CN113230832A - 一种低挥发性有机污染物排放的co2捕集系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，包括吸收塔、贫富液换热器、再生塔和水洗塔；吸收塔自下而上分为吸收塔低温段和吸收塔高温段，吸收塔下部设有吸收塔烟气进口，吸收塔顶部的吸收塔烟气出口连接至水洗塔的烟气入口；吸收塔底部的富液出口分为两路，一路通过贫富液换热器连接至再生塔高温段吸收剂进口，另一路直接连接至再生塔低温段的吸收剂进口；再生塔自上而下分为再生塔低温段和再生塔高温段，再生塔底部的贫液出口分为三路。本发明的有益效果是：本发明采用水洗塔维持系统水平衡的同时，利用吸收塔高温段，提高有机胺在水洗塔内的回收率，降低了挥发性有机胺排放水平。

Description

一种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统及方法
技术领域
本发明属于烟气CO2捕集技术领域，具体涉及一种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统及方法。
背景技术
当前我国碳中和目标下，亟需发展大规模碳捕集技术，尤其是针对我国现阶段最大固定CO2排放源—燃煤电厂烟气及工业烟气。现有CO2捕集技术包括化学吸收法、固体吸附法、膜分离等，其中化学吸收法是目前唯一可大规模捕集烟气CO2的技术路线。
呈弱碱性的有机胺溶液是化学吸收技术最成熟的CO2吸收剂，如质量浓度为20％-30％的乙醇胺(MEA)水溶液，已应用于百万吨级/年燃煤电厂烟气CO2捕集工程装置。根据该技术工艺，有机胺吸收剂在吸收塔内(约40℃)吸收CO2后，富液经贫富液换热器升温后，送去再生塔(约100-120℃)加热解吸CO2，再生后的吸收剂经贫富液换热器后，送回吸收塔吸收CO2。有机胺吸收剂的水含量高达70％-80％，再生过程中需消耗大量热用于水的蒸发和升温，导致工艺的运行能耗高。
近年来，国内外研究学者提出了多种低能耗CO2捕集工艺和系统。Cousins等(DOI：10.1016/j.cherd.2011.02.008)提出再生塔底部排出的热贫液低压闪蒸-再压缩工艺，再沸器热负荷可降低19％。Le Moullec等(DOI：10.1016/j.ijggc.2014.09.024)提出吸收塔中间设置级间冷却器装置，降低吸收塔温度，提高吸收剂的CO2吸收容量，从而降低吸收剂循环流量，降低系统运行能耗。中国发明专利(CN111715033A)公开了吸收塔与高压再生塔、常压再生塔结合的CO2捕集系统，通过高压再生、常压再生结合，提高CO2解吸量。但以上系统需增加额外的闪蒸罐(真空)、压缩机、冷却器、升降压装置等，也会产生额外的电能消耗。中国发明专利(CN104958998A)公开了富液分相和撕裂再生的CO2捕集系统，吸收剂吸收CO2后分相，CO2富相送去再生，CO2稀相与再生后的CO2富相重新混合后送回吸收塔吸收CO2。该系统能够大幅降低再生塔运行的再生能耗，但该系统仅适用于自发分相的两相吸收剂。
有机胺溶液的CO2吸收速率慢，吸收塔、换热器等设备尺寸较大，系统投资成本较高。中国发明专利(CN108187455A)公开了基于两相吸收剂的烟气CO2捕集系统，吸收塔底部设置分相器，重相送去再生塔，轻相送回吸收塔。该系统降低了吸收塔的塔高，从而降低吸收塔投资成本，但系统仅适用于CO2吸收过程能自发分相的两相吸收剂。
另一方面，在CO2捕集工艺中，由于有机胺具有挥发性，易随烟气排出，导致吸收剂成本增加，还会形成气溶胶等污染物，导致严重的环境污染。尤其是目前开发的新型吸收剂，如DEEA/MAPA两相吸收剂(DOI：10.1016/j.ijggc.2021.103257)、MEA/NMP(DOI：10.1016/j.ces.2018.02.026)等的挥发性是常规MEA吸收剂的10-100倍，因此需要格外关注CO2捕集系统的污染物排放与控制技术。中国发明专利(CN111203086A)公开了CO2捕集系统的污染物控制单元，通过串联设置水平衡装置和二级水洗装置，降低污染物排放，但该系统的二级水洗装置导致投资成本增加，水耗增加，且挥发的气相污染物转移至液相污染物，根本上未实现污染物控制。
