一种含非水溶性VOCs尾气的处理方法与流程

本发明属于尾气处理技术领域，具体涉及化工、医药、纤维、新材料等行业含非水溶性vocs尾气处理的工艺方法，尤其适用于含卤代烃浓度较高的尾气。

背景技术：

多数非水溶性vocs是制药、化工、纤维、新材料等行业常用的有机溶剂，也是广泛应用的有机合成原料。使用这些非水溶性vocs作为化工原料或溶剂的同时很可能会产生含有非水溶性vocs物质的尾气。常见非水溶性vocs都具有一定毒性，对操作人员健康有一定影响，且对大气环境影响比较恶劣。所以含非水溶性vocs尾气的处理势在必行，而处理方法成为关键所在。非水溶性vocs中如含有卤族元素，常规的光催化氧化、蓄热式燃烧(rto)等销毁技术不适用。目前行业多采用的处理方式有：增湿后多级冷凝技术、先冷凝后吸附技术、单级溶剂吸收技术。

增湿后多级冷凝技术，在非水溶性vocs的尾气中通入大量水蒸汽使尾气增湿，然后将增湿后的尾气进行多次冷凝，然后将非水溶性vocs与水的混合液在容器中分层，得到非水溶性vocs和蒸汽凝液。此技术局限性在于处理过程中使用大量蒸汽，冷凝后成为含二氯甲烷的废水难于处理。且蒸汽冷凝需要较大功耗，运行成本较高。

先冷凝后吸附技术，首先对含非水溶性vocs的尾气进行降温冷凝，然后通过分子筛吸附器吸附尾气中非水溶性vocs。分子筛吸附器吸收效率降低后用蒸汽解吸出非水溶性vocs，并通过多级冷凝分离出非水溶性vocs和蒸汽凝液。此技术局限性在于尾气中大部分为空气，降温冷凝效果有限。且解析需要大量蒸汽，冷凝后成为含二氯甲烷的废水难于处理。且分子筛吸收器本身造价成本较高，使用一段时间需更换分子筛，产生固废，设备投资及运行成本均较高。

单级溶剂吸收技术，使用白油、柴油、dop、脂肪酸甲脂等高沸点溶剂作为吸收剂，通过单级吸收塔进行吸收后，再对吸收剂进行解析。使用白油作为吸收剂，白油为混合物虽然沸点较高，但会含有少量低沸点物质，挥发后造成对尾气的二次污染；采用柴油、dop、脂肪酸甲脂等作为吸收剂，其本身具有一定挥发性，造成对尾气的二次污染。且解吸时因吸收剂沸点很高，一般在300℃以上，需要非常高真空度才能气化，在此高真空下二氯甲烷露点在-15℃以下，冷凝非常困难。

技术实现要素：

本发明的目的在于提供一种含非水溶性vocs尾气的处理方法，能够有效的吸收尾气中的非水溶性vocs类物质，使尾气达标排放，并且具有以下优势：不产生危废，非水溶性vocs脱除效率高，且具有能耗低、适应性强等特点。

本发明的含非水溶性vocs尾气的处理方法，包括下述步骤：

采用具有上部水吸收段和下部溶剂吸收段的尾气吸收塔，尾气进入尾气吸收塔的溶剂吸收段，尾气经过溶剂吸收段内吸收剂的吸收后进入水吸收段，尾气经过水吸收段内净化水的吸收后从尾气吸收塔顶部排放；

尾气吸收塔底部采出含非水溶性vocs的富液经与溶剂再生塔塔釜采出的贫液换热进入溶剂再生塔，溶剂再生塔顶部采出非水溶性vocs气相，溶剂再生塔塔釜采出的贫液经与尾气吸收塔底部采出含非水溶性vocs的富液换热后作为吸收剂的一部分返回尾气吸收塔的溶剂吸收段；

尾气吸收塔水吸收段底部采出含溶剂废水送入溶剂回收塔，溶剂回收塔顶部采出的水蒸汽冷凝后一部分作为净化水返回尾气吸收塔水吸收段，溶剂回收塔塔釜采出回收溶剂作为吸收剂的一部分返回尾气吸收塔的溶剂吸收段。

