JPH05293332A - 揮発性有機化合物含有ガスの除去方法 - Google Patents
揮発性有機化合物含有ガスの除去方法Info
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- JPH05293332A JPH05293332A JP4128063A JP12806392A JPH05293332A JP H05293332 A JPH05293332 A JP H05293332A JP 4128063 A JP4128063 A JP 4128063A JP 12806392 A JP12806392 A JP 12806392A JP H05293332 A JPH05293332 A JP H05293332A
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Abstract
(57)【要約】 （修正有）
【目的】 貯蔵タンク等から排出されるガソリン、アル
コール類等の揮発性有機化合物ガスを９０％Ｖ〜９６％
Ｖの回収率で回収する。 【構成】 揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収塔、第
２吸収塔へと直流的に流してそれぞれ吸収用液体と向流
接触させ、その吸収用液体はそれぞれ第１離脱塔、第２
離脱塔を通してもとの吸収塔に再循環する揮発性有機化
合物を回収するプロセスにおいて、第１および第２離脱
塔の操作圧力と第１吸収塔下部に導入される揮発性有機
化合物含有ガス濃度の関係が、図のＣ′線とＢ線の下部
に位置するように条件設定することを特徴とする、入口
導入ガス中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０
０としたとき、放出ガス中の揮発性有機化合物含有ガス
の存在量を１０以下とする揮発性有機化合物含有ガスの
除去方法。
コール類等の揮発性有機化合物ガスを９０％Ｖ〜９６％
Ｖの回収率で回収する。 【構成】 揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収塔、第
２吸収塔へと直流的に流してそれぞれ吸収用液体と向流
接触させ、その吸収用液体はそれぞれ第１離脱塔、第２
離脱塔を通してもとの吸収塔に再循環する揮発性有機化
合物を回収するプロセスにおいて、第１および第２離脱
塔の操作圧力と第１吸収塔下部に導入される揮発性有機
化合物含有ガス濃度の関係が、図のＣ′線とＢ線の下部
に位置するように条件設定することを特徴とする、入口
導入ガス中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０
０としたとき、放出ガス中の揮発性有機化合物含有ガス
の存在量を１０以下とする揮発性有機化合物含有ガスの
除去方法。
Description
【０００１】
【技術分野】本発明は、揮発性有機化合物をそれを含む
混合ガスから効率よく回収し、それが大気中に放散され
ることを防止する技術に関する。
混合ガスから効率よく回収し、それが大気中に放散され
ることを防止する技術に関する。
【０００２】
【従来技術】揮発性炭化水素類は貯蔵タンクから気温上
昇のためあるいは貯蔵タンクに流入または貯蔵タンクか
らタンクローリー車に充填する際、大気中に拡散され、
光化学スモックの生成原因物質になると言われている。
このため排出口における炭化水素濃度を抑えるための規
制が日本等で行なわれてきたが、最近になって米国を中
心に更に厳しい規制が出されるようになってきた。例え
ば、従来最も厳しい基準としては、日本の愛知県条例に
おける排出口炭化水素濃度基準があり、それでは５％Ｖ
（後述の回収率では入口ガス濃度２１％Ｖで８０％Ｖ位
に相当している）以下というものであったが、米国のＥ
ＰＡでは１９８０年１２月１７日以後に新増設された大
型ガソリンターミナル(Bulk gasoline terminal)に対し
てＶＯＣ(Volatile organic compound)排出量をガソリ
ン１リットル当り３５ｍｇ以下とし、また１９７８年５
月１９日以降に新増設され、石油製品の蒸気圧が７８ｍ
ｍＨｇ〜５７０ｍｍＨｇのものを貯える施設に対してベ
ーパー回収システムで９５％ｗｔ以上の回収率を持つこ
とを義務づけるという厳しい基準が出されはじめてい
る。炭化水素ベーパーの回収法としては幾つかの方法が
考えられる。例えば活性炭のような多孔質の吸着物質を
用いて吸着除去する方法や深冷して液化除去する方法が
ある。しかし、吸着法には吸着熱が大量に発生するため
発火の危険性がある。また深冷法には、該ガスの液化温
度が非常に低温であるため、回収率を高めるには−３５
℃以下の低温に冷却しなければならず経済的に不利であ
る。これに対して炭化水素ベーパーから安全にかつ効率
良く炭化水素を除去する方法として、常温／常圧下でべ
ーパーを液体で洗浄／吸収し、さらに液体中の炭化水素
を除去回収し、液体を循環使用する吸収法が知られてい
る。この際吸収に使用される液体としては、水に不溶で
あって、炭化水素ガスへの吸収力が強く、さらには炭化
水素を除去回収する際に損失することのない低蒸気圧な
液体が適当である。即ちフタル酸のエステル、珪酸のエ
ステル、燐酸のエステル、脂肪酸のエステル、アルキル
ベンゼン、アルキルナフタレンもしくはα−オレフィン
の中から選ばれた何れか１種又は２種以上の混合物を主
成分とする液体さらには前記液体に３７．８℃の粘度５
〜２０ｃｓｔ、沸点２５０〜４５０℃、平均分子量２０
０〜３５０の精製鉱油を７５％ｗｔ以下の割合で混合し
た液体が使用される。しかし、この吸収法の欠点は、常
温下で操作できる吸収塔、離脱塔、回収塔、真空ポンプ
からなるプロセスでは従来の基準である排出口炭化水素
濃度５％Ｖ以下とすることはできるが、より厳しい米国
ＥＰＡ等の最近の基準をクリアーすることができないこ
とである。揮発性有機化合物ガスを吸収法によって回収
する方法の改良法として、特公昭５４−８６３２号公報
に示されているように、吸収液としてリン酸、ケイ酸、
脂肪酸等のエステルと鉱油との混合液を使用し、吸収液
を離脱塔で揮発性有機化合物を減圧下でフラッシング
し、循環使用する方法があり、また特公昭５８−２２５
０３号公報に示されているように、前記フラッシングを
真空度を異にした複数の容器中で２段以上にフラッシュ
蒸発させる方法がある。しかし吸収液を循環使用する方
法には、離脱塔における吸収液再生において揮発性有機
化合物が減圧下に応じた蒸気圧分だけが残存し、これが
吸収塔での揮発性有機化合物ガス回収率を向上するうえ
での障害となる。
昇のためあるいは貯蔵タンクに流入または貯蔵タンクか
らタンクローリー車に充填する際、大気中に拡散され、
光化学スモックの生成原因物質になると言われている。
このため排出口における炭化水素濃度を抑えるための規
制が日本等で行なわれてきたが、最近になって米国を中
心に更に厳しい規制が出されるようになってきた。例え
ば、従来最も厳しい基準としては、日本の愛知県条例に
おける排出口炭化水素濃度基準があり、それでは５％Ｖ
（後述の回収率では入口ガス濃度２１％Ｖで８０％Ｖ位
に相当している）以下というものであったが、米国のＥ
ＰＡでは１９８０年１２月１７日以後に新増設された大
型ガソリンターミナル(Bulk gasoline terminal)に対し
てＶＯＣ(Volatile organic compound)排出量をガソリ
ン１リットル当り３５ｍｇ以下とし、また１９７８年５
月１９日以降に新増設され、石油製品の蒸気圧が７８ｍ
ｍＨｇ〜５７０ｍｍＨｇのものを貯える施設に対してベ
ーパー回収システムで９５％ｗｔ以上の回収率を持つこ
とを義務づけるという厳しい基準が出されはじめてい