综上所述，亟待开发一种低成本、有效的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统及方法。
发明内容
本发明的目的是克服现有技术中的不足，提供一种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统及方法。
这种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，包括吸收塔、贫富液换热器、再生塔和水洗塔；吸收塔自下而上分为吸收塔低温段和吸收塔高温段，吸收塔下部设有吸收塔烟气进口，吸收塔顶部的吸收塔烟气出口连接至水洗塔的烟气入口；吸收塔底部的富液出口分为两路，一路通过贫富液换热器连接至再生塔高温段吸收剂进口，另一路直接连接至再生塔低温段的吸收剂进口；再生塔自上而下分为再生塔低温段和再生塔高温段，再生塔底部的贫液出口分为三路，第一路通过贫富液换热器连接至吸收塔低温段吸收剂进口，第二路直接连接至吸收塔高温段吸收剂进口，第三路连接至再沸器进口；水洗塔下部的循环水洗液出口分为两路，一路通过冷却器连接至水洗塔上部的循环水洗液进口，另一路连接至吸收塔高温段吸收剂进口；再生塔顶部依次连接至冷凝器和压缩机。
作为优选：所述的吸收塔的上部设有吸收塔高温段的吸收剂进口，吸收塔的中部设有吸收塔低温段的吸收剂进口；吸收塔高温段占总塔高比例范围为：0％-50％；吸收塔上部和中部的吸收剂进口处均设置液体分布器；吸收塔为填料塔。
作为优选：所述的再生塔的上部设有再生塔低温段的吸收剂进口，再生塔的中部设有再生塔高温段的吸收剂进口；再生塔低温段占总塔高的比例范围为：0-30％；再生塔上部和中部的吸收剂进口处均设置液体分布器；再生塔低温段为填料塔，再生塔高温段为填料塔、板式塔或空塔结构；所述的再沸器出口与再生塔的下部连接，再沸器采用降膜再沸器或热虹吸式再沸器。
作为优选：所述的贫富液换热器的冷侧进口为富液主流，对应出口与再生塔高温段的吸收剂进口连接；贫富液换热器的热侧进口为热贫液主流，对应出口与吸收塔低温段的吸收剂进口连接；贫富液换热器采用管壳式换热器或板式换热器，换热温差范围为5-15℃。
作为优选：所述的水洗塔下部设有烟气进口，与吸收塔烟气出口连接，水洗塔顶部设有烟气排口，水洗塔上部设有循环水洗液进口，水洗塔下部设有循环水洗液出口；水洗塔采用填料塔、板式塔或空塔结构；水洗塔上部的循环水洗液进口处设置液体分布器。
这种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，包括以下步骤：
S1、烟气依次经过吸收塔低温段、吸收塔高温段和水洗塔后排空，水洗塔设置循环水洗液对烟气进行循环水洗；
S2、有机胺吸收剂在吸收塔内吸收CO2，从吸收塔塔底排出的吸收塔出口富液分为富液主流和富液分流，富液主流经贫富液换热器升温后送入再生塔高温段，富液分流直接送入再生塔低温段；
S3、富液在再生塔内解吸CO2，从再生塔塔底排出的再生塔出口贫液分为热贫液主流和热贫液分流，热贫液主流经贫富液换热器送入吸收塔低温段，热贫液分流直接送入吸收塔高温段；
S4、再生塔下部的再沸器对塔体进行升温加热；再生塔的顶部将解吸的再生气冷凝和压缩，冷凝水回收后送回再生塔的上部。
作为优选：步骤S1中，水洗塔下部出口的循环水洗液分为两股，一股循环水洗液经过冷却器冷却后送回水洗塔上部进口，另一股循环水洗液分流与热贫液分流混合后，送入吸收塔高温段的吸收剂进口。
作为优选：步骤S2中，吸收剂自上而下在吸收塔内与烟气逆流接触，从塔底排出吸收了CO2的吸收剂富液；吸收塔低温段的温度范围为：20-50℃；吸收塔高温段的温度范围为：50-80℃；富液主流占吸收塔出口富液的质量百分比范围为：60％-100％。
作为优选：步骤S3中，再生塔低温段的温度范围为：70-100℃；再生塔高温段的温度范围为：100-150℃；热贫液主流占再生塔出口贫液的质量百分比范围为：90％-100％。
