焚燒爐與廢液/廢氣供應(yīng)系統(tǒng)、燃料系統(tǒng)和助燃風(fēng)系統(tǒng)連接，焚燒爐尾部還直接與急冷塔連接，急冷塔靠冷卻水環(huán)噴出稀鹽酸對煙氣進(jìn)行冷卻并吸收煙氣中的HCl；急冷塔與填料塔堿吸收系統(tǒng)相連。本發(fā)明能夠有效減少二噁英的生成，滿足了環(huán)保和節(jié)能的要求。該發(fā)明會產(chǎn)生大量吸收廢液，而且焚燒爐排出高溫?zé)煔庑枰M(jìn)入急冷塔將溫度冷卻90℃以下，需要設(shè)置專門的冷卻裝置，并會耗費(fèi)大量冷卻水。

滕富華等（蓄熱式熱氧化爐處理醫(yī)化廢氣，中國環(huán)保產(chǎn)業(yè)，2015年第4期）采用蓄熱式熱氧化爐（RTO）處理醫(yī)化行業(yè)排放的揮發(fā)性有機(jī)廢氣，車間產(chǎn)生的廢氣，預(yù)處理后由主引風(fēng)機(jī)送1#堿洗塔，除去大部分氯化氫，以降低對后續(xù)設(shè)備的腐蝕；接著經(jīng)阻火器，阻斷可能產(chǎn)生的回火，避免安全事故；再進(jìn)入PP緩沖罐，緩沖罐起氣體混合、緩沖和泄爆作用；然后廢氣經(jīng)鼓風(fēng)機(jī)送RTO進(jìn)行焚燒處理；焚燒后的廢氣通過水冷卻塔、2#堿洗塔，經(jīng)降溫和除去酸性氣體后，由出口風(fēng)機(jī)送排氣筒達(dá)標(biāo)排放。在主引風(fēng)機(jī)前的總管上安裝VOCs在線檢測儀，當(dāng)檢測到廢氣進(jìn)口濃度過高（超過5000ppm）時(shí)，通過閥門切換使廢氣由主引風(fēng)機(jī)送活性炭吸附塔，經(jīng)排氣筒應(yīng)急排放。但是，該發(fā)明不僅會產(chǎn)生大量吸收廢液，而且焚燒爐排出高溫?zé)煔庖盒枰M(jìn)入水冷卻塔，再進(jìn)入堿洗塔，需要設(shè)置專門的冷卻裝置，并需耗費(fèi)大量冷卻水。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

針對現(xiàn)有技術(shù)的不足，本發(fā)明提供了一種高濃度含氯有機(jī)廢氣的綜合處理方法及裝置。本發(fā)明采用蓄熱氧化處理高濃度含氯有機(jī)廢氣，取出部分高溫氣體進(jìn)入斯特林發(fā)電后用于后續(xù)吸收廢液的電化學(xué)再生，再生得到的堿液返回吸收塔循環(huán)利用，凈化氣可以達(dá)標(biāo)排放，而且不會造成大量能量的浪費(fèi)，后續(xù)處理也不需要設(shè)置冷卻裝置，不會產(chǎn)生大量吸收廢液，經(jīng)濟(jì)性顯著提高。

本發(fā)明高濃度含氯有機(jī)廢氣的綜合處理方法，包括如下內(nèi)容：

（1）將高濃度含氯有機(jī)廢氣通入蓄熱氧化反應(yīng)器中進(jìn)行氧化，控制氧化床層煙氣出口溫度在100℃以下；

（2）蓄熱氧化后得到的高溫?zé)煔獬糜诰S持自身蓄熱反應(yīng)的能量平衡外，其余部分從蓄熱氧化反應(yīng)器中部高溫區(qū)引出進(jìn)入斯特林發(fā)電機(jī)發(fā)電，控制發(fā)電后煙氣出口溫度在100℃以下；

