气体处理方法及系统.pdf

本发明提供一种气体处理方法及系统。气体处理方法包括：将气体馈入分离装置以进行分离；以及，获得顶部流与底部流。一部分该顶部流作为回流。顶部流含有沸点较低的物质，且底部流含有沸点较高的物质。

权利要求书
1.  一种气体处理方法，包括：
将含有有机挥发物的该气体从馈入点馈入分离装置以进行分离；以及
于该馈入点上方获得含有沸点较低的物质的顶部流，于该馈入点下方获得含有沸点较高的物质的底部流，其中，一部分该顶部流回流与该分离装置中的该气体接触。

2.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，将温度为50℃至250℃的该气体馈入该分离装置。

3.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，回流比为0.1至100。

4.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，该有机挥发物选自由二甲基乙酰胺、醋酸、N-甲基-2-吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、吡啶、3-甲基吡啶、丙二醇单甲醚、丙二醇单甲醚醋酸酯、二甲基亚砜、乙酸乙酯、乙二醇、二乙二醇、三乙二醇、丙二醇、1,4-丁二醇、二乙二醇单丁基醚、单乙醇胺、乙二胺、丙烯酸、甲基丙烯酸、乙二醇单甲醚、乙二醇单乙醚、二氧六环、丁醇、2-丁醇、异丁醇、1,4-丁二醇、萜品醇及醇酯十二所组成组中的至少一者。

5.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，一部分该底部流返回该分离装置。

6.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，一部分该底部流经过热交换后返回该分离装置。

7.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，该馈入点位于该分离装置下部。

8.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，该气体馈入分离装置以通过精馏分离该有机挥发物。

9.  如权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于，该沸点较高的物质选自由二甲基乙酰胺、醋酸、N-甲基-2-吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、吡啶、3-甲基吡啶、丙二醇单甲醚、丙二醇单甲醚醋酸酯、二甲基亚砜、乙酸乙酯、乙二醇、二乙二醇、三乙二醇、丙二醇、1,4-丁二醇、二乙二醇单丁基醚、单乙醇胺、乙二胺、丙烯酸、甲基丙烯酸、乙二醇单甲醚、乙二醇单乙醚、二氧六环、丁醇、2-丁醇、异丁醇、1,4-丁二醇、萜品醇及醇酯十二所组成组中的至少一者。

10.  一种气体处理系统，其特征在于，包括：
分离装置，包含填充床及用以馈入该气体的馈入点，该馈入点位于该分离装置下部，其特征在于，该气体馈入该分离装置进行分离，以于该馈入点上方获得顶部流，于该馈入点下方获得底部流；以及
热交换器，用于冷凝该分离装置中的气相物质以获得该顶部流，且一部分该顶部流回流以与该分离装置中的该气体接触。

