一种回收挥发性有机物的方法和系统与流程

本公开涉及工业排放气回收领域，具体地，涉及一种回收挥发性有机物的方法和系统。
背景技术：
挥发性有机物，全称为volatileorganiccompounds(vocs)，它是指在25℃下饱和蒸汽压大于70pa，在常压下沸点低于260℃的有机化合物，主要包括烷烃、烯烃、芳烃、醇类、醚类、酮类及酯类等。vocs的排放不但涉及许多石油化学工业、制造业过程，而且也涉及日常活动。据报道，vocs对生物体大多具有致癌、致畸及致突变性，还能参与光化学反应，形成光化学污染；同时也是形成空气颗粒物(pm2.5)的重要前驱物质，严重时易演变为雾霾天气。因此，这些潜在风险导致大多数国家制定更为严格的环境保护法律法规，迫使石油化工、加工制造企业在废气排放之前处理生产装置产生的排放气，使其达标排放。目前，vocs处理技术主要有回收和降解法两类。对于低浓度的vocs排放气主要采用降解法，包括生物降解、光催化、催化燃烧、焚烧等技术；高浓度的vocs排放气主要采用回收法，包括吸收、吸附、冷凝及膜分离。据不完全统计，当前我国工业vocs年排放量在2000万吨左右，85％以上排放气未经处理直接排放，不仅对环境、人体健康造成巨大危害，而且还是一种巨大的资源浪费。对于石化、煤化工而言，排放气中vocs浓度一般在100-2000g/m3之间，现有技术大多采用催化燃烧的方式进行处理，催化燃烧的优势在于将烃类转化为二氧化碳和水，并副产蒸汽，流程简单，无二次污染；不足之处在于催化剂生产成本高，催化剂易中毒失活，针对性不强，同时也造成了资源的浪费。根据现有技术，虽然部分处理或分离了排放气中vocs，但很难解决处理量小、存在二次污染、装置操作灵敏度低、操作周期短、资源浪费严重、装置投资高等问题。技术实现要素：本公开的目的是提供一种回收挥发性有机物的方法和系统，该方法具有资源利用率高、能耗低、处理量大等优点，并且该系统的装置占地面积小、操作灵活且易于控制。为了实现上述目的，第一方面，本公开提供一种回收挥发性有机物的方法，该方法包括如下步骤：步骤a.使含有挥发性有机物的排放气进入旋转床吸收分离装置，与吸收液贫液接触进行吸收，得到净化排放气和含有挥发性有机物的吸收液富液；步骤b.使所述吸收液富液进入吸收液再生装置进行吸收液再生，得到挥发性有机物浓缩液和再生吸收液；步骤c.使所述挥发性有机物浓缩液进入分液装置进行分液，得到吸收液凝液和挥发性有机物凝液；步骤d.使所述再生吸收液和所述吸收液凝液作为至少部分所述吸收液贫液返回至所述旋转床吸收分离装置与所述吸收液贫液一起进行所述吸收处理；其中，所述吸收液再生装置为旋液分离器和/或离心分离器。可选地，该方法还包括：在步骤a之前，使所述含有挥发性有机物的排放气进行干燥除水处理。可选地，所述吸收液再生装置为旋液分离器，该方法包括：使所述吸收液富液进入依次串联的多个所述旋液分离器进行吸收液再生，得到所述第二挥发性有机物凝液和再生吸收液，所述旋液分离器的个数为2～4个。可选地，该方法包括：使含有挥发性有机物的排放气进入依次串联的多个所述旋转床吸收分离装置，与吸收液贫液接触进行吸收，得到所述净化排放气和含有挥发性有机物的吸收液富液；所述旋转床吸收分离装置的个数为2～3个。可选地，所述排放气中挥发性有机物的摩尔含量为0.002％～10.0％优选地，所述旋转床吸收分离装置的转速为500～4800转/min；优选地，所述旋转床吸收分离装置中，所述吸收液贫液的进料流量为0.1～50m3/h，所述排放气的进料流量为0.1～500000nm3/h；优选地，所述吸收液贫液的进料温度为20～55℃；优选地，所述吸收液贫液含有离子液体和缓蚀剂，所述离子液体和缓蚀剂的重量比为1：(0.00001～0.1)。