る。炭化水素ベーパーの回収法としては幾つかの方法が
考えられる。例えば活性炭のような多孔質の吸着物質を
用いて吸着除去する方法や深冷して液化除去する方法が
ある。しかし、吸着法には吸着熱が大量に発生するため
発火の危険性がある。また深冷法には、該ガスの液化温
度が非常に低温であるため、回収率を高めるには−３５
℃以下の低温に冷却しなければならず経済的に不利であ
る。これに対して炭化水素ベーパーから安全にかつ効率
良く炭化水素を除去する方法として、常温／常圧下でべ
ーパーを液体で洗浄／吸収し、さらに液体中の炭化水素
を除去回収し、液体を循環使用する吸収法が知られてい
る。この際吸収に使用される液体としては、水に不溶で
あって、炭化水素ガスへの吸収力が強く、さらには炭化
水素を除去回収する際に損失することのない低蒸気圧な
液体が適当である。即ちフタル酸のエステル、珪酸のエ
ステル、燐酸のエステル、脂肪酸のエステル、アルキル
ベンゼン、アルキルナフタレンもしくはα−オレフィン
の中から選ばれた何れか１種又は２種以上の混合物を主
成分とする液体さらには前記液体に３７．８℃の粘度５
〜２０ｃｓｔ、沸点２５０〜４５０℃、平均分子量２０
０〜３５０の精製鉱油を７５％ｗｔ以下の割合で混合し
た液体が使用される。しかし、この吸収法の欠点は、常
温下で操作できる吸収塔、離脱塔、回収塔、真空ポンプ
からなるプロセスでは従来の基準である排出口炭化水素
濃度５％Ｖ以下とすることはできるが、より厳しい米国
ＥＰＡ等の最近の基準をクリアーすることができないこ
とである。揮発性有機化合物ガスを吸収法によって回収
する方法の改良法として、特公昭５４−８６３２号公報
に示されているように、吸収液としてリン酸、ケイ酸、
脂肪酸等のエステルと鉱油との混合液を使用し、吸収液
を離脱塔で揮発性有機化合物を減圧下でフラッシング
し、循環使用する方法があり、また特公昭５８−２２５
０３号公報に示されているように、前記フラッシングを
真空度を異にした複数の容器中で２段以上にフラッシュ
蒸発させる方法がある。しかし吸収液を循環使用する方
法には、離脱塔における吸収液再生において揮発性有機
化合物が減圧下に応じた蒸気圧分だけが残存し、これが
吸収塔での揮発性有機化合物ガス回収率を向上するうえ
での障害となる。
【０００３】
【目的】本発明の目的は、貯蔵タンク、タンク車、タン
クローリー等から排出されるガソリン、灯油、ベンゼ
ン、アルコール類等の揮発性有機化合物ガスを９０％Ｖ
〜９６％Ｖの回収率で回収することのできる新規な回収
法を提供する点にある。
クローリー等から排出されるガソリン、灯油、ベンゼ
ン、アルコール類等の揮発性有機化合物ガスを９０％Ｖ
〜９６％Ｖの回収率で回収することのできる新規な回収
法を提供する点にある。
【０００４】
【構成】本発明の第一は、揮発性有機化合物含有ガスを
第１吸収塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供
給して向流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガ
スの主要部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低
くなったガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２
吸収用液体を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔
の下部から得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給
し、第１離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のため
の第１吸収用液体として再循環し、第２吸収塔の下部か
ら得られた第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２
離脱塔の下部より得られた液は第２吸収塔のための第２
吸収用液体として再循環して残りの揮発性有機化合物を
回収するにあたり、第１および第２離脱塔の操作圧力と
第１吸収塔下部に導入される揮発性有機化合物含有ガス
濃度の関係が、図１のＣ′線とＢ線の下部に位置するよ
うに条件設定することを特徴とする入口導入ガス中の揮
発性有機化合物含有ガスの存在量を１００としたとき、
放出ガス中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０
以下とする揮発性有機化合物含有ガスの除去方法に関す
る。本発明の第二は、揮発性有機化合物含有ガスを第１
吸収塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給し
て向流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの
主要部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くな
ったガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収
用液体を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下
部から得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、
第１離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第
１吸収用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得
られた第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱
塔の下部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収
用液体として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収
するにあたり、第２離脱塔の下部から空気を導入しつ
つ、第１および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔下部
に導入される揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係が、
図１のＡ′線およびＢ線より下部に位置するように条件
設定することを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機
化合物含有ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス
中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０以下とす
る揮発性有機化合物含有ガスの除去方法に関する。
第１吸収塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供
給して向流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガ
スの主要部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低
くなったガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２
吸収用液体を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔
