排出气体中污染物的再生回收的制作方法

排出气体中污染物的再生回收的制作方法
【专利摘要】本发明涉及用于从排出气体中选择性去除污染物的方法。更具体而言，本发明的各种实施方案涉及在实现良好能量效率的再生二氧化硫吸收/解吸方法中，对排出气体中的二氧化硫的选择性去除和回收。通过将热从所述汽提塔气体间接转移至冷却介质来从在解吸循环中产生的湿法汽提塔塔顶气流中回收能量，并且所述能量被用于产生用于从吸收液中汽提污染物的蒸汽。可任选地冷却吸收区以增强用于吸收污染物气体的吸收介质的容量，从而降低在吸收/解吸循环中必须被泵送、处理、加热和冷却的吸收介质和富含污染物的吸收液的体积。
【专利说明】排出气体中污染物的再生回收 发明领域
[0001] 本发明涉及用于从排出气体中选择性去除污染物的方法。更具体而言，本发明的 各种实施方案涉及在实现良好能量效率的再生二氧化硫吸收/解吸方法中，对排出气体中 二氧化硫的选择性去除和回收。本发明的回收方案适用于去除和回收其它酸性气体（如硫 化氢、二氧化碳和氯化氢）以及其它污染物气体（如氨气）。
[0002] 发明背景
[0003] 多种操作会产生含污染物气体的气态排出物。例如，二氧化硫产生于各种化学和 冶金操作，包括硫磺制酸工艺、废旧硫酸厂、硫化物金属矿石和精矿的煅烧或冶炼以及含硫 碳燃料的燃烧（例如燃煤发电厂的烟道气）。碳燃料在发电中扮演重要角色，提供了用于加 热的能量和用于运输的燃料。大多碳燃料包含硫，其在燃烧时转化为二氧化硫。排放的二氧 化硫导致大范围的环境和健康问题。随着新兴经济体的扩张，它们对能量的需求迅速增加， 并且随着含硫量较低的碳燃料的耗尽，越来越多的具有越来越高含硫量的石油和煤炭储备 将被采用，导致二氧化硫排放的增加。
[0004] 在世界范围内，也存在着减少二氧化硫排放与日俱增的监管压力。去除二氧化硫 的最常用的方法是通过吸收或吸收技术。一种常用的方法是使二氧化硫与含廉价碱的含水 流接触。二氧化硫溶解在水中形成亚硫酸（H 2SO3),进而与碱反应形成盐。常用的碱为氢氧 化钠、碳酸钠和石灰（氢氧化钙，Ca(OH) 2)。pH开始为约9,并且与二氧化硫反应后降低至 约6。单级湿法洗涤系统通常去除超过95%的二氧化硫。湿法洗涤器和相似的干法洗涤器 要求资金投入、由于石灰消耗和固体处理的变动成本，并且消耗能量和设备来操作此类二 氧化硫去除系统。
[0005] 作为与碱（如石灰）反应的替代，可回收排出气体中的二氧化硫以作为精炼的二 氧化硫产品出售或被用作接触法硫酸厂进料气的一部分，并且作为硫酸和/或发烟硫酸回 收以满足化肥工业持续增长的全球需求，或进料至克劳斯（Claus)厂用于制备元素硫。除 了解决与二氧化硫排放相关的环境和健康问题，这种方法从煤炭和其它含硫碳燃料中回收 硫值。但是，这些气流通常具有相对较低的二氧化硫浓度和高水蒸气浓度。当进料至硫酸 厂的气体中二氧化硫浓度低于约4体积％至5体积％时，在制酸厂可能会出现有关水平衡 和能量平衡两者的问题。更具体而言，常规硫酸厂中的物料平衡要求进料至工厂的含二氧 化硫的气流中H 2CVSO2摩尔比不高于产品酸中的H2CVSO3摩尔比。如果所需的产品酸的浓度 为98. 5百分比或更高，在进料至工厂的含二氧化硫的气流中，这个比率不能高于约1.08。 当产生时，来自冶金过程的排出气体和来自含硫碳燃料燃烧的烟道气通常具有远高于1. 08 比率的水蒸气含量，在没有消耗巨大资金和能量的情况下，这不能通过冷却气体来显著地 降低。此外，如果源气体的二氧化硫气体浓度低于约4体积％至5体积％，那么这可能对催 化转化器的自热操作是不够的。也就是说，二氧化硫转化为三氧化硫的热量可能不足够大 以将进入的气体加热至催化操作温度，并且因此，必须供应来自一些外部来源的热量。这也 进而同时增加了对硫酸设备的操作成本和资本要求。
[0006] 可通过在适合的溶剂中选择性吸收二氧化硫并且随后汽提所吸收的二氧化硫以 产生再生溶剂和富含二氧化硫含量的气体来增强气态排出物的二氧化硫浓度。多种水溶液 和有机溶剂以及有机溶液已用于再生二氧化硫吸收/解吸方法。例如，碱金属的水溶液（例 如亚硫酸钠/亚硫酸氢钠溶液）、胺（例如烷醇胺、四羟乙基亚烷基二胺等）、铵盐和各种有 机酸的盐已被用作可再生二氧化硫吸收剂。
[0007] 无机含水缓冲溶液对吸收二氧化硫也是有效的。Fung等（2000)提供了比率为约 I. 57Na/P04的磷酸和碳酸钠的1摩尔浓度的溶液随温度变化的二氧化硫溶解度数据。数据 是对于初始混合物和添加1，OOOppm的己二酸以增强二氧化硫溶解度的混合物。Fung等也 表明，当达到沸腾温度时，对于初始混合物和含己二酸的混合物，分别去除了 95%和65% 的二氧化硫。溶液PH的计算显示了一旦二氧化硫被吸收，那么pH从6改变至约3。对于有 机溶剂，存在着二氧化硫与氧形成三氧化硫的轻微反应。虽然这个反应是非常有限的，并且 当使用Na 2COJt，所述反应通过其与在氧化期间形成的自由基的反应而被进一步抑制，但 是形成的三氧化硫导致了硫酸钠的形成，其中如果通过结晶去除硫酸钠，那么它作为硫酸 钠十水合物（Na 2SO4 · IOH2O),也被称为格劳伯氏盐（Glauber' s salt)被去除。这种盐可 通过采用滑流（slipstream)并且将其冷却以迫使易于结晶的格劳伯氏盐沉淀来去除，并 且可通过筛网、过滤、离心或其它固/液分离技术去除。
[0008] 美国专利号4, 133, 650 (Gamerdonk等）公开了一种用于从废气中回收二氧化硫的 再生方法，其使用可再生含水二羧酸（如邻苯二甲酸、马来酸、丙二酸和戊二酸及它们的混 合物）洗涤溶液，所述溶液被缓冲至约2. 8至9的pH。所回收的二氧化硫可用于生产硫酸。
[0009] 相似地，美国专利号2, 031，802(Tyrer)提出在用于从排出气体中回收二氧化硫 的再生方法中，使用基本上非挥发性的酸的盐，所述酸在40升/克分子的稀释度和25°C的 温度下测量具有lx KT2与lx KT5之间的解离常数（例如乳酸、乙醇酸、柠檬酸和正磷酸）。 [0010] 美国专利号4, 366, 134(K〇r〇sy)公开了一种再生烟道气脱硫方法，其采用缓冲至 约3至约9的pH的柠檬酸钾水溶液。
[0011] 用于二氧化硫吸收/解吸方法的有机溶剂包括二甲基苯胺、四乙二醇二甲醚和丁 基磷酸二丁酯。如同大多溶剂，通过更高的压力和更低的温度来增强有机溶剂的容量。然 后通过降低压力和/或增加温度来回收二氧化硫气体（并且使溶剂再生）。在吸收/解吸 工艺中，这些有机溶剂要求使用金属构造，并且由于硫酸的形成，并且在一些情况中由于溶 剂与因二氧化硫与氧的副反应而形成的三氧化硫的反应而常常要求溶剂再生。有机溶剂通 常比含水吸收液昂贵。
[0012] 从燃煤发电厂排放的显著较高的烟道气流速导致了非常大的设备尺寸以回收二 氧化硫。要求金属构造的有机溶剂通常在经济上不能与湿法洗涤器很好地竞争，所述湿法 洗涤器通常使用纤维增强塑料（FRP)构造、涂层容器或低成本合金。
[0013] 常规有机溶剂也受制于与用于二氧化硫吸收/解吸循环的吸收剂所需的特性相 关的一个或多个缺点。许多这些溶剂具有相对低的二氧化硫吸收容量，尤其是在含很少二 氧化硫的排放物中通常遇到的二氧化硫分压下（例如从约0. IkPa至约5kPa)。这些溶剂常 常从含二氧化硫的排出物中吸收大量的水蒸气，导致溶剂的二氧化硫吸收容量显著降低。 因此，需要满足所需的二氧化硫吸收效率的这些溶剂的摩尔流速增大。此外，溶剂中大量水 蒸气的吸收可导致用于二氧化硫吸收/解吸工艺中加工设备的过度腐蚀。此外，当溶剂暴 露于酸性环境中的高温下并且/或者遭受高挥发性时，一些这些溶剂易于过度降解（如水 解、或其它副反应或分解），从而导致损耗大量溶剂。
[0014] 2011年10月28日提交并且作为US 2012/0107209 Al公布的共同未决且共同转 让的美国序列号13/283, 671，描述了一种二氧化硫的回收方法，其采用缓冲含水吸收液，所 述吸收液包含某些少量无机或有机酸或其盐，优选某些多元羧酸或其盐，以从排出气体中 选择性地吸收二氧化硫。接着汽提所吸收的二氧化硫以再生吸收液并且产生富含二氧化硫 含量的气体。富含二氧化硫的气体可用作一部分进料气体供应至接触法硫酸厂或克劳斯厂 以制备元素硫，或可用于生产精炼的二氧化硫。US 2012/0107209 Al中描述的方法特别适 用于从二氧化硫含量相对较少的排出气体生产富含二氧化硫的气体。所述申请还描述了用 于从排出气体中同时去除二氧化硫和氮氧化物（NO x)并且回收二氧化硫的方法。该方法采 用还包括金属螯合物的缓冲含水吸收液以从气体中吸收二氧化硫和NOx并且随后还原所吸 收的NO x以形成氮气。