第二方面，本公开提供一种回收挥发性有机物的系统，该系统包括吸收液入口、排放气入口、旋转床吸收分离装置、吸收液再生装置、分液装置、净化排放气出口和有机物凝液出口；所述吸收液入口和所述排放气入口分别与所述旋转床吸收分离装置的液体入口和气体入口连通，所述旋转床吸收分离装置的液体出口与所述吸收液再生装置的液体入口连通，所述旋转床吸收分离装置的气体出口与所述净化排放气出口连通，所述吸收液再生装置的第一液体出口与所述吸收液入口连通，所述吸收液再生装置的第二液体出口与所述分液装置的入口连通，所述分液装置的第一液体出口与所述有机物凝液出口连通，所述分液装置的第二液体出口与所述旋转床吸收分离装置的液体入口连通；其中，所述吸收液再生装置为旋液分离器和/或离心分离器。可选地，该系统还包括气体干燥装置，所述气体干燥装置的入口与所述排放气入口连通，所述气体干燥装置的出口与所述旋转床吸收分离装置的气体入口连通。可选地，所述旋转床吸收分离装置包括至少一台旋转床分离器，所述旋转床分离器包括由径向密封板、第一轴向密封板和第二轴向密封板包围形成的壳体，转动轴以及转子；所述旋转床分离器的壳体上设有气体入口、液体入口、气体出口和液体出口；所述气体入口切向设置于所述径向密封板上，所述液体入口和所述气体出口沿所述转动轴方向同轴方式设置于所述第二轴向密封板上。可选地，所述吸收液再生装置包括一个或依次串联的多个旋液分离器，所述多个旋液分离器的个数为2～4个。可选地，该系统还包括吸收液贫液储罐和/或吸收液富液储罐；所述吸收液贫液储罐的入口分别与所述吸收液入口和所述吸收液再生装置的第一液体出口连通，所述吸收液贫液储罐的出口与所述旋转床吸收分离装置的液体入口连通；所述吸收液富液储罐的入口与所述旋转床吸收分离装置的液体出口连通，所述吸收液富液储罐的出口与所述吸收液再生装置的液体入口连通。与现有技术相比，本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统具有以下优点：1、采用分离回收法处理工业排放气中的挥发性有机物，与降解法相比，有效地回收了挥发性有机物中的资源，减少了降解过程的二次污染；2、吸收液在旋转床装置中吸收分离排放气中的挥发性有机物，有利于吸收液与排放气中的挥发性有机物充分接触，能够显著提高吸收分离效率，增加装置的排放气处理量，降低出口净化气中挥发性有机物的浓度；与常规回收方法相比，处理同等规模排放气，可以显著降低装置体积和能耗、提高装置操作灵活性，从而降低投资和运行成本；3、采用旋液分离器和/或离心分离器进行吸收液循环再生，能够减少吸收液用量，进一步降低能耗，避免二次污染；4、对排放气中挥发性有机物含量适用范围较宽，通过选择不同种类的吸收液或者调整旋转床及整个装置的运行条件，能够对不同挥发性有机物浓度及排放要求的排放气进行分离回收；5、应用范围广，本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统不仅可以适用于石油化学工业、煤清洁利用(煤制气、煤制油、煤制甲醇、煤制芳烃等)工业、天然气工业、环境保护、大气治理及相关制造业过程产生的工业排放气，而且也适用于日常活动，如：室内空气净化、车能空气净化等。本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：图1是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的一种具体实施方式的流程示意图；图2是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的另一种具体实施方式的流程示意图。图3是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的另一种具体实施方式的流程示意图。图4是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的另一种具体实施方式的流程示意图。图5是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的另一种具体实施方式的流程示意图。图6是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的一种具体实施方式所采用的旋转床分离器的剖视图。