の下部から得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給
し、第１離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のため
の第１吸収用液体として再循環し、第２吸収塔の下部か
ら得られた第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２
離脱塔の下部より得られた液は第２吸収塔のための第２
吸収用液体として再循環して残りの揮発性有機化合物を
回収するにあたり、第１および第２離脱塔の操作圧力と
第１吸収塔下部に導入される揮発性有機化合物含有ガス
濃度の関係が、図１のＣ′線とＢ線の下部に位置するよ
うに条件設定することを特徴とする入口導入ガス中の揮
発性有機化合物含有ガスの存在量を１００としたとき、
放出ガス中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０
以下とする揮発性有機化合物含有ガスの除去方法に関す
る。本発明の第二は、揮発性有機化合物含有ガスを第１
吸収塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給し
て向流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの
主要部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くな
ったガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収
用液体を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下
部から得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、
第１離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第
１吸収用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得
られた第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱
塔の下部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収
用液体として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収
するにあたり、第２離脱塔の下部から空気を導入しつ
つ、第１および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔下部
に導入される揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係が、
図１のＡ′線およびＢ線より下部に位置するように条件
設定することを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機
化合物含有ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス
中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０以下とす
る揮発性有機化合物含有ガスの除去方法に関する。
【０００５】本発明の第三は、揮発性有機化合物含有ガ
スを第１吸収塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体
を供給して向流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合
物ガスの主要部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度
の低くなったガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から
第２吸収用液体を供給して向流接触させ、一方、第１吸
収塔の下部から得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に
供給し、第１離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔の
ための第１吸収用液体として再循環し、第２吸収塔の下
部から得られた第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、
第２離脱塔の下部より得られた液は第２吸収塔のための
第２吸収用液体として再循環して残りの揮発性有機化合
物を回収するにあたり、第１および第２離脱塔の操作圧
力と第１吸収塔下部に導入される揮発性有機化合物含有
ガス濃度の関係が、図１のＣ線の下部に位置するように
条件設定することを特徴とする入口導入ガス中の揮発性
有機化合物含有ガスの存在量を１００としたとき、放出
ガス中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を５以下と
する揮発性有機化合物含有ガスの除去方法に関する。
本発明の第四は、揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収
塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給して向
流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの主要
部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くなった
ガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収用液
体を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下部か
ら得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、第１
離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第１吸
収用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得られ
た第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱塔の
下部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収用液
体として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収する
にあたり、第２離脱塔の下部から空気を導入しつつ、第
１および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔下部に導入
される揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係が、図１の
Ａ線およびＢ線より下部に位置するように条件設定する
ことを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機化合物含
有ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス中の揮発
性有機化合物含有ガスの存在量を５以下とする揮発性有
機化合物含有ガスの除去方法に関する。
スを第１吸収塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体
