CN114712989A - 低成本高效的污染物与co2协同吸收-解吸解耦方法 - Google Patents

低成本高效的污染物与co2协同吸收-解吸解耦方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种低成本高效的污染物与CO2协同吸收‑解吸解耦方法，建立了不同工况下的污染物与CO2协同吸收‑解吸解耦控制优化模型，以低成本高效获得高纯度液态污染物和CO2为寻优目标，构造自适应罚函数将有约束优化问题的求解转变成无约束优化问题，实现参数的实时、精确、稳定控制；辅以烟气预洗涤降温、多级中间冷却和塔顶除雾等手段，实现污染物和CO2的高效捕集。本发明吸收过程与解吸过程解耦，进行各级温度‑pH‑液气比与富液流量‑解吸温度的协同调控，实现高效低能耗污染物和CO2的协同捕集‑再生‑浓缩，降低了现有烟气净化***与碳捕集***分离运行的高昂成本。

Description

低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法
技术领域
本发明属于大气污染治理和碳减排技术领域，具体的说是涉及一种低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法。
背景技术
能源是经济社会发展和文明进步的动力源泉。近代以来，煤炭、石油等化石能源的大规模开发利用，有效提高了各国生产效率，改善了人类生活方式，先后让数十个国家实现了现代化。然而，环境污染、能源短缺、气候变化等问题随之也愈发突出。煤炭燃烧产生的污染物是造成大气污染以及全球变暖严峻形势的重要原因之一。燃煤机组和工业生产消耗大量煤炭，污染物及二氧化碳排放量大，整体排烟性质表现为：烟气量大，烟气中二氧化碳含量低、分压低，导致二氧化碳捕集成本高；另外，烟气中含有SO2等酸性气体，对环境造成恶劣影响。
近年来，我国在改善区域大气环境质量、推进煤炭清洁高效利用和加快行业转型升级的客观需求下，燃煤电站污染物排放控制技术取得了重大进步。然而，目前燃煤烟气中CO2大规模的捕集和封存(CCS)技术由于投资成本高、运行成本高、吸收剂/吸附材料易损失，捕集后分离难度大等难题，制约了该技术的大范围推广应用；同时，现有的温室气体控制***独立于现有烟气治理***，加大了现有烟气治理***复杂程度和运行调控难度。因此，如何实现燃煤锅炉变负荷(尤其是调峰机组)、变燃料条件下多种污染物和温室气体的协同减排，进一步降低环保装置的运行能耗，提高***的变工况稳定性，仍是亟待解决的问题。
中国专利CN 101780371 A公开了一种联合脱除烟气中二氧化碳和二氧化硫的方法，使用碱金属碳酸盐负载在载体上作为固体吸收剂，同时利用烟气吸收反应器烟气中的水蒸气将CO2和SO2联合脱除，生成碱金属的重碳酸盐和亚硫酸盐；对反应后的吸收剂升温生成碳酸盐、CO2和水蒸气，生成的碳酸盐作为吸收剂进行循环使用；SO2被固定在碱金属碳酸盐吸收剂中随失效的物料排出。但该技术具有以下不足：固体吸收剂成本高；再生温度高达150～300℃，能耗大；吸收的SO2无法再生，硫资源过度浪费。
中国专利CN 110180317 A公开了一种同时脱除烟气中二氧化碳和二氧化硫的***及方法，利用水冷换热器、低温除湿换热器、冷量回收换热器及低温洗涤塔实现烟气的多级冷却，从而将烟气降温至二氧化碳和二氧化硫的凝固温度以下，同时利用第一气液分离器、第二气液分离器及固液分离器进行多级分离，最后经低温分馏***分离出固体二氧化碳(干冰)和液体二氧化硫，以实现二氧化碳和二氧化硫的回收。但该技术具有以下不足：冷量回收电耗高，导致吸收能耗大大高于传统化学吸收法；冷凝过程会产生SO2、CO2和水蒸气以外的其他杂质，产品纯度低。
为了降低现有烟气净化***与碳捕集***分离运行的高昂成本，开发新型吸收速率高、吸收容量大、解吸能耗低的吸收剂是最为有效的方法，但由于技术难度大，需要大量的实验积累。
因此，针对现有技术的不足，亟需研究一种成本低廉、稳定高效、捕集率高的污染物与CO2协同捕集方法。
发明内容
为了克服现有技术存在的不足，本发明提供了一种低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，在发挥污染物与CO2高捕集效率优点的同时，***间实现解耦控制，提高富液饱和度，大幅度降低捕集能耗，工艺流程便捷易操作。
本发明采用的技术方案为：
一种低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，烟气进入吸收***，吸收***包括多级循环吸收塔，经过设置在多级循环吸收塔前部的预洗涤段后依次进入一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段；富液经贫富液换热器进入解吸***，解吸***包括解吸塔，贫液出解吸塔进入贫富液换热器；解吸塔再生蒸汽进入分离提纯***；吸收***、解吸***分别通过解耦控制***控制，所述解耦控制***包括多级循环吸收塔的吸收控制单元和解吸塔的解吸控制单元，所述吸收控制单元包括一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元和吸收剂配置单元；
所述吸收-解吸解耦方法包括两个方面：一是吸收***中四段循环的解耦；通过分区调控四段循环将吸收过程分成四部分，一段循环对应多级循环吸收塔底层，对污染物进行吸收并进行独立调控，保证污染物脱除效率；二段循环对应多级循环吸收塔第二层，对CO2进行吸收并进行独立调控，提高吸收剂CO2负载；三段循环对应多级循环吸收塔第三层，对CO2进行吸收并进行独立调控，保证CO2吸收效率；四段循环对应多级循环吸收塔顶层，脱除气溶胶并进行独立调控，烟气气溶胶排放达标；传统吸收工艺吸收塔不分区，随着整个吸收区域参数连续性变化，采用分区多级循环吸收方式使吸收塔各区域分别调控以实现不同功能，可以对吸收过程精准控制；二是吸收***与解吸***的解耦；传统捕集-再生工艺中，吸收剂单次吸收酸性气体后直接进入解吸塔解吸，二氧化碳解吸量与解吸热负荷取决于吸收容量与吸收反应条件，这两者相互影响且高度耦合，采用多级循环吸收方式使吸收液进入解吸塔处于饱和状态，可以减少吸收过程对解吸的影响；吸收与解吸解耦方法具体包括下述步骤：