图7是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的另一种具体实施方式所采用的旋转床分离器的剖视图。图8是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的另一种具体实施方式所采用的旋转床分离器的剖视图。图9是本公开提供的回收挥发性有机物的方法和系统的一种具体实施方式所采用的旋转床分离器的结构示意图。附图标记说明1旋转床吸收分离装置2吸收液富液储罐3吸收液再生装置4第一再生吸收液储罐5一级水冷器6吸收液贫液泵7第一吸收液富液泵8一级再生吸收液泵9吸收液凝液泵10挥发性有机物凝液泵11气体干燥装置12多孔挡板13导流板14壳体径向密封板15第一转子密封板16第一轴向密封板17转动轴18转子径向多孔挡板19第二轴向密封板20第二转子密封板21气体出口22液体入口23转子24吸收液贫液储罐25排放气吸收腔体26液体出口27气体入口28二级旋液分离器29三级旋液分离器30第二再生吸收液储罐31第三再生吸收液储罐32二级再生吸收液泵33第二吸收液富液储罐34第二吸收液富液泵35二级水冷器36第二旋转床分离器37分液装置38三级再生吸收液泵42排放气43净化排放气44吸收液贫液45不凝气46挥发性有机物凝液47吸收液富液。具体实施方式以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上”、“下”通常是指装置在正常使用状态下的上和下，具体可参考图1的图面方向。“内、外”是指相对于装置轮廓而言的。此外，术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，“多个”的含义是两个或两个以上，除非另有明确具体的限定。本公开的第一方面，提供一种回收挥发性有机物的方法，该方法包括如下步骤：步骤a.使含有挥发性有机物的排放气进入旋转床吸收分离装置，与吸收液贫液接触进行吸收，得到净化排放气和含有挥发性有机物的吸收液富液；步骤b.使所述吸收液富液进入吸收液再生装置进行吸收液再生，得到挥发性有机物浓缩液和再生吸收液；步骤c.使所述挥发性有机物浓缩液进入分液装置进行分液，得到吸收液凝液和挥发性有机物凝液；步骤d.使所述再生吸收液和所述吸收液凝液作为至少部分所述吸收液贫液返回至所述旋转床吸收分离装置与所述吸收液贫液一起进行所述吸收处理；其中，所述吸收液再生装置为旋液分离器和/或离心分离器。本公开的回收挥发性有机物的方法能够有效回收排放气中的有机物资源，减少降解过程的二次污染，采用旋转床装置进行吸收处理有利于吸收液与排放气中的挥发性有机物充分接触，能够显著提高吸收分离效率，增加装置的排放气处理量，降低出口净化气中挥发性有机物的浓度；在处理同等规模排放气的情况下，可以显著降低装置体积和能耗、提高装置操作灵活性，从而降低投资和运行成本；同时采用旋液分离器和/或离心分离器进行吸收液循环再生，能够减少吸收液用量，进一步降低能耗，避免二次污染。根据本公开，排放气可以是来自石油化学工业、煤清洁利用(煤制气、煤制油、煤制甲醇、煤制芳烃等)工业、天然气工业、环境保护、大气治理及相关制造业过程中排放的尾气，或者为室内待净化空气、车内待净化空气等。根据本公开，所述挥发性有机物，主要是指石化工业、煤化工排放尾气中的挥发性有机物，在25℃下饱和蒸汽压大于70pa，在常压下沸点低于260℃的有机化合物，主要包括烷烃、烯烃、芳烃、醇类、醚类、酮类及酯类等，其总浓度范围为几十到几千ppm。排放气中挥发性有机物的摩尔含量可以为0.002％～10.0％，优选为0.03％～5％，更优选为0.25％～1％。根据本公开，旋转床吸收分离装置1可以包括旋转床分离器，旋转床分离器可以为本领域常规结构形式，例如为立式旋转床分离器或卧式旋转床分离器。可根据现场实际情况如可用空间大小进行选择，本公开不做特别限制。