を供給して向流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合
物ガスの主要部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度
の低くなったガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から
第２吸収用液体を供給して向流接触させ、一方、第１吸
収塔の下部から得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に
供給し、第１離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔の
ための第１吸収用液体として再循環し、第２吸収塔の下
部から得られた第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、
第２離脱塔の下部より得られた液は第２吸収塔のための
第２吸収用液体として再循環して残りの揮発性有機化合
物を回収するにあたり、第１および第２離脱塔の操作圧
力と第１吸収塔下部に導入される揮発性有機化合物含有
ガス濃度の関係が、図１のＣ線の下部に位置するように
条件設定することを特徴とする入口導入ガス中の揮発性
有機化合物含有ガスの存在量を１００としたとき、放出
ガス中の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を５以下と
する揮発性有機化合物含有ガスの除去方法に関する。
本発明の第四は、揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収
塔下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給して向
流接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの主要
部分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くなった
ガスを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収用液
体を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下部か
ら得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、第１
離脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第１吸
収用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得られ
た第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱塔の
下部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収用液
体として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収する
にあたり、第２離脱塔の下部から空気を導入しつつ、第
１および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔下部に導入
される揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係が、図１の
Ａ線およびＢ線より下部に位置するように条件設定する
ことを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機化合物含
有ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス中の揮発
性有機化合物含有ガスの存在量を５以下とする揮発性有
機化合物含有ガスの除去方法に関する。
【０００６】図１のＡ線は、Ａ式 Ｐ＝１９０ｆ÷（１−０．９５ｆ）……（Ａ） で示されるものであり、Ｐは第１、第２離脱塔の操作圧
力（ｍｍＨｇ）、ｆは第１吸収塔下部に導入されるガス
中の揮発性有機化合物の濃度（モル分率）を示す。この
Ａ式は、揮発性有機化合物（例えば炭化水素ガス）の回
収率が９５％において、吸収油ストリッパに空気バブリ
ング運転を行うときの爆発限界に対応する揮発性有機化
合物濃度と、第１、第２離脱塔の操作圧力との関係を示
す式である。 図１のＡ′線は、Ａ′式 Ｐ＝３８０ｆ÷（１−０．９０ｆ）……（Ａ′） で示される。Ａ′式は、揮発性有機化合物の回収率を９
０％とした以外は、Ａ式と同様の関係を示す式である。
力（ｍｍＨｇ）、ｆは第１吸収塔下部に導入されるガス
中の揮発性有機化合物の濃度（モル分率）を示す。この
Ａ式は、揮発性有機化合物（例えば炭化水素ガス）の回
収率が９５％において、吸収油ストリッパに空気バブリ
ング運転を行うときの爆発限界に対応する揮発性有機化
合物濃度と、第１、第２離脱塔の操作圧力との関係を示
す式である。 図１のＡ′線は、Ａ′式 Ｐ＝３８０ｆ÷（１−０．９０ｆ）……（Ａ′） で示される。Ａ′式は、揮発性有機化合物の回収率を９
０％とした以外は、Ａ式と同様の関係を示す式である。
【０００７】図１のＢ線は、Ｂ式 Ｐ＝−７０ｆ＋８３……（Ｂ） で示されるものである。第１吸収塔／第１離脱塔の組み
合せにおいて、第１離脱塔に入るリッチオイル中に含ま
れる炭化水素ガス量が多くなると第１離脱塔で炭化水素
分離の際、液の飛沫同伴が発生する。飛沫同伴が発生す
ると、液が損失していくのみならず、真空ポンプ内に液
が流入し、故障の原因となる。炭化水素蒸発に伴なう液
の飛沫同伴量は、リッチオイルに含まれる炭化水素の量
が増加するにつれて増大するが、運転実績等経験的な観
点および安全性の点から３５モル％（１０％ｗｔ）が限
界値であり、この値以上では飛沫同伴が起こり運転でき
ない。また、リッチオイル中の炭化水素濃度は、第１吸
収塔に導入されるガスの濃度が低くなるにつれて、液に
蓄積される炭化水素は少なくなるため小さくなる。この
ため液中３５モル％以下を確保するために必要な第１離
脱塔の圧力（第１／第２離脱塔は同一圧力で運転す
る。）は、第１吸収塔導入ガスの濃度が低くなるにつれ
て高くても良いことになる。
合せにおいて、第１離脱塔に入るリッチオイル中に含ま
れる炭化水素ガス量が多くなると第１離脱塔で炭化水素
分離の際、液の飛沫同伴が発生する。飛沫同伴が発生す
ると、液が損失していくのみならず、真空ポンプ内に液
が流入し、故障の原因となる。炭化水素蒸発に伴なう液
の飛沫同伴量は、リッチオイルに含まれる炭化水素の量
が増加するにつれて増大するが、運転実績等経験的な観
点および安全性の点から３５モル％（１０％ｗｔ）が限
界値であり、この値以上では飛沫同伴が起こり運転でき
ない。また、リッチオイル中の炭化水素濃度は、第１吸
収塔に導入されるガスの濃度が低くなるにつれて、液に
蓄積される炭化水素は少なくなるため小さくなる。この
ため液中３５モル％以下を確保するために必要な第１離
脱塔の圧力（第１／第２離脱塔は同一圧力で運転す
る。）は、第１吸収塔導入ガスの濃度が低くなるにつれ
て高くても良いことになる。
【０００８】図１のＣ線は、Ｃ式 Ｐ＝３．８６＋４５ｆ＋７５．１ｆ2……（Ｃ） で示されるものであり、揮発性有機化合物の回収率９５
％において、空気バブリングを行わないときの必要な操
作圧力と第１吸収塔に導入される入口ガス中の揮発性有
機化合物濃度との関係を示す。 図１のＣ′線は、Ｃ′式 Ｐ＝８．３１＋５１ｆ＋２００ｆ2……（Ｃ′） で示されるものであり、前記回収率が９０％のときの同