作为优选：步骤S4中，再沸器的热源来自于高温蒸汽，再沸器进口为再生塔塔底排出的部分贫液，再沸器出口与再生塔的下部连接，贫液经再沸器后产生蒸汽，吹扫再生塔，维持温度。
本发明的有益效果是：
1、本发明采用水洗塔维持系统水平衡的同时，利用吸收塔高温段，提高有机胺在水洗塔内的回收率，降低了挥发性有机胺排放水平。
2、本发明采用热贫液分流加热吸收塔高温段，提高温度有利于提高吸收剂的CO2吸收速率(尤其是针对吸收塔上段CO2分压较低的情形)。
3、本发明利用再生塔低温段，降低塔顶再生气温度，减少水蒸发潜热，有利于降低能耗。
4、本发明采用贫、富液分流，降低流经贫富液换热器的吸收剂流量，从而降低了换热器的热负荷，有利于降低换热器成本。
附图说明
图1为低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工艺流程示意图；
图2为不同吸收塔出口温度下水洗塔回收冷凝水量与MEA排放水平示意图。
附图标记说明：1—烟气；101—吸收塔烟气进口；102—吸收塔烟气出口；103—烟气排口；2—吸收塔；201—吸收塔低温段；202—吸收塔高温段；3—吸收塔出口富液；301—富液主流；302—富液分流；4—贫富液换热器；401—热富液；402—冷贫液；5—再生塔；501—再生塔低温段；502—再生塔高温段；503—再沸器；6—再生塔出口贫液；601—热贫液主流；602—热贫液分流；7—再生气；8—冷凝器；801—纯CO2；802—冷凝水；9—压缩机；901—加压纯CO2；10—水洗塔；1001—循环水洗液进口；1002—循环水洗液出口；1003—循环水洗液分流；11—冷却器。
具体实施方式
下面结合实施例对本发明做进一步描述。下述实施例的说明只是用于帮助理解本发明。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以对本发明进行若干改进和修饰，这些改进和修饰也落入本发明权利要求的保护范围内。
本发明设计吸收塔高、低温段和一级水洗塔，采用热贫液分流工艺，通过水洗塔实现系统水平衡的同时，降低系统挥发性有机污染物排放水平。结合冷富液分流设置，降低再生塔顶部再生气的温度，有利于降低汽化潜热，降低系统运行能耗。同时，分流工艺使得贫富液换热器的热负荷降低，有利于降低系统投资成本。
实施例一
本申请实施例一提供一种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，包括吸收塔2、贫富液换热器4、再生塔5和水洗塔10；吸收塔2自下而上分为吸收塔低温段201和吸收塔高温段202，吸收塔2下部设有吸收塔烟气进口101，吸收塔2顶部的吸收塔烟气出口102连接至水洗塔10的烟气入口；吸收塔2底部的富液出口分为两路，一路通过贫富液换热器4连接至再生塔高温段502吸收剂进口，另一路直接连接至再生塔低温段501的吸收剂进口；再生塔5自上而下分为再生塔低温段501和再生塔高温段502，再生塔5底部的贫液出口分为三路，第一路通过贫富液换热器4连接至吸收塔低温段201吸收剂进口，第二路直接连接至吸收塔高温段202吸收剂进口，第三路连接至再沸器503进口；水洗塔10下部的循环水洗液出口1002分为两路，一路通过冷却器11连接至水洗塔10上部的循环水洗液进口1001，另一路连接至吸收塔高温段202吸收剂进口；再生塔5顶部依次连接至冷凝器8和压缩机9。
实施例二
在实施例一的基础上，本申请实施例二提供一种更具体的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，各部件具体结构如下：
所述的吸收塔，自下而上分为低温段、高温段，塔的上部和中部设有吸收剂进口，分别对应吸收塔高温段、低温段吸收剂的进口；吸收剂自上而下，在塔内与烟气逆流接触，从塔底排出吸收了CO2的吸收剂富液；从吸收塔塔底排出的富液分为富液主流和富液分流，富液主流送入贫富液换热器的冷侧进口，富液分流直接送去再生塔低温段。
