一種硫磺尾氣處理用脫硫溶劑及處理工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明提供一種脫硫溶劑，按重量百分比計，它由30～50％的N?甲基二乙醇胺(MDEA)、0～20％的二異丙醇胺(DIPA)和1～2％的質(zhì)子化劑組成。本發(fā)明還提供應用所述的脫硫溶劑處理硫磺尾氣的工藝，是使用所述的脫硫溶劑在30～50℃下吸收硫磺尾氣中的硫化物，所述的吸收過程中，保持氣壓在100～600kPa范圍。本發(fā)明所述的脫硫溶劑對酸性氣中的H2S具有更高的選擇性，更高的反應活性，還有較高的COS脫除以及較低的再生反應能耗。本發(fā)明所述的硫磺尾氣處理工藝在較低蒸汽消耗下，將凈化氣中H2S濃度降至了20mg/m3以下，同時將凈化氣中COS含量脫除到20mg/Nm3以下，節(jié)能超過50％，從而實現(xiàn)了排放達標和節(jié)能降耗的雙重目標，獲得了最佳的綜合效益。
【專利說明】
一種硫磺尾氣處理用脫硫溶劑及處理工藝
技術(shù)領(lǐng)域
[0001] 本發(fā)明涉及硫磺尾氣的處理工藝及專用脫硫溶劑。
【背景技術(shù)】
[0002] 克勞斯工藝是從酸性氣體中回收硫磺的方法之一，迄今為止仍然是酸氣處理的主 體工藝。該工藝主要應用于天然氣和石油煉制行業(yè)的酸性氣體處理裝置，俗稱硫磺裝置。20 世紀60年代后，由于發(fā)達國家逐步加強了對硫磺尾氣中S0 2排放限制，要求總硫回收率提高 到99.8 %。為了解決這一難題，硫磺尾氣處理工藝應運而生。
[0003] 經(jīng)過幾十年的發(fā)展硫磺尾氣處理工藝也在不斷發(fā)展，且已成系列化，歸納起來可 分三大類:①低溫克勞斯類工藝，②氧化-吸收工藝，③還原-吸收工藝。目前，還原_吸收工 藝是應用最多的硫磺尾氣處理工藝。還原-吸收工藝的原理是先將硫磺尾氣中各種形態(tài)的 硫轉(zhuǎn)化SH 2S，再將H2S用溶液吸收而除去。傳統(tǒng)的硫磺尾氣還原-吸收工藝為常規(guī)吸收工藝， 主要包括還原段、急冷段、和選擇脫硫段，使用MDEA為主要成分的配方型選吸溶劑，加氫還 原后的硫磺尾氣經(jīng)急冷塔后壓力在3kpa~lOkpa，溫度在40°C左右。凈化氣中H 2S的濃度能 夠滿足尾氣焚燒后S〇2排放小于960mg/Nm3(GB16297-1996)的要求。
[0004] 近幾年來，隨著人們對環(huán)境質(zhì)量要求的提高和國家環(huán)保法規(guī)的完善，工業(yè)廢氣排 放引起的污染問題已受到世界各國的廣泛關(guān)注。在我國2017年7月1日將實施新的排放標 準，其中敏感地區(qū)S0 2排放要求小于100mg/Nm3 (GB31570-2015)。為了滿足新的排放標準，硫 磺尾氣凈化后H2S濃度要求控制在20mg/Nm 3以下。要達到如此嚴格的要求，現(xiàn)有的硫磺尾氣 處理工藝難以達到，必須研究開發(fā)新的工藝和溶劑。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0005] 本發(fā)明的目的在于:提供一種高效低成本的硫磺尾氣處理工藝及脫硫溶劑，在滿 足新排放標準的同時能夠?qū)⒐に嚹芎目刂频礁头秶?br>[0006] 本發(fā)明實現(xiàn)上述目的的技術(shù)方案如下：
[0007] 首先，提出一種脫硫溶劑，按重量百分比計，它由30~50%的N-甲基二乙醇胺 (MDEA)、0~20%的二異丙醇胺(DIPA)、1~2%的質(zhì)子化劑和余量的水組成。