様の関係を示すものである。
％において、空気バブリングを行わないときの必要な操
作圧力と第１吸収塔に導入される入口ガス中の揮発性有
機化合物濃度との関係を示す。 図１のＣ′線は、Ｃ′式 Ｐ＝８．３１＋５１ｆ＋２００ｆ2……（Ｃ′） で示されるものであり、前記回収率が９０％のときの同
様の関係を示すものである。
【０００９】本発明を図面を参照して説明する。図２
は、本発明の第１、第３発明に使用する代表的なフロー
シートである。揮発性有機化合物例えば炭化水素含有ガ
スは、ライン１１より第１吸収塔１の下部に導入され、
そこでライン１３を経て送られてくる第１吸収用液体を
上部から供給してガスと向流接触させ、大部分の炭化水
素が除かれた処理ガスはライン１４を経て、第２吸収塔
２に送り、炭化水素を吸収した処理液はライン１２を経
て第１離脱塔３に供給する。第１離脱塔の操作条件は、
本発明の条件を満足するように設定する。第１離脱塔３
では、吸収液から炭化水素を除去する。炭化水素を除去
した吸収液は第１吸収用液体としてライン１３を経て第
１吸収塔１に返送し、第２離脱塔４で分離された炭化水
素ガスはライン１７、ライン１９を経て炭化水素ガス回
収塔５に送り、回収する。炭化水素回収液はライン２０
より回収塔５に供給し、炭化水素はライン２１より回収
し、処理ガスはライン２２を経て第１吸収塔１にもど
す。一方、第２離脱塔４では、第２吸収塔２で残存の炭
化水素ガスを吸収した第２処理液がライン１５を経て導
入され、ここで炭化水素を除いた第２吸収液は再びライ
ン１６を経て第２吸収塔２に返送され、分離された炭化
水素はライン１７、ライン１９を経て炭化水素回収塔５
に送られる。
は、本発明の第１、第３発明に使用する代表的なフロー
シートである。揮発性有機化合物例えば炭化水素含有ガ
スは、ライン１１より第１吸収塔１の下部に導入され、
そこでライン１３を経て送られてくる第１吸収用液体を
上部から供給してガスと向流接触させ、大部分の炭化水
素が除かれた処理ガスはライン１４を経て、第２吸収塔
２に送り、炭化水素を吸収した処理液はライン１２を経
て第１離脱塔３に供給する。第１離脱塔の操作条件は、
本発明の条件を満足するように設定する。第１離脱塔３
では、吸収液から炭化水素を除去する。炭化水素を除去
した吸収液は第１吸収用液体としてライン１３を経て第
１吸収塔１に返送し、第２離脱塔４で分離された炭化水
素ガスはライン１７、ライン１９を経て炭化水素ガス回
収塔５に送り、回収する。炭化水素回収液はライン２０
より回収塔５に供給し、炭化水素はライン２１より回収
し、処理ガスはライン２２を経て第１吸収塔１にもど
す。一方、第２離脱塔４では、第２吸収塔２で残存の炭
化水素ガスを吸収した第２処理液がライン１５を経て導
入され、ここで炭化水素を除いた第２吸収液は再びライ
ン１６を経て第２吸収塔２に返送され、分離された炭化
水素はライン１７、ライン１９を経て炭化水素回収塔５
に送られる。
【００１０】図３は、本発明の第２、第４発明に使用す
る代表的なフローシートである。図２のフローシートと
の相違点は、第２離脱塔４の下方に空気バブリングのた
めの空気導入部２３を付設した以外は図３と同一であ
る。図４は、図３の第２離脱塔４の下に第３離脱塔６を
付設した本発明の変形フローシートであり、空気バブリ
ングは第３離脱塔６において行っている。吸収塔に導入
されるガス流量が変化しても、各離脱塔における再生圧
力と炭化水素以外のいわばイナート成分の濃度との関係
に格別の影響はない。空気吸入量と真空ポンプ全流量の
関係については、当然ガス流量に比例して変化する。
る代表的なフローシートである。図２のフローシートと
の相違点は、第２離脱塔４の下方に空気バブリングのた
めの空気導入部２３を付設した以外は図３と同一であ
る。図４は、図３の第２離脱塔４の下に第３離脱塔６を
付設した本発明の変形フローシートであり、空気バブリ
ングは第３離脱塔６において行っている。吸収塔に導入
されるガス流量が変化しても、各離脱塔における再生圧
力と炭化水素以外のいわばイナート成分の濃度との関係
に格別の影響はない。空気吸入量と真空ポンプ全流量の
関係については、当然ガス流量に比例して変化する。
【００１１】
実施例１：請求項２（Ａ′−Ｂ式下部 炭化水素ガス回
収率９０％ｖ以上）に 対応 ：表４〜５参照 ：空気吹込あり 実施例２：請求項４（Ａ−Ｂ式下部 炭化水素ガス回収
率９５％ｖ以上）に 対応 ：表６〜７参照 ：空気吹込あり 実施例３：請求項１（Ｃ′−Ｂ式下部 炭化水素ガス回
収率９０％ｖ以上）に 対応 ：表８〜９参照 ：空気吹込なし 実施例４：請求項３（Ｃ式下部 炭化水素ガス回収率９
５％ｖ以上）に 対応 ：表１０〜１１参照：空気吹込なし これら実施例は、原料ガス中の炭化水素濃度１０〜４０
％ｖにおいて炭化水素回収率９０％ｖ以上を達成するも
のである。そのため吸収プロセスにおいては液／ガスの
モル比を８相当とし、離脱プロセスにおいては操作圧力
を原料ガス中の炭化水素濃度に応じて設定するとともに
実施例１、２においては第２離脱塔ボトムに相当量の空
気吹込を行い、吸収油の再生度を促進させるものであ
る。まず、実施例１と３を対比して表４〜５および表８
〜９を参照しつつ説明する。表４〜５は、第１吸収塔入
口ガス流量１０００Ｎｍ3／ｈｒにおいて第２離脱塔に
空気吹込を行ったケース（実施例１）であり、表８〜９
は同じ入口ガス流量において空気吹込を行わないケース
（実施例３）で、ガスの回収率としてはいずれも９０％
ｖを目標としている。操作条件上の差異としては表４〜
５（実施例１）は空気吹込を行っているため、第１、２
離脱塔の操作圧力が表８〜９（実施例３）より高い圧力
になっている。その結果として真空ポンプ必要流量は表
４〜５（実施例１）の場合ＭＡＸ．９８ｍ3／ｍｉｎに
対し、表８〜９（実施例３）の場合ＭＡＸ．１１０ｍ3
／ｍｉｎであり、空気吹込を行わない場合は１２ｍ3／
ｍｉｎ真空ポンプの必要流量が高くなっている。表４〜
５および表８〜９によって定格容量５０ｍ3／ｍｉｎ
（吸入圧力２５ｍｍＨｇにおいて）の真空ポンプの台数
を求めると、表４〜５の場合（実施例１）１．６〜２．
０台であるのに対し、表８〜９（実施例３）の場合では
１．８〜２．５台となる。
収率９０％ｖ以上）に 対応 ：表４〜５参照 ：空気吹込あり 実施例２：請求項４（Ａ−Ｂ式下部 炭化水素ガス回収
率９５％ｖ以上）に 対応 ：表６〜７参照 ：空気吹込あり 実施例３：請求項１（Ｃ′−Ｂ式下部 炭化水素ガス回
収率９０％ｖ以上）に 対応 ：表８〜９参照 ：空気吹込なし 実施例４：請求項３（Ｃ式下部 炭化水素ガス回収率９
５％ｖ以上）に 対応 ：表１０〜１１参照：空気吹込なし これら実施例は、原料ガス中の炭化水素濃度１０〜４０
％ｖにおいて炭化水素回収率９０％ｖ以上を達成するも
のである。そのため吸収プロセスにおいては液／ガスの
モル比を８相当とし、離脱プロセスにおいては操作圧力
を原料ガス中の炭化水素濃度に応じて設定するとともに
実施例１、２においては第２離脱塔ボトムに相当量の空
気吹込を行い、吸収油の再生度を促進させるものであ
る。まず、実施例１と３を対比して表４〜５および表８
〜９を参照しつつ説明する。表４〜５は、第１吸収塔入
口ガス流量１０００Ｎｍ3／ｈｒにおいて第２離脱塔に
空気吹込を行ったケース（実施例１）であり、表８〜９
は同じ入口ガス流量において空気吹込を行わないケース
（実施例３）で、ガスの回収率としてはいずれも９０％
ｖを目標としている。操作条件上の差異としては表４〜
５（実施例１）は空気吹込を行っているため、第１、２
離脱塔の操作圧力が表８〜９（実施例３）より高い圧力
になっている。その結果として真空ポンプ必要流量は表
４〜５（実施例１）の場合ＭＡＸ．９８ｍ3／ｍｉｎに