(1)建立基于实时数据与历史数据的冷却水路、吸收液路和烟气路的三路参数建立数据库，所述参数包括烟气流量G，烟气中气体分压pout和pin，吸收剂浓度cab，各级循环液的pH值pHi，温度Ti，循环量Li，进入解吸塔富液的pH值pHrich，温度Trich，流量Lrich，离开解吸塔贫液的pH值pHlean，温度Tlean，新鲜吸收液伯胺、仲胺、叔胺浓度cpa、csa、cta，再沸器热负荷W；
(2)基于所建立的数据库，建立不同工况下的污染物与CO2协同捕集吸收与解吸解耦控制优化模型，以实现各***、各循环段的不同功能，支撑协同捕集捕集效率、解吸能耗、综合成本的优化运行；根据工业碳捕集及超低排放***实际运行情况，设置各操作参数调节范围约束条件如下：
Figure BDA0003541898990000031
ηcont≥ηset，cont
Gmax≥G≥Gmin
pin，max≥pin≥pin，min
cab，max≥cab≥cab，min
pHi，max≥pHi≥pHi，min，i∈[1，4]
Ti，max≥Ti≥Ti，min，i∈[1，4]
Li，max≥Li≥Li，min，i∈[1，4]
其中，
Figure BDA0003541898990000032
依次为CO2脱除效率和目标效率；ηcont、ηcont依次为污染物脱除效率和目标效率；
一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元和解吸控制单元的调控关键参数模型为：
Figure BDA0003541898990000033
Figure BDA0003541898990000034
Figure BDA0003541898990000035
Figure BDA0003541898990000041
ηabsorbent＝fabsorbent(cpa，csa，cta)
ηdesorption＝fdesorption(Lrich，W)
其中，
Figure BDA0003541898990000042
ηabsorbent、ηdesorption分别为一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元、解吸控制单元的脱除效率；
污染物与CO2协同捕集的吸收与解吸解耦运行优化的总目标为成本最优，即最优的粒子适应度Fitness：
Figure BDA0003541898990000043
其中，
Figure BDA0003541898990000044
costabsorbent和costdesorption分别为一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元和解吸控制单元的能耗物耗成本；
(3)构造罚函数加入到目标函数当中，通过目标函数惩罚策略，将有约束优化问题的求解转变成无约束优化问题；将粒子进化迭代过程中获取到的自身信息和种群信息都作为反馈条件，用于动态调整每一次迭代后的超过可行域范围的粒子适应度的罚系数；
Figure BDA0003541898990000045
Fitness(x)＝f(x)·Penalty
Penalty＝λ(t)·Gp
Figure BDA0003541898990000046
λ(t)＝(μ·t)α
Figure BDA0003541898990000047
其中，x为寻优目标，Penalty为罚函数，λ为自适应因子，Gp为分层罚系数，约束违反程度越高，罚系数越大，ηi为各单元运行脱除效率，ηseti为各单元运行目标效率，t为迭代次数，μ、ε1、β1、β2为罚函数比例因子，ε2、α为罚函数幂因子，RELU(rectified linear unit)为激活函数判断模块，RELU(x)＝max(0，x)；
β1>β2>1，case1代表迭代过程中最优个体全部为可行解的情况，惩罚系数可适当减小，降低对不可行解的惩罚压力；case2代表迭代过程中最优个体中没有可行解，惩罚系数可适当增大，加大对不可行解的惩罚力度；
(4)在获取一段循环控制、二段循环控制、三段循环控制、四段循环控制、吸收剂配置和解吸控制的最优参数组合后，以该参数组合作为控制目标，采用包括预测控制、模糊控制在内的先进控制方法，实现参数的实时、精确、稳定控制，保证污染物与CO2协同捕集吸收与解吸解耦效率稳定达标的同时实现能耗成本的最优。
本发明吸收过程与解吸过程解耦控制，在发挥污染物与CO2高效协同捕集效率优点的同时，大幅度降低捕集能耗，再生分离出高纯度液态污染物与气态CO2，工艺流程便捷易操作。
作为优选，所述预洗涤段为文丘里预洗涤段，一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段自下而上逐级串联；所述一段污染物吸收段包括由下而上顺次设置的一段填料层、一段喷嘴和一段集液盘，一段污染物吸收段通过一段循环池、富液泵、一段循环冷却器形成一段循环；所述二段CO2吸收段包括由下而上顺次设置的二段填料层、二段喷嘴和二段集液盘，二段CO2吸收段与二段循环池、二段循环泵、二段循环冷却器形成二段循环；所述三段CO2吸收段包括由下而上顺次设置的三段填料层、三段喷嘴和三段集液盘，三段CO2吸收段与三段循环池、三段循环泵、三段循环冷却器形成三段循环；所述四段水洗段包括由下而上顺次设置四段填料层和四段喷嘴，四段水洗段与四段循环池、四段循环泵、四段循环冷却器形成四段循环；多级循环吸收塔最上方设吸收塔除雾器；
所述文丘里预洗涤段设置在多级循环吸收塔前部，包括依次连通的入口管、收缩管、喉管以及扩散管，预洗涤喷嘴布置在收缩管处，扩散管末端设有烟气出口，扩散管的底部通向预洗涤塔水池，软水通过预洗涤泵由预洗涤喷嘴喷淋。
作为优选，贫富液换热器贫液段下游设有离子交换器，离子交换器内装填有离子交换树脂；所述三段循环池、二段循环池均为溢流式储液池，由上至下阶梯式布置；所述四段循环池、三段循环池、二段循环池、一段循环池配有在线pH检测计，可连续监测数据通过变送输出实现远传监控；其中，四段循环池为软水储液池；三段循环池为吸收剂储液池，液位升至最大液位时溢流至二段循环池；二段池环池为吸收剂储液池，液位升至最大液位时溢流至一段循环池；
所述四段循环泵、三段循环泵、二段循环泵、富液泵、贫液泵均为变频泵，可根据外部信号进行功率调节；
所述一段循环冷却器、二段循环冷却器、三段循环冷却器和四段循环冷却器冷却水来自于除盐水罐，换热后的冷却水补充供热锅炉给水；一段循环冷却器、二段循环冷却器、三段循环冷却器、四段循环冷却器冷却水侧配有相应的热导式流量控制器，一段循环冷却器、二段循环冷却器、三段循环冷却器吸收液侧以及四段循环冷却器软水侧配有相应的温度传感器。