[0008] 本發(fā)明優(yōu)選的所述脫硫溶劑，按重量百分比計，它由30~50 %的MDEA、5~20 %的 DI PA、1~2 %的質(zhì)子化劑和余量的水組成。
[0009] 本發(fā)明更優(yōu)選的所述脫硫溶劑，按重量百分比計，它由40~50%的MDEA、5%的 DIPA和1 %的質(zhì)子化劑組成。
[0010] 本發(fā)明優(yōu)選的脫硫溶劑中，所述的質(zhì)子化劑選自磷酸(H3p〇4)、磷酸一乙醇胺、磷酸 二乙醇胺或磷酸二異丙醇胺中的一種或兩種以上的混合物。
[0011] 本發(fā)明所述的脫硫溶劑可通過將所述的組分按所述的比例均勻混合制得。
[0012] 試驗證明，本發(fā)明所述的脫硫溶劑通過將MDEA與DIPA和質(zhì)子化劑以合理的比例復 配后，具有較高的脫硫活性、較好的選擇性和再生性能，并同時提高了對有機硫的脫除效 率:MDEA具有較高的選擇性，但是再生性能和溶劑活性較差;DIPA溶劑脫硫活性更好、容易 再生，并且對COS具有較高的脫除率，但是存在選擇性差的缺點；質(zhì)子化劑提高了溶劑的選 擇性和再生性。經(jīng)過本發(fā)明的合理復配后，溶劑整體不但具有更高的H 2S脫除活性、較高的 有機硫脫除率，而且還保持了高的選擇性和良好的再生性能。發(fā)明人將該脫硫溶劑命名為 "GL-MS高效脫硫劑"。
[0013]基于所述的脫硫溶劑，本發(fā)明進一步提出一種硫磺尾氣處理工藝，包括:使用本發(fā) 明所述的脫硫溶劑在30~50°C下吸收硫磺尾氣中的硫化物，所述的吸收過程中，保持氣壓 在100~600kPa范圍。
[0014]本發(fā)明優(yōu)選的硫磺尾氣處理工藝，所述的吸收溫度為40°C;所述的氣壓為200~ 500kPa，更優(yōu)選300 ~500kPa。
[0015] 本發(fā)明所述的工藝中，所述的吸收可以在吸收塔中進行，所述的硫磺尾氣從吸收 塔下部進入，所述的脫硫溶劑從吸收塔上部進入，硫磺尾氣與脫硫溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接 觸完成硫化物的吸收;所述的吸收溫度通過控制吸收塔硫磺尾氣進料溫度和脫硫溶劑進塔 溫度實現(xiàn);所述的吸收壓力通過控制吸收塔塔頂壓力實現(xiàn)。
[0016] 本發(fā)明優(yōu)選的一種實施方式中，所述的硫磺尾氣處理工藝包括:硫磺尾氣出急冷 塔后進入壓縮機進行升壓，再經(jīng)過換熱器降溫后送入吸收塔下部，控制吸收塔氣體進料溫 度在40°C以下，與此同時將40°C的本發(fā)明所述的脫硫溶劑從吸收塔上部送入吸收塔，硫磺 尾氣與脫硫溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接觸，凈化氣從吸收塔塔頂排出，控制吸收塔塔頂壓力在 0.30~0.50MPa。
[0017] 本發(fā)明進一步優(yōu)選的實施方式中，所述的吸收塔頂排出的凈化氣先換熱升溫，然 后膨脹至常壓，并回收膨脹所得膨脹功，再送焚燒爐焚燒排放。
[0018] 所述吸收塔頂排出的凈化氣的升溫可以通過與進急冷塔前的硫磺尾氣換熱完成； 也可通過與出壓縮機升壓后的硫磺尾氣換熱完成;還可以經(jīng)過分別與所述兩種氣流的兩次 換熱完成。
[0019] 本發(fā)明更進一步優(yōu)選的實施方式中，所述的吸收塔內(nèi)吸收區(qū)塔板數(shù)量為20~23 層;更優(yōu)選20層。
[0020] 本發(fā)明所述的工藝處理使完成吸收后的脫硫溶劑僅需通過常規(guī)再生后即可返回 吸收塔上部循環(huán)利用，而普通工藝及溶劑需深度再生，所以該工藝可節(jié)省大量的再生能耗。