[0015] 虽然US 2012/0107209 Al的方法在高能量效率下操作，但是未来的经济仍保留着 对使用再生二氧化硫回收方法中的能量的需要。
[0016] 发明概述
[0017] 本发明涉及用于从气态排出物中回收二氧化硫和其它污染物的新颖方法，其包含 在再生吸收/解吸循环中增强能量效率的特征。在所述方法的某些实施方案中，从解吸循 环中产生的湿的污染物气流中回收能量。在这些和其它实施方案中，可任选地且有利地冷 却吸收区以增强用于吸收污染物气体的含水吸收介质的容量，从而降低在吸收/解吸循环 中必须被泵送、处理、加热和冷却的含水吸收介质和富含污染物的吸收液的体积。
[0018] 如上所述，本发明的方法的主要应用就是从各种化学和冶金排出气体中回收二氧 化硫。但是，本文所述的改进也可适用于回收其它酸性气体（例如&5、0) 2、腸!￡或!1(：1)，并 且还适用于回收其它污染物气体（如氨气）。
[0019] 简单地说，因此本发明涉及一种用于从含污染物的源气体中选择性去除和回收污 染物气体的方法，其中使包含源气体的进料气流与包含用于污染物气体的吸附剂的含水吸 收介质在污染物吸收塔中接触，从而将污染物气体从进料气流吸收到吸收介质中，并且产 生已从中去除污染物气体的废气和富含污染物的吸收液。将富含污染物的吸收液与汽提蒸 汽在吸收液汽提塔中接触，以从富含污染物的吸收液中解吸污染物，并且从而产生再生污 染物吸收介质和包含水蒸气和污染物气体的初级汽提塔气体排出物。从吸收液汽提塔的液 体出口抽出再生吸收介质，并且从吸收液汽提塔的蒸气出口抽出初级汽提塔气体排出物。 通过使热量从初级汽提塔气体排出物间接转移至初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中的冷 却介质来使水从初级汽提塔气体排出物中冷凝，从而产生带有污染物的冷凝物。使离开初 级汽提塔气体冷却器/冷凝器的带有污染物的冷凝物与蒸汽在冷凝物汽提塔中接触，以产 生被汽提的冷凝物和含有水蒸气和污染物气体的冷凝物汽提塔气体排出物。热量从初级汽 提塔气体冷却器/冷凝器中的初级汽提塔气体排出物转移至冷却介质，所述冷却介质包含 被汽提的冷凝物的至少一部分，从而从被汽提的冷凝物产生蒸汽。将由初级汽提塔气体冷 却器/冷凝器中被汽提的冷凝物产生的蒸汽，作为用于与富含污染物的吸收液接触以由此 解吸污染物的汽提蒸汽，引入吸收液汽提塔。
[0020] 在本发明的一个实施方案中，压缩从吸收液汽提塔抽出的初级汽提塔气体排出 物，并且通过将热量从经过压缩的初级汽提塔气体排出物间接转移至冷却介质，来使水从 经过压缩的初级汽提塔气体排出物中冷凝，所述冷却介质包含初级汽提塔气体冷却器/冷 凝器中被汽提的冷凝物的至少一部分，从而在超过吸收液汽提塔内其液体出口压力的压力 下，从被汽提的冷凝物产生蒸汽。然后将由初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中被汽提的冷 凝物产生的蒸汽，作为用于与富含污染物的吸收液接触以从中解吸污染物的汽提蒸汽，弓丨 入吸收液汽提塔。
[0021] 根据本发明的另一个实施方案，由初级汽提塔汽提冷却器/冷凝器中被汽提的冷 凝物产生的蒸汽，在超过吸收液汽提塔内其液体出口压力的压力下被压缩。然后将经过压 缩的蒸汽，作为用于与富含污染物的吸收液接触以从中解吸污染物的汽提蒸汽，引入吸收 液汽提塔。
[0022] 在这些和其它实施方案中，可冷却吸收区以增强用于吸收污染物气体的含水吸收 介质的容量。在这些实施方案中，富含污染物气体的吸收液的一部分在吸收塔与换热器之 间循环，在所述换热器中吸收热通过转移至冷却流体而被去除。
[0023] 其它目标和特征将部分地是显而易见的并且将在下文中部分地指出。
[0024] 附图简述
[0025] 图1和图2为用于从含二氧化硫的源气体中选择性去除和回收二氧化硫的吸收/ 解吸方法的替代性的示意性流程图，其中通过与流通蒸汽在汽提柱中接触来实现吸收液中 二氧化硫的解吸，并且通过将热量从汽提塔塔顶气体间接转移至包含汽提塔气体冷却器/ 冷凝器中的沸水流的冷却介质来产生流通蒸汽；
[0026] 图3和图4为绘示了随温度变化的某些吸收溶剂中的二氧化硫溶解度的曲线；
[0027] 图5为用于从含二氧化硫的源气体中选择性去除和回收二氧化硫的吸收/解吸方 法的流程图，其中吸收液在吸收塔与一个或多个外部换热器之间循环以冷却吸收液并且增 强用于转移来自气相的二氧化硫的吸收介质的容量；
[0028] 图6绘示了气体组合物、吸收介质组合物和液体流速的各种组合的气相中二氧化 硫的含量和气相中二氧化硫的回收百分比，其作为距反流吸收塔的底部的距离的函数；并 且
[0029] 图7描绘了用于回收二氧化硫的吸收/解吸方法中吸收液温度和气相中二氧化硫 摩尔百分比的曲线，其中为吸收塔提供了不同数目的冷却回路。
[0030] 在整个附图中对应的参考字符指示对应的部件。
[0031] 优选实施方案的描述
[0032] 根据本发明，已开发了若干新颖的工艺方案以用于在相对高的能量效率下，从源 气体回收污染物气体。本发明的方法特别适用于回收酸性气体，如二氧化硫、氮的氧化物、 硫化氢、二氧化碳等，但在回收其它污染物气体（例如氨气）中也是有用且有价值的。本文 使用了通用术语"污染物"，因为通常本发明的方法用于清理化学、冶金或发电设施中的排 出气流以使酸性气体或其它气体组分的排放减至最少，否则其将成为大气中的污染物。但 是，正如本领域技术人员认识到的，从气体排放流中去除的污染物气体通常具有经济价值， 并且可通过本发明的方法回收，并且然后应用至商业价值用途，例如二氧化硫转化为三氧 化硫和硫酸、从二氧化硫和硫化氢回收元素硫、回收盐酸或氨水以用于化学处理、回收氯化 氢并且将其转化为元素氯和氢等。
[0033] 可通过回收二氧化硫的具体例子来说明本发明的方法。在本发明的实践中，多种 水性和有机溶剂可用作二氧化硫吸收介质。例如，吸收介质可包括碱金属的水溶液（例如 亚硫酸钠/亚硫酸氢钠溶液）、胺（例如烷醇胺、四羟乙基亚烷基二胺等）、铵盐和各种有机 酸的盐。可选地，二氧化硫吸收介质可包括有机溶剂，所述有机溶剂包括例如二甲基苯胺、 四乙二醇二甲醚或丁基磷酸二丁酯。在吸收/解吸过程中，一些有机溶剂要求使用金属构 造，并且由于硫酸的形成，并且在一些情况中由于溶剂与因二氧化硫与氧的副反应而形成 的三氧化硫的反应而常常要求溶剂再生，并且所述有机溶剂通常比无机吸收介质昂贵。燃 煤发电厂排放的大量的烟道气流速导致了非常大的设备尺寸以回收二氧化硫。常规有机溶 剂也可受制于如上所述与二氧化硫吸收介质所需的特性相关的一个或多个缺点。
[0034] 鉴于这些和其它的考虑，根据本发明的优选实施方案，二氧化硫吸收介质包 含相对较少的多元羧酸的盐（例如苹果酸钠）的缓冲水溶液，如前所述的美国序列号 13/283, 671中描述的那样，所述美国序列号13/283, 671于2011年10月28日提交并且作 为US 2012/0107209 Al公布，所述美国序列号13/283,671的全部内容特此以引用的方式 并入本文。在下面的描述中，参照包含多元羧酸的盐的优选吸收介质和包含四乙二醇二甲 醚（四甘醇二甲醚）的吸收介质。但是，应理解本文描述的方法的各种特征易于适合采用 其它吸收介质的系统。如上所述，还应理解本文所述的改进同样地可适用于使用本领域已 知的适合的常规污染物吸收介质的去除和回收酸性气体和污染物的系统。例如，本文所述 的方法可用于从排出气流中再生吸收和解吸各种污染物，所述污染物包括硫化氢、二氧化 碳和氯化氢、氮氧化物以及其它污染物气体（如氨气及其混合物）。