11.  如权利要求10所述的气体处理系统，其特征在于，将温度为50℃至250℃的该气体馈入分离装置。

12.  如权利要求10所述的气体处理系统，其特征在于，该分离装置为精馏装置。

13.  如权利要求10所述的气体处理系统，其特征在于，该分离装置包括一个或多个填充床。

14.  如权利要求10项所述的气体处理系统，其特征在于，该热交换器为冷凝器。

15.  如权利要求10所述的气体处理系统，其特征在于，一部分该底部流返回该分离装置。

16.  如权利要求15所述的气体处理系统，还包括另一个热交换器，其用于冷却一部分该底部流。

说明书气体处理方法及系统
技术领域
本发明公开关于气体处理方法及系统，尤其是含有有机挥发物的气体的处理方法及系统。
背景技术
许多工业制程会产生大量废气，如何有效处理该些废气以符合各国空气污染物排放规范，并达到节能、减排、污染防制的目的，是业界不断努力的目标。已有许多用于净化高温废气或回收废气中有机挥发物的现有技术，例如，冷凝法、吸收法、吸附法等。
冷凝法是将高温气体直接冷凝以回收废气中有机挥发物的方法。然而，有机挥发物的冷凝回收率有限。再者，由于其冷凝液中通常具有大量水分，使得有机挥发物的浓度偏低，因此增加了后续纯化处理的能耗；并且，其处理后的尾气通常仍含有一定浓度的有机挥发物，使得后续仍需靠洗涤塔来处理尾气，且洗涤时通常需添加大量酸/碱洗涤液，因而相当耗能、耗成本。此外，冷凝法只适用于回收高浓度的高沸点有机物质，对低沸点有机挥发物的回收效果不佳。
有许多使用吸收法的应用被提出，例如添加吸收剂/洗涤剂(例如，水、乙二醇苯醚、NMP等)、共凝剂(例如，水、乙醇、丙酮、丙醇等)等，以于吸收塔的塔底液中回收有机挥发物。亦有许多同时利用吸收法及吸附法的技术被报导，利用吸收剂将有机挥发物吸收后，再利用吸附剂(例如，分子筛)吸附有机挥发物。然而，该等方法需要额外添加吸收剂或使用吸附剂，且需针对欲回收的有机挥发物选择适当的吸收剂，因而对其应用造成限制。再者，使用吸收剂或吸附剂需要进行耗能的再生程序，且会导致大量废液等产生，不利地增加了处理成本。又，吸收剂吸收废气中的有机物质后，增加了对设备的腐蚀，不利地影响吸收效率及废气处理能力。此外，使用水作为吸收剂/洗涤剂，亦使塔底液中回收的有机挥发物浓度偏低，导致提高后续纯化处理的能耗。另外，吸 附剂的使用，也存在吸附选择性差、吸附容量小以及部分吸附剂再生困难的缺陷，并不适用于处理大量排放的工业废气。同时，许多现有技术的吸收塔技术，回收率偏低；且其亦仅适用回收高沸点有机挥发物，对低沸点有机挥发物的回收效果仍不佳。有鉴于此，尚需改良的气体处理方法及系统。
发明内容
本发明公开一种提供气体处理方法，包括：将含有有机挥发物的该气体从馈入点馈入分离装置以进行分离；以及于该馈入点上方获得顶部流，于该馈入点下方获得底部流。一部分该顶部流回流以与该分离装置中的该气体接触。该顶部流含有沸点较低的物质，且该底部流含有沸点较高的物质。
再者，本发明公开一种提供气体处理系统，包括：分离装置，包含填充床及用以馈入该气体的馈入点，其中，该馈入点位于该分离装置下部；以及，热交换器，用于进行冷却/冷凝以获得顶部流。气体馈入该分离装置进行分离，以于该馈入点上方获得顶部流，于该馈入点下方获得底部流。该分离系统的分离装置设计为使一部分该顶部流回流以与该分离装置中的该气体接触。
相对于现有技术，通过本发明所述的气体处理方法，有机挥发物的回收率较高；且产物流中的有机挥发物浓度较高，而尾气中的有机挥发物浓度较低，可改善现有技术的缺陷。另，本发明所述的气体处理方法，不需额外添加吸收剂/共凝剂、吸附剂，且可分离获得气体中沸点较高及沸点较低的物质。
此外，相对于现有技术，通过本发明所述的气体处理系统，有机挥发物的回收率较高；且产物流中的有机挥发物浓度较高，而尾气中的有机挥发物浓度较低，可避免现有技术的缺陷。另，本发明所述的气体处理系统，不需额外添加吸收剂/共凝剂、吸附剂。且通过本发明所述的气体处理系统，可分离获得气体中沸点较高及沸点较低的物质。
附图说明
图1A及图1B分别为根据一具体实施例的气体处理方法的示意图；
图2A及图2B分别为根据一具体实施例的气体处理方法的示意图；
图3A及图3B分别为根据一具体实施例的气体处理系统的示意图；以及
图4A及图4B分别为根据一具体实施例的气体处理系统的示意图。
其中，附图标记
1    分离装置    11填充床
12   分散元件    13收集元件
26   出口        27入口
28   馈入点      29出口
30   出口        31出口
210  入口        51热交换器
52   热交换器
具体实施方式
以下通过特定的具体实施例说明本发明公开的实施方式，该领域技术人员可由本说明书所揭示的内容了解本发明公开的其他优点与功效。本发明也可通过其他不同的具体实施例加以施行或应用，本说明书中的各项细节亦可基于不同观点与应用，在不悖离本发明的精神下进行各种修饰与变更。
除非文中另有说明，否则说明书及权利要求书中所使用的单数形式“一”及“该”包括多个个体。
除非文中另有说明，否则说明书及权利要求书中所使用的术语“或”包括“及/或”的含义。
气体处理方法包括将气体馈入分离装置，以获得顶部流及底部流。其中，一部分该顶部流回流以与分离装置中的气体接触，以及其中，该顶部流含有沸点较低的物质，且该底部流含有沸点较高的物质。
请参见图1A及图1B，其分别为根据一具体实施例的气体处理方法的示意图。欲处理的气体从馈入点馈入(S1)分离装置以进行分离，并于馈入点上方获得顶部流(D1)，于馈入点下方获得底部流(D2)。通过该气体处理方法，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行分离，以分离有机挥发物。气体中包括沸点较低的物质(例如，沸点较低的有机挥发物)，以及沸点较高的物质(例如，沸点较高的有机挥发物)，通过该气体处理方法，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质 而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行分离，以获得浓缩的有机挥发物。
于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行精馏，以分离有机挥发物。气体中包括沸点较低的物质(例如，沸点较低的有机挥发物)，以及沸点较高的物质(例如，沸点较高的有机挥发物)，通过该气体处理方法，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行精馏，以获得浓缩的有机挥发物。
如图所示，将气体馈入分离装置后，上升气相经热交换器冷凝(S5)成液体后成为顶部流(D1)，其中，一部分顶部流往馈入点方向回流(S2)而与馈入分离装置中的气体接触，以通过液相与气相的逆流接触，达成气体混合物的分离。下行液相与上升气相通过逆流接触进行质传与热传，使沸点较低(或蒸气压较高或较易挥发)的物质往分离装置顶部移动，而沸点较高(或蒸气压较低或较不易挥发)的物质往分离装置底部移动，以达到分离目的。往分离装置顶部移动的气相物质(文中有时称为气相成分)经热交换器冷凝(S5)成液体后成为顶部流(D1)，往分离装置底部移动的液相成分则成为底部流(D2)而收集(S7)。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行分离，以分离有机挥发物。气体中包括沸点较低的物质(例如，沸点较低的有机挥发物)，以及沸点较高的物质(例如，沸点较高的有机挥发物)，通过该气体处理方法，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行精馏，以分离有机挥发物。气体中包括沸点较低的物质(例如，沸点较低的有机挥发物)，以及沸点较高的物质(例如，沸点较高的有机挥发物)，通过该气体处理方法，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。
一部分顶部流往馈入点方向回流(S2)，另一部分顶部流则排出(S3)而收集。顶部流中，用于回流的部分与非用于回流的部分的量的比例(例如，S2/S3)，称为回流比。根据一具体实施例，回流比为0.1至100。
