RU2042402C1 - Coke-oven gas processing method - Google Patents
Coke-oven gas processing method Download PDFInfo
- Publication number
- RU2042402C1 RU2042402C1 SU4856620A RU2042402C1 RU 2042402 C1 RU2042402 C1 RU 2042402C1 SU 4856620 A SU4856620 A SU 4856620A RU 2042402 C1 RU2042402 C1 RU 2042402C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- solution
- ammonium
- absorber
- sulfur
- oven gas
- Prior art date
Links
Images
Landscapes
- Treating Waste Gases (AREA)
- Industrial Gases (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к очистке газов, содержащих сероводород, аммиак и цианистый водород, и может быть использовано в коксохимической промышленности и других отраслях народного хозяйства для очистки газов с применением поглотителей и переработкой сероводорода в элементарную серу. The invention relates to the purification of gases containing hydrogen sulfide, ammonia and hydrogen cyanide, and can be used in the coke industry and other sectors of the national economy for gas purification using absorbers and the processing of hydrogen sulfide into elemental sulfur.
Наиболее близким к предлагаемому способу является способ очистки коксового газа с использованием процесса "Даймокс", который заключается в промывке коксового газа аммиачным поглотительным раствором с последующей десорбцией сероводорода и переработкой сероводородного газа в элементарную серу методом Клауса на обычных установках с каталитическими ступенями ведения процесса после узла сжигания кислых газов. Closest to the proposed method is a method for purifying coke oven gas using the Daymox process, which consists in washing coke oven gas with an ammonia absorption solution, followed by desorption of hydrogen sulfide and processing hydrogen sulfide gas into elemental sulfur using the Klaus method in conventional plants with catalytic stages of the process after the combustion unit acid gases.
Недостатками этого способа являются:
1) наличие роданидсодержащих сточных вод из-за отсутствия сбыта роданистого аммония;
2) увеличение количества фенольных сточных вод из-за необходимости обновления цикла поглотительного аммиачного раствора в связи с накоплением в нем коррозионно-активных аммонийных солей за счет омыления цианидов;
3) сложность технологии переработки кислых газов методом Клауса с 2-3-мя каталитическими ступенями.The disadvantages of this method are:
1) the presence of rhodanide-containing wastewater due to the lack of marketing of rhodanide ammonium;
2) an increase in the amount of phenolic wastewater due to the need to update the cycle of absorbing ammonia solution due to the accumulation of corrosive ammonium salts in it due to the saponification of cyanides;
3) the complexity of the acid gas processing technology by the Klaus method with 2-3 catalytic steps.
Цель предлагаемого изобретения упрощение технологии очистки газа, устранение вредных выбросов и отходов. The purpose of the invention is the simplification of gas purification technology, the elimination of harmful emissions and waste.
Поставленная цель достигается тем, что сернистый газ на стадии проведения реакции Клауса получают сжиганием с частью сероводорода серосодержащих аммонийных солей, полученных на стадии извлечения из коксового газа цианистого водорода и пиридиновых оснований, а реакционные газы после реактора Клауса и охлаждения их в котле-утилизаторе с отделением серы дополнительно охлаждают в абсорберах непосредственного действия циркулирующими растворами аммонийных солей. This goal is achieved in that the sulfur gas at the stage of the Klaus reaction is obtained by burning with a part of the hydrogen sulfide the sulfur-containing ammonium salts obtained at the stage of extracting hydrogen cyanide and pyridine bases from coke oven gas, and the reaction gases after the Klaus reactor and cooling them in a recovery boiler with separation sulfur is additionally cooled in direct absorbers with circulating solutions of ammonium salts.
Для более полного извлечения серы из отходящих газов температуру циркулирующего раствора в цикле первого абсорбера поддерживают в пределах 80-100оС, а в цикле второго и третьего в пределах 30-40оС, при этом рН циркулирующего раствора в цикле второго абсорбера регулируют в пределах 5-6, а в цикле третьего 7-8 подачей аммиака или аммиачных паров.For a more complete recovery of sulfur from the flue gas temperature of the circulating solution in the absorber of the first cycle is maintained in the range 80-100 ° C, and in the second and third cycle in the range 30-40 ° C, and the pH of the circulating solution in the circuit of the second absorber is adjusted within a 5-6, and in the cycle of the third 7-8 supply of ammonia or ammonia vapors.