[0035] 如图1所示，将包含含有二氧化硫的源气体的任选调节的工艺进料气流10引入具 有一个或多个理论级数的二氧化硫吸收塔11，在此其与包含用于二氧化硫的吸附剂的含水 吸收介质接触以吸收二氧化硫。二氧化硫吸收塔11包含含有气/液接触区13的立式柱或 塔12,所述立式柱或塔12包含用于促进气相与液相之间质量转移的装置，所述装置可包括 如鞍或环等不规整填料的床、规整填料或其它接触设备。优选地，为了将二氧化硫的转移最 大化，将工艺进料气流与含水吸收液逆流接触。如图1所示，通过靠近塔12底部的气体入 口 14引入工艺进料气流10,并且进入气体/液体接触区13的底部，同时通过靠近塔顶部的 液体入口 16引入包含从二氧化硫汽提塔30再循环的再生含水吸收介质的流15 (下文中描 述），并且分布和进入气/液接触区的顶部。从靠近塔12底部的液体出口 18抽出离开气/ 液接触区13底部的富含二氧化硫的吸收液流17,并且从靠近塔顶部的气体出口 20抽出离 开区13顶部的基本上不含二氧化硫的废气流19。虽然可采用常规不规整填充的塔作为吸 收塔11，但本领域技术人员将会领会可合适地采用其它构造。例如，吸收塔12可包含规整 填料或可包括盘式塔，在它们的任一者中，工艺流优选逆流流动。虽然优选在吸收塔中工艺 进料气流10与含水吸收介质之间逆流流动，但可并流操作吸收塔。但是，这种布置易于负 面地影响吸收容量和效率，并且通常不优选。
[0036] 在与二氧化硫化学结合的酸式盐吸收剂或其它物质作为含水吸收介质中的主要 吸附剂存在的情况下，吸收介质中吸附剂的浓度和吸收介质流动的速率应该是这样的，在 吸收塔液体出口的主要温度下，多余的吸收容量保留在吸收液中。优选地，剩余的容量为进 入吸收塔的总吸收容量的至少10%，优选至少20%。出于这个目的，进入吸收塔的吸附剂 浓度和吸收介质的流速应足以提供相对于二氧化硫从工艺进料气流中回收的速率，吸附剂 流过吸收塔的速率的化学计量过量，优选超过相对于进料流的总二氧化硫含量，从而补偿 若干因素，如：在吸收介质的再生之后吸收介质中剩余的二氧化硫含量；富含二氧化硫的 汽提塔气体中二氧化硫的浓度；微酸性组分（如二氧化碳）的可能存在；但主要在于补偿 优选吸附剂（如含水多元羧酸/盐吸收系统）所需的相对弱的吸收亲和力。为了通过温和 温度升高和/或压力降低来促进二氧化硫的后续解吸，优选相对弱的吸收亲和力。因此，达 到所需去除效率所必要的吸附剂在含水吸收介质中的浓度随所采用的酸、二氧化硫在待处 理气体中的浓度以及吸收塔的质量转移特性而变化，并且可易于由本领域技术人员决定。 通常，吸收液中每摩尔多元羧酸盐所吸收的二氧化硫的化学计量当量比在约0. 1至约1的 范围内。在用包含苹果酸的钠盐的含水吸收液来处理包含约2600ppmv (每百万分之一体积 份）二氧化硫的气体的情况下，吸收液中苹果酸盐的浓度可适合地在约1摩尔％至约7摩 尔％的范围内。
[0037] 可通过常规设计实践来测定含水吸收液流15和引入至二氧化硫吸收塔11的工艺 进料气流10的质量流速比率（L/G)，所述比率对于实现二氧化硫从源气体到吸收液的实质 性转移是必要的。更具体而言，可基于进入吸收塔的气流的污染物含量、含水吸收介质中吸 附剂的浓度和在吸收塔中液体/气体的主要温度下吸附剂的单元吸收容量来选择L/G。通 常选择L/G以使得进入吸收塔的吸附剂的流量超过进入吸收塔的污染物气体的流量的至 少10%至20%。最佳的超过程度取决于气/液接触区中质量转移和热量转移的速率。
[0038] 优选地，对二氧化硫吸收塔进行设计并且操作，以使得离开吸收塔的废气流19的 二氧化硫含量小于约500ppmv，更优选小于约200ppmv (例如低至10ppmv-20ppmv)。这种痕 量的二氧化硫连同含在工艺进料气流中的二氧化碳、氧气、氮气和其它惰性物质被作为从 吸收塔的顶部放出的废气流19的一部分而从系统消除。废气流与吸收液基本上平衡，并且 根据进料至吸收塔的工艺进料气流中水蒸气的含量和吸收塔的条件，可能在吸收塔中存在 水的净增益或损耗。如果必要，可使用鼓风机21以将气体驱动至烟囱。为了实现满意的排 放标准，可使废气流19通过除雾器或相似的设备以在通过烟囡被排放之前回收夹带的液 体。此外或替代性地，在一些情况下，可通过与工艺进料气的来流在换热器22中的间接热 交换或者使用其它加热介质或如下所述在换热器64中加热废气流19,以使得在通过烟囱 排出后，任何烟羽都不具有降落的倾向。
[0039] 如图1所示，其中吸附剂包含多元羧酸，金属碱（如氢氧化钠、氢氧化钾、碳酸 钠等）的补充源23,与包含再生含水吸收介质的流15在其从靠近吸收塔12的顶部被 引入之前，在吸附剂罐24中合并。金属碱与多元羧酸反应形成金属盐吸收剂。根据US 2012/0107209 Al中的公开内容，引入足够的金属碱以中和至少一些酸基团，以使得酸被中 和至酸解离当量点的约20%内，更优选约10%内，所述酸解离具有在25°C时约3至约10， 优选在25°C时约4至约7的pKa值。本领域的技术人员可使用已知的pH控制技术和仪器， 以将碱添加至与含二氧化硫气体在吸收塔中接触的再生吸收液，以相对于PKa值的当量点 维持所需的中和程度。此外，应添加足够的碱来维持金属离子浓度。例如，如下所述，随着 在结晶器操作中去除硫酸盐，一些金属离子将被损耗。每去除一摩尔的硫酸钠，就添加两摩 尔的碱（例如氢氧化钠）。通过取样并且在工厂实验室中进行金属分析，可适合地监测并且 控制金属离子浓度。
[0040] 将离开吸收塔11的富含二氧化硫的吸收液17加热至中温（如下所述），并且将预 热的吸收液引入二氧化硫汽提塔30,其中二氧化硫从吸附剂中解离并且从吸收液中解吸。 汽提塔30包括含有蒸气/液体接触区32的立式柱或塔31，所述立式柱或塔31包括用于 促进气相与液相之间质量转移的装置。类似于吸收塔11，汽提塔30被构造为填充塔的形 式，其包含常规不规整填料的床、规整填料、盘或任何其它气液接触设备。塔31内蒸气/液 体接触区32的下（汽提）段可进料根据本发明产生（如下所述）的流通蒸汽并且可用于 从吸收液中去除二氧化硫。蒸气/液体接触区32的上（精炼）段用于降低所解吸的二氧 化硫中的水量。包含基本上用水蒸气饱和的二氧化硫的初级富含二氧化硫的汽提塔气体排 出物33产生于蒸气/液体接触区32上方汽提塔30的塔顶，并且从塔31顶部的蒸气出口 34抽出；并且离开蒸气/液体接触区的再生吸收液15从塔底部的液体出口 35抽出并且再 循环回吸收塔11，以完成循环。虽然优选如图1中所示的汽提塔中富含二氧化硫的吸收液 与汽提蒸汽之间逆流流动，但也可并流操作汽提塔。但是，这种布置易于负面地影响汽提效 率，并且通常不优选。
[0041] 吸收塔11中二氧化硫吸收介质的平均温度通常保持在约KTC至约70°C的范围 内。根据本发明，吸收塔中二氧化硫吸收液的平均温度优选保持为约20°C至约60°C。虽然 通常在较低吸收介质温度下，二氧化硫的吸收得到增强，但吸收液需要从吸收温度加热至 足够高的温度，并且/或在减压下，以释放二氧化硫，并且提供这种显热导致了更高的能量 要求。在再生期间，同样合乎需要的是，减小水的蒸发量以降低所消耗的能量并且避免吸收 介质中的低水浓度，水浓度低可能引起二氧化硫吸附剂（例如弱多元羧酸或盐）的沉淀。当 吸收相对强烈地依赖于温度并且循环的吸收和解吸级数之间的温度处于更窄的范围时，二 氧化硫吸收/解吸方法的总体效率得以改善。
[0042] 汽提塔30中二氧化硫吸收液的平均温度通常保持在约60°C直至在汽提塔操作压 力下所述吸收液沸点的范围内。
[0043] 分别通过增大或减小吸收塔11和汽提塔30的操作压力可增强二氧化硫的吸收和 解吸。吸收塔11中适合的操作压力为约70kPa至约200kPa绝对压力。吸收塔中增大的压 力增大了吸收介质可吸收的二氧化硫的分数，但优选在相对低的压力下进行吸收，从而降 低设备成本。相似地，汽提塔30中适合的操作压力为约40kPa至约200kPa绝对压力，但可 采用更高或更低的操作压力。
[0044] 通过控制进料至这些操作的各种工艺流的温度，可实现吸收塔11和汽提塔30内 的温度控制。优选地，通过控制富含二氧化硫的吸收液17和靠近汽提塔的底部的蒸气/液 体接触区32的汽提段引入的蒸汽的温度将汽提塔30的温度保持在所需范围内。再次参 照图1，温度为约l〇°C至约70°C，更优选为约20°C至约60°C的离开吸收塔11的富含二氧 化硫的吸收液17通过热交换器40,在此其通过热量自从汽提塔30再循环而来的再生吸收 介质15间接转移至二氧化硫吸收塔而被预热至中温。在交换器内热量从再生吸收介质转 移至吸收液增大了再生吸收介质的吸收容量，并且加热吸收液以有助于促进二氧化硫从中 汽提。如果需要进一步加热以便在汽提塔中实现所需的温度，可使富含二氧化硫的液体17 通过溶剂加热器41，在此其被预热（例如通过热量从离开工艺的回收的二氧化硫产物流的 间接转移），并且/或者通过与蒸汽的间接热交换或与热的冷凝物流70的间接热交换而被 进一步加热。在某些有利的实施方案中，在不添加外部热量的情况下，通过使自工艺进料气 流和/或再生二氧化硫吸收介质转移热量来加热富含二氧化硫的吸收液。在这种实施方案 中，工艺进料气流的温度优选不降低至约50°C以下，并且引入汽提塔的富含二氧化硫的吸 收液与再生吸收介质之间的温度差低于约40°C。