将气体馈入分离装置后，上升气相(往分离装置顶部移动的气相物质)经热交换器冷凝(S5)成液体后成为顶部流(D1)。根据一具体实施例，上升气相通过 热交换器冷凝成温度为5℃至50℃的液体后成为顶部流。
上述用于冷凝(却)上升气相(往分离装置顶部移动的气相物质)的热交换器，可位于分离装置内(如图1A所示)或位于分离装置外(如图1B所示)。举例来说，位于分离装置内的热交换器可位于分离装置的上部，使分离装置中的上升气相(气相物质)经热交换器后冷凝(S5)成液体而成为顶部流(D1)，其中，一部分顶部流往馈入点方向回流(S2)，而另一部分顶部流则排出(S3)分离装置而收集。或者，热交换器可位于分离装置外，分离装置中的上升气相(气相物质)可通过通过热交换器后冷凝(S5)成液体而成为顶部流(D1)，其中，一部分顶部流往分离装置(馈入点方向)回流(S2)，而另一部分顶部流则排出(S3)而收集。根据一具体实施例，热交换器为冷凝器。根据一具体实施例，热交换器中通入(C1)冷凝(却)剂。
此外，如图1A及图1B所示，经处理后，有顶部气体排出(S6)。气体馈入分离装置进行分离后，有顶部气体排出(S6)。根据部分具体实施例，顶部气体(或称处理过的气体，或称净化后的气体，或称尾气)为不冷凝气体。于部分实例中，顶部气体自该分离装置的顶部排出。于部分实例中，顶部气体自热交换器排出。该排出的顶部气体可视需要再进一步处理。根据一具体实施例，排出的顶部气体可直接排放至大气。根据一具体实施例，排出的顶部气体可再以洗涤装置处理。
通过上述处理方法，可分离(或浓缩或提纯)气体中的高沸点物质(例如，沸点较高的有机挥发物)与低沸点物质(例如，沸点较低的有机挥发物)。根据一具体实施例，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行分离，以于顶部流中获得沸点较低的物质，于底部流中获得沸点较高的物质。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行分离，以分离沸点较低的有机挥发物及沸点较高的有机挥发物。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行分离，以获得浓缩的有机挥发物。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行精馏，以于顶部流中获得沸点较低的物质，于底部流中获得沸点较高的物质。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行精馏，以分离沸点较低的有机挥发物及沸点较高的有机挥发物。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入分离装置进行精馏，以获得浓缩的有机挥发物。
欲处理的气体中的有机挥发物并无特别限制。通常，欲处理的气体中含有具不同沸点(或蒸气压或挥发度)的物质。举例而言，欲处理的气体中可含有具不同沸点(或蒸气压或挥发度)的有机挥发物。有机挥发物的实例包括，但不限于，二甲基乙酰胺(N,N-Dimethylacetamide；DMAc)、醋酸(Acetic acid；HAc)、N-甲基-2-吡咯烷酮(N-Methyl-2-pyrrolidone；NMP)、二甲基甲酰胺(N,N-Dimethylformamide；DMF)、吡啶(Pyridine)、甲基吡啶(Methyl-Pyridine)(如，3-甲基吡啶(3-Methyl-Pyridine(3-MP))、α-Picoline(α-甲基吡啶)、β-Picoline(β-甲基吡啶)、γ-Picoline(γ-甲基吡啶))、丙二醇单甲醚(PGME)(如1-甲氧基-2-丙醇(1-Methoxy-2-propanol)、2-甲氧基-1-丙醇(2-Methoxy-1-propanol))、丙二醇单甲醚醋酸酯(Propylene Glycol Mono-methyl Ether Acetate；PGMEA)、二甲基亚砜(Dimethyl sulfoxide；DMSO)、乙酸乙酯(Ethyl Acetate；EAC)、乙二醇(Ethylene Glycol；EG)、二乙二醇(Diethylene Glycol；DEG)、三乙二醇(Triethylene Glycol；TEG)、丙二醇(Propylene Glycol；PG)、1,4-丁二醇(1,4-butanediol)、二乙二醇单丁基醚(diethylene glycol monobutyl ether；BDG,)、单乙醇胺(Monoethanolamine；MEA)、乙二胺(Ethylenediamine)、丙烯酸(Acrylic acid)、甲基丙烯酸(2-methylpropenoic acid)、乙二醇单甲醚(2-Methoyxethanol)、乙二醇单乙醚(2-Ethoxyethanol)、二氧六环(Dioxane)、丁醇(butyl alcohol)、2-丁醇(2-butyl alcohol)、异丁醇(Isobutyl alcohol)、1,4-丁二醇(1,4-butanediol)、萜品醇(Terpineol)、醇酯十二(Texanol)及其组合。根据部分具体实施例，欲处理的气体中含有二甲基乙酰胺(DMAc)、醋酸、N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、二甲基甲酰胺(DMF)、3-甲基吡啶及/或其组合。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行分离。欲处理的气体的温度可为，例如，50℃至250℃。于一实例中，将温度为50℃至250℃的含有有机挥发物的气体馈入分离装置以进行分离。于一实例中，将温度为70℃至80℃的含有有机挥发物的气体馈入分离装置以进行分离。根据一具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行精馏。于一实例中，将温度为50℃至250℃的含有有机挥发物的气体馈入分离装置以进行精馏。于一实例中，将温度为70℃至80℃的含有有机挥发物的气体馈入分离装置以进行精馏。
本发明公开的气体处理方法/系统与现有技术使用冷凝法或吸收/吸附法处 理气体者不同。此外，本发明公开的方法/系统亦与现有技术使用蒸馏塔者不同。现有技术使用蒸馏塔者其馈入的物质为液体，且其需于塔底设置再沸器(需要由外界供应热源)，藉以加热馈料的物质(加热的媒介通常为蒸气或热油)。而本发明公开的气体处理方法/系统所处理的物质为含有有机挥发物的气体(例如含有有机挥发物的高温气体)，因此，馈入气体处理系统的馈料为含有有机挥发物的气体而非液体，故而不需要由外界供给热源，并且无需设置再沸器。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行分离，以于馈入点上方获得含有沸点较低的物质的顶部流，并于馈入点下方获得含有沸点较高的物质的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行分离，以于馈入点上方获得含有沸点较低的有机挥发物的顶部流，并于馈入点下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行分离，以于馈入点下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行精馏，以于馈入点上方获得含有沸点较低的物质的顶部流，并于馈入点下方获得含有沸点较高的物质的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行精馏，以于馈入点上方获得含有沸点较低的有机挥发物的顶部流，并于馈入点下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行精馏，以于馈入点下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。