其中，尾气自尾气吸收塔的溶剂吸收段底部进入，吸收剂自溶剂吸收段顶部通入，净化水自水吸收段顶部通入；含非水溶性vocs的富液自中部进入溶剂再生塔，含溶剂废水自中部进入溶剂回收塔；尾气吸收塔的两个吸收段之间通过断塔盘隔离；尾气吸收塔、溶剂再生塔、溶剂回收塔之间的液体通过加压泵加压运送；所述溶剂再生塔和溶剂回收塔底部还分别设有用于再次升温汽化的再沸器。

其中，溶剂再生塔顶部采出的非水溶性vocs气相经冷凝后，一部分作为回流液返回溶剂再生塔，一部分作为非水溶性有机物产品采出。

其中，溶剂回收塔顶部采出的水蒸汽冷凝后一部分作为回流液返回溶剂回收塔。

其中，溶剂回收塔塔釜采出回收溶剂直接送入尾气吸收塔，或与经过换热的贫液并流后再经降温进入尾气吸收塔，或与溶剂再生塔塔釜采出的贫液并流后再依次经换热、降温后进入尾气吸收塔。

其中，原料尾气中非水溶性vocs含量为100～30000mg·m3^-1，处理后达标排放的尾气中非水溶性vocs含量低于排放标准5～30mg·m3^-1；吸收剂与含非水溶性vocs尾气的体积比为1:1000～1:10，净化水与含非水溶性vocs尾气体积比为1:1000～1:10；尾气吸收塔塔顶操作压力为100～500paa，塔顶操作温度为0～50℃，塔釜操作压力为102～502paa，塔釜操作温度为0～50℃；溶剂再生塔塔顶操作压力为10～200kpaa，操作温度为30～150℃，塔釜操作压力为12～202paa，塔釜操作温度为120～195℃；溶剂回收塔顶操作压力为10～300kpaa，操作温度为80～190℃，塔釜操作压力为12～302paa，塔釜操作温度为120～195℃；吸收剂进入尾气吸收塔前被降温至5～50℃。

其中，所述吸收剂为水溶性良好的有机溶剂，包括二甲基乙酰胺(dmac)、n-甲基吡咯烷酮(nmp)、二甲基亚砜(dmso)等纯组分溶剂或其混合物，其中一种溶剂组成比例为5％～95％；优选为dmso、dmac的混合物，其中dmso在混合物中的体积比为65％-85％。

本发明还提供了含非水溶性vocs尾气的处理系统，包括尾气吸收塔、溶剂再生塔和溶剂回收塔；所述尾气吸收塔具有上部水吸收段和下部溶剂吸收段，溶剂吸收段设有尾气进料口；所述尾气吸收塔底部采出口经换热器的一路换热通道与溶剂再生塔连通，溶剂再生塔塔釜采出口经换热器的另一路换热通道与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通；尾气吸收塔水吸收段底部采出口与溶剂回收塔连通，溶剂回收塔顶部采出口经溶剂回收塔冷凝器与尾气吸收塔水吸收段连通，溶剂回收塔塔釜采出口与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通。

其中，所述尾气进料口设置于尾气吸收塔的溶剂吸收段底部，溶剂再生塔塔釜采出口和溶剂回收塔塔釜采出口分别与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通的进料位置设置于尾气吸收塔的溶剂吸收段顶部，溶剂回收塔顶部采出口与尾气吸收塔水吸收段连通的进料位置设置于水吸收段顶部，尾气吸收塔底部采出口与溶剂再生塔连通的进料位置设置于溶剂再生塔中部，尾气吸收塔水吸收段底部采出口与溶剂回收塔连通的进料位置设置于溶剂回收塔中部；尾气吸收塔的两个吸收段之间通过断塔盘隔离；尾气吸收塔底部采出口、溶剂再生塔塔釜采出口、尾气吸收塔水吸收段底部采出口、溶剂回收塔塔釜采出口的采出管路上分别设置有加压泵；所述溶剂再生塔和溶剂回收塔底部还分别设有再沸器。