[0021] 本發(fā)明工藝針對的硫磺尾氣的特點在于:C02含量高（彡8% (v/v))，同時含有一定 量的cos。排放標準的升級要求硫磺尾氣處理工藝進行深度脫硫?，F(xiàn)有技術(shù)中的處理工藝僅 能通過加強溶劑再生效果來滿足要求，這樣導致再生能耗的大幅飆升。鑒于這種情況，本發(fā) 明人深入研究了硫磺尾氣脫硫工藝的特點，有針對性地提出了硫磺尾氣脫硫的專用溶 劑一一GL-MS高效脫硫劑;并從裝置節(jié)能的角度出發(fā)，通過反復大量的實驗篩選、驗證了適 合GL-MS高效脫硫劑的硫磺尾氣的脫硫工藝。在本發(fā)明工藝條件的篩選中，使用相同脫硫溶 劑的情況下，吸收壓和塔板層數(shù)不僅對H 2S吸收效果有明顯地影響，而且對硫磺尾氣吸收處 理裝置再生能耗影響也很大:增壓可提高H2S吸收效果，降低對貧劑的凈化要求，可大幅降 低再生需要的蒸汽量，并為增加塔板數(shù)及提濃度創(chuàng)造條件，但會造成C0 2共吸率增加；增加 板數(shù)也可提高H2S吸收效果，降低對貧劑的凈化要求，但是也會使C0 2共吸率增加;提濃度能 提高對有機硫的脫除率，但是也會提高再生難度。發(fā)明人發(fā)現(xiàn)，當吸收壓增大至200kPa以上 時，尾氣凈化度會產(chǎn)生顯著地提高(可提高50%以上），同時再生蒸汽消耗量也會顯著下降， 但C02的滑脫率不會產(chǎn)生明顯的下降；特別是吸收壓為300~600kPa時，尾氣凈化度又會較 200kPa下產(chǎn)生顯著提高，再生蒸汽消耗量也會有更加顯著的下降（如圖5、6所示，達到H 2S小 于20mg/m3同等凈化度前提下，本發(fā)明實施例6、9工藝處理后溶劑再生總能耗及單耗顯著低 于常規(guī)工藝；同時如圖7所示，達到H 2S小于20mg/m3同等凈化度前提下，本發(fā)明實施例6、9的 工藝處理時C02滑脫率較常規(guī)工藝沒有顯著下降），但過高的吸收壓也會消耗過多的壓縮電 能?，F(xiàn)有技術(shù)中，由于以前硫磺尾氣處理裝置對凈化氣排放標準要求較低，又考慮C0 2共吸 率增加對制硫工藝的不利影響，故吸收塔一般為(填料塔相當于）13_15層塔板，針對本發(fā)明 所述的硫磺尾氣排放標準的升級，為達到凈化氣的排放標準，發(fā)明人經(jīng)反復試驗權(quán)衡塔板 數(shù)對裝置的節(jié)能和C0 2的共吸率兩方面的影響，最終確定本發(fā)明工藝中的吸收塔板數(shù)增加 至20-25層，優(yōu)選20層。
[0022]最終，本發(fā)明在多因素影響下全面衡量得到了最優(yōu)的工藝方案，再結(jié)合本發(fā)明脫 硫溶劑的使用，使本發(fā)明的整體工藝在常規(guī)再生的蒸汽消耗下，將凈化氣中H2S濃度降至了 20mg/m 3以下，并將有機硫的脫除率由20%提高到了50 %，將C0S降低到20mg/m3以下，從而實 現(xiàn)了焚燒后尾氣S02排放小于100mg/m 3以下的要求，節(jié)能超過50%，獲得了最佳的綜合效益。
【附圖說明】
[0023]圖1是實施例6所述的硫磺尾氣處理工藝流程圖。
[0024]圖2是實施例7所述的硫磺尾氣處理工藝流程圖。
[0025]圖3是實施例8所述的硫磺尾氣處理工藝流程圖。
[0026]圖4是實施例9所述的硫磺尾氣處理工藝流程圖。
[0027] 圖5是實施例6和實施例9所述硫磺尾氣處理工藝再生蒸汽消耗總量與常規(guī)吸收工 藝的對比。
[0028] 圖6是實施例6和實施例9所述硫磺尾氣處理工藝再生蒸汽單耗與常規(guī)吸收工藝的 對比。
[0029] 圖7是實施例6和實施例9所述硫磺尾氣處理工藝吸收過程C02的滑脫率與常規(guī)吸 收工藝的對比。