根据部分具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行分离，以于馈入点下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。根据部分具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接馈入分离装置进行精馏，以于馈入点下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。沸点较高的有机挥发物的实例包括，但不限于，二甲基乙酰胺(N,N-Dimethylacetamide；DMAc)、醋酸(Acetic acid；HAc)、N-甲基-2-吡咯烷酮(N-Methyl-2-pyrrolidone；NMP)、二甲基甲酰胺(N,N-Dimethylformamide；DMF)、吡啶(Pyridine)、甲基吡啶(Methyl-Pyridine)(如，3-甲基吡啶(3-Methyl-Pyridine(3-MP))、α-Picoline(α-甲基吡啶)、β-Picoline(β-甲基吡啶)、γ-Picoline(γ-甲基吡啶))、丙二醇单甲醚(PGME)(如1-甲氧基-2-丙醇(1-Methoxy-2-propanol)、2-甲氧基-1-丙醇 (2-Methoxy-1-propanol))、丙二醇单甲醚醋酸酯(Propylene Glycol Mono-methyl Ether Acetate；PGMEA)、二甲基亚砜(Dimethyl sulfoxide；DMSO)、乙酸酯(Ethyl Acetate；EAC)、乙二醇(Ethylene Glycol；EG)、二乙二醇(Diethylene Glycol；DEG)、三乙二醇(Triethylene Glycol；TEG)、丙二醇(Propylene Glycol；PG)、1,4-丁二醇(1,4-butanediol)、二乙二醇单丁基醚(diethylene glycol monobutyl ether；BDG,)、单乙醇胺(Monoethanolamine；MEA)、乙二胺(Ethylenediamine)、丙烯酸(Acrylic acid)、2-甲基丙烯酸(2-methylpropenoic acid)、乙二醇单甲醚(2-Methoyxethanol)、乙二醇单乙醚(2-Ethoxyethanol)、二氧六环(Dioxane)、丁醇(butyl alcohol)、2-丁醇(2-butyl alcohol)、异丁醇(Isobutyl alcohol)、1,4-丁二醇(1,4-butanediol)、萜品醇(Terpineol)、醇酯十二(Texanol)及其组合。于部分实例中，沸点较高的有机挥发物为二甲基乙酰胺(DMAc)、醋酸、N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、二甲基甲酰胺(DMF)及/或其组合。
本文中，沸点较高的物质/有机挥发物，指相对于气体混合物的成分中沸点较低的物质/有机挥发物而言，沸点较高者。举例来说，将气体混合物馈入分离装置进行处理后，气体混合物的成分中沸点相对较高者可自底部流获得，而气体混合物的成分中沸点相对较低者可自顶部流获得。
此外，根据部分具体实施例，一部分底部流移动至馈入点上方。根据部分具体实施例，一部分底部流回流至馈入点上方。于部分实例中，一部分底部流返回分离装置。于部分实例中，一部分底部流经过热交换后返回分离装置(回流)。参见图2A及图2B，其分别为根据一具体实施例的气体处理方法的示意图。如图所示，获得(D2)底部流后，一部分底部流(S4)经热交换器进行热交换(S8)后回流(返回分离装置)，其余的底部流则排出而收集(S7)。使一部分底部流循环至馈入点上方(返回分离装置)(S4)，可增加分离装置内液气接触的机会，提高分离装置/气体处理的效能(分离效果)。根据一具体实施例，热交换器为冷凝器。可视需要调整返回分离装置的底部流的量。
上述热交换器使底部流中欲返回分离装置的部分进行降温/冷却(S8)。于部分具体实施例中，热交换所使用的冷却剂来自顶部流。于部分具体实施例中，热交换器中的冷却剂来自顶部流中非用于回流的部分。举例来说，可利用顶部流中非用于回流的部分(S3)(可取其部分或全部)，作为热交换器中的冷却剂，以与底部流中欲回流(返回分离装置)的部分进行热交换。于部分实例中，顶部 流中非用于回流的(或于部分实例中为排出分离装置的)部分(S3)，可取其部分或全部来作为热交换器中的冷却剂，以使一部分底部流经过该热交换器进行降温/冷却后回流(返回分离装置)。
上述气体处理方法，可通过将气体馈入气体处理系统的分离装置进行分离，以实施有机挥发物的分离(或浓缩或提纯)。根据一具体实施例，上述气体处理方法，可通过将气体馈入气体处理系统的分离装置进行气液分离，以实施有机挥发物的分离(或浓缩或提纯)。根据一具体实施例，上述气体处理方法，可通过将气体馈入气体处理系统的分离装置进行精馏，以实施有机挥发物的分离(或浓缩或提纯)
气体处理系统包括分离装置及热交换器。
于部分具体实施例中，分离装置具有精馏单元。根据一具体实施例，分离装置是精馏装置(例如，精馏塔)。
分离装置，包含填充床及用以馈入气体的馈入点。根据一具体实施例，馈入点位于分离装置的下部。于一实例中，高温气体直接由位于分离装置下部的馈入点馈入分离装置以进行分离。于一实例中，高温气体直接由位于分离装置下部的馈入点馈入分离装置以进行精馏。
请参见图3A及图3B，其分别为根据一具体实施例的气体处理系统的示意图。
气体处理系统包括分离装置1及热交换器51。
分离装置1，包含填充床11及馈入点28。填充床11的数量可视需要选择。于一实例中，分离装置1包括一个或多个填充床11。
根据一具体实施例，填充床11含有大比表面积(表面积/单位体积)的物质，其作用在于增加气液接触的面积。填充床令顶部回流的液体通过填充床后形成一大表面积薄膜并与上升的气相互相接触，进而达到气液分离的目的。根据一具体实施例，填充床11上方设有分散元件12。根据一具体实施例，分散元件12的作用在于令回流下行的液体平均分布。根据一具体实施例，填充床11下方设有收集元件13。根据一具体实施例，收集元件13的作用在于收集下行的液体并混合均匀。
可视需要调整填充床11的高度。举例来说，填充床11的高度可依实际需要设置，例如，可为0.3米至10米高。填充床11的结构可为具有散装填料， 填料可为任意形状。举例来说，可使用尺寸为1/8吋至3吋的填料。或者，填充床11的结构可为具有规整填料，填料依填充床的尺寸而规则排列。填充床11的填充材料(有时称为填料)可为，例如，但不限于：金属类、塑料类、陶瓷类或其组合。
馈入点28位于分离装置1的下部。于一实例中，馈入点28位于填充床11的下方。气体从馈入点28馈入分离装置1进行处理，其中，上升气相通过热交换器51冷凝成液体后成为顶部流。根据一具体实施例，冷凝温度为5℃至50℃。
分离装置1设计为使一部分的顶部流回流(通常为液相)以与分离装置1中的气体接触。通过液相与气相的逆流接触，可达成气体混和物的分离。通过下行液相与上升气相的逆流接触，可使沸点较低(或蒸气压较高或较易挥发)的物质往分离装置1的顶部移动，而沸点较高(或蒸气压较低或较不易挥发)的物质往分离装置1的底部移动，以达到分离的目的。往分离装置1的顶部移动的气相物质(气相成分)于通过热交换器51冷凝成液体后成为顶部流，其中，一部分顶部流往馈入点28方向回流，另一部分顶部流则排出而收集。于一实例中，一部分顶部流通过出口30排出分离装置1。再者，往分离装置1的底部移动的液相物质(液相成分)则成为底部流而收集。于一实例中，底部流通过出口29排出分离装置1。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统的分离装置1进行分离，以分离有机挥发物。气体中包括沸点较低的物质(例如，沸点较低的有机挥发物)，以及沸点较高的物质(例如，沸点较高的有机挥发物)，通过该气体处理系统，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统的分离装置1进行分离，以于底部流中获得浓缩的有机挥发物。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统的分离装置1进行精馏，以分离有机挥发物。气体中包括沸点较低的物质(例如，沸点较低的有机挥发物)，以及沸点较高的物质(例如，沸点较高的有机挥发物)，通过该气体处理系统，气体中沸点较低的物质(相对于气体中沸点较高的物质而言)于顶部流获得，而气体中沸点较高的物质则于底部流获得。于一实例中，含有有 机挥发物的气体馈入气体处理系统的分离装置1进行精馏，以于底部流中获得浓缩的有机挥发物。