（3）將步驟（1）和（2）排出的煙氣混合后送入堿液吸收塔，把煙氣中的酸性氣體完全吸收，并使煙氣溫度降低到60℃以下后，凈化氣達(dá)標(biāo)排放；

（4）步驟（3）產(chǎn)生的吸收廢液進(jìn)入電化學(xué)再生器，再生得到的NaOH溶液返回堿洗吸收塔循環(huán)利用。

本發(fā)明中，所述的含氯有機(jī)廢氣的總烴濃度大于6000mg/Nm³，優(yōu)選為7000-15000mg/Nm³，含氯有機(jī)廢氣優(yōu)選為含氯苯的有機(jī)廢氣。

本發(fā)明中，步驟（1）中所述蓄熱氧化反應(yīng)器包括2-3個蓄熱床層，可以按照時(shí)序進(jìn)行切換，從而進(jìn)行蓄熱-放熱過程。根據(jù)廢氣中含氯有機(jī)物種類和濃度的不同，可改變氧化溫度范圍，一般控制氧化溫度為500-1200℃，優(yōu)選為600-900℃。為了維持自身蓄熱反應(yīng)的能量平衡，出口煙氣的溫度不宜過高，通?？刂蒲趸矊訜煔獬隹跍囟葹?0-90℃，優(yōu)選為50-80℃。廢氣中的含氯有機(jī)物被徹底氧化后得到含CO₂、H₂O、HCl等的酸性煙氣，為了避免二次污染，需要進(jìn)一步處理。

本發(fā)明中，步驟（2）中蓄熱氧化后得到的高溫?zé)煔獬糜诰S持自身蓄熱反應(yīng)的能量平衡外，其余部分可以從蓄熱氧化反應(yīng)器的中部高溫區(qū)引出并進(jìn)入斯特林發(fā)電機(jī)發(fā)電，由于廢氣中含氯有機(jī)物種類和濃度不同，其完全氧化后得到的高溫?zé)煔鉁囟炔煌稍O(shè)置多個斯特林發(fā)電裝置，使高溫?zé)煔鉁囟冉档偷?00℃以下。由于高濃度含氯有機(jī)廢氣中的總烴濃度較高，如果氧化后的高溫?zé)煔馊坑糜诤罄m(xù)放熱過程，會使得煙氣出口溫度過高，不僅造成蓄熱氧化過程中大量能量的浪費(fèi)，而且高溫?zé)煔膺M(jìn)入堿洗單元會降低吸收效率，在進(jìn)入堿液吸收塔前需要設(shè)置專門的冷卻設(shè)備，消耗大量的冷卻水。為此，本發(fā)明從蓄熱氧化反應(yīng)器的中部高溫區(qū)引出并進(jìn)入斯特林發(fā)電機(jī)發(fā)電，不僅可以維持蓄熱反應(yīng)自身的能量平衡，降低出口煙氣溫度，而且可以將熱能轉(zhuǎn)化成電能用于后續(xù)吸收廢液的再生，避免了能量的浪費(fèi)。

本發(fā)明中，廢氣中的含氯有機(jī)物被徹底氧化后得到含CO₂、H₂O、HCl等的酸性煙氣，將蓄熱氧化反應(yīng)器和斯特林發(fā)電機(jī)排出的煙氣混合后進(jìn)入堿液吸收塔中，可以是煙氣濕式脫硫工業(yè)中各種常見形式，如填料塔、篩板塔、空塔等。優(yōu)選使用NaOH堿液進(jìn)行降溫吸收，吸收液pH值控制在7以上，把煙氣中的HCl氣體完全吸收，并且使煙氣溫度降低到60℃以下后，同時(shí)使吸收液的鹽濃度控制在5wt%-20wt%范圍內(nèi)。