対し、表８〜９（実施例３）の場合ＭＡＸ．１１０ｍ3
／ｍｉｎであり、空気吹込を行わない場合は１２ｍ3／
ｍｉｎ真空ポンプの必要流量が高くなっている。表４〜
５および表８〜９によって定格容量５０ｍ3／ｍｉｎ
（吸入圧力２５ｍｍＨｇにおいて）の真空ポンプの台数
を求めると、表４〜５の場合（実施例１）１．６〜２．
０台であるのに対し、表８〜９（実施例３）の場合では
１．８〜２．５台となる。
【表１】 つぎに、実施例２と４を対比して表６〜７および表１０
〜１１を参照しつつ説明する。表６〜７は、第１吸収塔
入口ガス流量１０００Ｎｍ3／ｈｒにおいて第２離脱塔
に空気吹込を行ったケース（実施例２）であり、表１０
〜１１は同じ入口ガス流量において空気吹込を行わない
ケース（実施例４）で、ガスの回収率はいずれも９５％
ｖを目標としている。操作条件上の差異としては表６〜
７（実施例２）は空気吹込を行っているため、第１、２
離脱塔の操作圧力が表１０〜１１（実施例４）より高い
圧力になっている。その結果として真空ポンプの必要流
量は表６〜７（実施例２）の場合ＭＡＸ．１６０ｍ3／
ｍｉｎに対し、表１０〜１１（実施例４）の場合ＭＡ
Ｘ．２００ｍ3／ｍｉｎであり、空気吹込を行わない場
合は４０ｍ3／ｍｉｎ真空ポンプの必要流量が高くなっ
ている。実施例１および３と同様にして表６〜７および
表１０〜１１によって定格容量５０ｍ3／ｍｉｎ（吸入
圧力２５ｍｍＨｇにおいて）の真空ポンプの台数を求め
ると、表６〜７（実施例２）の場合２．５〜３．８台に
対し、表１０〜１１（実施例４）の場合では３．１〜
７．１台となる。
〜１１を参照しつつ説明する。表６〜７は、第１吸収塔
入口ガス流量１０００Ｎｍ3／ｈｒにおいて第２離脱塔
に空気吹込を行ったケース（実施例２）であり、表１０
〜１１は同じ入口ガス流量において空気吹込を行わない
ケース（実施例４）で、ガスの回収率はいずれも９５％
ｖを目標としている。操作条件上の差異としては表６〜
７（実施例２）は空気吹込を行っているため、第１、２
離脱塔の操作圧力が表１０〜１１（実施例４）より高い
圧力になっている。その結果として真空ポンプの必要流
量は表６〜７（実施例２）の場合ＭＡＸ．１６０ｍ3／
ｍｉｎに対し、表１０〜１１（実施例４）の場合ＭＡ
Ｘ．２００ｍ3／ｍｉｎであり、空気吹込を行わない場
合は４０ｍ3／ｍｉｎ真空ポンプの必要流量が高くなっ
ている。実施例１および３と同様にして表６〜７および
表１０〜１１によって定格容量５０ｍ3／ｍｉｎ（吸入
圧力２５ｍｍＨｇにおいて）の真空ポンプの台数を求め
ると、表６〜７（実施例２）の場合２．５〜３．８台に
対し、表１０〜１１（実施例４）の場合では３．１〜
７．１台となる。
【表２】 このように、ガス回収率を高めようとすると、真空ポン
プの必要台数をつぎのように大巾に増加させなければな
らない。 ９０％ｖ回収、空気吹込なし：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ １．８〜２．５台 ９０％ｖ回収、空気吹込あり：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ １．６〜２．０台 ９５％ｖ回収、空気吹込なし：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ ３．１〜７．１台 ９５％ｖ回収、空気吹込あり：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ ２．５〜３．８台 これらの各実施例により得られたデーターより、次のよ
うに結論づけることができる。炭化水素ガス回収装置に
おいて、原料ガス中の炭化水素の濃度１０〜４０％ｖの
ガスを処理する場合、ガスの回収率を９０％ｖ以上に保
持するには、離脱塔の運転条件が支配的となり、離脱塔
の操作圧力をできるだけ高い圧力に保持することが設備
費の低減につながる。この場合、第２離脱塔に相当量の
空気吹込を行えば、離脱塔の操作圧力を高い圧力に保つ
ことが可能となる。実際には、要求されるガス回収率を
目標とし最適の操作条件をシミュレーションして設備費
ミニマムの条件を求めることにより合理的な装置設計を
行うことになる。 真空ポンプ予定性能の一例 吐出圧力 ０．１ｋｇ／ｃｍ2ｇ
プの必要台数をつぎのように大巾に増加させなければな
らない。 ９０％ｖ回収、空気吹込なし：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ １．８〜２．５台 ９０％ｖ回収、空気吹込あり：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ １．６〜２．０台 ９５％ｖ回収、空気吹込なし：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ ３．１〜７．１台 ９５％ｖ回収、空気吹込あり：定格容量 ５０ｍ3／
ｍｉｎ 真空ポンプ ２．５〜３．８台 これらの各実施例により得られたデーターより、次のよ
うに結論づけることができる。炭化水素ガス回収装置に
おいて、原料ガス中の炭化水素の濃度１０〜４０％ｖの
ガスを処理する場合、ガスの回収率を９０％ｖ以上に保
持するには、離脱塔の運転条件が支配的となり、離脱塔
の操作圧力をできるだけ高い圧力に保持することが設備
費の低減につながる。この場合、第２離脱塔に相当量の
空気吹込を行えば、離脱塔の操作圧力を高い圧力に保つ
ことが可能となる。実際には、要求されるガス回収率を
目標とし最適の操作条件をシミュレーションして設備費
ミニマムの条件を求めることにより合理的な装置設計を
行うことになる。 真空ポンプ予定性能の一例 吐出圧力 ０．１ｋｇ／ｃｍ2ｇ
【表３】 実施例１ 請求項２（Ａ′−Ｂ式下部 ９０％ｖ以上）に対応
【表４】 実施例１ 請求項２（Ａ′−Ｂ式下部 ９０％ｖ以上）に対応
【表５】 実施例２ 請求項４（Ａ−Ｂ式下部 ９５％ｖ以上）に対応
【表６】 実施例２ 請求項４（Ａ−Ｂ式下部 ９５％ｖ以上）に対応
【表７】 実施例３ 請求項１（Ｃ′−Ｂ式下部 ９０％ｖ以上）に対応
【表８】 実施例３ 請求項１（Ｃ′−Ｂ式下部 ９０％ｖ以上）に対応
【表９】 実施例４ 請求項３（Ｃ式下部 ９５％ｖ以上）に対応
【表１０】 実施例４ 請求項３（Ｃ式下部 ９５％ｖ以上）に対応
【表１１】
【００１２】
【効果】本発明により、多段ガス吸収が極めて安定的に
機能し、９０％以上、好ましくは９５％以上という高回
収率でガス中の揮発性有機化合物を回収することができ
る。とくに、空気バブリングを併用すると、第２離脱塔
の減圧をそれほどきびしい条件にしなくても高い回収率
を達成することができる。
機能し、９０％以上、好ましくは９５％以上という高回
収率でガス中の揮発性有機化合物を回収することができ
る。とくに、空気バブリングを併用すると、第２離脱塔
の減圧をそれほどきびしい条件にしなくても高い回収率
を達成することができる。
【図１】離脱塔の圧力と原料ガス中の揮発性有機化合物
の濃度との関係を示すグラフであり、縦軸は離脱塔の圧
力（ｍｍＨｇ）、横軸は原料ガス中の揮発性有機化合物
の濃度を示す。
の濃度との関係を示すグラフであり、縦軸は離脱塔の圧
力（ｍｍＨｇ）、横軸は原料ガス中の揮発性有機化合物
の濃度を示す。
【図２】本発明の第１、第３発明に使用する代表的なフ
ローシートである。
ローシートである。
【図３】本発明の第２、第４発明に使用する代表的なフ
ローシートである。
ローシートである。
【図４】図３のフローシートにおける第２離脱塔の変形
タイプを示すものである。
タイプを示すものである。
１ 第１吸収塔 ２ 第２吸収塔 ３ 第１離脱塔 ４ 第２離脱塔 ５ 回収塔 ６ 第３離脱塔 １１ ライン １２ ライン １３ ライン １４ ライン １５ ライン １６ ライン １７ ライン １８ ライン １９ ライン ２０ ライン ２１ ライン ２２ ライン ２３ ライン ２４ ライン