作为优选，所述一段集液盘、二段集液盘和三段集液盘均为低阻集液盘，包括V型导流槽、通气孔和隔板；所述隔板由两个半椭圆板拼接而成，两个半椭圆板形成二面角为160°，通气孔设有多个，分别布置在与两平面交线平行的两边，两侧各布置5组，每组通气孔上方设有V型导流槽，V型导流槽底部两端均与通气孔焊接有支撑柱，V型导流槽两平面形成二面角为120°，边缘处下方设有阻隔部，防止液体回流入通气孔。
作为优选，所述解吸塔包括由下而上顺次设置的再沸器、解吸塔填料层、解吸塔喷嘴，解吸塔最上方设解吸塔除雾器；
所述再沸器为立式管侧热虹吸再沸器，包括集热管道板和中间机体，所述集热管道安装固定在中间机体内侧上，沸腾过程发生在管程，加热介质在壳程，两相流混合物以较高的流速由排出管流向塔内；
所述解吸塔底部设有液体挡板和溢流板，液体挡板设置在溢流板上方并固定在塔壁上，防止解吸塔液体不经再沸器流出解吸塔，所述溢流板上沿高于再沸器集热管道；
所述多级循环吸收塔通过贫富液换热器与解吸塔相连，所述贫富液换热器为螺旋板式换热器，贫富液在换热器内全逆流流动，螺旋通道两端面扳边交错焊接封闭，端面密封采用顶盖加垫片的密封结构；多级循环吸收塔一段循环池中的富液经过富液泵在进入贫富液换热器换热后，与解吸塔的解吸塔喷嘴连通，解吸塔底部贫液经过贫液泵在进入贫富液换热器换热后，进入离子交换器进行离子交换后与三段循环冷却器连通，进入三段循环。
作为优选，所述分离提纯***包括冷却器、气液分离器和低温气液分离器，所述冷却器、气液分离器和低温气液分离器顺次相连；所述冷却器冷却水来自于除盐水罐；所述气液分离器分离烟气中水蒸气，冷却后烟气进入气液分离器，冷凝水从气液分离器底部回流入解吸塔，分离后的烟气从气液分离器顶部离开；所述低温气液分离器分离烟气中污染物与CO2，低温气液分离器采用冷却工质降温，使烟气温度降低至污染物沸点以下，烟气中的污染物冷凝后从低温气液分离器底部回收，CO2气体从低温气液分离器顶部回收。
作为优选，所述一段循环控制单元分别与一段循环池、富液泵和一段循环冷却器相连接，对一段循环进行独立控制；所述一段循环控制单元分别对一段循环池中吸收液pH、富液泵循环流量和一段循环冷却器冷却水流量进行控制，一段循环pH维持在4.5～5.8，循环液气比维持在1.5～2.0L/m3，吸收温度维持在48～60℃；
所述二段循环控制单元分别与二段循环池、二段循环泵和二段循环冷却器相连接，对二段循环进行独立控制；所述二段循环控制单元分别对二段循环池中吸收液pH、二段循环泵循环流量和二段循环冷却器冷却水流量进行控制，二段循环pH维持在7.8～9.0，循环液气比维持在1.1～1.4L/m3，吸收温度维持在44～55℃；
所述三段循环控制单元分别与三段循环池、三段循环泵和三段循环冷却器相连接，对三段循环进行独立控制；所述三段循环控制单元分别对三段循环池中吸收液pH、三段循环泵循环流量和三段循环冷却器冷却水流量进行控制，三段循环pH维持在9.0～10.5，循环液气比维持在1.0～1.3L/m3，吸收温度维持在40～50℃；
所述四段循环控制单元分别与四段循环池、四段循环泵和四段循环冷却器相连接，对四段循环进行独立控制；所述四段循环控制单元分别对四段循环池中软水pH、四段循环泵循环流量和四段循环冷却器冷却水流量进行控制，四段循环pH维持在8.5～9.8，循环液气比维持在0.6～1.0L/m3，液相温度维持在40～50℃。
作为优选，所述吸收剂配置单元为三段循环池提供新鲜吸收剂，根据对吸收容量、吸收速率的要求，对伯胺、仲胺、叔胺的混合比例进行调节与吸收过程进行匹配。
作为优选，所述解吸控制单元分别与再沸器和解吸塔入口管路相连，对解吸***进行独立控制；所述解吸控制单元在线检测解吸塔入口吸收剂pH及温度、再沸器出口吸收剂pH及温度，分别对再沸器热负荷和解吸塔入口富液流量进行控制，解吸***贫富液出入口pH差维持在4.8～5.8，并可根据烟气CO2浓度灵活调节。
相对于现有技术，本发明的有益效果在于：
1、基于实时数据与历史数据数据库，建立不同工况下的污染物与CO2协同捕集吸收-解吸解耦控制优化模型，构造自适应罚函数将有约束优化问题的求解转变成无约束优化问题，实现参数的实时、精确、稳定控制，保证污染物与CO2协同捕集吸收-解吸***效率稳定达标的同时实现能耗成本的最优；在污染物脱除效率达到99％，CO2脱除效率达到90％时，解吸能耗小于2.7GJ/t CO2；
2、吸收***中四段循环解耦控制，实现每段循环吸收剂温度、pH、循环液气比自主可控；一段循环实现对污染物脱除的独立调控，保证污染物吸收效率；二段循环实现对CO2吸收(高浓度区)的独立调控，实现CO2的饱和吸收；三段循环实现对CO2(低浓度区)吸收的独立调控，保证CO2吸收效率和吸收量；四段循环实现对气溶胶脱除过程的独立调控，通过雾化细水雾防止气溶胶逃逸并辅助捕集低浓度CO2；
3、解吸***与吸收***解耦控制，进入解吸塔的吸收剂，分别对再沸器热负荷和解吸塔入口富液流量进行控制，保证吸收剂在变工况条件下均能够达到吸收饱和，同时根据解吸塔出入口pH差值灵活调节进入解吸塔的吸收剂量，保证纯净气态污染物和CO2产量最大，同时协同捕集能耗较低；
4、污染物和CO2吸收***采用烟气预洗涤降温、多级中间冷却和塔顶除雾技术，同时实现了分区调控多级循环吸收，四级循环自上而下依次进行气溶胶脱除、CO2高效吸收、提高吸收剂CO2饱和度和污染物高效脱除，与传统超低排放***和燃烧后CO2捕集装置独立运行相比，***所需能耗低、运行成本低，CO2捕集率可达90％以上，污染物脱除效率99％以上；
5、吸收剂配置单元根据对吸收容量、吸收速率的要求，综合考虑吸收速率-吸收容量-吸收焓选取吸收剂配方与吸收过程进行匹配，实现吸收速率与吸收容量的自主可控，达到保证吸收效率的同时，降低解吸能耗。
附图说明
图1为基于本发明方法的吸收-解吸解耦***的结构示意图；
图2为本发明低阻集液盘的结构示意图；
图3为本发明的工作流程图；
图4为本发明实施例2中不同脱除效率下解吸能耗柱状图；
图5为本发明实施例3中不同脱除效率下解吸能耗柱状图；
其中附图标记说明如下：