[0045] 温度为约60°C至约140°C的离开汽提塔30底部的再生含水吸收介质15在交换器 40中通过将热量转移至离开二氧化硫吸收塔11的富含二氧化硫的吸收液17而被冷却。相 似地，如果需要进一步冷却以便保持吸收塔中所需的温度，可使离开交换器40的再生吸收 介质通过溶剂冷却器42,并且通过与冷却塔水的间接热交换而被进一步冷却。换热器40的 使用减少了系统的能量需求，使得可能不需要使用溶剂加热器和/或溶剂冷却器。
[0046] 在本发明的优选实施方案中，通过任选转移离开汽提塔30以处理去除硫酸盐的 再生吸收介质15的至少清除部分90,将包含多元羧酸盐的含水吸收液中的硫酸盐污染物 水平保持在可接受的水平。清除部分的相对体积随再生吸收介质中吸附剂的浓度和吸收和 汽提过程中二氧化硫对氧化的敏感性而变化。通常，在将苹果酸盐用作吸收剂的操作中，清 除部分可占低于再生吸收介质流的约5%。
[0047] 清除部分的处理包括在蒸发结晶器92中从清除部分90中蒸发水以产生硫酸盐过 饱和的浓缩溶液。然后，在结晶器中，硫酸盐晶体从浓缩含水吸收液中沉淀，以形成包含沉 淀的硫酸盐晶体和母液的结晶浆液94。在常规的固/液分离设备96 (如真空过滤器或离心 机）中，中浆液中分离硫酸钠晶体与浆液，并将母液部分98再循环至溶剂罐24中，在此其 与再生吸收介质的主要流混合以返回吸收塔11。通过加热和/或降低压力或者增大至再沸 器的蒸汽流量以闪蒸水，可适合地实现含水吸收液的浓缩。通常，在浓缩期间，在汽提塔操 作压力下，将含水吸收液加热到至少约40°C、更优选至少约60°C的温度并且优选加热至吸 收液的沸点，以抑制十水硫酸钠或格劳伯氏盐（Na 2SO4^lOH2O)的形成和沉淀。格劳伯氏盐 倾向于形成胶状或粘稠的沉淀物，其不易于通过离心或过滤与母液分离。
[0048] 可在大气压或真空下操作结晶器。作为通过离心或过滤分离硫酸钠盐晶体的替代 性方法，可设计结晶器以从结晶浆液连续地滗析母液。此外，可用水洗涤硫酸盐晶体，并且 同样将所得的包含多元羧酸盐吸收剂的洗涤水导向溶剂罐以返回吸收塔。来自结晶器的塔 顶蒸气流可被冷凝并且返回吸收塔。或者，来自结晶器的塔顶流可作为汽提蒸汽源而被输 送到汽提塔。
[0049] 虽然上述处理有效保持在循环吸收液中可接受的硫酸盐水平，但根据本发明的一 些实施方案，可在吸收液中包含氧化抑制剂，以分别降低亚硫酸氢盐和亚硫酸盐至硫酸氢 盐和硫酸盐污染物的氧化。存在着若干不同类型的可用于本发明的实践的氧化抑制剂，其 包括：氧清除剂和自由基捕捉剂，如对苯二胺和对苯二酚；NO x催化氧化的抑制剂，如抗坏 血酸；以及螯合剂，如隔离并且抑制金属催化氧化的乙二胺四乙酸（EDTA)。此类氧化抑制 剂可单独或以不同组合的方式采用，并且可根据需要添加到引入吸收塔的再生含水吸收液 中。取决于所采用的抑制剂的类型，通常吸收液中的浓度范围为几个ppm到约1重量％至约 10重量％。由于抑制剂将逐渐被氧化消耗，因此通常过量添加（例如至少约IOOOppm)。抗 坏血酸和对苯二酚对在苹果酸钠吸收液中抑制氧化特别有效。当金属存在于吸收液中时， 预期EDTA为有效的氧化抑制剂。
[0050] 在吸收液中增大的酸性具有增大二氧化硫汽提效率的作用。因此，在吸收液中留 下小浓度的溶解的二氧化硫或保留一些硫酸盐导致了汽提塔中更高的效率。例如，在汽提 塔中小浓度的硫酸盐和/或亚硫酸使吸收液的再生消耗较少能量。根据本发明的一个实施 方案，将吸收液中硫酸盐的浓度保持在约〇. 5重量％至约11重量％，优选约3重量％至约 11重量％，并且将小部分二氧化硫保留在再生含水吸收液中，从而使溶液略微更具酸性并 且因此使二氧化硫的解吸消耗较少能量。
[0051] 从被汽提的冷凝物产生汽提蒸汽
[0052] 为提供能量源以用于产生汽提蒸汽，在适合增大初级汽提塔气体排出物压力的设 备中，压缩来自吸收液汽提塔30的初级汽提塔气体排出物33。适合的设备包括机械压缩机 和热压缩机（即蒸汽喷射压缩器）。如图1所示，优选通过穿过蒸汽喷射压缩器36来压缩 初级汽提塔气体排出物。在从接触法硫酸厂的尾气中回收二氧化硫的情况下，产生于三氧 化硫吸收热回收的蒸汽可为喷射压缩器提供动力蒸汽。
[0053] 虽然已知用于回收二氧化硫的吸收/解吸系统，其中湿的二氧化硫汽提塔气体被 压缩，并且水蒸气冷凝的潜热从压缩气体转移至富含二氧化硫的吸收液，但是在这种系统 中，饱含二氧化硫的冷凝物离开系统。这个方案造成不可接受的排放，所述排放也等同于损 耗二氧化硫值，除非在独立的系统中捕捉从冷凝物中排出的二氧化硫。
[0054] 在上述US 2012/0107209 Al中描述的方法中，从冷凝物汽提柱中的冷凝物回收二 氧化硫，但这需要额外的能耗。
[0055] 根据本发明的方法，通过将被汽提的冷凝物用作用于吸收液汽提塔的汽提蒸汽的 来源，基本上回收了用于汽提冷凝物所需的能量。需要进一步的能量输入以在足够使冷凝 物流进汽提塔基底的压力下蒸发冷凝物。在本发明的方法中，汽提塔气体的水蒸气组分中 的潜热提供了那个能量源。对离开吸收液汽提塔的汽提塔气体的适度压缩造成适度温度 差，所述温度差足以将热量从压缩的汽提塔气体转移至被汽提的冷凝物，从而在足以将所 得蒸汽驱动至汽提塔中的压力下蒸发被汽提的冷凝物。
[0056] 对汽提塔中湿的含二氧化硫的气体排出物进行压缩优选地将流的压力增大了约 30kPa至约65kPa的增量。如果在较低的压力下（例如在真空下）操作汽提塔30,以增大二 氧化硫相对于水的相对挥发性并且增强解吸并且减小给定回流所需的理论级数的数目，那 么二氧化硫的分离得到增强。此外，较低的压力导致系统中较低的温度，允许使用较低压力 的蒸汽来加热富含二氧化硫的吸收液。但是，在适度较高的操作压力下，能量回收被优化， 并且这也降低了塔31的必需直径和相关资金成本。举例来说，在轻微真空（例如-35kPa 表压）下操作汽提塔并且适度增大离开汽提塔的富含二氧化硫的汽提塔气体的压力（例如 至约20kPa表压）代表了一种经济方法。不过，在大气压或大气压以上的压力下操作汽提 塔也可能是有吸引力的方法。经济优化可确定具体的操作条件。综合这些考虑，离开吸收 液汽提塔的初级汽提气体排出物的压力最优选保持在约40kPa至约170kPa绝对压力）。
[0057] 将含有二氧化硫的汽提塔气体的加压流体导向初级汽提塔气体冷却器/冷凝器 50。通过将热量间接转移至冷却介质，在冷却器/冷凝器50中使大部分水蒸气自初级汽提 塔气体排出物冷凝。根据本发明，从冷凝物汽提塔或水柱60流向冷却器/冷凝器50 (所述 操作在下文描述）的流51中被汽提的冷凝物用作冷却介质，并且冷凝潜热被转移至被汽 提的冷凝物，从而产生在吸收液汽提塔30中用作汽提介质的蒸汽。如图1所示，将离开柱 60的被汽提的冷凝物流51导向蒸气-液体分离器52 (例如蒸汽鼓）并且经由管线54在 分离器与冷却器/冷凝器50之间循环，在此来自初级汽提塔气体的热量转移产生了用于汽 提塔的蒸汽53。在分离器52中分离被汽提的冷凝物和蒸汽，所述蒸汽经由管线57导向汽 提塔30,冷凝物的至少一部分经由管线54循环至初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50,并且 另一部分可经由管线55任选被再次循环并且与再生二氧化硫吸收液15合并并且返回吸收 塔11，并且/或者可将部分56从系统中清除。可选地，可设计汽提塔气体冷却器/冷凝器 50的冷凝物侧面，以允许在换热器本身内部将蒸汽与水脱离，从而允许不含夹带的水的蒸 汽流体从冷却器/冷凝器直接流向吸收塔，而无需独立的蒸气/液体分离器。