本發(fā)明中，步驟（4）中的電化學(xué)再生器采用膜電解反應(yīng)器，電解槽內(nèi)設(shè)置陰離子膜和陽離子膜，將整個電解槽分隔成陰離子槽、中間槽和陽離子槽三個區(qū)域，所述陽離子槽和陰離子槽中分別放置陽電極和陰電極，兩個電極分別和直流電源的正極和負(fù)極連接。步驟（2）斯特林發(fā)電機(jī)輸出的電能經(jīng)過整流調(diào)壓器處理后供上述電解過程使用。電解槽開工時(shí)，所述中間槽、陰離子槽、陽離子槽中分別為初始濃度為5wt%-20wt%NaCl溶液、0.4wt%-3wt%NaOH溶液和0.3wt%-2wt%HCl溶液。電解條件如下：溫度為常溫，電壓為2.5-5V，電流密度為40-100A/m²。通過調(diào)節(jié)進(jìn)入中間槽的吸收廢液的量保持中間槽NaCl濃度為5wt%-20wt%。在陽極反應(yīng)生成氧氣和鹽酸，在陰極反應(yīng)生成氫氣和NaOH溶液，其中再生NaOH溶液濃度為5%-15%，返回到步驟（3）中進(jìn)行堿液循環(huán)利用，如果再生得到的堿液無法滿足吸收需要時(shí)，可以與一定量的新鮮堿液混合后用于堿液吸收，滿足吸收要求。其中，電解槽中的陽極、陰極的具體反應(yīng)如下：

其中電解所需的電能部分或全部來源于步驟（2）中的斯特林發(fā)電機(jī)。

本發(fā)明采用上述處理工藝的高濃度含氯有機(jī)廢氣的綜合處理裝置，包括蓄熱氧化反應(yīng)器、斯特林發(fā)電機(jī)、堿液吸收塔和電化學(xué)再生器，其中蓄熱氧化反應(yīng)器用于高濃度含氯有機(jī)廢氣的氧化處理，蓄熱氧化后得到的高溫?zé)煔獬糜诰S持自身蓄熱反應(yīng)的能量平衡外，其余部分從蓄熱氧化反應(yīng)器的中部高溫區(qū)引出并進(jìn)入斯特林發(fā)電機(jī)發(fā)電，堿液吸收塔用于對蓄熱氧化反應(yīng)器和斯特林發(fā)電機(jī)排出的煙氣進(jìn)行吸收處理，凈化氣達(dá)標(biāo)排放，電化學(xué)再生器用于堿液吸收產(chǎn)生的吸收廢液的再生處理，電解再生所需的電能部分或全部來源于斯特林發(fā)電機(jī)，再生得到的NaOH溶液返回堿洗吸收塔循環(huán)利用。其中所述蓄熱氧化反應(yīng)器包括2-3個蓄熱床層。由于廢氣中含氯有機(jī)物種類和濃度不同，其完全氧化后得到的高溫?zé)煔鉁囟炔煌?，可設(shè)置多個斯特林發(fā)電裝置，使高溫?zé)煔鉁囟冉档偷?00℃以下。

經(jīng)本發(fā)明方法處理后的高濃度含氯有機(jī)廢氣，其氯化物脫除率達(dá)到99.9%以上，非甲烷總烴排放濃度低于50mg/Nm³，二噁英排放濃度低于0.2ngTEQ/m³。同時(shí)通過自身發(fā)電再生吸收廢液，大大減少了NaOH用量，并副產(chǎn)硫酸、氧氣和氫氣，大幅度降低了裝置運(yùn)行成本。排放污水鹽含量低于0.1wt%，大大減少了二次污染。

本發(fā)明從蓄熱氧化反應(yīng)器的中部高溫區(qū)引出部分高溫?zé)煔?，進(jìn)入斯特林發(fā)電裝置，剩余煙氣足以維持蓄熱氧化反應(yīng)所需能量，氧化產(chǎn)生的含HCl尾氣和斯特林發(fā)電后產(chǎn)生的排放氣混合后進(jìn)入堿液吸收塔，產(chǎn)生的吸收廢液進(jìn)入電化學(xué)再生器，再生得到的NaOH溶液返回堿洗吸收循環(huán)利用。本發(fā)明能在凈化廢氣的同時(shí)生產(chǎn)較高品位的熱能而獲得經(jīng)濟(jì)效益，其中電化學(xué)再生需要的電能主要來源于蓄熱氧化過程中除維持蓄熱反應(yīng)需要的能量外，多余的高溫?zé)煔膺M(jìn)入斯特林發(fā)電裝置產(chǎn)生的電能。本發(fā)明的處理工藝解決了蓄熱氧化-堿洗處理高濃度含氯有機(jī)廢氣時(shí)導(dǎo)致的大量能量浪費(fèi)、吸收效率降低和產(chǎn)生大量吸收廢液等問題，使整個廢氣處理系統(tǒng)的用能得到了極大的優(yōu)化，大大降低了廢氣處理成本。