[0030] 圖8是實施例9與常規(guī)工藝C0S脫除率比較。
【具體實施方式】
[0031] 以下通過列舉實施例的方式進一步詳細說明本發(fā)明，但本發(fā)明的方案不限于所列 舉的實施例。
[0032] 實施例1
[0033] 一種GL-MS高效脫硫溶劑，按重量百分比計，它由30 %的MDEA、2 %的H3P〇4、20 %的 DIPA和余量的水組成。
[0034] 實施例2
[0035] 一種GL-MS高效脫硫溶劑，按重量百分比計，它由35%的MDEA、1.5%的H3P〇4、15% 的DIPA和余量的水組成。
[0036] 實施例3
[0037] 一種GL-MS高效脫硫溶劑，按重量百分比計，它由40%的MDEA、2%的磷酸一乙醇 胺、10 %的DIPA和余量的水組成。
[0038] 實施例4
[0039] 一種GL-MS高效脫硫溶劑，按重量百分比計，它由45 %的MDEA、2 %的磷酸二異丙醇 胺、5 %的DIPA和余量的水組成。
[0040] 實施例5
[00411 一種GL-MS高效脫硫溶劑，按重量百分比計，它由50 %的MDEA、2 %的磷酸二乙醇胺 和余量的水組成。
[0042]試驗數(shù)據(jù)：
[0043]將本發(fā)明實施例1和實施例3或5所述的GL-MS高效脫硫溶劑分別與MDEA質(zhì)量百分 數(shù)相同的常規(guī)MDEA溶劑進行脫硫效果比較，結(jié)果顯示：
[0044]在相同工藝中，MDEA質(zhì)量百分數(shù)為30%的常規(guī)MDEA溶劑吸收硫磺尾氣時一級吸收 C02的滑脫率為87.6% ;實施例1的GL-MS高效脫硫劑吸收硫磺尾氣時一級吸收C02的滑脫率 為90.4%;實施例5的GL-MS高效脫硫劑一級吸收C0 2的滑脫率為100%。由此可見，本發(fā)明的 GL-MS高效脫硫劑對H2S吸收具有更高的選擇性。
[0045]此外，相同條件下，常規(guī)MDEA溶劑與本發(fā)明GL-MS高效脫硫劑對H2S的一級吸收的 量如下表1所示：
[0046]表1 ?
[0048]由表中數(shù)據(jù)可知，本發(fā)明的GL-MS高效脫硫劑較常規(guī)MDEA溶劑對H2S具有更高的反 應活性。
[0049] 實施例6
[0050] 一種硫磺尾氣處理工藝，具體包括：
[0051] 硫磺尾氣還原-吸收處理工藝中，如圖1所示，在吸收塔氣體進料前增加壓縮機和 換熱器；
[0052] 硫磺尾氣出急冷塔后條件:40°(：，60000_3/11，1123 3%，0)210%;
[0053]如圖1所示，上述出急冷塔后的硫磺尾氣進入壓縮機，壓縮機將常壓40°C的氣體壓 縮到300kPa (表壓）以上，壓力由吸收塔頂壓力控制，氣體再經(jīng)過換熱器降溫至40°C以下;然 后從吸收塔下部送入吸收塔，與此同時將40 °C的實施例1-5任意一種脫硫溶劑從吸收塔上 部送入吸收塔，吸收塔內(nèi)吸收區(qū)塔板數(shù)量為25層;硫磺尾氣與脫硫溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接 觸，完成吸收后的凈化氣從吸收塔塔頂排出，控制吸收塔塔頂壓力300kPa;塔頂排出的凈化 氣直接送焚燒爐焚燒排放;吸收塔中完成吸收后的脫硫溶劑從吸收塔底部排出進入再生塔 上部，利用常規(guī)再生處理后返回吸收塔上部作為脫硫溶劑循環(huán)利用。
[0054]本實施例工藝對硫磺尾氣凈化后，尾氣中的H2S含量均低于20mg/Nm3, C0S含量均脫 除到20mg/Nm3以下。
[0055] 實施例7
[0056] 一種硫磺尾氣處理工藝，具體包括：