Для исключения накопления в циркулирующих растворах цикла абсорберов обработки отходящих газов 1-10%-ного раствора от передаваемого из цикла второго абсорбера в первый распыляют в продукты горения коксовый газ и образовавшиеся газообразные продукты разложения аммонийных солей с температурой 400-500оС смешивают с реакционными газами из реактора Клауса после их охлаждения в котле-утилизаторе.To eliminate accumulation cycle circulating solutions absorber off-gas treatment of 1-10% solution of the second cycle sent from the absorber to the first spray in the combustion products of the coke oven gas and the resulting gaseous decomposition products of ammonium salts at a temperature of 400-500 ° C is mixed with the reaction gases from the Klaus reactor after cooling them in a recovery boiler.
Это позволяет упростить технологию очистки коксового газа на стадии извлечения цианистого водорода и аммиака в части переработки образующихся растворов роданистого аммония и сульфата аммония. This allows us to simplify the technology of purification of coke oven gas at the stage of extraction of hydrogen cyanide and ammonia in part of the processing of the resulting solutions of ammonium thiocyanate and ammonium sulfate.
Сущность предлагаемого способа иллюстрируется схемой и примером. The essence of the proposed method is illustrated by a diagram and an example.
П р и м е р. 100 тыс.м3/ч коксового газа 1 с содержанием 1,8 г/м3 HCN, 9 г/м3 NH3 и 17,5 г/м3 H2S промывают в абсорбере 2 поглотительными аммиачным полисульфидным раствором, циркулирующим в цикле: абсорбер 2- насос 3 емкость-дозреватель 4 абсорбер 2; очищенный от HCN до остаточного содержания 0,1 г/м3 коксовый газ далее в абсорбере 5 промывают водой или раствором моноаммонийфосфата одним из известных способов циркуляцией поглотительного раствора в цикле: абсорбер 5- насос 6 теплообменник 7 подогреватель 8 десорбер 9 насос 10 теплообменник 7 холодильник 11 абсорбер 5 с выделением аммиака или аммиачных паров 12. Далее коксовый газ доочищают от аммиака и извлекают из него легкие пиридиновые основания промывкой кислым раствором серной кислоты путем циркуляции поглотительного раствора в цикле: абсорбер 13 насос 14 абсорбер 13 с поддержанием необходимой концентрации серной кислоты, подаваемой по линии 15 в цикл абсорбера 13, и выводом части поглотительного кислого раствора сульфата пиридина 16 в нейтрализатор 17 для обработки его аммиаком 18 с отделением сырых легких пиридиновых оснований 19 известным методом.PRI me R. 100 thousand m 3 / h of
Затем коксовый газ в абсорбере 20 промывают водным раствором аминов или карбонатов щелочных металлов с регенерацией поглощенного сероводорода путем циркуляции поглотительного раствора в цикле: абсорбер 2 насос 21 теплообменник 22 регенератор 23 с кипятильником 24 сборник 25 насос 26 теплообменник 22 холодильник 27. Очищенный от сероводорода до остаточного содержания менее 0,5 г/м3 коксовый газ 28 передают потребителям или на дальнейшую очистку и переработку, а сероводородный газ 29 после регенератора 23 охлаждают в конденсаторе 30 с возвратом конденсата в сборник 25 и газодувкой 31 в количестве 1700 кг/ч по сероводороду подают на переработку в элементную серу с использованием реакции Клауса:
SO2 + 2H2S 2H2O + 3S.Then, coke oven gas in the
SO 2 + 2H 2 S 2H 2 O + 3S.