[0058] 在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽经由管线57引入汽提塔30， 在此所述蒸气与吸收液在蒸气/液体接触区32接触，向吸收液供应热量并且用作用于从液 相中去除二氧化硫的汽提气体。加热吸收液汽提塔中的液相降低了其中二氧化硫的平衡浓 度并且增强了用于将二氧化硫转移至蒸气相的驱动力。在将热量转移至液相时，由冷却器 /冷凝器50中被汽提的冷凝物产生的蒸汽部分地在汽提塔内冷凝，从而基本上用作可冷凝 的汽提气体。可选地，由产生于初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中被汽提的冷凝物的蒸汽 供应的汽提热可由再沸器37中的外部来源供应的热量补充，来自吸收液汽提塔的液相循 环通过所述再沸器37。辅助再沸器为方法的水平衡控制提供完全的灵活性。通常，待通过 再沸器的吸收液从汽提塔的贮槽中抽出，并且返回贮槽上方的蒸气/液体接触区32的下 部。
[0059] 在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中，初级汽提塔气体排出物33的水蒸气含 量中的大部分被冷凝，并且因此大部分潜热通过转移至从冷凝物汽提塔60返回的被汽提 冷凝物而被去除。通过使水蒸气自初级汽提塔气体排出物冷凝获得的含水冷凝物包含溶解 的二氧化硫。将此冷凝物从冷却器/冷凝器50中去除，并且经由管线58进料至冷凝物汽 提塔或水柱60并且加热（例如用蒸汽或再沸器），以解吸二氧化硫并且产生包含水蒸气和 解吸自含水冷凝物的二氧化硫的冷凝物汽提塔气体。如图1所示，冷凝物汽提塔气体与来 自初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50的湿的含二氧化硫的排放气59合并。离开冷凝物汽 提塔柱60的顶部的合并的最终冷凝物汽提塔气体61在低温冷凝器62中冷却至通常低于 约70°C的温度（例如在50°C用冷却水），以冷凝水蒸气并且产生包含回收的二氧化硫的产 物流63。如图1所述，通过首先使气体通过换热器64,可从冷凝物汽提塔气体，或从离开冷 凝物汽提塔柱60的顶部的合并的最终冷凝物汽提塔气体61中分离出少量额外的冷凝物， 在所述换热器64中通过将热量转移至离开吸收塔11的废气19的一部分来冷却冷凝物汽 提塔气体。冷却后，从二氧化硫回收方法中去除所回收的二氧化硫产物流63，并且将其导向 其可被使用的去向，例如引入用于转化为三氧化硫的接触法硫酸厂的干燥塔或催化阶段、 用于产生元素硫的克劳斯厂操作、碱金属亚硫酸盐或亚硫酸氢盐的制造工艺、造纸操作或 用于液化为液体二氧化硫的压缩和致冷单元。
[0060] 耗乏二氧化硫的被汽提的冷凝物流51离开冷凝物汽提塔柱60的底部，并且导向 初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50,其中使水蒸气自压缩的初级气提塔气体排出物33冷凝 将热量转移至汽提塔冷凝物，从而在吸收液汽提塔30中产生蒸汽用作合并的加热介质和 汽提气体（例如作为冷凝汽提介质）。优选地，可将部分56从系统中清除。
[0061] 来自吸收液汽提塔30的初级汽提塔气流排出物33的压缩程度必须足以使被压缩 的蒸气的温度足够高，以使可通过加热初级汽提气体冷却器/冷凝器50中被汽提的冷凝物 来产生压力比塔31内蒸气/液体接触区32的下（汽提）段的压力高的蒸汽。但是优选将 压缩程度控制为由被汽提的冷凝物产生的蒸汽流入汽提塔所需的最小值。更具体而言，优 选的是，在不高于吸收液汽提塔内其液体出口 35的液相温度约30°C的温度下，或更具体而 言，不高于离开汽提塔内蒸气/液体接触区32的底部的液相温度约20°C或不高于其约5°C 至约l〇°C下，由被汽提的冷凝物产生蒸汽。在某些特别优选的实施方案中，通过加热初级 汽提塔气体冷却器/冷凝器50中被汽提的冷凝物而产生的蒸汽的温度不高于、等同于或甚 至可低于吸收液汽提塔内其液体出口处或蒸气/液体接触区底部的液相的温度。更一般而 言，优选在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽的温度与汽提塔内在其液体出 口处的再生吸收介质的温度或液相的温度相比，或与离开吸收液汽提塔内的蒸气/液体接 触区的下（汽提）段的液相的温度相比变化不超过约±l〇°C。为了使蒸汽流入吸收液汽提 塔，在冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽的压力必须高于汽提塔中的总压力，并且因此高于 蒸气/液体接触区汽提段内液相的，甚至高于汽提段的液相出口处液相的平衡蒸气压力， 所述汽提段中二氧化硫的分压作为极限接近零。
[0062] 不考虑蒸气相与液相之间的温差，后续蒸气相水压力驱动力由此导致水蒸气在汽 提塔中发生冷凝，导致液相在蒸气/液体接触区的汽提段内的冷凝和加热，即使蒸汽在不 高于、或甚至稍微低于液相温度的温度下引入所述区。由于液相中溶质（即吸附剂，如多元 羧酸盐）的抑制效果，因此液相的蒸气压力可稍微低于相同温度下蒸汽的压力，或甚至有 时液相温度稍微高于蒸汽温度。
[0063] 为了满足这些优选条件，初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的对数平均温差（Λ t) 不低于约I. 5°C、约2°C、约3°C、约4°C或约5°C，并且不高于约10°C、约8°C、约6°C或约5°C。 例如，初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的对数平均温差（At)为约1.5°C至约10°C、或约 2°C至约9°C、或约2. 5°C至约8°C。
[0064] 取决于总工艺能量和水平衡，来自冷凝物汽提塔60的被汽提的冷凝物的体积可 超过吸收液汽提塔30中蒸汽的需求。因此，可在（i)导向初级汽提塔气体冷却器/冷凝器 50的作为用于使水自汽提塔气体冷凝的冷凝物流，从而将被汽提的冷凝物至少部分地转化 为蒸汽以用于引入吸收液汽提塔的冷却流体；和（ii)用于从工艺中去除水的排放水流之 间，有效地分开被汽提的冷凝物。
[0065] 作为排放水来自冷凝物汽提塔60的被汽提的冷凝物的一部分还可任选地用于调 节含二氧化硫的源气体或工艺进料气流10。如图1所示，来自蒸气-液体分离器52的被汽 提的冷凝物通过管线70并且被引入相对于进料气体流动的二氧化硫吸收塔11的上游的饱 和器71。饱和器可包含单级接触器（例如通常由包含不规整或规整填料的填充柱或塔、或 喷雾柱组成），其中被汽提的冷凝物与气流接触，从而增大了进入二氧化硫吸收塔的进料气 体的湿度。离开饱和器的水流可从工艺中去除。饱和器还可通过蒸发冷却来冷却含二氧化 硫的气体并且在其进入吸收塔之前去除酸性气体（例如硫酸、盐酸、三氧化硫）。饱和器有 利地准许采用较低品质的水润湿进料气流，这与在吸收塔中所采用的水应被去离子或蒸馏 以避免杂质堆积的情况下来润湿气体相比，提供了显著的成本节约。虽然离开饱和器的水 饱含二氧化硫，但此流的体积非常小。此外，例如在从硫酸工厂的尾气中回收二氧化硫的情 况下，离开饱和器的负载二氧化硫的水流可被用作SO 3吸收塔中的稀释水。在层间工厂中， 水有利地用于层间吸收塔中的稀释，并且涉及的二氧化硫的最小净流量通过二氧化硫回收 单元返回并且在工艺中无损耗。
[0066] 图1中的方法压缩初级汽提塔气体排出物以提供温差，借此将通过使水蒸气自初 级汽提塔气体冷凝所回收的潜热转移至被汽提的冷凝物以产生蒸汽，引入蒸汽以影响吸收 液汽提塔中吸收液的汽提。根据本发明，提供了用于产生这种温差并且驱动汽提操作的其 它替代性方案。
[0067] 图2例示了图1中的工艺的替代性方案，其中由被汽提的冷凝物产生的蒸汽，在冷 却器/冷凝器50的蒸汽出口与吸收液汽提塔30之间的流动期间，被压缩机39压缩。该图 示出了通过机械压缩机压缩蒸汽，但是还应将蒸汽引入蒸汽喷射压缩器的喉部以实现需要 的压缩。设置汽提塔30直径的尺寸，并且设计汽提塔30的蒸气/液体接触区32内的填料 或其它质量转移促进结构，以在气相/蒸气相向上通过该区期间避免过度压降。也设置用 于转移初级汽提塔气体排出物33至冷却器/冷凝器50的初级汽提塔气体出口 34和管线 的尺寸，以避免过度压降。通过在冷却器/冷凝器50的初级汽提塔气体侧保留高于该交换 器的被汽提的冷凝物侧压力的压力，通过随着水蒸气从初级汽提塔气体排出物冷凝并且蒸 汽在冷凝物侧产生以用于汽提塔30将热量转移至被汽提的冷凝物，来建立温差。将在冷却 器/冷凝器50中产生的蒸汽引入压缩机39的抽吸侧，所述压缩机39压缩蒸汽以将其经由 管线57引入汽提塔。