Claims (4)
- 【請求項１】 揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収塔
下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給して向流
接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの主要部
分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くなったガ
スを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収用液体
を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下部から
得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、第１離
脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第１吸収
用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得られた
第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱塔の下
部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収用液体
として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収するに
あたり、第１および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔
下部に導入される揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係
が、図１のＣ´線とＢ線の下部に位置するように条件設
定することを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機化
合物含有ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス中
の揮発性有機化合物含有ガスの存在量を１０以下とする
揮発性有機化合物含有ガスの除去方法。 - 【請求項２】 揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収塔
下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給して向流
接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの主要部
分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くなったガ
スを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収用液体
を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下部から
得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、第１離
脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第１吸収
用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得られた
第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱塔の下
部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収用液体
として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収するに
あたり、第２離脱塔の下部から空気を導入しつつ、第１
および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔下部に導入さ
れる揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係が、図１の
Ａ′線およびＢ線より下部に位置するように条件設定す
ることを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機化合物
含有ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス中の揮
発性有機化合物含有ガスの存在量を１０以下とする揮発
性有機化合物含有ガスの除去方法。 - 【請求項３】 揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収塔
下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給して向流
接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの主要部
分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くなったガ
スを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収用液体
を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下部から
得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、第１離
脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第１吸収
用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得られた
第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱塔の下
部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収用液体
として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収するに
あたり、第１および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔
下部に導入される揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係
が、図１のＣ線の下部に位置するように条件設定するこ
とを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機化合物含有
ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス中の揮発性
有機化合物含有ガスの存在量を５以下とする揮発性有機
化合物含有ガスの除去方法。 - 【請求項４】 揮発性有機化合物含有ガスを第１吸収塔
下部に導入し、上部から第１吸収用液体を供給して向流
接触させ、第１吸収塔で揮発性有機化合物ガスの主要部
分を回収し、揮発性有機化合物ガス濃度の低くなったガ
スを第２吸収塔下部に導入し、上部から第２吸収用液体
を供給して向流接触させ、一方、第１吸収塔の下部から
得られた第１吸収液は第１離脱塔上部に供給し、第１離