Сернистый газ в количестве 1266 кг/ч SO2 для проведения реакции Клауса получают сжиганием роданистого аммония со стадии очистки коксового газа от цианистого водорода и сульфата аммония со стадии выделения сырых легких пиридиновых оснований, а также части сероводородного газа. Для этой цели раствор роданистого аммония 32 из цикла абсорбера 2 упаривают в выпарном аппарате 33 с конденсацией паров в конденсаторе 34, растворением серы 35 в реакторе 36 и возвратом серной пульпы насосом 37 в абсорбер 2 для извлечения из коксового газа цианистого водорода
Роданистый аммоний 38 в количестве 480 кг/ч после выпарного аппарата 33 вместе с 400 кг/ч сульфата аммония 39, полученного после выделения сырых легких пиридиновых оснований 19, и 355 кг/ч сероводорода 40 сжигают в топке 41 с подачей воздуха 42. Полученный горячий сернистый газ 43, в котором содержится 1266 кг/ч SO2, смешивают с остальным количеством (1345 кг/ч) сероводородного газа 44, смесь при 950-1100оС пропускают через реактор Клауса 45 и в котле-утилизаторе 46 охлаждают до 160-170оС с получением водяного пара и отделением сконденсировавшейся серы 47 в количестве 1230 кг/ч.Sulfur gas in an amount of 1266 kg / h of SO 2 for the Claus reaction is obtained by burning rhodanum ammonium from the stage of purification of coke oven gas from hydrogen cyanide and ammonium sulfate from the stage of separation of crude light pyridine bases, as well as part of hydrogen sulfide gas. For this purpose, a solution of
Ammonium thiocyanate 38 in an amount of 480 kg / h after the evaporator 33 together with 400 kg / h of ammonium sulfate 39, obtained after separation of crude light pyridine bases 19, and 355 kg / h of
Отходящие газы 48 после котла-утилизатора 46 промывают последовательно в трех абсорберах 49, 50 и 51,т каждый из которых оборудован насосом и теплообменником 52 и 53, 54 и 55, 56 и 57 соответственно. Газы 58 после абсорбера 51 отводят в общий газопровод коксового газа 1 или после очистки от аммиака сбрасывают в атмосферу. The
В отходящих газа 48 после котла-утилизатора 46 содержатся пары серы, сернистый газ в количестве 446 кг/ч и сероводород в количестве 474 кг/ч. В цикл абсорберов 50 и 51 для извлечения из газов 48 сернистого газа и сероводорода подают аммиак или аммиачные пары 59 и 60, поддерживая рН растворов в цикле этих абсорберов при 30-40оС в пределах 5-6 и 7-8 соответственно. При этом из газов 48 в абсорберах 50 и 51 извлекаются SO2 и H2S с образованием тиосульфата аммония в количестве 3095 кг/ч по реакции:
4SO2 + 2H2S + 6NH3 +
+H2O 3(NH4)2S2O3
Для поддержания концентрации тиосульфата аммония в растворе цикла абсорбера 50 на заданном уровне 20 м3/ч раствор из этого цикла по линии 61 отводят в цикл абсорбера 49, где под действием отходящих газов 48 при температуре раствора в цикле абсорбера 49 в пределах 80-100оС протекает реакция:
(NH4)2S2O3 + SO2 +
+H2O NH3 + 2NH4HSO3 + выделение элементарной серы.The
4SO 2 + 2H 2 S + 6NH 3 +
+ H 2 O 3 (NH 4 ) 2 S 2 O 3
To maintain the concentration of ammonium thiosulfate in the loop absorber 50 at a predetermined solution level of 20 m 3 / h, the solution of this cycle via line 61 is removed in the absorber loop 49 where under the action of the
(NH 4 ) 2 S 2 O 3 + SO 2 +
+ H 2 O NH 3 + 2NH 4 HSO 3 + evolution of elemental sulfur.
Образовавшуюся в цикле абсорбера 49 серу в виде пульпы насосом 62 подают на фильтр 63. Фильтрат после фильтра отводят в цикл абсорберов 50 и 51, а серу в количестве 202 кг/ч по линии 35 подают в смеситель 36 и далее в виде пульпы насосом 37 в цикл абсорбера 2, а остальное количество (467 кг/ч) подают в плавильник 64 и далее с серой 47 после котла-утилизатора 46 отводят на склад 65. The sulfur formed in the cycle of the absorber 49 is pumped to the
За счет окисления сульфита аммония в растворе цикла абсорберов 49, 50, 51 накапливается сульфат аммония, являющийся отходом производства, который может выпадать в кристаллическом виде и забивать абсорберы. Due to the oxidation of ammonium sulfite in the solution of the cycle of absorbers 49, 50, 51, ammonium sulfate is accumulated, which is a waste product that can precipitate in crystalline form and clog the absorbers.
Для предотвращения этого из цикла абсорбера 50 выводят 0,5 м3/ч раствора 66 и распыляют в реакторе 67 в продукты сгорания коксового газа 68 при коэффициенте расхода воздуха α= 1,0, а продукты разложения 70 тиосульфата и сульфата аммония с температурой 400-500оС смешивают с отходящими газами 48 перед абсорбером 49. Кроме того, при термическом расщеплении сульфата аммония образуется сернистый газ, который способствует улучшению очистки газов процесса Клауса от Н2S.To prevent this, 0.5 m 3 / h of
Избыток аммиачных паров 71 перерабатывают известными способами в товарные продукты или сжигают совместно с аммонийными солями и сероводородом в топке 41 или в реакторе 67 по известной технологии. The
Таким образом, как следует из приведенных данных, выход серы от извлеченной из коксового газа превышает 100% из-за перевода в элементарную серу роданистого аммония и сульфата аммония, этого не обеспечивает ни один из известных способов, даже многоступенчатый каталитический процесс Клауса. Thus, as follows from the above data, the sulfur yield from extracted from coke oven gas exceeds 100% due to the conversion of elemental ammonium sulfate and ammonium sulfate to elemental sulfur, this is not provided by any of the known methods, not even the multi-stage Klaus catalytic process.