顶部流中，用于回流的部分与非用于回流的部分的量的比例(例如，S2/S3)，称为回流比。根据一具体实施例，气体处理系统的分离装置设计为使回流比为0.1至100(以重量计)。
用于冷凝(却)上升气相(往分离装置1的顶部移动的气相物质)的热交换器51，可位于分离装置1内(如图3A所示)或位于分离装置1外(如图3B所示)。举例来说，如图3A所示，位于分离装置1内的热交换器51可位于分离装置1的上部，使分离装置中的上升气相(气相物质)通过热交换器51后冷凝成液体而成为顶部流，其中，一部分顶部流往馈入点28方向回流，而另一部分顶部流则排出分离装置1而收集。或者，如图3B所示，热交换器51可位于分离装置1外，分离装置中的上升气相(气相物质)由出口31至热交换器51，通过热交换器51冷凝成液体后成为顶部流，其中，一部分顶部流由入口27回流至分离装置1中，而另一部分顶部流则排出而收集。根据一具体实施例，热交换器51为冷凝器。热交换器51中的冷凝(却)剂可为，例如，水。
此外，如图3A及图3B所示，经过处理后，有顶部气体自出口26排出。气体馈入分离装置进行气液分离后，有顶部气体自出口26排出。根据部分具体实施例，顶部气体(或称处理过的气体，或称净化后的气体，或称尾气)，为不冷凝气体。于部分实例中，顶部气体自该分离装置1的顶部排出。于部分实例中，顶部气体自热交换器51排出。根据一具体实施例，气体处理系统还包括用于进一步处理顶部气体的装置。于一实例中，排出的顶部气体可直接排放至大气。于一实例中，气体处理系统还包括用于处理自出口26排出的顶部气体的洗涤装置。
通过上述气体处理系统，可分离(或浓缩或提纯)气体中的高沸点物质(例如，沸点较高的有机挥发物)与低沸点物质(例如，沸点较低的有机挥发物)。根据一具体实施例，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行分离，以于顶部流中获得沸点较低的物质，于底部流中获得沸点较高的物质。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行分离，以分离沸点较低的有机挥发物及沸点较高的有机挥发物。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行分离，以获得浓缩的有机挥发物。于一实例中，含有有机挥发物 的气体馈入气体处理系统进行分离，以于底部流中获得浓缩的有机挥发物。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行精馏，以于顶部流中获得沸点较低的物质，于底部流中获得沸点较高的物质。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行精馏，以分离沸点较低的有机挥发物及沸点较高的有机挥发物。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行精馏，以获得浓缩的有机挥发物。于一实例中，含有有机挥发物的气体馈入气体处理系统进行精馏，以于底部流中获得浓缩的有机挥发物。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接从馈入点28馈入分离装置1进行分离。欲处理气体的温度可为，例如，50℃至250℃。于一实例中，将温度为50℃至250℃的含有有机挥发物的气体从馈入点28馈入分离装置1。于一实例中，将温度为70℃至80℃的含有有机挥发物的气体从馈入点28馈入分离装置1。
根据一具体实施例，含有有机挥发物的高温气体直接从馈入点28馈入分离装置1进行精馏，以于馈入点28上方获得含有沸点较低的物质的顶部流，并于馈入点28下方获得含有沸点较高的物质的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接从馈入点28馈入分离装置1进行精馏，以于馈入点28上方获得含有沸点较低的有机挥发物的顶部流，并于馈入点28下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接从馈入点28馈入分离装置1进行精馏，以于馈入点28下方获得含有沸点较高的有机挥发物的底部流。于一实例中，含有有机挥发物的高温气体直接从馈入点28馈入分离装置1进行精馏，以于馈入点28下方获得含有浓缩的有机挥发物的底部流。
此外，根据部分具体实施例，底部流排出分离装置1而收集。根据部分具体实施例，分离装置设计为使一部分底部流移动至馈入点28上方。根据部分具体实施例，分离装置设计为使一部分底部流回流。于部分实例中，分离系统的分离装置1设计为使一部分底部流回流(返回分离装置1)。于部分实例中，一部分底部流经过热交换后回流(返回分离装置1)。参见图4A及图4B，其分别为根据一具体实施例的气体处理系统的示意图。如图所示，气体处理系统还包括另一个热交换器52，一部分底部流通过热交换器52进行热交换后由入口 210回流(返回分离装置1)，其余的底部流则排出而收集。令一部分底部流回流(循环至馈入点28上方)(返回分离装置1)，可增加分离装置1内的液气接触的机会，提高分离装置1(气体处理系统)的效能(分离效果)。根据一具体实施例，热交换器52为冷却/凝器。
上述热交换器52使底部流中欲返回分离装置1的部分进行冷却降温。于部分具体实施例中，热交换器52中的冷却剂来自顶部流；具体而言，热交换器52中的冷却剂来自顶部流中非用于回流的部分。举例来说，可利用顶部流中非用于回流的部分(可取其部分或全部)，作为热交换器52中的冷却剂，以与底部流中欲返回分离装置1的部分进行热交换。于部分实例中，顶部流中非用于回流的(或于部分实例中为排出分离装置1的)部分，可取其部分或全部，作为热交换器52中的冷却剂，以使一部分底部流经过该热交换器52后冷却/降温以回流(返回分离装置1)。
上述气体处理方法，可用于处理，例如高温气体(诸如，含有有机挥发物的高温气体)。举例来说，上述气体处理方法，可用于处理高温废气(诸如，含有有机挥发物的高温废气)。通过上述气体处理方法，可分离/浓缩/提纯/去除/回收气体(诸如，高温废气)中的有机挥发物(高、低沸点物质)。
通过上述气体处理系统，可处理，例如高温气体(诸如，含有有机挥发物的高温气体)。举例来说，通过上述气体处理系统，可处理高温废气(诸如，含有有机挥发物的高温废气)。通过上述气体处理系统，可分离/浓缩/提纯/去除/回收气体(诸如，高温废气)中的有机挥发物(高、低沸点物质)。
本发明将通过实施例更具体地说明，但该等实施例并非用于限制本揭露的范畴。除非特别指明，于下列实施例与比较实施例中用于表示任何成份的含量以及，若有，任何物质的量的“％”及“份”，以重量为基准。
实施例：
实施例1
以对应于图2B/4B示意图的气体处理方法/系统进行气体处理。将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为80℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气97.4重量％(wt％)、水1.4wt％、二甲基乙酰胺(DMAC)1.1wt％、醋酸0.1wt％。于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷 凝成10℃的液体(顶部流)(D1)而流下来。一部分的顶部流回流(S2)回分离装置以与馈入分离装置中的气体接触，其余的顶部流(非用于回流的部分)(S3)则流至另一个热交换器(52)作为(S8)冷却剂。调整冷凝液(顶部流)中S2/S3的比例为3.8。于分离装置底部出口获得(D2)底部流，分流底部流为S4与S7，S4流量控制在30千克/小时(kg/hr)，S4返回分离装置。待系统稳定后，于出口取得(S7)浓缩液，浓缩液含二甲基乙酰胺(DMAc)85.3wt％、醋酸(HAc)9.5wt％及水5.2wt％。于出口(26)取得(S6)净化后气体，净化后气体含二甲基乙酰胺0.05ppm及醋酸1.1ppm。(ppm以毫克/千克计算)。有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率99％，醋酸的回收率99％。回收率的计算方法为该有机挥发物在底部流回收(S7)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。即S7中该有机物质的重量除以S1中该有机物质的重量。