图1中：1-1、一段集液盘；1-2、一段喷嘴；1-3、一段填料层；1-4、二段集液盘；1-5、二段喷嘴；1-6、二段填料层；1-7、三段集液盘；1-8、三段喷嘴；1-9、三段填料层；1-10、四段喷嘴；1-11、四段填料层；1-12、吸收塔除雾器；1-13、多级循环吸收塔；1-14、文丘里预洗涤段；1-15、预洗涤泵；1-16、预洗涤喷嘴；1-17、一段循环池；1-18、富液泵；1-19、一段循环冷却器；1-20、二段循环池；1-21、二段循环泵；1-22、二段循环冷却器；1-23、三段循环池；1-24、三段循环泵；1-25、三段循环冷却器；1-26、四段循环池；1-27、四段循环泵；1-28、四段循环冷却器；1-29、贫富液换热器；1-30、离子交换器；1-31、贫液泵；1-32、解吸塔喷嘴；1-33、解吸塔填料层；1-34、再沸器；1-35、冷却器；1-36、气液分离器；1-37、低温气液分离器；1-38、解吸塔；1-39、液体挡板；1-40、溢流板；1-41、解吸塔除雾器；
图2中：2-1、V型导流槽；2-2、通气孔；2-3、隔板；2-4、阻隔部。
具体实施方式
下面结合具体实施例对发明作进一步说明，但发明的保护范围并不限于此。本领域的普通技术人员可以且应当知晓任何基于本发明实质精神的简单变化或者替换均应属于本发明所要求的保护范围。
实施例1
参照图1～3，一种低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，烟气进入吸收***，吸收***包括多级循环吸收塔，经过设置在多级循环吸收塔前部的预洗涤段后依次进入一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段；富液经贫富液换热器进入解吸***，解吸***包括解吸塔，贫液出解吸塔进入贫富液换热器；解吸塔再生蒸汽进入分离提纯***；吸收***、解吸***分别通过解耦控制***控制，所述解耦控制***包括多级循环吸收塔的吸收控制单元和解吸塔的解吸控制单元，所述吸收控制单元包括一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元和吸收剂配置单元；
所述吸收与解吸解耦方法包括两个方面：
一是吸收***中四段循环的解耦；通过分区调控四段循环将吸收过程分成四部分，一段循环对应多级循环吸收塔1-13底层，对污染物进行吸收并进行独立调控，保证污染物脱除效率；二段循环对应多级循环吸收塔1-13第二层，对CO2进行吸收并进行独立调控，提高吸收剂CO2负载；三段循环对应多级循环吸收塔1-13第三层，对CO2进行吸收并进行独立调控，保证CO2吸收效率；四段循环对应多级循环吸收塔1-13顶层，脱除气溶胶并进行独立调控，烟气气溶胶排放达标。传统吸收工艺吸收塔不分区，随着整个吸收区域参数连续性变化，采用分区多级循环吸收方式使多级循环吸收塔1-13各区域分别调控以实现不同功能，可以对吸收过程精准控制；
二是吸收***与解吸***的解耦；传统捕集-再生工艺中，吸收剂单次吸收酸性气体后直接进入解吸塔解吸，二氧化碳解吸量与解吸热负荷取决于吸收容量与吸收反应条件，这两者相互影响且高度耦合，采用多级循环吸收方式使吸收液进入解吸塔1-38处于饱和状态，解吸塔1-38解吸性能只与进入解吸塔1-38吸收液流量和再沸器1-34热负荷有关，可以减少吸收过程对解吸的影响；
吸收与解吸解耦方法具体包括下述步骤：
(1)建立基于实时数据与历史数据的冷却水路、吸收液路和烟气路的三路参数建立数据库，所述参数包括烟气流量G，烟气中气体分压pout和pin，吸收剂浓度cab，各级循环液的pH值pHi，温度Ti，循环量Li，进入解吸塔富液的pH值pHrich，温度Trich，流量Lrich，离开解吸塔贫液的pH值pHlean，温度Tlean，新鲜吸收液伯胺、仲胺、叔胺浓度cpa、csa、cta，再沸器热负荷W；
(2)基于所建立的数据库，建立不同工况下的污染物与CO2协同捕集吸收与解吸解耦控制优化模型，以实现各***、各循环段的不同功能，支撑协同捕集捕集效率、解吸能耗、综合成本的优化运行；根据工业碳捕集及超低排放***实际运行情况，设置各操作参数调节范围约束条件如下：
Figure BDA0003541898990000101
ηcont≥ηset，cont
Gmax≥G≥Gmin
pin，max≥pin≥pin，min
cab，max≥cab≥cab，min
pHi，max≥pHi≥pHi，min，i∈[1，4]
Ti，max≥Ti≥Ti，min，i∈[1，4]
Li，max≥Li≥Li，min，i∈[1，4]
其中，
Figure BDA0003541898990000102
依次为CO2脱除效率和目标效率；ηcont、ηcont依次为污染物脱除效率和目标效率；
一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元和解吸控制单元的调控关键参数模型为：
Figure BDA0003541898990000111
Figure BDA0003541898990000112
Figure BDA0003541898990000113
Figure BDA0003541898990000114
ηabsorbent＝fabsorbent(cpa，csa，cta)
ηdesorption＝fdesorption(Lrich，W)
其中，
Figure BDA0003541898990000115
ηabsorbent、ηdesorption分别为一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元、解吸控制单元的脱除效率；
污染物与CO2协同捕集的吸收与解吸解耦运行优化的总目标为成本最优，即最优的粒子适应度Fitness：
Figure BDA0003541898990000116
其中，
Figure BDA0003541898990000117
costabsorbent和costdesorption分别为一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元和解吸控制单元的能耗物耗成本；
(3)构造罚函数加入到目标函数当中，通过目标函数惩罚策略，将有约束优化问题的求解转变成无约束优化问题；将粒子进化迭代过程中获取到的自身信息和种群信息都作为反馈条件，用于动态调整每一次迭代后的超过可行域范围的粒子适应度的罚系数；
Figure BDA0003541898990000118
Fitness(x)＝f(x)·Penalty
Penalty＝λ(t)·Gp
Figure BDA0003541898990000119
λ(t)＝(μ·t)α
Figure BDA0003541898990000121