根据本公开，所述旋转床吸收分离装置1的操作条件可以在较大范围内变化，为了提高吸收液贫液吸收效率，优选情况下，旋转床吸收分离装置1的转速可以为500～4800转/min，优选为1000～3600转/min；旋转床吸收分离装置1的操作压力可以为0～10.0mpag，进一步地，更优的操作压力范围为0～1.0mpag，更进一步地，最优的操作范围为0.02～0.5mpag；吸收液贫液和排放气的进料流量可以在较大范围变化，优选地，吸收液贫液的进料流量可以为0.1～50m3/h，优选为1～5m3/h，排放气的进料流量可以为0.1～500000nm3/h，优选为1～200000nm3/h，“nm3/h”的含义为本领域技术人员所熟知，即名义工况(nominalcondition)下立方米每小时，“n”即表示名义工况，名义工况是指1个标准大气压，温度为0℃，相对湿度为0％；进一步优选地，排放气中挥发性有机物的体积与吸收液的重量比可以为(1～1000000)：1，优选为(1～100000)：1。根据本公开，为了进一步提高吸收液贫液对挥发性有机物的吸收效率，在本公开的一种具体实施方式中，该方法可以包括：使含有挥发性有机物的排放气进入依次串联的多个旋转床吸收分离装置，与吸收液贫液接触进行吸收，得到净化排放气和含有挥发性有机物的吸收液富液；旋转床吸收分离装置的个数优选为2～3个。根据本公开，为了提高挥发性有机物的回收效率，所述吸收液贫液的温度不高于排放气温度。进一步地，为了提高吸收液的循环使用寿命，排放气的温度一般不高于250℃。为了进一步提高挥发性有机物的吸收效率，吸收液贫液的进料温度可以为20～55℃，优选为25～40℃。更优选地，可以使排放气经降温后进入旋转床吸收分离装置进行吸收处理，排放气经降温处理可以进一步促进挥发性有机物被吸收液贫液有效吸收，提高吸收效率；排放气经降温后的温度优选为-15℃～40℃。在本公开的一种具体实施方式中，该方法可以包括：在步骤a之前，使含有挥发性有机物的排放气进行干燥除水处理。如图1所示，所述的除水处理可以在气体干燥装置11内进行，以脱除排放气中携带的水分，提高吸收液贫液吸收挥发性有机物的能力和延长吸收液循环使用周期，经干燥除水后的排放气中水分含量可以小于1000ppm，气体干燥装置11的数量及规模，根据实际情况而定，选用的干燥剂是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。在本公开优选的一种具体实施方式中，吸收液再生装置为旋液分离器，该方法可以包括：使吸收液富液进入依次串联的多个旋液分离器进行吸收液再生，得到第二挥发性有机物凝液和再生吸收液，旋液分离器的个数可以为2～4个。在这一实施方式中，含有挥发性有机物的吸收液富液经过多个旋液分离器进行多级再生后，能够进一步彻底脱除挥发性有机物，得到吸收液贫液返回旋转床吸收装置继续进行吸收处理。根据本公开，所述吸收液贫液可以含有离子液体和缓蚀剂，所述离子液体和缓蚀剂为本领域技术人员所熟知，本公开并不限定具体的种类，例如，离子液体包括但不局限于咪唑类、吡啶类、烷基硫酸盐类离子液体，可以为选自1-丁基-3-甲基咪唑六氟磷酸盐([bmim][pf6])、1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑六氟磷酸盐([apbim][pf6])、1-丁基-2,3-二甲基咪唑六氟磷酸盐([bmmim][pf6])、脯氨酸羟基胆碱盐([choline][pro])、1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑四氟硼酸盐([apbim][bf4])、1-丁基-3-甲基咪唑四氟硼酸盐([bmim][bf4])、1-丁基-2,3-二甲基咪唑四氟硼酸盐([bmmim][bf4])、1-乙基-3-甲基咪唑双三氟甲基磺酰亚胺盐([emim][tf2n])和1-乙基-2,3-二甲基咪唑双三氟甲基磺酰亚胺盐([emmim][tf2n])、1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑双三氟甲磺亚胺盐([apbim][tf2n])和1-(1-氨基丙基)-3-甲基咪唑溴盐([nh2p-mim][br])中的一种或几种；缓蚀剂可以为选自偏钒酸钾、钒酸钾、五氧化二钒、五氧化锑、三氧化二锑、四氧化三锑、酒石酸氧锑钠和酒石酸氧锑钾中的一种或几种，优选为钒类化合物如偏钒酸钾、钒酸钾和五氧化二钒中的一种或几种，最优选为偏钒酸钾。