比较例1－现有技术冷凝法
将实施例1所述的80℃高温气体直接以现有技术的冷凝法处理。将此股高温气体冷凝至10℃，冷凝后的冷凝液含二甲基乙酰胺(DMAc)54.3wt％、醋酸(HAc)6.3wt％及水39.4wt％。未被冷凝的排放气体(净化后气体)含二甲基乙酰胺625ppm及醋酸14ppm。采用冷凝法得到的有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率94.4％，醋酸的回收率98.8％。冷凝法回收率的计算方法是冷凝液中该有机挥发物的重量与馈入冷凝器中该有机挥发物的重量两者的比值。
实施例2
以对应于图2B/4B示意图的气体处理方法/系统进行气体处理。将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为80℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气97.4重量％(wt％)、水1.4wt％、二甲基乙酰胺(DMAC)1.1wt％、醋酸0.1wt％。于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷凝成10℃的液体(顶部流)(D1)而流下来。一部分的顶部流回流(S2)回分离装置以与馈入分离装置中的气体接触，其余的顶部流(非用于回流的部分)(S3)则流至另一个热交换器(52)作为(S8)冷却剂。调整冷凝液(顶部流)中S2/S3的比例为3.0。于分离装置底部出口获得(D2)底部流，分流底部流为S4与S7，S4流量控制在30千克/小时(kg/hr)，S4返回分离装置。待系统达稳定后，于出口取得(S7)浓缩液，浓缩液含二甲基乙酰胺(DMAc)88.2wt％、醋酸(HAc)10.9wt％及 水0.9wt％。于出口(26)取得(S6)净化后气体，净化后气体含二甲基乙酰胺0.05ppm及醋酸1.1ppm。(ppm以毫克/千克计算)。有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率99％，醋酸的回收率99％。回收率的计算方法为该有机挥发物在底部流回收(S7)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。即S7中该有机物质的重量除以S1中该有机物质的重量。
实施例3
以对应于图2B/4B示意图的气体处理方法/系统进行气体处理。将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为70℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气97.4重量％(wt％)、水1.4wt％、二甲基乙酰胺(DMAC)1.1wt％、醋酸0.1wt％。于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷凝成10℃的液体(顶部流)(D1)而流下来。一部分的顶部流回流(S2)回分离装置以与馈入分离装置中的气体接触，其余的顶部流(非用于回流的部分)(S3)则流至另一个热交换器(52)作为(S8)冷却剂。调整冷凝液(顶部流)中S2/S3的比例为3.8。于分离装置底部出口获得(D2)底部流，分流底部流为S4与S7，S4流量控制在30千克/小时(kg/hr)，S4返回分离装置。待系统达稳定后，于出口取得(S7)浓缩液，浓缩液含二甲基乙酰胺(DMAc)80.8wt％、醋酸(HAc)9.0wt％及水10.2wt％。于出口(26)取得(S6)净化后气体，净化后气体含二甲基乙酰胺0.06ppm及醋酸1.2ppm。(ppm以毫克/千克计算)。有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率99％，醋酸的回收率99％。回收率的计算方法为该有机挥发物在底部流回收(S7)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。即S7中该有机物质的重量除以S1中该有机物质的重量。
实施例4
以对应于图2B/4B的示意图的气体处理方法/系统进行气体处理。将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为70℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气97.4重量％(wt％)、水1.4wt％、二甲基乙酰胺(DMAC)1.1wt％、醋酸0.1wt％。于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷凝成12℃的液体(顶部流)(D1)而流下来。一部分的顶部流回流(S2)回分离装置以与馈入分离装置中的气体接触，其余的顶部流(非用于回流的部分)(S3)则流 至另一个热交换器(52)作为(S8)冷却剂。调整冷凝液(顶部流)中S2/S3的比例为3.8。于分离装置底部出口获得(D2)底部流，分流底部流为S4与S7，S4流量控制在30千克/小时(kg/hr)，S4返回分离装置。待系统达稳定后，于出口取得(S7)浓缩液，浓缩液含二甲基乙酰胺(DMAc)86.9wt％、醋酸(HAc)9.6wt％及水3.5wt％。于出口(26)取得(S6)净化后气体，净化后气体含二甲基乙酰胺0.1ppm及醋酸1.6ppm。(ppm以毫克/千克计算)。有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率99.9％，醋酸的回收率99.9％。回收率的计算方法为该有机挥发物在底部流回收(S7)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。即S7中该有机物质的重量除以S1中该有机物质的重量。
实施例5
以对应于图1B/3B示意图的气体处理方法/系统进行气体处理。将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为70℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气97.4重量％(wt％)、水1.4wt％、二甲基乙酰胺(DMAC)1.1wt％、醋酸0.1wt％。于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷凝成12℃的液体(顶部流)(D1)而流下来。一部分的顶部流回流(S2)回分离装置以与馈入分离装置中的气体接触。调整冷凝液(顶部流)中S2/S3的比例为3.8。于分离装置底部出口获得(D2)底部流。待系统达稳定后，于出口取得(S7)浓缩液，浓缩液含二甲基乙酰胺(DMAc)86.4wt％、醋酸(HAc)9.6wt％及水4wt％。于出口(26)取得(S6)净化后气体，净化后气体含二甲基乙酰胺0.02ppm及醋酸0.01ppm。(ppm以毫克/千克计算)。有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率99.6％，醋酸的回收率99.9％。回收率的计算方法为该有机挥发物在底部流回收(S7)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。即S7中该有机物质的重量除以S1中该有机物质的重量。
上述实施例1至5及比较例1如下表1所示。
表1