其中，x为寻优目标，Penalty为罚函数，λ为自适应因子，Gp为分层罚系数，约束违反程度越高，罚系数越大，ηi为各单元运行脱除效率，ηseti为各单元运行目标效率，t为迭代次数，μ、ε1、β1、β2为罚函数比例因子，ε2、α为罚函数幂因子，RELU(rectified linear unit)为激活函数判断模块，RELU(x)＝max(0，x)；
β1>β2>1，case1代表迭代过程中最优个体全部为可行解的情况，惩罚系数可适当减小，降低对不可行解的惩罚压力；case2代表迭代过程中最优个体中没有可行解，惩罚系数可适当增大，加大对不可行解的惩罚力度；
(4)在获取一段循环控制、二段循环控制、三段循环控制、四段循环控制、吸收剂配置和解吸控制的最优参数组合后，以该参数组合作为控制目标，采用包括预测控制、模糊控制在内的先进控制方法，实现参数的实时、精确、稳定控制，保证污染物与CO2协同捕集吸收与解吸解耦效率稳定达标的同时实现能耗成本的最优。
基于上述方法构建的吸收-解吸解耦***，包括吸收***、解吸***、分离提纯***和解耦控制***；
所述的吸收***包括多级循环吸收塔1-13和离子交换器1-30。所述多级循环吸收塔1-13包括文丘里预洗涤段1-14、一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段；一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段自下而上逐级串联；所述一段污染物吸收段包括由下而上顺次设置的一段填料层1-3、一段喷嘴1-2和一段集液盘1-1，一段污染物吸收段通过一段循环池1-17、富液泵1-18、一段循环冷却器1-19形成一段循环；所述二段CO2吸收段包括由下而上顺次设置的二段填料层1-6、二段喷嘴1-5和二段集液盘1-4，二段CO2吸收段与二段循环池1-20、二段循环泵1-21、二段循环冷却器1-22形成二段循环；所述三段CO2吸收段包括由下而上顺次设置的三段填料层1-9、三段喷嘴1-8和三段集液盘1-7，三段CO2吸收段与三段循环池1-23、三段循环泵1-24、三段循环冷却器1-25形成三段循环；所述四段水洗段包括由下而上顺次设置四段填料层1-11和四段喷嘴1-10，四段水洗段与四段循环池1-26、四段循环泵1-27、四段循环冷却器1-28形成四段循环；多级循环吸收塔1-13最上方设吸收塔除雾器1-12。
所述文丘里预洗涤段1-14设置在多级循环吸收塔1-13前部，包括依次连通的入口管、收缩管、喉管以及扩散管，预洗涤喷嘴1-16布置在收缩管处，扩散管末端设有烟气出口，扩散管的底部通向预洗涤塔水池，软水通过预洗涤泵1-15由预洗涤喷嘴喷淋。
离子交换器1-30布置在贫富液换热器1-29贫液段下游，装填有离子交换树脂。
三段循环池1-23、二段循环池1-20均为溢流式储液池，由上至下阶梯式布置；所述四段循环池1-26、三段循环池1-23、二段循环池1-20、一段循环池1-17配有在线pH检测计，可连续监测数据通过变送输出实现远传监控。其中，四段循环池1-26为软水储液池；段循环池1-23为吸收剂储液池，液位升至最大液位时溢流至二段循环池1-20；二段池环池1-20为吸收剂储液池，液位升至最大液位时溢流至一段循环池1-17。
四段循环泵1-27、三段循环泵1-24、二段循环泵1-21、富液泵1-18、贫液泵1-31均为变频泵，可根据外部信号进行功率调节。
一段循环冷却器1-19、二段循环冷却器1-22、三段循环冷却器1-25和四段循环冷却器1-28冷却水来自于除盐水罐，换热后的冷却水补充供热锅炉给水；一段循环冷却器1-19、二段循环冷却器1-22、三段循环冷却器1-25冷却水侧配有热导式流量控制器，吸收液侧配有温度传感器；四段循环冷却器1-28冷却水侧配有热导式流量控制器，软水侧配有温度传感器。
所述解吸***包括解吸塔1-38和贫富液换热器1-29；解吸塔包括由下而上顺次设置的再沸器1-34、解吸塔填料层1-33、解吸塔喷嘴1-32；解吸塔最上方设解吸塔除雾器1-41。
再沸器1-34为立式管侧热虹吸再沸器，包括集热管道板和中间机体，所述集热管道安装固定在中间机体内侧上，沸腾过程发生在管程，加热介质在壳程，两相流混合物以较高的流速由排出管流向塔内。
解吸塔1-38底部设有液体挡板1-39和溢流板1-40，液体挡板1-39设置在溢流板1-40上方固定在塔壁，防止解吸塔1-38液体不经再沸器1-34流出解吸塔1-38，所述溢流板1-40上沿略高于再沸器1-34集热管道。
所述贫富液换热器1-29为螺旋板式换热器，贫富液在换热器1-29内全逆流流动，螺旋通道两端面扳边交错焊接封闭，端面密封采用顶盖加垫片的密封结构。贫富液换热器1-29将多级循环吸收塔1-13和解吸塔1-38相连接；多级循环吸收塔1-13一段循环池1-17中的富液经过富液泵1-18在进入贫富液换热器1-29换热后，与解吸塔1-38的解吸塔喷嘴1-32连通。解吸塔1-38底部贫液经过贫液泵1-31在进入贫富液换热器1-29换热后，进入离子交换器1-30进行离子交换后与三段循环冷却器1-25连通，进入三段循环。
所述分离提纯***包括冷却器1-35、气液分离器1-36和低温气液分离器1-37，冷却器1-35、气液分离器1-36和低温气液分离器1-37顺次相连，冷却器1-35冷却水来自于除盐水罐，冷却后烟气进入气液分离器1-36，冷凝水从气液分离器1-36底部回流入解吸塔1-38，分离后的烟气从气液分离器1-36顶部离开，烟气随后进入低温气液分离器1-37，低温气液分离器1-37采用冷却工质降温，使烟气温度降低至污染物沸点以下，烟气中的污染物冷凝后从低温气液分离器1-37底部回收，CO2气体从低温气液分离器1-37顶部回收。
吸收塔集液盘均为低阻集液盘，包括V型导流槽2-1、通气孔2-2和隔板2-3；所述隔板2-3由两个半椭圆板拼接而成，二面角160°，通气孔2-2设有多个，分别布置在与两平面交线平行的两边，两侧各布置5组，每组通气孔2-2上方设有V型导流槽2-1，V型导流槽2-1底部两端均与通气孔2-2焊接有支撑柱，V型导流槽2-1两平面形成二面角为120°，边缘处下方设有阻隔部2-4防止液体回流入通气孔2-2。
实施例2
对于燃用高硫煤的电厂烟气中除含有N2和部分O2外，含有约10％的水蒸气，12％～18％的CO2和1000～1500ppm SO2等。