其中，溶剂再生塔顶部采出口依次连接有溶剂再生塔冷凝器、再生塔回流罐，再生塔回流罐设有与溶剂再生塔顶部连通的回流通道；溶剂回收塔顶部采出口依次连接有回收塔冷凝器、溶剂回收塔回流罐，溶剂回收塔回流罐设有与溶剂回收塔顶部连通的回流通道，溶剂回收塔回流罐还设有一路使溶剂回收塔塔釜采出口与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通的通道。

其中，溶剂回收塔塔釜采出口直接与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通，或与经过换热器换热后的管道并流后再与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通，或与溶剂再生塔塔釜采出口的采出管路并流后再经过换热器然后与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通；溶剂再生塔塔釜采出口和溶剂回收塔塔釜采出口分别与尾气吸收塔的溶剂吸收段连通的进料位置的进料管道上还设有第一冷却器；溶剂回收塔顶部采出口与尾气吸收塔水吸收段连通的进料位置的进料管道上还设有第二冷却器。

本发明含非水溶性vocs尾气的处理方法及系统具有如下优势：采用单塔两级吸收，有效提高吸收效率并节约设备投资；可处理尾气中非水溶性vocs含量范围宽泛，适应性强，能够广泛应对各类不同来源的尾气；吸收剂和净化水实现循环利用，避免产生危废，且吸收剂水溶性良好，避免对尾气产生二次污染；吸收剂经再生塔和回收塔两步回收，达到基本无损耗的循环利用，环境友好的同时能够有效节约原料成本；贫液、富液之间的换热处理能够有效利用系统热量，节约能耗、简化工艺路线并提升反应效率。本发明的工艺方法及条件尤其适用于含卤代烃尾气的处理，处理后达标排放的尾气中非水溶性vocs含量低于排放标准5～30mg·m3^-1。

附图说明

构成本发明的一部分的附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：

图1是本发明的流程示意图。

其中，1-尾气吸收塔；2-富液泵；3-换热器；4-溶剂再生塔；5-溶剂再生塔冷凝器；6-溶剂再生塔回流罐，7-溶剂再生塔再沸器；8-贫液泵；9-第一冷却器；10-废水泵；11-断塔盘；12-溶剂回收塔；13-溶剂回收塔冷凝器；14-溶剂回收塔回流罐；15-第二冷却器；16-溶剂回收塔再沸器；17-溶剂回收塔釜液泵。

具体实施方式

为了更好的理解本发明，下面结合附图对本发明进行详细描述。

本发明设计含非水溶性vocs尾气处理工艺流程如图1所示。尾气吸收塔1具有上部水吸收段和下部溶剂吸收段的两段吸收，两个吸收段之间通过断塔盘11隔离。含非水溶性vocs的尾气进入尾气吸收塔1的溶剂吸收段底部，溶剂吸收段顶部通入吸收剂，吸收剂来源包括溶剂再生塔4塔釜采出的贫液以及溶剂回收塔12塔釜采出的回收溶剂。尾气经过溶剂吸收段内吸收剂的一次吸收后通过断塔盘11进入水吸收段底部，水吸收段顶部通入净化水。尾气经过净化水再次吸收净化后从尾气吸收塔1顶部达标排放，净化水来源于溶剂回收塔12顶部采出的水蒸汽经降温冷凝而得。

尾气吸收塔1底部采出含非水溶性vocs的富液进入富液泵2，加压进入换热器3与贫液换热，升温后进入溶剂再生塔4中部。溶剂再生塔4顶部采出非水溶性vocs气相进入溶剂再生塔冷凝器5，降温后进入溶剂再生塔回流罐6，罐内非水溶性有机物一部分作为回流液送入溶剂再生塔4顶部，另一部分作为非水溶性有机物产品采出。溶剂再生塔4塔釜采出贫液首先通过贫液泵8加压送入换热器3与富液换热，然后进入第一冷却器9进一步降温，最后返回尾气吸收塔1的溶剂吸收段顶部作为吸收剂的一部分重复利用。