注:表格中的标号(S1、S2、S3、S4、S6、S7、D1等)适用于实施例且参照图2B/4B或图1B/3B。
实施例6
以对应于图1B/3B示意图的气体处理方法/系统进行气体处理，将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为80℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气98.6wt％、水1.1wt％、N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)0.3wt％，于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷凝成10℃的液体(顶部流)(D1)而流下来，调整冷凝液S2/S3的比例为6.4，S2回分离装置，S3则排出收集。待系统达稳定后，于出口取得(S7)浓缩液N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)99.3wt％、水0.7wt％。净化后气体S6于出口取得N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)1ppm。
比较例2－现有技术冷凝法
将实施例6所述的高温气体馈入一冷凝器，一部分直接冷凝成10℃的液体，成为塔底液体，浓缩液N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)39.5wt％、水60.5wt％。有机挥发物回收率97.3％，较实施例6低。且浓缩液中，有机挥发物的浓度偏低，因此增加了后续纯化处理有机挥发物的能源成本。另一部分为未冷凝气体则为排气(尾气)，排气中，有机挥发物的浓度69ppm，仍需以洗涤塔来处理， 且洗涤时需添加大量酸/碱洗涤液因而耗能、耗成本。
比较例3－现有技术吸收法
将实施例6所述的高温气体由下部馈入一吸收塔，并于上部添加吸收剂(如：水)159kg/hr，塔底液体，浓缩液N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)60.9wt％、水39.1wt％。浓缩液中，有机挥发物的浓度偏低，因此增加了后续纯化处理有机挥发物的能源成本。另一部分为未冷凝气体则为排气(尾气)，排气中，有机挥发物的浓度30ppm，仍需以洗涤塔来处理，且洗涤时需添加大量酸/碱洗涤液因而耗能、耗成本。
上述实施例6及比较例2及3如下表2所示。
实施例7
以对应于图2B/4B示意图的气体处理方法/系统进行气体处理。将高温气体馈入(S1)分离装置，高温气体温度为80℃，风量为100NCMM(标准立方米/每分钟)，高温气体含有空气97.4wt％、水1.39wt％、二甲基乙酰胺(DMAC)1.15wt％、3-甲基吡啶(3-MP)0.06wt％。于热交换器(冷却/凝器)通入(S5)低温冷却水(C1)作为冷却/凝器的冷却/凝剂，并且使馈入分离装置后上升的气体经热交换器冷凝成10℃的液体(顶部流)(D1)而流下来。一部分的顶部流回流(S2)回分离装置以与馈入分离装置中的气体接触，其余的顶部流(非用于回流的部分)(S3)则流至另一个热交换器(52)作为(S8)冷却剂。调整冷凝液(顶部流)中S2/S3的比例为4。于分离装置底部出口获得(D2)底部流，分流底部流为S4与S7，S4流量控制在30千克/小时(kg/hr)，S4返回分离装置。待系统达稳定后，于底部出口取得(S7)浓缩液，浓缩液二甲基乙酰胺89.6％、3-甲基吡啶1.7wt％、水8.7wt％。并另于出口取得顶部流回收(S3)浓缩液3-甲基吡啶3.4wt％、水96.6wt％。净化后气体(S6)于出口(26)取得二甲基乙酰胺1ppm、3-甲基吡啶209ppm。(ppm以毫克/千克计算)。有机挥发物二甲基乙酰胺的回收率99.9％，3-甲基吡啶的回收率31.4％。二甲基乙酰胺(DMAc)回收率的计算方法为该有机挥发物在底部流回收(S7)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。即S7中该有机物质的重量除以S1中该有机物质的重量。3-甲基吡啶回收率的计算方法为该有机挥发物在顶部流收集(S3)的重量与馈入(S1)分离装置中该气体中的有机挥发物的重量两者的比值。
比较例4－现有技术冷凝法
将实施例7所述的高温气体馈入一冷凝器，直接冷凝成10℃的液体，成为塔底液体，浓缩液DMAc 58.2wt％，塔底液体二甲基乙酰胺(DMAc)回收率92.5％，较实施例7低。且浓缩液中，有机挥发物的浓度偏低，因此增加了后续纯化处理有机挥发物的能源成本。另一部分为未冷凝气体则为排气(尾气)，排气中，有机挥发物二甲基乙酰胺(DMAc)的浓度890ppm，3-MP的浓度124ppm，仍需以洗涤塔来处理，且洗涤时需添加大量酸/碱洗涤液因而耗能、耗成本。
比较例5－现有技术吸收法
将实施例7所述的高温气体由下部馈入一吸收塔，并于上部添加吸收剂(水)，180kg/hr，塔底液体，浓缩液二甲基乙酰胺(DMAc)78.5wt％，二甲基乙酰胺(DMAc)回收率95.6，较实施例7低。且浓缩液中，有机挥发物的浓度偏低，因此增加了后续纯化处理有机挥发物的能源成本。另一部分为未冷凝气体则为排气(尾气)，排气中，有机挥发物DMAc的浓度500ppm，3-MP的浓度369ppm，仍需以洗涤塔来处理，且洗涤时需添加大量酸/碱洗涤液因而耗能、耗成本。
上述实施例7及比较例4及5如下表3所示。
表2