一段循环控制单元分别与一段循环池1-17、富液泵1-18和一段循环冷却器1-19相连接，对一段循环进行独立控制。一段循环控制单元分别对一段循环池1-17中吸收液pH、富液泵循环1-18流量和一段循环冷却器1-19冷却水流量进行控制，使一段循环pH为5.2，循环液气比为1.8L/m3，吸收温度为54℃。
二段循环控制单元分别与二段循环池1-20、二段循环泵1-21和二段循环冷却器1-22相连接，对二段循环进行独立控制。二段循环控制单元分别对二段循环池1-20中吸收液pH、二段循环泵1-21循环流量和二段循环冷却器1-22冷却水流量进行控制，使二段循环pH为8.4，循环液气比为1.3L/m3，吸收温度为50℃。
三段循环控制单元分别与三段循环池1-23、三段循环泵1-24和三段循环冷却器1-25相连接，对三段循环进行独立控制。三段循环控制单元分别对三段循环池1-23中吸收液pH、三段循环泵1-24循环流量和三段循环冷却器1-25冷却水流量进行控制，使三段循环pH为9.8，循环液气比为1.2L/m3，吸收温度为45℃。
四段循环控制单元分别与四段循环池1-26、四段循环泵1-27和四段循环冷却器1-28相连接，对四段循环进行独立控制。四段循环控制单元分别对四段循环池1-26中软水pH、四段循环泵1-27循环流量和四段循环冷却器1-28冷却水流量进行控制，使四段循环pH为9.2，循环液气比为0.8L/m3，液相温度为45℃。
吸收剂配置单元根据需求为三段循环池1-23提供新鲜吸收剂，对于燃用高硫煤的电厂，采用吸收速率与吸收容量相对均衡的仲胺与吸收速率高的伯胺混合，配比为3:1。
所述解吸控制单元分别与再沸器1-34和解吸塔1-38入口管路相连，对解吸***进行独立控制。解吸控制单元在线检测解吸塔1-38入口吸收剂pH及温度、再沸器1-34出口吸收剂pH及温度，分别对再沸器1-34热负荷和解吸塔1-38入口富液流量进行控制，使解吸***贫富液出入口pH差维持在5.3，并可根据烟气CO2浓度灵活调节。
图4为不同污染物和CO2脱除效率下解吸能耗对比图，结果表明随着污染物和CO2脱除效率不断提高，所需解吸能耗也不断增高，在污染物脱除效率达到99％，CO2脱除效率达到90％时，解吸能耗为2.7GJ/t CO2。
实施例3
对于钢铁厂烟气中除含有N2和部分O2外，含有约5～8％的水蒸气，15％～25％的CO2和2500～4000ppm SO2等。
一段循环控制单元分别与一段循环池1-17、富液泵1-18和一段循环冷却器1-19相连接，对一段循环进行独立控制。一段循环控制单元分别对一段循环池1-17中吸收液pH、富液泵循环1-18流量和一段循环冷却器1-19冷却水流量进行控制，使一段循环pH为4.5，循环液气比为2.0L/m3，吸收温度为58℃。
二段循环控制单元分别与二段循环池1-20、二段循环泵1-21和二段循环冷却器1-22相连接，对二段循环进行独立控制。二段循环控制单元分别对二段循环池1-20中吸收液pH、二段循环泵1-21循环流量和二段循环冷却器1-22冷却水流量进行控制，使二段循环pH为8.2，循环液气比为1.4L/m3，吸收温度为52℃。
三段循环控制单元分别与三段循环池1-23、三段循环泵1-24和三段循环冷却器1-25相连接，对三段循环进行独立控制。三段循环控制单元分别对三段循环池1-23中吸收液pH、三段循环泵1-24循环流量和三段循环冷却器1-25冷却水流量进行控制，使三段循环pH为9.4，循环液气比为1.1L/m3，吸收温度为48℃。
四段循环控制单元分别与四段循环池1-26、四段循环泵1-27和四段循环冷却器1-28相连接，对四段循环进行独立控制。四段循环控制单元分别对四段循环池1-26中软水pH、四段循环泵1-27循环流量和四段循环冷却器1-28冷却水流量进行控制，使四段循环pH为9.2，循环液气比为0.8L/m3，液相温度为46℃。
吸收剂配置单元根据需求为三段循环池1-23提供新鲜吸收剂，对于钢铁厂，采用吸收速率低但吸收容量高的叔胺与吸收速率与吸收容量相对均衡的仲胺混合，配比为2.5:1。
所述解吸控制单元分别与再沸器1-34和解吸塔1-38入口管路相连，对解吸***进行独立控制。解吸控制单元在线检测解吸塔1-38入口吸收剂pH及温度、再沸器1-34出口吸收剂pH及温度，分别对再沸器1-34热负荷和解吸塔1-38入口富液流量进行控制，使解吸***贫富液出入口pH差维持在5.7，并可根据烟气CO2浓度灵活调节。
图5为不同污染物和CO2脱除效率下解吸能耗对比图，结果表明随着污染物和CO2脱除效率不断提高，所需解吸能耗也不断增高，在污染物脱除效率达到99％，CO2脱除效率达到90％时，解吸能耗为2.5GJ/t CO2。
实施例4
对于燃用低硫煤的电厂烟气中除含有N2和部分O2外，含有约10％的水蒸气，10％～15％的CO2和300～500ppm SO2等。
一段循环控制单元分别与一段循环池1-17、富液泵1-18和一段循环冷却器1-19相连接，对一段循环进行独立控制。一段循环控制单元分别对一段循环池1-17中吸收液pH、富液泵循环1-18流量和一段循环冷却器1-19冷却水流量进行控制，使一段循环pH为4.0，循环液气比为1.0L/m3，吸收温度为40℃。
二段循环控制单元分别与二段循环池1-20、二段循环泵1-21和二段循环冷却器1-22相连接，对二段循环进行独立控制。二段循环控制单元分别对二段循环池1-20中吸收液pH、二段循环泵1-21循环流量和二段循环冷却器1-22冷却水流量进行控制，使二段循环pH为7.2，循环液气比为1.8L/m3，吸收温度为60℃。
三段循环控制单元分别与三段循环池1-23、三段循环泵1-24和三段循环冷却器1-25相连接，对三段循环进行独立控制。三段循环控制单元分别对三段循环池1-23中吸收液pH、三段循环泵1-24循环流量和三段循环冷却器1-25冷却水流量进行控制，使三段循环pH为8.2，循环液气比为1.6L/m3，吸收温度为55℃。
四段循环控制单元分别与四段循环池1-26、四段循环泵1-27和四段循环冷却器1-28相连接，对四段循环进行独立控制。四段循环控制单元分别对四段循环池1-26中软水pH、四段循环泵1-27循环流量和四段循环冷却器1-28冷却水流量进行控制，使四段循环pH为8.0，循环液气比为0.4L/m3，液相温度为55℃。
吸收剂配置单元根据需求为三段循环池1-23提供新鲜吸收剂，对于燃用高硫煤的电厂，采用吸收速率与吸收容量相对均衡的仲胺与吸收速率高的伯胺混合，配比为3:1。