离子液体和缓蚀剂的相对含量可以为本领域的常规范围，优选地，离子液体和缓蚀剂的重量比为1：(0.00001～0.1)，更优选为1：(0.001-0.01)。第二方面，本公开提供一种回收挥发性有机物的系统，该系统包括吸收液入口、排放气入口、旋转床吸收分离装置1、吸收液再生装置3、分液装置37、净化排放气出口和有机物凝液出口；所述吸收液入口和所述排放气入口分别与所述旋转床吸收分离装置1的液体入口和气体入口连通，所述旋转床吸收分离装置1的液体出口与所述吸收液再生装置3的液体入口连通，所述旋转床吸收分离装置1的气体出口与所述净化排放气出口连通，所述吸收液再生装置3的第一液体出口与所述吸收液入口连通，所述吸收液再生装置3的第二液体出口与所述分液装置37的入口连通，所述分液装置的第一液体出口与所述有机物凝液出口连通，所述分液装置37的第二液体出口与所述旋转床吸收分离装置1的液体入口连通；其中，所述吸收液再生装置3为旋液分离器和/或离心分离器。本公开的回收挥发性有机物的系统具有资源利用率高、能耗低、处理量大等优点，并且该系统占地面积小、操作灵活且投资运行成本低。根据本公开，为了脱除排放气中携带的水分，提高吸收液贫液吸收挥发性有机物的能力和延长吸收液循环使用周期，该系统还可以包括气体干燥装置11，气体干燥装置11的入口可以与排放气入口连通，气体干燥装置11的出口可以与旋转床吸收分离装置1的气体入口连通。经干燥除水后的排放气排放气中水分含量可以小于1000ppm，气体干燥装置11的数量及规模，根据实际情况而定，选用的干燥剂是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。如图9所示，在本公开优选的一种具体实施方式中，旋转床分离器可以包括由壳体径向密封板14、第一轴向密封板16和第二轴向密封板19包围形成的壳体，转动轴17以及转子23；旋转床分离器的壳体上可以设有气体入口27、液体入口22、气体出口21和液体出口26；为了实现吸收液的均匀分布，气体入口27可以切向设置于壳体径向密封板14上，液体入口22和气体出口21可以沿转动轴17方向同轴方式设置于第二轴向密封板19上；更进一步优选地，气体出口21、液体入口22位于转子区域管壁上开有可供流体通过的孔道，孔道形状、大小及开孔率不做特殊限制，只要与处理量相匹配，满足压降要求即可。为了减少吸收液贫液对壳体的冲刷，尤其是对壳体径向密封板14的冲刷，在壳体径向密封板14内侧，还可以设置有一个与转动轴同轴的多孔挡板12。根据具体情况，设置所述多孔挡板12的数量，最多不超过15层多孔挡板12，多孔挡板12开孔形状、大小及开孔率不做特殊限制；根据本发明，为了进一步减少吸收液对壳体径向密封板14的冲刷，多孔挡板12靠近转子23侧还设置有均匀分布的导流板13，导流板13可以为直板、波纹板中的一种或其组合，此处无特别规定。根据本公开，转动轴17与转子23可以为固定连接。旋转床分离器的动力可以来源于电机，电机输出轴与转动轴17固定连接，电机转动频率范围为500～4800转/分。转子23包含第一转子密封板15，第二转子密封板20。转子径向多孔挡板18，为了增加气液相接触几率，提高气液相混合效果，转子23内可以装填有丝网，丝网可以是金属丝网、陶瓷丝网或是高分子材料丝网，此处无特殊规定，只要满足机械强度、不与吸收液或排放气发生化学反应即可。根据具体情况，转子23内还可以装填常规堆填料、规整填料、丝网中的一种或组合，所述常规堆填料、规整填料，是本
技术领域：