Для подтверждения выбора оптимальных температур раствора в цикле абсорберов обработки отходящих газов установки Клауса проведены опыты при различных температурах абсорбции, результаты которых приведены в табл.1. При этом рН раствора в цикле абсорберов второй ступени поддерживались на уровне 6, а третьей ступени 7, 5. To confirm the choice of optimal solution temperatures in the cycle of absorbers for processing exhaust gases from the Klaus installation, experiments were carried out at various absorption temperatures, the results of which are shown in Table 1. In this case, the pH of the solution in the cycle of absorbers of the second stage was maintained at 6, and the
Из опытов 1-4 следует, что снижение температуры раствора в цикле первого абсорбера ниже 80оС приводит к понижению содержания неразложившегося тиосульфата аммония в растворе этого цикла, а следовательно, и в растворе цикла второго абсорбера. Это приводит к резкому увеличению содержания сероводорода в отходящих газах после абсорберов.From experiments 1-4 it follows that the decrease in temperature of the solution in the absorber of the first cycle is below 80 ° C lowers the content of undecomposed ammonia in the thiosulphate solution of this cycle and consequently in the second absorber solution cycle. This leads to a sharp increase in the content of hydrogen sulfide in the exhaust gases after the absorbers.
Верхний предел температуры (100оС) раствора в цикле первого абсорбера ограничен физическими возможностями при атмосферном давлении. Кроме того, как видно из данных опытов 4 и 5, повышение температуры на 5-10оC после достижения 90оС незначительно влияет на процесс разложения тиосульфата аммония и очистку отходящих газов.The upper temperature limit (100 ° C) solution of the first cycle of the absorber is limited mobility at atmospheric pressure. Moreover, as can be seen from the
Температуру раствора в цикле второго и третьего абсорбера поддерживать ниже 30оС нецелесообразно из-за отсутствия положительного эффекта по очистке отходящих газов от H2S, что видно из опытов N 5-6.It is impractical to maintain the temperature of the solution in the cycle of the second and third absorber below 30 ° C due to the absence of a positive effect on the purification of exhaust gases from H 2 S, which can be seen from experiments N 5-6.
Повышение температуры циркулирующего раствора выше 40оС в одном абсорбере (опыты 10, 12, 13) или в обоих (опыт 8) приводит к ухудшению очистки отходящих газов.Increasing the temperature of the circulating solution above 40 ° C in an absorber (
Минимальное содержание сероводорода в отходящих газа после абсорберов наблюдается при температуре раствора в циклах второго и третьего абсорберов в пределах 30-40oС (см.опыты N 3, 4, 6, 7, 11).The minimum hydrogen sulfide content in the exhaust gas after the absorbers is observed at a solution temperature in the cycles of the second and third absorbers in the range of 30-40 o C (see
Для выявления оптимальных пределов изменения рН растворов в цикле абсорберов обработки отходящих газов проведены опыты с различными значениями рН растворов и определением содержания сероводорода в газах после абсорберов. Температура абсорбции в цикле абсорберов 2-й и 3-й ступени при этом поддерживалась в пределах 33-35оС.To identify the optimal range of changes in the pH of solutions in the cycle of exhaust gas treatment absorbers, experiments were carried out with different pH values of the solutions and determination of the hydrogen sulfide content in the gases after the absorbers. The temperature in the absorption cycle, absorber 2nd and 3rd stage while maintained between 33-35 ° C.
Результаты опытов приведены в табл.2. The results of the experiments are given in table.2.
Из опытов N 1-5 следует, что при снижении рН раствора в цикле второго абсорбера ниже 5 и повышении выше 6 содержание сероводорода в отходящих газах повышается, хотя рН раствора в цикле третьего абсорбера поддерживалось на уровне 7,5. From experiments No. 1-5 it follows that when the pH of the solution in the cycle of the second absorber is lower than 5 and higher than 6, the content of hydrogen sulfide in the exhaust gases increases, although the pH of the solution in the cycle of the third absorber was maintained at 7.5.