[0057]硫磺尾氣還原-吸收處理工藝中，如圖2所示，在吸收塔氣體進料前增加壓縮機和 換熱器；
[0058] 硫磺尾氣出急冷塔后條件:40°(：，60000_3/11，1123 3%，0)210%;
[0059] 如圖2所示，上述出急冷塔后的硫磺尾氣進入壓縮機，壓縮機將常壓40°C的氣體壓 縮到300kPa(表壓）以上，氣體再經(jīng)過換熱器降溫至40°C以下；然后從吸收塔下部送入吸收 塔，與此同時將40 °C的實施例1-5任意一種脫硫溶劑從吸收塔上部送入吸收塔，吸收塔內(nèi)吸 收區(qū)塔板數(shù)量為22層;硫磺尾氣與脫硫溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接觸，完成吸收后的凈化氣從 吸收塔塔頂排出，控制吸收塔塔頂壓力300kPa;塔頂排出的凈化氣先與進急冷塔前的硫磺 尾氣在換熱器內(nèi)換熱升溫，然后進入膨脹機膨脹至常壓，再送焚燒爐焚燒排放;所得膨脹功 用于推動所述的壓縮機壓縮硫磺尾氣;吸收塔中完成吸收后的脫硫溶劑從吸收塔底部排出 進入再生塔上部，利用常規(guī)再生處理后返回吸收塔上部作為脫硫溶劑循環(huán)利用。
[0060] 本實施例工藝對硫磺尾氣凈化后，尾氣中的H2S含量均低于20mg/Nm3, C0S含量均脫 除到20mg/Nm3以下。
[0061 ] 實施例8
[0062] 一種硫磺尾氣處理工藝，具體包括：
[0063]硫磺尾氣還原-吸收處理工藝中，如圖3所示，在吸收塔氣體進料前增加壓縮機和 換熱器；
[0064] 硫磺尾氣出急冷塔后條件:40°(：，60000_3/11，1123 3%，0)210%;
[0065] 如圖3所示，上述出急冷塔后的硫磺尾氣進入壓縮機，壓縮機將常壓40°C的氣體壓 縮到500kPa(表壓）以上，氣體再經(jīng)過換熱器降溫至40°C以下；然后從吸收塔下部送入吸收 塔，與此同時將40 °C的實施例1-5任意一種脫硫溶劑從吸收塔上部送入吸收塔，吸收塔內(nèi)吸 收區(qū)塔板數(shù)量為20層;硫磺尾氣與脫硫溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接觸，完成吸收后的凈化氣從 吸收塔塔頂排出，控制吸收塔塔頂壓力500kPa;塔頂排出的凈化氣先與出壓縮機升壓后的 硫磺尾氣在換熱器內(nèi)換熱升溫，然后進入膨脹機膨脹至常壓，再送焚燒爐焚燒排放;所得膨 脹功用于推動所述的壓縮機壓縮硫磺尾氣;吸收塔中完成吸收后的脫硫溶劑從吸收塔底部 排出進入再生塔上部，利用常規(guī)蒸汽再生處理后返回吸收塔上部作為脫硫溶劑循環(huán)利用。 [0066]本實施例工藝對硫磺尾氣凈化后，尾氣中的H 2S含量均低于20mg/Nm3, C0S含量均脫 除到20mg/Nm3以下。
[0067] 實施例9
[0068] 一種硫磺尾氣處理工藝，具體包括：
[0069]硫磺尾氣還原-吸收處理工藝中，如圖4所示，在吸收塔氣體進料前增加壓縮機和 換熱器；
[0070] 硫磺尾氣出急冷塔后條件:40°(：，60000_3/11，1123 3%，0)210%;
[0071] 如圖4所示，上述出急冷塔后的硫磺尾氣進入壓縮機，壓縮機將常壓40°C的氣體壓 縮到600kPa(表壓）以上，氣體再經(jīng)過換熱器降溫至40°C以下；然后從吸收塔下部送入吸收 塔，與此同時將40 °C的實施例1-5任意一種脫硫溶劑從吸收塔上部送入吸收塔，吸收塔內(nèi)吸 收區(qū)塔板數(shù)量為23層;硫磺尾氣與脫硫溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接觸，完成吸收后的凈化氣從 吸收塔塔頂排出，控制吸收塔塔頂壓力600kPa;塔頂排出的凈化氣先與進急冷塔前的硫磺 尾氣在換熱器內(nèi)換熱，再與出壓縮機升壓后的硫磺尾氣在換熱器內(nèi)換熱，完成兩次換熱升 溫，然后進入膨脹機膨脹至常壓，再送焚燒爐焚燒排放;所得膨脹功用于推動所述的壓縮機 壓縮硫磺尾氣；吸收塔中完成吸收后的脫硫溶劑從吸收塔底部排出進入再生塔上部，利用 常規(guī)蒸汽再生處理后返回吸收塔上部作為脫硫溶劑循環(huán)利用。