附圖說明

圖1是本發(fā)明方法的一種工藝流程圖；

其中：1-蓄熱氧化反應(yīng)器，2-斯特林發(fā)電機(jī)，3-切換閥門，4-堿液吸收塔，5-整流調(diào)壓器，6-膜電解反應(yīng)器，7-陽離子膜，8-陰離子膜，9-新鮮堿液，10-陽電極，11-陰電極；12-高濃度含氯有機(jī)廢氣，13-高溫?zé)煔猓?4-發(fā)電后煙氣，15-蓄熱氧化后排放煙氣，16-進(jìn)吸收塔煙氣，17-斯特林發(fā)電，18-凈化氣，19-吸收廢液，20-排出液，21-鹽酸，22-氧氣，23-氫氣，24-再生堿液。

具體實(shí)施方式

下面結(jié)合實(shí)施例進(jìn)一步闡明本發(fā)明方法和效果。本發(fā)明中，wt%為質(zhì)量分?jǐn)?shù)。

采用如圖1所示的流程和裝置進(jìn)行高濃度含氯有機(jī)廢氣的綜合處理。將高濃度含氯有機(jī)廢氣12通入蓄熱氧化反應(yīng)器1中進(jìn)行氧化，蓄熱氧化反應(yīng)器1包括兩個個蓄熱床層，按照時(shí)序通過切換閥3進(jìn)行切換，從而進(jìn)行蓄熱-放熱過程。根據(jù)廢氣中含氯有機(jī)物種類的不同，可改變氧化溫度范圍，一般氧化溫度為500-1200℃，優(yōu)選為600-900℃。蓄熱氧化后排放煙氣15的溫度為40-90℃，優(yōu)選為50-80℃。蓄熱氧化后得到的高溫?zé)煔獬凉M足自身蓄熱反應(yīng)能量平衡外，其余的高溫?zé)煔?3取出后通入斯特林發(fā)電機(jī)2進(jìn)行發(fā)電，控制發(fā)電后煙氣14溫度控制在100℃以下。廢氣中的含氯有機(jī)物被徹底氧化后得到CO₂、H₂O、HCl等，將發(fā)電后煙氣14和蓄熱氧化后排放煙氣15混合后的煙氣16送入堿液吸收塔4中，使用NaOH堿液進(jìn)行降溫吸收，把煙氣中的HCl氣體完全吸收，并且使煙氣溫度降低到60℃以下后，凈化煙氣18實(shí)現(xiàn)達(dá)標(biāo)排放。吸收液pH值控制在7以上，鹽濃度控制在5wt%-20wt%范圍內(nèi)。產(chǎn)生的吸收廢液19進(jìn)入膜電解反應(yīng)器6內(nèi)進(jìn)行電解反應(yīng)，電解槽內(nèi)設(shè)置陽離子膜7和陰離子膜8和將整個電解槽6分隔成陽離子槽、中間槽和陰離子槽三個區(qū)域，所述陰離子槽和陽離子槽中分別放置陰電極10和陽電極11，兩個電極分別和直流電源的負(fù)極和正極連接，斯特林發(fā)電機(jī)輸出的電能經(jīng)過整流調(diào)壓器5處理后供上述電解過程使用。