Из опытов N 6-11 видно, что минимальное содержание сероводорода в отходящих газах наблюдается при рН раствора в цикле третьего абсорбера в пределах 7-8. From experiments N 6-11 it is seen that the minimum content of hydrogen sulfide in the exhaust gases is observed at a solution pH in the cycle of the third absorber in the range of 7-8.
Пределы температуры газообразных продуктов разложения аммонийных солей ограничены свойствами этих солей и экономическими соображениями. Температура газообразных продуктов разложения аммонийных солей не должна быть ниже 400оС, поскольку появляется возможность выделения твердых солей из газовой фазы и их неполное разложение. Повышение температуры выше 500оС нецелесообразно, так как все аммонийные соли уже перешли в газовую фазу и требуется их охлаждение.The temperature limits of the gaseous decomposition products of ammonium salts are limited by the properties of these salts and economic considerations. The temperature of the gaseous decomposition products of ammonium salts should not be lower than 400 о С, since it becomes possible to isolate solid salts from the gas phase and their incomplete decomposition. Raising the temperature above 500 ° C is impractical since all the ammonium salts have moved into the gas phase and requires their cooling.
Количество раствора, выводимого из цикла первого абсорбера на термическую обработку, зависит от скорости накопления в нем сульфата аммония за счет окисления сульфит-иона в сульфат-ион. The amount of solution removed from the cycle of the first absorber for heat treatment depends on the rate of accumulation of ammonium sulfate in it due to the oxidation of the sulfite ion to sulfate ion.
При выводе циркулирующего раствора на термообработку в количестве, меньшем 1% локальное его охлаждение до t 50-60оС приводит к выпадению кристаллов соли.In deriving the circulating solution to heat treatment in an amount of less than 1% of its local cooling to t 50-60 C leads to the precipitation of salt crystals.
При выводе на термообработку 8-10% циркулирующего раствора и более температура начала выпадения кристаллов из раствора практически не изменяется и повышать его вывод на термообработку уже экономически нецелесообразно. When the output for heat treatment of 8-10% of the circulating solution or more, the temperature at which the crystals begin to precipitate from the solution remains practically unchanged and it is already not economically feasible to increase its output for heat treatment.
Таким образом, предлагаемый способ позволяет:
1) извлекать HCN из коксового газа перед извлечением H2S независимо от наличия рынка сбыта роданистого аммония, тем самым снижается коррозионная активность поглотительного раствора стадии сероочистки коксового газа и сокращается объем выводимого из цикла поглотительного раствора;
2) упростить всю технологию очистки коксового газа, поскольку раствор роданистого аммония подвергается сжиганию на стадии переработки H2S в серу и очищать глубоко коксовый газ от нафталина и смолистых примесей перед очисткой его от HCN раствором полисульфида аммония нет необходимости;
3) упростить технологию переработки H2S в элементарную серу, так как исключается необходимость применения каталитических ступеней проведения реакции Клауса;
4) устранить роданидсодержащие сточные воды при очистке коксового газа и вредные выбросы на стадии переработки сероводородного газа в серу.Thus, the proposed method allows you to:
1) to extract HCN from coke oven gas before the extraction of H 2 S, regardless of the presence of a market for ammonium thiocyanate, thereby reducing the corrosivity of the absorption solution of the coke oven gas desulfurization stage and reducing the amount of absorption solution removed from the cycle;
2) to simplify the entire technology of purification of coke oven gas, since the solution of rhodanum ammonium is burned at the stage of processing H 2 S into sulfur and it is not necessary to purify deeply coke oven gas from naphthalene and tar impurities before purifying it from HCN with ammonium polysulfide solution;
3) to simplify the technology of processing H 2 S into elemental sulfur, since it eliminates the need for catalytic steps for the Claus reaction;
4) eliminate rhodanide-containing wastewater during the purification of coke oven gas and harmful emissions at the stage of processing hydrogen sulfide gas into sulfur.