人员所熟知的，本公开不再赘述。根据本公开，吸收液贫液在旋转床分离器中吸收挥发性有机物的基本原理为：当吸收液从液体入口22进入转子23后，高速旋转的转子23在离心力作用下将吸收液分散成微小液滴，排放气从气体入口27切向进入旋转床分离器，继续穿过转子径向多孔挡板18进入装有金属丝网的转子23，排放气与吸收液在转子23中逆向接触，吸收液贫液吸收排放气中的挥发性有机物，吸收液贫液在离心力作用下向外高速运动，在运动过程中，吸收液不断更新液滴表面，不断选择性吸收挥发性有机物，从而达到提高吸收液吸收气相中挥发性有机物的目的。另外，当被吸收了挥发性有机物的排放气离开转子后，进入排放气吸收腔体25。在腔体内，喷射出来的吸收液与进入腔体的排放气再次逆向接触，选择性吸收未被吸收的挥发性有机物。最后，净化后的净化排放气从气体出口21离开旋转床分离器，从而达到回收挥发性有机物的目的。根据本公开，吸收液再生装置用于分离溶解于吸收液富液中的挥发性有机物。所述吸收液再生装置可以为旋液分离器和/或离心分离器，优选为旋液分离器。在本公开的一种具体实施方式中，吸收液再生装置3可以包括一个或依次串联的多个旋液分离器，多个旋液分离器的个数优选为2～4个。在这一实施方式中，含有挥发性有机物的吸收液富液经过多个旋液分离器进行多级再生后，能够进一步彻底脱除挥发性有机物，得到吸收液贫液返回旋转床吸收装置继续进行吸收处理。根据本公开，分液装置37用于回收吸收液再生装置送出的气相中的挥发性有机物。分液装置37可以包括分液罐，从吸收液再生装置3的气相可以经该分液罐分离得到吸收液凝液与挥发性有机物凝液。分液装置37可以包括液体入口、第一液体出口和第二液体出口根据本公开，为了便于调节吸收液富液和吸收液贫液的温度，促进吸收液的吸收和再生，优选地，本公开的系统还可以包括换热装置，例如换热器和/或冷却器，换热器可以为本领域的常规种类，例如固定管板式换热器、u型管换热器、浮头式换热器和空冷器中的至少一种。根据本公开，为了便于控制吸收液循环流量，该系统还可以包括吸收液贫液储罐24，吸收液贫液储罐24的入口可以分别与吸收液入口和吸收液再生装置3的第一液体出口连通，吸收液贫液储罐24的出口可以与旋转床吸收分离装置1的液体入口连通。根据本公开，为了便于调节吸收液富液进入再生装置的流量，优选地，该系统还可以包括吸收液富液储罐2，吸收液富液储罐2的入口可以与旋转床吸收分离装置1的液体出口连通，吸收液富液储罐2的出口可以与吸收液再生装置3的液体入口连通。其中，吸收液贫液储罐24和吸收液富液储罐2的形式不做限定，可以是本
技术领域：
人员所熟知的如卧式储罐、立式储罐和球罐中的至少一种。下面将结合附图通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。实施例1在本实施例采用的流程示意图如图1所示。旋转床吸收分离装置1采用如图6和图9所示的立式旋转床分离器，立式旋转床分离器顶部设置有一个排放气的气体入口27，底部设置有一个吸收液富液的液体出口26，吸收液富液通过自流直接进入吸收液富液储罐2(卧式储罐)，吸收液富液经过富液泵7泵送至一级水冷器5进行降温后进入吸收液再生装置3(一级旋液分离器)，经一级旋液分离后进入二级水冷器35对吸收液进行二次降温，然后进入二级旋液分离器28进行二级旋液分离，从旋液分离器底部分离出的再生吸收液分别进入第一再生吸收液储罐4和第二再生吸收液储罐30后，再分别经过一级再生吸收液泵8、二级再生吸收液泵32送到吸收液贫液储罐24，从二级旋液分离器28顶部分离出的液体进入分液装置37(挥发性有机物凝液分液储罐)，挥发性有机物凝液分液储罐底部设置有一个水包，进行液液分层，水包中得到的凝液经过吸收液凝液泵9送到吸收液贫液储罐24，上层液体即为回收得到的挥发性有机物凝液，经挥发性有机物凝液泵10送出装置。排放气采用本实施例提供的方法，先在旋转床分离器利用吸收液吸收挥发性有机物，然后经过旋液分离器对吸收富液进行液液分相处理，不但实现了吸收液循环再生，而且还能分离出吸收的挥发性有机物凝液，回收资源，减少了环境污染物排放量。本实施例应用于煤化工领域。排放气为碎煤气化低温甲醇洗co2驰放气，驰放气组成及工艺参数见表1。吸收液为复合离子液体，其组成为：1-hexyl-3methylimidazoliumhexafluorophosphate[hmim][pf6]100重量份，1-hexyl-3methylimidazoliumtetrafluoroborate[hmim][bf4]100重量份，1,3-dimethylimidazoliumchloride[mmim][cl]70重量份，1-ethyl-3-methylimidazoliumbis{(trifluoromethyl)sulfonyl}imide[emim][ntf2]25重量份，偏钒酸钾2重量份。