所述解吸控制单元分别与再沸器1-34和解吸塔1-38入口管路相连，对解吸***进行独立控制。解吸控制单元在线检测解吸塔1-38入口吸收剂pH及温度、再沸器1-34出口吸收剂pH及温度，分别对再沸器1-34热负荷和解吸塔1-38入口富液流量进行控制，使解吸***贫富液出入口pH差维持在4.1。
在污染物脱除效率达到95％，CO2脱除效率达到90％时，解吸能耗为3.2GJ/t CO2。
本发明设计了一种低成本高效的污染物与CO2协同捕集的吸收-解吸解耦方法，建立了不同工况下的污染物与CO2协同捕集吸收-解吸解耦控制优化模型，以低成本高效获得高纯度液态污染物和CO2为寻优目标，构造自适应罚函数将有约束优化问题的求解转变成无约束优化问题，实现参数的实时、精确、稳定控制；辅以烟气预洗涤降温、多级中间冷却和塔顶除雾等手段，实现污染物和CO2的高效捕集。吸收过程与解吸过程解耦，进行各级温度-pH-液气比与富液流量-解吸温度的协同调控，实现高效低能耗污染物和CO2的协同捕集-再生-浓缩，降低了现有烟气净化***与碳捕集***分离运行的高昂成本。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (9)

1.一种低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：烟气进入吸收***，吸收***包括多级循环吸收塔，经过设置在多级循环吸收塔前部的预洗涤段后依次进入一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段；富液经贫富液换热器进入解吸***，解吸***包括解吸塔，贫液出解吸塔进入贫富液换热器；解吸塔再生蒸汽进入分离提纯***；吸收***、解吸***分别通过解耦控制***控制，所述解耦控制***包括吸收控制单元和解吸控制单元，所述吸收控制单元包括一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元和吸收剂配置单元；
所述吸收与解吸解耦方法包括两个方面：一是吸收***中四段循环的解耦；二是吸收***与解吸***的解耦；吸收与解吸解耦方法具体包括下述步骤：
(1)建立基于实时数据与历史数据的冷却水路、吸收液路和烟气路的三路参数建立数据库，所述参数包括烟气流量G，烟气中气体分压pout和pin，吸收剂浓度cab，各级循环液的pH值pHi，温度Ti，循环量Li，进入解吸塔富液的pH值pHrich，温度Trich，流量Lrich，离开解吸塔贫液的pH值pHlean，温度Tlean，新鲜吸收液伯胺、仲胺、叔胺浓度cpa、csa、cta，再沸器热负荷W；
(2)基于所建立的数据库，建立不同工况下的污染物与CO2协同捕集吸收与解吸解耦控制优化模型；根据工业碳捕集及超低排放***实际运行情况，设置各操作参数调节范围约束条件如下：
Figure FDA0003541898980000013
ηcont≥ηset，cont
Gmax≥G≥Gmin
pin，max≥pin≥pin，min
cab，max≥cab≥cab，min
pHi，max≥pHi≥pHi，min，i∈[1，4]
Ti，max≥Ti≥Ti，min，i∈[1，4]
Li，max≥Li≥Li，min，i∈[1，4]
其中，
Figure FDA0003541898980000011
依次为CO2脱除效率和目标效率；ηcont、ηcont依次为污染物脱除效率和目标效率；
一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元和解吸控制单元的调控关键参数模型为：
Figure FDA0003541898980000012
Figure FDA0003541898980000021
Figure FDA0003541898980000022
Figure FDA0003541898980000023
ηabsorbent＝fabsorbent(cpa，csa，cta）
ηdesorption＝fdesorption(Lrich，W)
其中，
Figure FDA0003541898980000024
ηabsorbent、ηdesorption分别为一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元、解吸控制单元的脱除效率；
污染物与CO2协同捕集的吸收与解吸解耦运行优化的总目标为成本最优，即最优的粒子适应度Fitness：
Figure FDA0003541898980000025
其中，
Figure FDA0003541898980000026
和costdesorption分别为一段循环控制单元、二段循环控制单元、三段循环控制单元、四段循环控制单元、吸收剂配置单元和解吸控制单元的能耗物耗成本；
(3)构造罚函数加入到目标函数当中，通过目标函数惩罚策略，将有约束优化问题的求解转变成无约束优化问题；将粒子进化迭代过程中获取到的自身信息和种群信息都作为反馈条件，用于动态调整每一次迭代后的超过可行域范围的粒子适应度的罚系数；
Figure FDA0003541898980000027
Fitness(x)＝f(x)·Penalty
Penalty＝λ(t)·Gp
Figure FDA0003541898980000028
λ(t)＝(μ·t)α
Figure FDA0003541898980000029
其中，x为寻优目标，Penalty为罚函数，λ为自适应因子，Gp为分层罚系数，ηi为各单元运行脱除效率，ηseti为各单元运行目标效率，t为迭代次数，μ、ε1、β1、β2为罚函数比例因子，ε2、α为罚函数幂因子，RELU为激活函数判断模块，RELU(x)＝max(0，x)；
β1>β2>1，case1代表迭代过程中最优个体全部为可行解的情况，case2代表迭代过程中最优个体中没有可行解；
(4)在获取一段循环控制、二段循环控制、三段循环控制、四段循环控制、吸收剂配置和解吸控制的最优参数组合后，以该参数组合作为控制目标，采用包括预测控制、模糊控制在内的先进控制方法，实现参数的实时、精确、稳定控制，保证污染物与CO2协同捕集吸收与解吸解耦效率稳定达标的同时实现能耗成本的最优。