[0068] 为了回收来自汽提气体的水蒸气冷凝的潜热，压缩机39将蒸汽的压力增大到这 样的水平，当初级汽提塔气体到达冷却器/冷凝器50时，冷却器/冷凝器的汽提塔气体侧 的压力高于由冷却器/冷凝器的被汽提的冷凝物侧上被汽提的冷凝物产生的蒸汽的压力。 更具体而言，压缩程度足以使水饱和压力（在此压力下，水蒸气在冷却器/冷凝器的初级汽 提塔气体侧上冷凝）高于在冷却器/冷凝器的被汽提的冷凝物侧上产生蒸汽时的压力。
[0069] 优选在图2工艺中实现的温差和压力差与图1的实施方案中冷却器/冷凝器50 中主要的基本相同，其中初级汽提塔气体排出物在从汽提塔的气体出口流至冷却器/冷凝 器的气体入口期间被压缩。也优选蒸气/液体接触区中主要的绝对压力在与图1和图2中 分别示出的每一个实施方案相同的范围内。在这两种情况下，在汽提塔中保持压力稍微高 于大气压，例如约15psia至18psia(约IOOkPa至约125kPa绝对压力），是理想的。但是， 因为图2工艺中仅压缩了蒸汽，图2工艺的吸收液汽提区域内的最佳压力可略低于图1工 艺中的最佳压力，其中水蒸气将在冷却器/冷凝器50的被汽提的冷凝物侧，在高于沸水温 度下冷凝，在使水蒸气的分压达到所述水蒸气冷凝的水平的同时，也必须压缩初级汽提塔 气体的二氧化硫组分。
[0070] 以基本等同于相对于图1上述那样的方式来操作图2工艺的其余部分。
[0071] 虽然图1和图2的工艺提供了相当的能量效率，但是图2工艺的优点在于经过压 缩的流基本上不含二氧化硫。这意味着经过压缩的流体的腐蚀性通常低于图1工艺中压缩 的流体，并且因此为维护压缩机或喷射压缩器和选择构造其的材料均提供了节约。
[0072] 依赖由初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中被汽提的冷凝物产生的饱和蒸汽，作为 用于自吸收液汽提二氧化硫的单一能量源，可导致水在循环回吸收塔的再生吸收介质中的 净吸积，并且最终在吸收塔与汽提塔之间的吸附剂介质线路中的净吸积。实际上，由于蒸汽 的增量，必须添加所述蒸汽以提供二氧化硫蒸发的热和由于热损耗到环境的增量，所以仅 依赖流通蒸汽的任何汽提塔操作需要具有这种效果。因此，在此线路中控制水平衡要求一 些去除水部分的指标，否则所述水部分可在此操作方案中获得。出于此目的，可使用各种选 择。例如，再沸器37中由外部来源供应的能量可略增大初级汽提塔气体的温度，以使得所 述初级汽提塔气体携带了稍微较高的水蒸气负载，并且初级汽提塔气体冷却器/冷凝器可 在略高于At并且略高于排放气温度下操作，以去除足够增量的水蒸气以保持水平衡。这 可要求图1实施方案中对初级汽提塔气体略高的压缩，或图2实施方案中对汽提蒸汽略高 的压缩。替代性地，一些或全部再生吸收液可旁路通过交换器40和/或调温冷却器42,从 而允许吸收塔在略高的温度下操作以递增地增大废气的水蒸气含量来保持平衡。
[0073] 图1工艺的典型操作中，在吸收塔/汽提塔线路的每一个周转期间，水的体积经受 了约2%的增加。在一个实施方案中，其中烟道气在反映煤炭或其它含硫碳燃料中硫含量的 水平下包含二氧化硫，在27°C下将所述烟道气输送至吸收塔，通过围绕交换器40和调整冷 却器42旁路通过再生吸收介质，并且在40°C下将吸收介质进料至吸收塔，可实现平衡。在 35°C下离开吸收塔的废气携带了足以平衡来自蒸汽增量增加的水蒸气，所述蒸汽的增量是 必须的以蒸发吸收液汽提塔的吸收液的二氧化硫。
[0074] 富气流中二氧化硫的回收
[0075] 本发明的方法适合于从接触法硫酸厂和产生二氧化硫含量相对微小的排出物的 其它操作中回收二氧化硫。但是，可适用于要求回收二氧化硫的其它工艺操作，包括产生相 对富含二氧化硫的气流的操作。因为，用于吸收来自进料气体的二氧化硫的反应通常为放 热反应，因此大量反应热在吸收塔中产生，其中工艺被用于从包含例如约2体积％至约4体 积％或更高的二氧化硫的富气中回收二氧化硫，包括其中二氧化硫含量可高达10体积％、 15体积％、20体积％、25体积％、30体积％、40体积％或甚至更高的气流。例如，硫酸浓度 可为至少约4体积％、或至少约5体积％、或至少约10体积％、或至少约15体积％、或至少 约20体积％、或至少约30体积％。
[0076] 本发明的工艺非常容易地适应于从这类富含二氧化硫的气流中回收二氧化硫。但 是，在气流中二氧化硫含量较高的情况下，由放热吸收反应产生的显热可急剧增大吸收液 的温度，在一些情况下，所述温度增大至严重危及循环吸收介质的吸收效率和/或吸收容 量的水平。例如，在使用四甘醇二甲醚作为吸附剂的吸收系统中，其中进入的进料气体的二 氧化硫浓度达到2. 9体积％，吸收液的温度可从通常优选温度17°C增大至吸收塔中另外适 合的L/G比率下的温度30 °C。在进气的二氧化硫含量为43摩尔％的情况下，温度通常可从 17°C增至49°C。对于四甘醇二甲醚吸收系统，这种温度升高可严重危及用于吸收二氧化硫 的吸收介质的容量。
[0077] 图3和图4例示了温度对两种已知的二氧化硫吸收溶剂的平衡吸收容量的不良影 响。如图3所示，使用IOOwt. %四甘醇二甲醚（100S)作为对气体中4摩尔％ SO2的吸附剂， 随着即使在20°C至30°C狭窄的范围内温度的上升，吸收介质的吸收容量显著下降。在甚至 更高的温度下，吸收容量持续降低，虽然下降得不那么剧烈。如图4所示，在进料气体包含 30摩尔％ 302的情况下，随着温度的增加，纯四甘醇二甲醚（100S)的吸收容量下降得更加 均匀。也如图3和图4所示，使用另一种四甘醇二甲醚吸附剂，即955_5W(95wt. %四甘醇二 甲醚和5wt. %水），吸收容量发生了相当的下降。因此，对包含高于2体积％二氧化硫的富 气，增大吸收介质流动通常要求降低通过吸收塔的液相温度升高的程度，这导致了富含二 氧化硫的吸收液中二氧化硫的浓度相对较低。
[0078] 吸收介质和吸收液增大的流动以两种重要的方式使吸收液汽提塔负重荷。它增大 了用于将吸收液加热至用于从中汽提二氧化硫的合适的温度的能量需求，从而减少了工艺 的能量效率。但是它也强加了贯穿汽提柱增大的质量流动，这增大了整个柱的直径，所述柱 的直径被要求适应液体流动而不淹没蒸气/液体接触区。更高的液相流速也还要求吸收柱 直径增大。
[0079] 根据二氧化硫吸收工艺的另一优选特征，在吸收塔的基部提供冷却以降低吸收介 质在其通过吸收（即气/液接触）区时的温升，并且从而使吸收塔和汽提塔均可在相对低 的L/G比率下操作。对吸收介质，尤其吸收区较低部分的温升的控制，保留了吸收介质的平 衡容量，并且从而保留了吸收区内将二氧化硫从气相质量转移至液相的驱动力，也保留了 二氧化硫与液相吸附剂反应的驱动力。相对较低的液相温度也有利于液相内转化为二氧化 硫加合物的程度，其中二氧化硫与吸附剂之间的反应为热平衡反应。优选地，吸收液在吸收 塔内从气液/接触区抽出，通过外部换热器循环并且返回吸收区。更具体而言，在冷却的循 环吸收液返回区所处的区域下方隔开的区域中，从气/液接触区去除循环吸收液，从而在 吸收区内冷却的循环吸收液返回区所处的区域的下方界定一个段，在二氧化硫吸收主体优 选发生在所述区域中并且产生吸收热主体。
[0080] 例如，如图5所示，热的富含二氧化硫的吸收液17的部分从液体出口 18,或从靠近 吸收塔11的立式气/液接触区13的底部的区域13. 1抽出，并且通过外部换热器80循环， 在此吸收的热量通过将其转移至冷却流体被去除。经过冷却的吸收液在气/液接触区的区 域13. 2处返回吸收塔，所述区域13. 2在抽出热的吸收液的区域的上方而与其分隔，但在气 /液接触区顶部的下方而与其分隔。更优选地，经过冷却的循环吸收液返回到区域13. 2,所 述区域13. 2在气/液接触区较低的部分中。
[0081] 吸收液在二氧化硫吸收塔11与外部换热器80之间的循环引起增大的质量流动和 吸收液不可避免的反混，所述反混在吸收区落入区域13. 1和区域13. 2之间的循环段中，并 且这可略偏移用于去除区中该段中的二氧化硫的质量转移的增加。优选地，因此返回区域 13. 2在气/液接触区顶部的下方相隔至少一个转移单元的高度，从而限定了吸收区的精馏 段，所述精馏段在区顶部的下方包含至少一个转移单元。优选地，精馏段包含至少两个转移 单元。返回区域13. 2相隔至少一个转移单元的高度也是优选的，更优选在抽出区域13. 1 上方至少两个转移单元。为了适应吸收区的循环段与精馏段两者之间的足够的质量转移容 量，作为整体的吸收区优选包含至少三个，更优选至少四个转移单元，所述循环段在返回区 域13. 2与抽出区域13. 1之间，所述精馏段在返回区域13. 2与吸收区顶部之间。因为气流 与液流均在精馏段内的基本活塞流中，在该段中提供用于质量转移的最大驱动力，从而允 许废气中二氧化硫的浓度降低至符合排放标准的水平。基于区域的选择对循环液体返回区 域13. 2的位置进行合理选择，其中从中向上流动的气体的二氧化硫水平不足够高以在精 馏段产生吸收/反应热，这可对含水吸收介质的吸收容量或精馏段中质量转移驱动力有显 著的负面影响。