膜電解反應(yīng)器6運(yùn)行時(shí)，所述中間槽、陰離子槽、陽離子槽分別為初始濃度為5wt%-20wt%NaCl溶液、0.4wt%-3wt%NaOH溶液和0.3wt%-2wt%HCl溶液。電解條件如下：常溫，電壓：2.5-5V；電流密度：40-100A/m²。通過調(diào)節(jié)進(jìn)入中間槽吸收廢液19的量保持中間槽的NaCl鹽濃度為5wt%-20wt%。在陽極反應(yīng)生成鹽酸21和氧氣22，在陰極反應(yīng)生成氫氣26和再生堿液24。當(dāng)再生得到的堿液24無法滿足堿洗需要時(shí)，混入一定量的新鮮堿9作為補(bǔ)充。

實(shí)施例1

某化工廠氯苯真空泵排放尾氣，氣量為7865Nm³/h，溫度為常溫，壓力為常壓，廢氣組成如下：

使用本發(fā)明方法及裝置進(jìn)行處理，首先廢氣進(jìn)入蓄熱氧化反應(yīng)器，氧化溫度為600℃，氧化床層煙氣出口溫度為50℃氧化后得到的高溫?zé)煔庖徊糠钟糜谛顭岱磻?yīng)能量自平衡，一部分高溫氣體排入斯特林發(fā)電機(jī)進(jìn)行發(fā)電，控制發(fā)電后煙氣出口溫度為50℃，發(fā)電量為35kwh，此電量通入膜電解反應(yīng)器后可再生10kg/h的NaOH堿液。而氧化后的煙氣和斯特林發(fā)電后的煙氣混合后進(jìn)入堿液吸收塔，使煙氣溫度降低到40℃，凈化煙氣達(dá)標(biāo)排放；所需堿量為5kg/h，完全可滿足堿液吸收的需要。其中電解槽中間槽、陰離子槽、陽離子槽分別初始濃度為5wt%NaCl溶液、1wt%NaOH溶液和1wt%HCl溶液，電解條件如下：常溫；電壓：2.5V；電流密度：50A/m²。通過調(diào)節(jié)進(jìn)入中間槽的吸收廢液量保持中間槽NaCl鹽濃度為5wt%。經(jīng)本發(fā)明處理后的廢氣，其氯化物脫除率達(dá)到99.9%以上，非甲烷總烴排放濃度低于50mg/Nm³，二噁英排放濃度低于0.2ngTEQ/m³。同時(shí)通過自身發(fā)電再生吸收廢液，大大減少了NaOH用量，并副產(chǎn)硫酸、氧氣和氫氣，大幅度降低了裝置運(yùn)行成本；排放污水鹽含量低于0.1wt%，大大減少了二次污染。

實(shí)施例2

某化工廠氯堿裝置排放尾氣，氣量為12000Nm³/h，溫度為常溫，壓力為常壓，廢氣組成如下：

使用本發(fā)明方法及裝置進(jìn)行處理，首先廢氣進(jìn)入蓄熱氧化反應(yīng)器，氧化溫度為700℃，氧化床層煙氣出口溫度為60℃氧化后得到的高溫?zé)煔庖徊糠钟糜谛顭岱磻?yīng)能量自平衡，一部分高溫氣體排入斯特林發(fā)電機(jī)進(jìn)行發(fā)電，控制發(fā)電后煙氣出口溫度為90℃，發(fā)電量為93kwh，此電量通入膜電解反應(yīng)器后可再生27kg/h的NaOH堿液。而氧化后的煙氣和斯特林發(fā)電后的煙氣混合后進(jìn)入堿液吸收塔，使煙氣溫度降低到50℃，凈化煙氣達(dá)標(biāo)排放；所需堿量為19kg/h，完全可滿足堿液吸收的需要。其中電解槽中中間槽、陰離子槽、陽離子槽分別初始濃度為10wt%NaCl溶液、2wt%NaOH溶液和2wt%HCl溶液，電解條件如下：常溫；電壓：3V；電流密度：70A/m²。通過調(diào)節(jié)進(jìn)入中間槽的吸收廢液量保持中間槽NaCl鹽濃度為10wt%。經(jīng)本發(fā)明處理后的廢氣，其氯化物脫除率達(dá)到99.9%以上，非甲烷總烴排放濃度低于50mg/Nm³，二噁英排放濃度低于0.2ngTEQ/m³。同時(shí)通過自身發(fā)電再生吸收廢液，大大減少了NaOH用量，并副產(chǎn)硫酸、氧氣和氫氣，大幅度降低了裝置運(yùn)行成本；排放污水鹽含量低于0.1wt%，大大減少了二次污染。