其中，吸收塔高温段占总塔高比例范围为：0％-50％；吸收塔的低温段的温度范围为：20-50℃；吸收塔的高温段的温度范围为：50-80℃；富液主流占吸收塔塔底排出的富液的质量百分比范围为：60％-100％；吸收塔上部和中部的吸收剂进口处，设置液体分布器；吸收塔为填料塔。
所述的再生塔，自上而下分为低温段、高温段，塔的上部、中部设有吸收剂富液进口，分别对应再生塔的低温段、高温段吸收剂富液进口；吸收剂富液在再生塔内解吸CO2后，从塔底排出热贫液；从再生塔塔底排出的热贫液分为热贫液主流和热贫液分流，热贫液主流送去贫富液换热器进口，热贫液分流直接送去吸收塔高温段。
其中，再生塔低温段占总塔高的比例范围为：0-30％；再生塔的低温段的温度范围为：70-100℃；再生塔的高温段的温度范围为：100-150℃；热贫液主流占再生塔塔底排出的热贫液的质量百分比范围为：90％-100％；再生塔上、中部的吸收剂进口处，设液体分布器；再生塔低温段为填料塔，高温段可选填料塔、板式塔或空塔结构。
所述的再生塔的下部设有再沸器，对塔体进行升温加热；再生塔的顶部将解吸的再生气冷凝、压缩，冷凝水回收后送回再生塔的上部。
其中，所述再沸器的热源来自于高温蒸汽，再沸器进口为再生塔塔底排出的部分吸收剂贫液，出口与再生塔的下部连接，吸收剂贫液经再沸器后产生蒸汽，吹扫再生塔，维持温度；再沸器可选降膜再沸器或热虹吸式再沸器。
所述的贫富液换热器：冷侧进口为富液主流，对应出口与再生塔高温段进口连接；热侧进口为热贫液主流，对应出口与吸收塔低温段进口连接。
其中，贫富液换热器可选管壳式或板式换热器，换热温差范围为5-15℃。
所述的水洗塔下部设有烟气进口，与吸收塔高温段出口烟气连接，顶部设有烟气排口，上部设有循环水洗液进口，下部设有循环水洗液出口；通过控制水洗塔出口烟气的温度，维持与CO2捕集系统进口烟气的水平衡。
其中，水洗塔下部出口的循环水洗液分为两股，一股循环水洗液经过冷却器冷却后送回水洗塔上部进口，另一股循环水洗液与热贫液分流混合后，送入吸收塔高温段吸收剂进口；循环水洗液为稀释的有机胺溶液；通过控制水洗塔的温度维持系统水平衡，水洗塔温度由进口烟气温度、进口烟气CO2浓度等决定，具体可参照实施例五；水洗塔可选填料塔、板式塔或空塔结构；水洗塔上部循环水洗液进口处，设液体分布器。
实施例三
本申请实施例三提供一种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，包括以下步骤：
S1、烟气依次经过吸收塔低温段201、吸收塔高温段202和水洗塔10后排空，水洗塔10设置循环水洗液对烟气进行循环水洗；
S2、有机胺吸收剂在吸收塔2内吸收CO2，从吸收塔2塔底排出的吸收塔出口富液3分为富液主流301和富液分流302，富液主流301经贫富液换热器4升温后送入再生塔高温段502，富液分流302直接送入再生塔低温段501；
S3、富液在再生塔5内解吸CO2，从再生塔5塔底排出的再生塔出口贫液6分为热贫液主流601和热贫液分流602，热贫液主流601经贫富液换热器4送入吸收塔低温段201，热贫液分流602直接送入吸收塔高温段202；
S4、再生塔5下部的再沸器503对塔体进行升温加热；再生塔5的顶部将解吸的再生气冷凝和压缩，冷凝水802回收后送回再生塔5的上部。
实施例四
烟气温度40℃，处于湿饱和状态(水的含量约7％，7.4kPa)，烟气中CO2浓度为12.0％，吸收剂采用30％MEA，贫液负荷为0.25mol/mol，吸收塔内CO2捕集率为90％。结合Aspen Plus流程模拟软件和吸收剂的挥发平衡数据，对MEA吸收剂系统的胺排放进行评估。
热贫液分流的质量百分比为0时，即无热贫液分流，吸收塔(高温段)出口约55℃。此时，吸收塔出口烟气中水分浓度约18％(18.4kPa)，烟气带走的水分为203kg/tCO2，评估MEA排放浓度约355mg/m3。水洗塔温度控制在40.9℃(7.7kPa)，可回收烟气中的水分，维持系统水平衡，经水洗塔后排出的烟气中MEA浓度约4.98mg/m3。