注:表格中的标号(S2、S3、S6、S7、D1等)适用于实施例且参照图1B/3B。
表3

注:表格中的标号(S2、S3、S6、S7、D1等)适用于实施例且参照图2B/4B。
现有技术的冷凝法，冷凝回收率偏低，且其冷凝液中的有机挥发物浓度亦偏低，因而增加了后续纯化处理的耗能。再者，其处理后的尾气通常仍含有一定浓度的有机挥发物，因而提高了后续尾气洗涤时的能耗、耗成本。
而现有技术的吸收法，不仅需额外添加吸收剂/洗涤剂、共凝剂等，且需针对欲回收的有机挥发物选择适当的吸收剂，因而对其应用造成限制。再者，使用吸收剂需要进行耗能的再生程序，且会导致大量废液产生，不利地增加了操作成本。又，吸收剂吸收废气中的有机物质后，增加了对设备的腐蚀，不利地影响吸收效率及废气处理能力。并且，使用水作为吸收剂/洗涤剂，亦使塔 底液中回收的有机挥发物浓度偏低，导致提高后续纯化处理的能耗。此外，现有技术的吸收、冷凝技术，仅适用回收高沸点的有机挥发物，无法同时有效回收高、低沸点的有机挥发物。
相对于现有技术，通过本发明所述的气体处理方法，有机挥发物的回收率较高；且产物流中的有机挥发物浓度较高，而尾气中的有机挥发物浓度较低，可改善现有技术的缺陷。另，本发明所述的气体处理方法，不需额外添加吸收剂/共凝剂、吸附剂，且可分离获得气体中沸点较高及沸点较低的物质。
此外，相对于现有技术，通过本发明所述的气体处理系统，有机挥发物的回收率较高；且产物流中的有机挥发物浓度较高，而尾气中的有机挥发物浓度较低，可避免现有技术的缺陷。另，本发明所述的气体处理系统，不需额外添加吸收剂/共凝剂、吸附剂。且通过本发明所述的气体处理系统，可分离获得气体中沸点较高及沸点较低的物质。
上述实施例仅例示性说明气体处理方法与气体处理系统，而非用于限制本揭露。任何该领域技术人员均可在不违背本发明的精神及范畴下，对上述实施例进行修饰与改变。因此，本发明的权利保护范围，应如权利要求书所载。