脱塔下部より得られた液は第１吸収塔のための第１吸収
用液体として再循環し、第２吸収塔の下部から得られた
第２吸収液は第２離脱塔上部に供給し、第２離脱塔の下
部より得られた液は第２吸収塔のための第２吸収用液体
として再循環して残りの揮発性有機化合物を回収するに
あたり、第２離脱塔の下部から空気を導入しつつ、第１
および第２離脱塔の操作圧力と第１吸収塔下部に導入さ
れる揮発性有機化合物含有ガス濃度の関係が、図１のＡ
線およびＢ線より下部に位置するように条件設定するこ
とを特徴とする入口導入ガス中の揮発性有機化合物含有
ガスの存在量を１００としたとき、放出ガス中の揮発性
有機化合物含有ガスの存在量を５以下とする揮発性有機
化合物含有ガスの除去方法。
Priority Applications (4)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP4128063A JPH05293332A (ja) | 1992-04-21 | 1992-04-21 | 揮発性有機化合物含有ガスの除去方法 |
| US08/034,884 US5330563A (en) | 1992-04-21 | 1993-03-19 | Process for separating a volatile organic compound from a gas |
| EP93401017A EP0567388B1 (en) | 1992-04-21 | 1993-04-20 | A process for separating a volatile organic compound from a gas |
| DE69304773T DE69304773T2 (de) | 1992-04-21 | 1993-04-20 | Verfahren zur Abtrennung von einer flüchtigen organischen Verbindung aus einem Gas |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP4128063A JPH05293332A (ja) | 1992-04-21 | 1992-04-21 | 揮発性有機化合物含有ガスの除去方法 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH05293332A true JPH05293332A (ja) | 1993-11-09 |
Family
ID=14975556
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP4128063A Pending JPH05293332A (ja) | 1992-04-21 | 1992-04-21 | 揮発性有機化合物含有ガスの除去方法 |
Country Status (4)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US5330563A (ja) |
| EP (1) | EP0567388B1 (ja) |
| JP (1) | JPH05293332A (ja) |
| DE (1) | DE69304773T2 (ja) |
Families Citing this family (12)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| DE4338003A1 (de) * | 1993-11-07 | 1995-05-11 | Dynamit Nobel Ag | Verfahren zur Abtrennung von organischen Komponenten aus Abluft |
| GB9413714D0 (en) * | 1994-07-07 | 1994-08-24 | Turbotak Technologies Inc | Regenerative process for removal and recovery of volatile organic compounds (VOCs) from effluent gases |
| US6352575B1 (en) * | 2000-06-05 | 2002-03-05 | Ch2M Hill, Inc. | Apparatus and method for centralized recovery of volatile organic compounds |
| US6726750B2 (en) | 2000-06-05 | 2004-04-27 | Ch2M Hill, Inc. | Apparatus and method for efficient recovery of volatile organic compounds |
| TW590789B (en) * | 2001-09-14 | 2004-06-11 | Ind Tech Res Inst | Method of treating an air stream containing VOCs |
| US7379487B2 (en) * | 2005-02-14 | 2008-05-27 | Neumann Information Systems, Inc. | Two phase reactor |
| US8864876B2 (en) * | 2005-02-14 | 2014-10-21 | Neumann Systems Group, Inc. | Indirect and direct method of sequestering contaminates |
| US8113491B2 (en) * | 2005-02-14 | 2012-02-14 | Neumann Systems Group, Inc. | Gas-liquid contactor apparatus and nozzle plate |
| US7866638B2 (en) * | 2005-02-14 | 2011-01-11 | Neumann Systems Group, Inc. | Gas liquid contactor and effluent cleaning system and method |
| US8398059B2 (en) | 2005-02-14 | 2013-03-19 | Neumann Systems Group, Inc. | Gas liquid contactor and method thereof |
| EP2329567A4 (en) * | 2008-09-26 | 2012-03-14 | Neumann Systems Group Inc | GAS-LIQUID CONTACTOR AND SYSTEM AND METHOD FOR CLEANING EFFLUENT |
| DE102014209924A1 (de) * | 2014-05-23 | 2015-11-26 | Matthias Enzenhofer | Vorrichtung und Verfahren zur Behandlung eines Gasstroms |
Family Cites Families (17)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US1768521A (en) * | 1925-07-09 | 1930-06-24 | B A S Company | Absorption of gasoline from natural gas |
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