表1驰放气组成及工艺参数序号组分v％1co290.96％2co0.17％3h20.04％4n213.05％5ch40.09％6cmhn0.75％7h2o0.94％8总硫25ppm9甲醇75ppm合计100.00总量，nm3/h80000温度，℃30压力，kpag40如图1所示，本实施例的挥发性有机物处理系统和方法流程：a.将35℃、40kpag，流量为80000nm3/h含有挥发性有机物(cmhn)体积分数为0.75％的co2驰放气，先经过气体干燥装置11，脱除驰放气中的水分，干燥后排放气中水分含量≯780ppm。干燥后的驰放气送入所述旋转床分离器1的排放气入口27，将吸收液经吸收液贫液泵6送入液体入口22，吸收液进料流量为6500kg/h；吸收液经过液体入口22均匀分布后进入调节至2800转/分转速的旋转床，在离心力的作用下，吸收液由中心向四周做离心运动；b.吸收了挥发性有机物的吸收液富液，从旋转床分离器底部自流进入吸收液富液储罐2，脱除了挥发性有机物的净化排放气出装置，净化气中挥发性有机物(cmhn)体积分数为0.07％，挥发性有机物的回收率达到91％；挥发性有机物凝液中所含吸收液重量百分数为2.6％；c.吸收液富液经过第一吸收液富液泵7，泵送到吸收液再生装置3(一级旋液分离器)、二级旋液分离器28，进入二级旋液分离器28前分别利用一级水冷器5、二级水冷器35对吸收液分别进行降温至≯32℃，从旋液分离器底部分离出的再生吸收液分别进入第一再生吸收液储罐4和第二再生吸收液储罐30后，再分别经过一级再生吸收液泵8、二级再生吸收液泵32送到吸收液贫液储罐24；d.二级旋液分离器28顶部分离出的液体进入挥发性有机物凝液分液储罐(分液装置37)，挥发性有机物凝液分液储罐底部设置有一个水包，进行液液分层，水包中得到的凝液经过吸收液凝液泵9送到吸收液贫液储罐24，上层液体即为回收得到的挥发性有机物凝液。回收到的液体产物平均分子量为48。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为8424吨/年。可以看出，通过本发明提供的挥发性有机物回收方法，不仅净化了排放气，而且还回收了资源。实施例2如图2所示，本实施例采用实施例1的系统和方法。所不同的是，本实施例一级旋液分离器后无水冷器进行降温至≯34℃，而是一级旋液分离器3顶部液体直接进入二级旋液分离器28。本实施例的co2驰放气组成、温度、压力、吸收液组成等工艺参数与实施例1相同。采用本方法处理后，净化co2驰放气中挥发性有机物(cmhn)体积分数为0.095％，挥发性有机物的回收率达到87.3％，挥发性有机物凝液中所含吸收液重量百分数为4.1％。回收到的液体产物平均分子量为48。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为8082吨/年。实施例3如图1和图7所示，本实施例采用实施例1的系统和方法。所不同的是，本实施例采用的旋转床分离器1中设置有两个气体入口27，两个气体入口27呈对称设置。本实施例的co2驰放气组成、温度、压力、吸收液组成等工艺参数与实施例1相同。采用本方法处理后，净化co2驰放气中挥发性有机物(cmhn)体积分数为0.06％，挥发性有机物的回收率达到92％，挥发性有机物凝液中所含吸收液重量百分数为2.3％。回收到的液体产物平均分子量为48。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为8517吨/年。实施例4如图1和图8所示，本实施例采用实施例1的系统和方法。所不同的是，本实施例采用的旋转床分离器1中的多孔挡板12靠近转子侧设置有均匀分布的导流板13，导流板13的数量为320个，导流板13的倾斜角度为30°安装。