[0082] 优选地，有时吸附剂为四甘醇二甲醚，将气/液接触区中经过冷却的循环吸收液 返回所处的区域13.2保持在不高于约401，更优选不高于约301，通常为约151至约 25°C的温度下。在四甘醇二甲醚系统中，将气/液接触区中去除热的循环吸收液所处的区 域13. 1的温度保持在不高于约45°C，更优选不高于约35°C，通常为约15°C至约30°C的温 度下。本领域的技术人员将认识到对其它吸附剂，不同的（在一些情况下基本不同的）温 度范围是最佳的。例如，在吸附剂为苹果酸钠的情况下，将气/液接触区中经过冷却的循环 吸收液返回所处的区域13. 2保持在不高于约45°C，更优选不高于约45°C，通常为约20°C 至约40°C的温度下。在此情况中，将气/液接触区中去除热的循环吸收液所处的区域13. I 的温度保持在不高于约50°C，更优选不高于约40°C，通常为约25°C至约35°C的温度下。在 每一种情况下，区域13. 1与区域13. 2之间的循环速率由这些温度限制和吸收工艺产生的 单元能量产生决定。
[0083] 便利地，热的富含二氧化硫的吸收液17的顺流部分从外部换热器80上游的循环 吸收液流中抽出并且导向吸收液汽提塔30。
[0084] 可基于二氧化硫吸收区的吸收曲线来选择循环吸收液回流区域13. 2的位置。在 图6中示出使用不同吸收介质的典型曲线。
[0085] 在进料气与吸收介质在气/液接触区中接触时，如果吸收是即刻的并且大致定量 的，单个吸收液冷却线路通常足以保留吸收效率并且将吸收液的体积流动控制在与吸收液 汽提塔中有效能量使用一致的水平。但是，有时用于二氧化硫的吸附剂的亲和力是非常受 限的，因为其对吸收液汽提塔的有效操作的目的是所需的，通过吸收区的二氧化硫浓度梯 度，即气流（和液流）中二氧化硫的浓度的速率随着气体入口上方距吸收区的距离而下降， 可能仅是适度的。在这种情况下，通过使用沿着吸收（即气/液接触）区内的气流路径垂 直隔开的两个或更多个冷却回路可实现吸收塔和汽提塔的操作的更大的效率。例如，如图5 所示，其示出了两个这种冷却回路。在第二个冷却回路中，在吸收塔11的气/液接触区13 中下行的热的富含二氧化硫的吸收液的第二部分从区域13. 3中抽出，并且循环穿过通过 转移至冷却流体去除吸收的热所处的外部换热器81，所述区域13. 3在第一冷却回路中气/ 液接触区中经过冷却的循环吸收液返回所处的区域13. 2的上方。经过冷却的吸收液在气 /液接触区的区域13. 4返回吸收塔，所述区域13. 4在抽出热的吸收液的区域13. 3的上方 而与其分隔，但在气/液接触区顶部的下方而与其分隔。
[0086] 图7例示了吸收塔/汽提塔系统的操作，其中二氧化硫仅对吸附剂具有适度的亲 和力，从而二氧化硫梯度相对较浅。图7标绘了在每一种情况下，随着吸收区中位置变化的 吸收区内吸收液的温度和气流中二氧化硫的浓度，分别对不含冷却回路、含一个冷却回路、 含两个冷却回路和含三个冷却回路的系统使用不同的曲线，将所述位置变化表示为转移单 元距顶部（即区的气体出口）的距离。有关一个、两个或三个冷却回路的效果的数据也在 表1中列出。
[0087] 表1 :冷却回路对蒸汽要求的影响
[0088]
【权利要求】
1. 一种用于从含污染物的源气体中选择性去除和回收污染物气体的方法，所述方法包 括： 在污染物气体吸收塔中使包含所述源气体的进料气流与包含用于所述污染物气体的 吸附剂的含水吸收介质接触，从而将污染物气体从所述进料气流中吸收至所述吸收介质 中，并且产生已从中去除污染物气体的废气和富含污染物的吸收液； 在吸收液汽提塔中使所述富含污染物的吸收液与汽提蒸汽接触，以从所述富含污染物 的吸收液中解吸所述污染物，并且从而产生再生污染物吸收介质和包含水蒸气和污染物气 体的初级汽提塔气体排出物； 从所述吸收液汽提塔的液体出口抽出再生吸收介质，并且从所述吸收液汽提塔的蒸气 出口抽出初级汽提塔气体排出物； 压缩所述初级汽提塔气体排出物； 通过将来自所述经过压缩的初级汽提塔气体排出物的热量间接转移至初级汽提塔气 体冷却器/冷凝器中的冷却介质，使水自所述经过压缩的初级汽提塔气体排出物冷凝，从 而产生带有污染物的冷凝物； 在冷凝物汽提塔中使离开所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的所述带有污染物的 冷凝物与蒸汽接触，以产生被汽提的冷凝物和含有水蒸气和污染物气体的冷凝物汽提塔气 体排出物； 其中在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中，热量从所述经过压缩的初级汽提塔 气体排出物转移至所述冷却介质，所述冷却介质包含所述被汽提的冷凝物的至少一部分， 从而在超过所述吸收液汽提塔内其液体出口压力的压力下，从所述被汽提的冷凝物产生蒸 汽；并且 将在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中由所述被汽提的冷凝物产生的蒸汽，作为 用于与富含污染物的吸收液接触以从中解吸污染物的汽提蒸汽，引入所述吸收液汽提塔。
2. 如权利要求1所述的方法，其中所述吸收液汽提塔包含柱，所述柱包含立式蒸气/液 体接触区，并且将在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中产生的蒸汽引入所述蒸气/液 体接触区的底部，并且将富含污染物的吸收液引入所述蒸气/液体接触区的顶部。
3. 如权利要求2所述的方法，其中初级汽提塔气体排出物在所述蒸气/液体接触区的 所述顶部，从所述吸收液汽提塔的所述蒸气出口抽出，并且再生污染物吸收介质在所述蒸 气/液体接触区的所述底部，从所述吸收液汽提塔的所述液体出口抽出。
4. 如权利要求2或3所述的方法，其中将在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中由 所述被汽提的冷凝物产生的蒸汽引入所述吸收液汽提塔的所述蒸气/液体接触区的所述 底部，并且所述蒸气的至少一部分在所述蒸气/液体接触区中冷凝以加热液相，从而降低 所述液相中所述污染物的平衡浓度并且增强用于将污染物转移至所述蒸气相的驱动力。
5. 如权利要求1至4中任一项所述的方法，其还包括使从所述吸收液汽提塔中抽出的 所述再生吸收介质的一部分循环通过再沸器，其中所述再沸器使用来自外部来源的蒸汽来 加热。
6. 如权利要求1至5中任一项所述的方法，其中从所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝 器引入所述吸收液汽提塔的所述蒸汽的温度比在所述吸收液汽提塔内在其所述液体出口 或在所述蒸气/液体接触区的所述底部的所述液相的温度高不超过约5°C至约KTC。
7. 如权利要求6所述的方法，其中从所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器引入所述吸 收液汽提塔的所述蒸汽的温度等于或低于在所述吸收液汽提塔内在其所述液体出口或在 所述蒸气/液体接触区的所述底部的所述液相的温度。
8. 如权利要求6或7所述的方法，其中从所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器引入所 述吸收液汽提塔的所述蒸汽的温度与在所述吸收液汽提塔内在其所述液体出口的所述液 相的温度或在所述蒸气/液体接触区的所述底部的所述液相的温度相差不超过约± 10°C
9. 如权利要求1至8中任一项所述的方法，其中所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器 中的对数平均温差（At)不大于约10°C、约8°C、约6°C或约5°C。