当热贫液分流(温度105℃)占热贫液总流量的百分比为3％时，吸收塔(高温段)出口约65℃。此时，水洗塔温度控制在40.9℃(水洗塔温度控制系统水平衡方法见实施例五)，仍可维持系统水平衡，经水洗塔后排出的烟气中MEA浓度降低至2.73mg/m3。
提高热贫液分流的比例，可进一步降低MEA排放水平。如图2为不同吸收塔出口温度下，水洗塔的冷凝水回收量与MEA排放水平。由图2看出，吸收塔温度升高，MEA排放浓度下降，但会造成水洗塔处理量增大，水洗塔设备尺寸增大。推荐吸收塔出口温度50-80℃。
实施例五
以30％MEA吸收剂为例，吸收剂的贫液负荷为0.25mol/mol，表1为在不同工况条件下(吸收塔进口烟气温度、吸收塔进口烟气中CO2浓度、吸收塔的CO2捕集率、吸收塔出口烟气温度)，维持系统水平衡时，水洗塔的温度、水洗塔内冷凝水回收量、胺排放、循环水洗液的胺浓度结果。
表1不同烟气工况条件下，本发明水洗塔运行参数及结果
Figure BDA0003087447670000081
影响系统水平衡与胺排放的主要因素有：吸收塔进口烟气温度、吸收塔出口烟气温度和吸收塔进口烟气中CO2浓度。烟气温度越高，维持水平衡时的水洗塔温度越高，水洗塔内回收的水量越少，胺回收效果越差，胺排放水平越高；吸收塔出口温度对维持水平衡时的水洗塔温度无影响，吸收塔出口温度越高，水洗塔内回收的水量越多，胺回收效果越好，胺排放水平越低；烟气CO2浓度越高，维持水平衡时的水洗塔温度越高，水洗塔内回收的水量越少，胺回收效果越差，胺排放水平越高。吸收塔内CO2捕集率对维持水平衡时的水洗塔温度、胺排放水平影响较小。
本发明利用吸收塔高温段，提高有机胺在水洗塔内的回收率，降低挥发性有机胺排放水平；吸收塔高温段CO2分压较低，提高温度有利于提高吸收剂的CO2吸收速率；利用再生塔低温段，降低塔顶再生气温度，减少水蒸发潜热，有利于降低能耗；采用贫、富液分流工艺，降低流经贫富液换热器的吸收剂流量，降低了换热器的热负荷，有利于降低换热器成本。

Claims (10)

1.一种低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，其特征在于：包括吸收塔(2)、贫富液换热器(4)、再生塔(5)和水洗塔(10)；吸收塔(2)自下而上分为吸收塔低温段(201)和吸收塔高温段(202)，吸收塔(2)下部设有吸收塔烟气进口(101)，吸收塔(2)顶部的吸收塔烟气出口(102)连接至水洗塔(10)的烟气入口；吸收塔(2)底部的富液出口分为两路，一路通过贫富液换热器(4)连接至再生塔高温段(502)吸收剂进口，另一路直接连接至再生塔低温段(501)的吸收剂进口；再生塔(5)自上而下分为再生塔低温段(501)和再生塔高温段(502)，再生塔(5)底部的贫液出口分为三路，第一路通过贫富液换热器(4)连接至吸收塔低温段(201)吸收剂进口，第二路直接连接至吸收塔高温段(202)吸收剂进口，第三路连接至再沸器(503)进口；水洗塔(10)下部的循环水洗液出口(1002)分为两路，一路通过冷却器(11)连接至水洗塔(10)上部的循环水洗液进口(1001)，另一路连接至吸收塔高温段(202)吸收剂进口；再生塔(5)顶部依次连接至冷凝器(8)和压缩机(9)。
2.根据权利要求1所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，其特征在于：所述的吸收塔(2)的上部设有吸收塔高温段(202)的吸收剂进口，吸收塔(2)的中部设有吸收塔低温段(201)的吸收剂进口；吸收塔高温段占总塔高比例范围为：0％-50％；吸收塔(2)上部和中部的吸收剂进口处均设置液体分布器；吸收塔(2)为填料塔。
3.根据权利要求1所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，其特征在于：所述的再生塔(5)的上部设有再生塔低温段(501)的吸收剂进口，再生塔(5)的中部设有再生塔高温段(502)的吸收剂进口；再生塔低温段占总塔高的比例范围为：0-30％；再生塔(5)上部和中部的吸收剂进口处均设置液体分布器；再生塔低温段为填料塔，再生塔高温段为填料塔、板式塔或空塔结构；所述的再沸器(503)出口与再生塔(5)的下部连接，再沸器采用降膜再沸器或热虹吸式再沸器。