Claims (2)
100oС, а затем последовательно в двух абсорберах с температурой раствора 30 40oС и pH 5 6 и 7 8 соответственно при подаче в них дополнительно аммиака или аммиачных паров с получением тиосульфата аммония, отводимого в первый по ходу промывки абсорбер, полученную в нем серосодержащую пульпу фильтруют с отделением элементарной серы, а фильтрат направляют во второй и третий по ходу промывки абсорберы, из второго по ходу промывки абсорбера раствор аммонийных солей возвращают в первый по ходу промывки абсорбер, при этом 1 10% этого раствора распыляют в продукты горения коксового газа, образовавшиеся газообразные продукты с температурой 400 - 500oС смешивают с отходящими газами процесса Клауса и подают в первый по ходу промывки абсорбер.2. The method according to p. 1, characterized in that the exhaust gases of the Klaus process are washed with a solution of ammonium salts in an absorber with a solution temperature of 80
100 o C, and then sequentially in two absorbers with a solution temperature of 30 40 o C and a pH of 5 6 and 7 8, respectively, when additional ammonia or ammonia vapors are fed into them to produce ammonium thiosulfate, the absorber discharged therein during the first wash the sulfur-containing pulp is filtered with the separation of elemental sulfur, and the filtrate is sent to the second and third absorbers during washing, the ammonium solution is returned from the second during washing the absorber to the first absorber during washing, while 1 10% of this solution is sprayed combustion products of coke oven gas, the resulting gaseous products with a temperature of 400 - 500 o With mixed with the exhaust gases of the Klaus process and fed to the first absorber during washing.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| SU4856620 RU2042402C1 (en) | 1990-07-02 | 1990-07-02 | Coke-oven gas processing method |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| SU4856620 RU2042402C1 (en) | 1990-07-02 | 1990-07-02 | Coke-oven gas processing method |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2042402C1 true RU2042402C1 (en) | 1995-08-27 |
Family
ID=21530688
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| SU4856620 RU2042402C1 (en) | 1990-07-02 | 1990-07-02 | Coke-oven gas processing method |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2042402C1 (en) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2541082C2 (en) * | 2008-10-21 | 2015-02-10 | ТюссенКрупп Уде ГмбХ | Washing solution for wet gas cleaning, containing amines in aqueous ammonia solution, and use thereof |
-
1990
- 1990-07-02 RU SU4856620 patent/RU2042402C1/en active
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| Очистка коксового газа от сероводорода процессом "Даймокс". Экспресс - информация института "Чарметинформация". М., 1978, сер. 10, вып. 6, с.11. * |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2541082C2 (en) * | 2008-10-21 | 2015-02-10 | ТюссенКрупп Уде ГмбХ | Washing solution for wet gas cleaning, containing amines in aqueous ammonia solution, and use thereof |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| TWI751430B (en) | Acid gas treatment | |
| CA1060633A (en) | Process for regenerating absorbing solution used for exhaust gas purification | |
| SU1567251A1 (en) | Method of concentrating carbon dioxide from gases | |
| SU1378781A3 (en) | Method of separating carbamide,ammonia and carbon dioxide from diluted water solutions | |
| DK170633B1 (en) | Procedure for cleaning flue gases or other damp waste gases | |
| EP0029536A1 (en) | Process for removing and recovering ammonia from aqueous liquors | |
| FI56933B (en) | FOER REQUIREMENTS | |
| US4133650A (en) | Removing sulfur dioxide from exhaust air | |
| US4001374A (en) | Process for removing ammonia from gases | |
| EA011376B1 (en) | Process for the preparation of urea | |
| US4442083A (en) | Method of desulfurizing waste gases containing sulfur dioxide | |
| RU2042402C1 (en) | Coke-oven gas processing method | |
| US3503185A (en) | Process for the recovery of sulfur dioxide in residual gases | |
| JP2016210855A (en) | Method for refining coke-oven gas | |
| SU1819854A1 (en) | Method of sodium hydrocarbonate producing | |
| CN112973410A (en) | Process and device for producing ammonium sulfite and by-producing ammonium thiosulfate mixed nutrient solution | |
| SU593645A3 (en) | Method of purifying industrial gases from sulfurous acid anhydride | |
| US4174383A (en) | Process for purifying a sulfur dioxide containing gas with production of elemental sulfur | |
| US2064838A (en) | Process for the recovery of acid gases | |
| GB1558659A (en) | Methods of stripping ammonia from ammoniacal solutions | |
| SU1729277A3 (en) | Method of nitrogen oxides removal from excreted gases | |
| RU2104754C1 (en) | Method of removing sulfur and nitrogen oxides from gases | |
| CN217067685U (en) | System for producing strong ammonia water for flue gas denitration by using residual ammonia water | |
| US3950502A (en) | Process for working up the scrubbing solution obtained in the scrubbing of So2 -containing waste gases | |
| SU1724679A1 (en) | Method of cleaning coking gas |