尾气吸收塔1水吸收段的断塔盘11处采出含溶剂废水通过废水泵10加压送入溶剂回收塔12中部。溶剂回收塔12顶部采出水蒸汽进入溶剂回收塔冷凝器13，换热后进入溶剂回收塔回流罐14，罐内水一部分作为回流液送入溶剂回收塔12顶部，另一部分进入第二冷却器15降温后作为净化水送回尾气吸收塔1水吸收段顶部重复利用。溶剂回收塔12塔釜通过溶剂回收塔釜液泵17采出回收溶剂，作为吸收剂的一部分返回尾气吸收塔1的溶剂吸收段顶部。回收溶剂的总量相对于贫液较少，因此可以直接送入尾气吸收塔1，也可以优选地与经过换热器3的贫液并流后再经第一冷却器9进入尾气吸收塔1，还可以进一步优选地与溶剂再生塔4塔釜采出的贫液并流后再依次经换热器3和第一冷却器9进入尾气吸收塔1，图1中示例性显示为回收溶剂与经过换热器3的贫液并流后再经第一冷却器9进入尾气吸收塔1的工艺流程。

采用本发明上述工艺方法处理的原料尾气中非水溶性vocs含量可为100～30000mg·m3^-1，处理后达标排放的尾气中非水溶性vocs含量低于排放标准5～30mg·m3^-1。为满足不同的原料工况，工艺处理条件可以根据需要进行调整，其中，吸收剂与含非水溶性vocs尾气的体积比为1:1000～1:10，净化水与含非水溶性vocs尾气体积比为1:1000～1:10；尾气吸收塔1塔顶操作压力为100～500paa，塔顶操作温度为0～50℃，塔釜操作压力为102～502paa，塔釜操作温度为0～50℃；溶剂再生塔4塔顶操作压力为10～200kpaa，操作温度为30～150℃，塔釜操作压力为12～202paa，塔釜操作温度为120～195℃；溶剂回收塔12顶操作压力为10～300kpaa，操作温度为80～190℃，塔釜操作压力为12～302paa，塔釜操作温度为120～195℃；吸收剂进入尾气吸收塔1前须降温至5～50℃。合理的工艺条件优化提高了尾气处理及吸收效率，有效应对不同工况，能够特别适应含卤代烃尾气处理的需要。

下面以某医药企业尾气为例，对本发明的工艺处理方法进一步说明。

待处理的尾气气量为1000nm3·h^-1，非水溶性vocs(卤代烃二氯甲烷)含量为4000mg·m3^-1，温度为30℃。应用上述的工艺方法对待处理尾气进行处理，各工序主要流程及参数如下：

1)吸收

尾气吸收塔1采用填料塔，d＝1400mm，溶剂吸收段采用两段填料，高度7米。水吸收段采用三段填料，填料高度10米。

采用吸收剂为65％(v/v)dmso，35％(v/v)dmac组成，循环量为6m3·h^-1。净化水循环量为3m3·h^-1。

尾气吸收塔1塔顶操作温度30℃，操作压力为101kpaa。塔釜操作温度31℃，操作压力104kpaa。尾气经过吸收后二氯甲烷含量低于30mg·m3^-1，满足达标排放的要求。

2)溶剂再生

溶剂再生塔4塔顶操作温度41℃，操作压力为101kpaa。塔釜操作温度190℃，操作压力104kpaa，回流比1.3。

3)溶剂回收

溶剂回收塔12塔顶操作温度101℃，操作压力为101kpaa。塔釜操作温度190℃，操作压力103kpaa，回流比1.5。

为考察不同吸收剂对尾气处理的影响，选择不同配比的吸收剂处理含二氯甲烷尾气，最终得到的尾气中二氯甲烷含量见表1。

表1

从表1可以看出，优化吸收剂的组成可以进一步降低尾气中非水溶性vocs含量。

采用本发明的方法对含非水溶性vocs尾气进行处理，非水溶性vocs吸收效率达到99.5％以上，排放尾气中非水溶性vocs含量能够低于50mg·m3^-1，满足达标排放的要求。

以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。