[0072]本實施例工藝對硫磺尾氣凈化后，尾氣中的H2S含量均低于20mg/Nm3, C0S含量均脫 除到20mg/Nm3以下。
[0073]效果評價
[0074]以相同的硫磺尾氣為處理對象，將本發(fā)明實施例6~9的處理工藝與常規(guī)的吸收處 理工藝相比，本發(fā)明實施例6~9的處理工藝不僅能將尾氣中的H2S含量降至低于20mg/Nm3， 還能將COS含量脫除到20mg/Nm 3以下，而且無論總能耗和單耗都較常規(guī)處理工藝大幅度降 低(如圖5、6、8所示）；但是C02滑脫率并無明顯下降(如圖7所示）。
【主權(quán)項】
1. 一種脫硫溶劑，其特征在于：按重量百分比計，它由30~50 %的N-甲基二乙醇胺 (MDEA)、0~20%的二異丙醇胺(DIPA)、1~2%的質(zhì)子化劑和余量的水組成。2. 權(quán)利要求1所述的脫硫溶劑，其特征在于：按重量百分比計，它由30~50 %的MDEA、5 ~20 %的DIPA、1~2 %的質(zhì)子化劑和余量的水組成。3. 權(quán)利要求1所述的脫硫溶劑，其特征在于：按重量百分比計，它由40~50 %的MDEA、 5%的DIPA、1 %的質(zhì)子化劑和余量的水組成。4. 權(quán)利要求1-3所述的任意一種脫硫溶劑，其特征在于：所述的質(zhì)子化劑選自磷酸 (h3p〇4)、磷酸一乙醇胺、磷酸二乙醇胺或磷酸二乙丙醇胺中的一種或兩種以上的混合物。5. -種硫磺尾氣處理工藝，其特征在于，包括:使用權(quán)利要求1-3所述的任意一種脫硫 溶劑在30~50 °C下吸收硫磺尾氣中的硫化物，所述的吸收過程中，保持氣壓在100~600kPa 范圍。6. 權(quán)利要求5所述的硫磺尾氣處理工藝，其特征在于：所述的吸收溫度為40°C;所述的 氣壓為200~500kPa，更優(yōu)選300~500kPa。7. 權(quán)利要求5所述的硫磺尾氣處理工藝，其特征在于:硫磺尾氣出急冷塔后進入壓縮機 升壓，再經(jīng)過換熱器降溫后從吸收塔下部送入吸收塔，控制吸收塔氣體進料溫度在40°C以 下，與此同時將40°C的本發(fā)明所述的脫硫溶劑從吸收塔上部送入吸收塔，硫磺尾氣與脫硫 溶劑在吸收塔內(nèi)逆向接觸，凈化氣從吸收塔塔頂排出，控制吸收塔塔頂壓力在〇 . 3 0~ 0.50MPa〇8. 權(quán)利要求7所述的硫磺尾氣處理工藝，其特征在于:所述的吸收塔頂排出的凈化氣先 升溫，然后膨脹至常壓，再送焚燒爐焚燒排放;并回收膨脹所得膨脹功。9. 權(quán)利要求8所述的硫磺尾氣處理工藝，其特征在于:所述的凈化氣的升溫通過與進急 冷塔前的硫磺尾氣或者被出壓縮機升壓后的硫磺尾氣中的一種或兩種換熱完成。10. 權(quán)利要求8所述的硫磺尾氣處理工藝，其特征在于:所述的吸收塔內(nèi)吸收區(qū)塔板數(shù) 量為20~23層;優(yōu)選20層。
【文檔編號】B01D53/78GK105879602SQ201610350149
【公開日】2016年8月24日
【申請日】2016年5月25日
【發(fā)明人】郝天臻, 程興國, 高永強
【申請人】郝天臻