本实施例的co2驰放气组成、温度、压力、吸收液组成等工艺参数与实施例1相同。采用本方法处理后，净化co2驰放气中挥发性有机物(cmhn)体积分数为0.059％，挥发性有机物的回收率达到92.1％，挥发性有机物凝液中所含吸收液重量百分数为2.5％。回收到的液体产物平均分子量为48。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为8529吨/年。旋转床分离器1设置导流板13后，能够在一定程度上减轻吸收液对壳体径向密封板14内侧的冲刷，同时还能够提高排放气进入转子的分布均匀度。实施例5如图3、图6和图9所示，本实施例采用实施例1的系统和方法。所不同的是，本实施例采用的三级旋液分离器，即在二级旋液分离器28后再串联一个三级旋液分离器29，从三级旋液分离器29底部分离出的再生吸收液进入第三再生吸收液储罐31，再经过三级再生吸收液泵38送到吸收液贫液储罐24。本实施例的co2驰放气组成、温度、压力、吸收液组成等工艺参数与实施例1相同。采用本方法处理后，净化co2驰放气中挥发性有机物(cmhn)体积分数为0.095％，挥发性有机物的回收率达到87.3％，挥发性有机物凝液中所含吸收液重量百分数为1.3％。回收到的液体产物平均分子量为47.8。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为8051吨/年。实施例6如图4所示，本实施例采用实施例1的系统和方法。所不同的是，本实施例采用卧式旋转床分离器，其尺寸大小、操作参数与立式旋转床相同。本实施例的排放气来源于某炼厂工业排放的尾气，其组成及工艺条件如表2所示。吸收液组成与实施例1采用吸收液相同。表2某炼厂排放气组成及工艺参数序号组分mol％1c7h80.006％2c6h120.17％3ch2o0.04％4n297.26％5ch40.09％6c4h100.064％7c3h80.2％8h2o1.46％9总硫30ppm10ch4oh60ppm11c8h100.03c9+0.68％合计100.00总量，nm3/h75000温度，℃65压力，kpag75经过本发明提供的处理系统和方法后，净化气中总的挥发性有机物由未净化时的1.28％(mol)下降到0.23％(mol)，挥发性有机物的总回收率到达82％，挥发性有机物凝液中吸收液质量百分数为2.4％。回收到的液体产物平均分子量为78。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为19736吨/年。实施例7如图5所示，本实施例采用与实施例6相同的系统和方法。所不同的是，本实施例采用两级串联卧式旋转床分离器进行分类挥发性有机物，其尺寸大小、操作参数与立式旋转床相同。排放气与吸收液呈逆流接触，第一级的旋转床分离器底部得到的吸收液富液自流进入吸收液富液储罐2，后经过第二吸收液富液泵34泵送入第二旋转床分离器36，与干燥后的排放气逆流接触，第二旋转床分离器36底部得到的吸收液自流进入第二吸收液富液储罐33，再经过第一吸收液富液泵7送至旋液分离器进行液液分离。第二旋转床分离器36顶部得到的经过初步净化的排放气切向进入第一旋转床分离器，净化后的排放气从顶部离开分离器。后续的液液分离过程与实施例6相同。本实施例的排放气与实施例6相同，吸收液组成与实施例6采用的吸收液相同。经过本发明提供的处理系统和方法后，净化气中总的挥发性有机物由未净化时的1.28％(mol)下降到0.11％(mol)，挥发性有机物的总回收率到达92％，挥发性有机物凝液中吸收液质量百分数为1.2％。回收到的液体产物平均分子量为78。根据测算，以年操作时间为7200小时计算，通过本方法回收的挥发性有机物量为22143吨/年。从实施例1～7的数据可知，本发明提供的回收挥发性有机物的方法和系统具有能耗低，吸收速率高、吸收量大，装置占地小、操作灵活、易于控制，适用范围广等优点，同时具有较高的经济和社会价值。以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。当前第1页12