2.根据权利要求1所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述预洗涤段为文丘里预洗涤段，一段污染物吸收段、二段CO2吸收段、三段CO2吸收段和四段水洗段自下而上逐级串联；所述一段污染物吸收段包括由下而上顺次设置的一段填料层、一段喷嘴和一段集液盘，一段污染物吸收段通过一段循环池、富液泵、一段循环冷却器形成一段循环；所述二段CO2吸收段包括由下而上顺次设置的二段填料层、二段喷嘴和二段集液盘，二段CO2吸收段与二段循环池、二段循环泵、二段循环冷却器形成二段循环；所述三段CO2吸收段包括由下而上顺次设置的三段填料层、三段喷嘴和三段集液盘，三段CO2吸收段与三段循环池、三段循环泵、三段循环冷却器形成三段循环；所述四段水洗段包括由下而上顺次设置四段填料层和四段喷嘴，四段水洗段与四段循环池、四段循环泵、四段循环冷却器形成四段循环；多级循环吸收塔最上方设吸收塔除雾器；
所述文丘里预洗涤段设置在多级循环吸收塔前部，包括依次连通的入口管、收缩管、喉管以及扩散管，预洗涤喷嘴布置在收缩管处，扩散管末端设有烟气出口，扩散管的底部通向预洗涤塔水池，软水通过预洗涤泵由预洗涤喷嘴喷淋。
3.根据权利要求2所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：贫富液换热器贫液段下游设有离子交换器，离子交换器内装填有离子交换树脂；所述三段循环池、二段循环池均为溢流式储液池，由上至下阶梯式布置；所述四段循环池、三段循环池、二段循环池、一段循环池配有在线pH检测计；其中，四段循环池为软水储液池；三段循环池为吸收剂储液池，液位升至最大液位时溢流至二段循环池；二段池环池为吸收剂储液池，液位升至最大液位时溢流至一段循环池；
所述四段循环泵、三段循环泵、二段循环泵、富液泵、贫液泵均为变频泵；
所述一段循环冷却器、二段循环冷却器、三段循环冷却器和四段循环冷却器冷却水来自于除盐水罐，换热后的冷却水补充供热锅炉给水；一段循环冷却器、二段循环冷却器、三段循环冷却器、四段循环冷却器冷却水侧配有相应的热导式流量控制器，一段循环冷却器、二段循环冷却器、三段循环冷却器吸收液侧以及四段循环冷却器软水侧配有相应的温度传感器。
4.根据权利要求3所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述一段集液盘、二段集液盘和三段集液盘均为低阻集液盘，包括V型导流槽、通气孔和隔板；所述隔板由两个半椭圆板拼接而成，两个半椭圆板形成二面角为160°，通气孔设有多个，分别布置在与两平面交线平行的两边，两侧各布置5组，每组通气孔上方设有V型导流槽，V型导流槽底部两端均与通气孔焊接有支撑柱，V型导流槽两平面形成二面角为120°，边缘处下方设有阻隔部，防止液体回流入通气孔。
5.根据权利要求3所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述解吸塔包括由下而上顺次设置的再沸器、解吸塔填料层、解吸塔喷嘴，解吸塔最上方设解吸塔除雾器；
所述再沸器为立式管侧热虹吸再沸器，包括集热管道板和中间机体，所述集热管道安装固定在中间机体内侧上；
所述解吸塔底部设有液体挡板和溢流板，液体挡板设置在溢流板上方并固定在塔壁上，所述溢流板上沿高于再沸器集热管道；
所述多级循环吸收塔通过贫富液换热器与解吸塔相连，所述贫富液换热器为螺旋板式换热器；多级循环吸收塔一段循环池中的富液经过富液泵在进入贫富液换热器换热后，与解吸塔的解吸塔喷嘴连通，解吸塔底部贫液经过贫液泵在进入贫富液换热器换热后，进入离子交换器进行离子交换后与三段循环冷却器连通，进入三段循环。
6.根据权利要求1所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述分离提纯***包括冷却器、气液分离器和低温气液分离器，所述冷却器、气液分离器和低温气液分离器顺次相连；所述冷却器冷却水来自于除盐水罐；所述气液分离器分离烟气中水蒸气，冷却后烟气进入气液分离器，冷凝水从气液分离器底部回流入解吸塔，分离后的烟气从气液分离器顶部离开；所述低温气液分离器分离烟气中污染物与CO2，低温气液分离器采用冷却工质降温，使烟气温度降低至污染物沸点以下，烟气中的污染物冷凝后从低温气液分离器底部回收，CO2气体从低温气液分离器顶部回收。
7.根据权利要求2所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述一段循环控制单元分别与一段循环池、富液泵和一段循环冷却器相连接，对一段循环进行独立控制；所述一段循环控制单元分别对一段循环池中吸收液pH、富液泵循环流量和一段循环冷却器冷却水流量进行控制，一段循环pH维持在4.5～5.8，循环液气比维持在1.5～2.0L/m3，吸收温度维持在48～60℃；
所述二段循环控制单元分别与二段循环池、二段循环泵和二段循环冷却器相连接，对二段循环进行独立控制；所述二段循环控制单元分别对二段循环池中吸收液pH、二段循环泵循环流量和二段循环冷却器冷却水流量进行控制，二段循环pH维持在7.8～9.0，循环液气比维持在1.1～1.4L/m3，吸收温度维持在44～55℃；
所述三段循环控制单元分别与三段循环池、三段循环泵和三段循环冷却器相连接，对三段循环进行独立控制；所述三段循环控制单元分别对三段循环池中吸收液pH、三段循环泵循环流量和三段循环冷却器冷却水流量进行控制，三段循环pH维持在9.0～10.5，循环液气比维持在1.0～1.3L/m3，吸收温度维持在40～50℃；
所述四段循环控制单元分别与四段循环池、四段循环泵和四段循环冷却器相连接，对四段循环进行独立控制；所述四段循环控制单元分别对四段循环池中软水pH、四段循环泵循环流量和四段循环冷却器冷却水流量进行控制，四段循环pH维持在8.5～9.8，循环液气比维持在0.6～1.0L/m3，液相温度维持在40～50℃。
8.根据权利要求2所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述吸收剂配置单元为三段循环池提供新鲜吸收剂，根据对吸收容量、吸收速率的要求，对伯胺、仲胺、叔胺的混合比例进行调节与吸收过程进行匹配。
9.根据权利要求5所述低成本高效的污染物与CO2协同吸收-解吸解耦方法，其特征在于：所述解吸控制单元分别与再沸器和解吸塔入口管路相连，对解吸***进行独立控制；所述解吸控制单元在线检测解吸塔入口吸收剂pH及温度、再沸器出口吸收剂pH及温度，分别对再沸器热负荷和解吸塔入口富液流量进行控制，解吸***贫富液出入口pH差维持在4.8～5.8。
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