實(shí)施例3

某化工廠氯堿裝置排放尾氣，氣量為10000Nm³/h，溫度為常溫，壓力為常壓，廢氣組成如下：

使用本發(fā)明方法及裝置進(jìn)行處理，首先廢氣進(jìn)入蓄熱氧化反應(yīng)器，氧化溫度為1000℃，氧化床層煙氣出口溫度為80℃，氧化后得到的高溫?zé)煔庖徊糠钟糜谛顭岱磻?yīng)能量自平衡，一部分高溫氣體排入斯特林發(fā)電機(jī)進(jìn)行發(fā)電，控制發(fā)電后煙氣出口溫度為80℃，發(fā)電量為114kwh，此電量通入膜電解反應(yīng)器后可再生32kg/h的NaOH堿液。而氧化后的煙氣和斯特林發(fā)電后的煙氣混合后進(jìn)入堿液吸收塔，使煙氣溫度降低到50℃，凈化煙氣達(dá)標(biāo)排放；所需堿量為20kg/h，完全可滿足堿液吸收的需要。其中電解槽中中間槽、陰離子槽、陽離子槽分別初始濃度為20wt%NaCl溶液、3wt%NaOH溶液和2wt%HCl溶液，電解條件如下：常溫；電壓：5V；電流密度：90A/m²。通過調(diào)節(jié)進(jìn)入中間槽的吸收廢液量保持中間槽NaCl鹽濃度為20wt%。經(jīng)本發(fā)明處理后的廢氣，其氯化物脫除率達(dá)到99.9%以上，非甲烷總烴排放濃度低于50mg/Nm³，二噁英排放濃度低于0.2ngTEQ/m³。同時(shí)通過自身發(fā)電再生吸收廢液，大大減少了NaOH用量，并副產(chǎn)硫酸、氧氣和氫氣，大幅度降低了裝置運(yùn)行成本；排放污水鹽含量低于0.1wt%，大大減少了二次污染。

比較例1

處理工藝與操作條件同實(shí)施例1，不同之處在于：不取出部分高溫氣體排入斯特林發(fā)電機(jī)發(fā)電，氧化床層煙氣出口溫度為150℃，如果直接進(jìn)入堿液吸收塔，使煙氣溫度降低到50℃，凈化煙氣達(dá)標(biāo)排放，所需新鮮堿量為5kg/h，產(chǎn)生大量的吸收廢液，廢液中鹽濃度高達(dá)10%。該工藝不僅浪費(fèi)了氧化過程產(chǎn)生的大量熱量，而且也降低了堿液吸收效率，增加堿液消耗量，產(chǎn)生了大量高鹽廢水。

比較例2

處理工藝與操作條件同實(shí)施例2，不同之處在于：含氯有機(jī)廢氣中氯苯的濃度為0.42(5400mg/Nm³)，氧化床層煙氣出口溫度為70℃，由于該溫度僅可以用于蓄熱煙花反應(yīng)能量自平衡，因此不適用于本工藝處理。

比較例3

處理工藝與操作條件同實(shí)施例3，不同之處在于：電解反應(yīng)器不采用膜電解反應(yīng)器，僅設(shè)置陽電極和陰電極?？刂瓢l(fā)電后煙氣出口溫度為80℃，發(fā)電量為114kwh，此電量通入膜電解反應(yīng)器后可再生12kg/h的NaOH堿液，不能滿足后續(xù)所需堿量為20kg/h的要求。