4.根据权利要求1所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，其特征在于：所述的贫富液换热器(4)的冷侧进口为富液主流(301)，对应出口与再生塔高温段(502)的吸收剂进口连接；贫富液换热器(4)的热侧进口为热贫液主流(601)，对应出口与吸收塔低温段(201)的吸收剂进口连接；贫富液换热器采用管壳式换热器或板式换热器，换热温差范围为5-15℃。
5.根据权利要求1所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统，其特征在于：所述的水洗塔(10)下部设有烟气进口，与吸收塔烟气出口(102)连接，水洗塔(10)顶部设有烟气排口(103)，水洗塔(10)上部设有循环水洗液进口(1001)，水洗塔(10)下部设有循环水洗液出口(1002)；水洗塔采用填料塔、板式塔或空塔结构；水洗塔上部的循环水洗液进口(1001)处设置液体分布器。
6.一种如权利要求1所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1、烟气依次经过吸收塔低温段(201)、吸收塔高温段(202)和水洗塔(10)后排空，水洗塔(10)设置循环水洗液对烟气进行循环水洗；
S2、有机胺吸收剂在吸收塔(2)内吸收CO2，从吸收塔(2)塔底排出的吸收塔出口富液(3)分为富液主流(301)和富液分流(302)，富液主流(301)经贫富液换热器(4)升温后送入再生塔高温段(502)，富液分流(302)直接送入再生塔低温段(501)；
S3、富液在再生塔(5)内解吸CO2，从再生塔(5)塔底排出的再生塔出口贫液(6)分为热贫液主流(601)和热贫液分流(602)，热贫液主流(601)经贫富液换热器(4)送入吸收塔低温段(201)，热贫液分流(602)直接送入吸收塔高温段(202)；
S4、再生塔(5)下部的再沸器(503)对塔体进行升温加热；再生塔(5)的顶部将解吸的再生气冷凝和压缩，冷凝水(802)回收后送回再生塔(5)的上部。
7.根据权利要求6所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，其特征在于：步骤S1中，水洗塔下部出口的循环水洗液分为两股，一股循环水洗液经过冷却器(11)冷却后送回水洗塔上部进口，另一股循环水洗液分流(1003)与热贫液分流(602)混合后，送入吸收塔高温段的吸收剂进口。
8.根据权利要求6所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，其特征在于：步骤S2中，吸收剂自上而下在吸收塔(2)内与烟气逆流接触，从塔底排出吸收了CO2的吸收剂富液；吸收塔低温段的温度范围为：20-50℃；吸收塔高温段的温度范围为：50-80℃；富液主流(301)占吸收塔出口富液(3)的质量百分比范围为：60％-100％。
9.根据权利要求6所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，其特征在于：步骤S3中，再生塔低温段的温度范围为：70-100℃；再生塔高温段的温度范围为：100-150℃；热贫液主流(601)占再生塔出口贫液(6)的质量百分比范围为：90％-100％。
10.根据权利要求6所述的低挥发性有机污染物排放的CO2捕集系统的工作方法，其特征在于：步骤S4中，再沸器(503)的热源来自于高温蒸汽，再沸器进口为再生塔(5)塔底排出的部分贫液，再沸器出口与再生塔(503)的下部连接，贫液经再沸器后产生蒸汽，吹扫再生塔，维持温度。
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