10. 如权利要求1至9中任一项所述的方法，其中所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器 中的对数平均温差（At)不低于约I. 5°C、约2°C、约3°C、约4°C或约5°C。
11. 如权利要求1至9中任一项所述的方法，其中所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器 中的对数平均温差（At)为约I. 5°C至约10°C、或约2°C至约9°C、或约2. 5°C至约8°C。
12. 如权利要求1至11中任一项所述的方法，其中离开所述吸收液汽提塔的所述初级 汽提塔气体排出物的压力为约40kPa和约170kPa绝对压力。
13. 如权利要求1至12中任一项所述的方法，其中压缩来自所述吸收液汽提塔的所述 初级汽提塔气体排出物使其压力增大约30kPa至约65kPa。
14. 如权利要求1至13中任一项所述的方法，其中通过穿过蒸汽喷射压缩器来压缩来 自所述吸收液汽提塔的所述初级汽提塔气体排出物并且将所述经过压缩的初级汽提塔气 体引入所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中。
15. 如权利要求1至14中任一项所述的方法，其中最终汽提塔气体通过调整冷凝器以 冷凝包含在其中的水蒸气，所述最终汽提塔气体包含合并了冷凝物汽提塔气体排出物与来 自所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的排放气的流。
16. 如权利要求15所述的方法，其中来自所述调整冷凝器的冷凝物返回到所述冷凝物 汽提塔。
17. 如权利要求1至16中任一项所述的方法，其中将来自所述冷凝物汽提塔的所述被 汽提的冷凝物分开以提供：（i)作为冷却介质导向所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的 冷凝物流，其用于使水自所述初级汽提塔气体排出物冷凝并且产生用于引入所述吸收液汽 提塔的蒸汽；和（ii)用于从所述方法中去除水的排放水流。
18. 如权利要求17所述的方法，其中所述排放水流的至少一部分与所述含污染物的源 气体或所述进料气流在相对于进料气体流在所述污染物气体吸收塔的上游的饱和器中接 触，从而增大进入所述污染物气体吸收塔的所述进料气流的湿度。
19. 如权利要求18所述的方法，其中将离开所述饱和器的水流从所述方法中去除。
20. 如权利要求1至19中任一项所述的方法，其中使再生含水吸收介质再循环至所述 污染物气体吸收塔以从所述进料气流的进一步流动中进一步吸收污染物。
21. 如权利要求20所述的方法，其中使再循环的再生含水吸收介质在从所述吸收液汽 提塔再循环至所述污染物气体吸收塔的过程中通过吸收液交换器，使富含污染物的吸收液 在从所述污染物气体吸收塔转移至所述吸收液汽提塔的过程中通过所述交换器，并且使热 量在所述交换器内从再生吸收介质转移至富含污染物的吸收液。
22. 如权利要求1至21中任一项所述的方法，其中已从中去除了污染物气体的废气离 开所述污染物气体吸收塔并且通过污染物气体调整冷却器，其中热量从最终汽提塔气体排 出物转移至所述废气，所述最终汽提塔气体排出物包含合并了冷凝物汽提塔气体排出物和 来自所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的排放气的流。
23. 如从属于权利要求16的权利要求22所述的方法，其中相对于所述最终汽提塔气体 排出物的流动，所述污染物气体调整冷却器位于所述调整冷凝器的上游。
24. 如权利要求1至23中任一项所述的方法，其中富含污染物气体的吸收液在所述污 染物气体吸收塔与外部换热器之间循环，在所述换热器中，吸收的热量通过转移至冷却流 体而被去除。
25. 如权利要求24所述的方法，其中所述污染物气体吸收塔包含含有立式反流气/液 接触区的柱，所述进料气流在所述气/液接触区的底部被引入，所述污染物气体吸收介质 在所述气/液接触区的顶部被引入，所述废气从所述气/液接触区的所述顶部被去除，并且 富含污染物的吸收液从所述气/液接触区的所述底部被去除。
26. 如权利要求25所述的方法，其中在所述冷却的循环吸收液返回至所述气/液接触 区所处的区域之下隔开的区域中，热的循环的吸收液从所述气/液接触区被去除。
27. 如权利要求25或26所述的方法，其中所述气/液接触区包含多个转移单元并且所 述冷却的循环吸收液返回到所述气/液接触区中所述气/液接触区顶部下方相隔至少一个 转移单元的高度的区域中。
28. 如权利要求27所述的方法，其中所述冷却的循环吸收液返回到所述气/液接触区 中所述气/液接触区顶部下方相隔至少两个转移单元或所述气/液接触区顶部下方相隔至 少三个转移单元的高度的区域中。
29. 如权利要求27或28所述的方法，其中从所述气/液接触区中所述冷却的循环吸收 液返回所述气/液接触区所处的区域下方相隔至少一个转移单元的高度的区域中去除所 述热的循环吸收液。
30. 如权利要求29所述的方法，其中从所述气/液接触区中所述冷却的循环吸收液返 回所述气/液接触区所处的区域下方相隔至少两个转移单元的高度的区域中去除所述热 的循环吸收液。
31. 如权利要求29或30所述的方法，其中从所述气/液接触区的底部基本上去除所述 热的循环吸收液。
32. 如权利要求1至31中任一项所述的方法，其中所述污染物气体选自由S02、C02、N0 x、 H2S、HCl和氨气组成的组。
33. 如权利要求1至31中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包含酸性气体。
34. 如权利要求1至31中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包含二氧化硫。
35. 如权利要求24至34中任一项所述的方法，其中所述进料气流的污染物气体含量 为至少约4体积％、或至少约5体积％、或至少约10体积％、或至少约15体积％、或至少约 20体积％、或至少约30体积％。
36. 如权利要求35所述的方法，其中所述冷却的循环吸收液在不高于约40°C的温度下 返回到所述气/液接触区。
37. 如权利要求35或36所述的方法，其中在不高于约50°C的温度下，从所述气/液接 触区去除所述热的循环吸收液。
38. 如权利要求37所述的方法，其中在约25°C至约35°C的温度下，从所述气/液接触 区去除所述热的循环吸收液。
39. 如权利要求24至38中任一项所述的方法，其中在所述外部换热器的上游从所述污 染物气体吸收塔抽出富含污染物的吸收液的顺流部分，并且将所述顺流部分引至所述吸收 液汽提塔。
40. -种用于从含污染物的源气体中选择性去除和回收污染物气体的方法，所述方法 包括： 在污染物吸收塔中使包含所述源气体的进料气流与包含用于所述污染物气体的吸附 剂的含水吸收介质接触，从而将污染物从所述进料气流中吸收至所述吸收介质，并且产生 已从中去除了污染物的废气和富含污染物的吸收液； 在吸收液汽提塔中使所述富含污染物的吸收液与汽提蒸汽接触，以从所述富含污染物 的吸收液中解吸所述污染物，并且从而产生再生污染物吸收介质和包含水蒸气和污染物气 体的初级汽提塔气体排出物； 从所述吸收液汽提塔的液体出口抽出再生吸收介质，并且从所述吸收液汽提塔的蒸气 出口抽出初级汽提塔气体排出物； 通过在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中，将热量从所述初级汽提塔气体排出物间接 转移至冷却介质，来使水自所述初级汽提塔气体排出物冷凝，从而产生带有污染物的冷凝 物； 在冷凝物汽提塔中使离开所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的所述带有污染物的 冷凝物与蒸汽接触，以产生被汽提的冷凝物和含水蒸气和污染物气体的冷凝物汽提塔气体 排出物； 其中在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中，热量从所述初级汽提塔气体排出物转 移至冷却介质，所述冷却介质包含所述被汽提的冷凝物的至少一部分，从而从所述被汽提 的冷凝物中产生蒸汽； 在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中，以超过所述吸收液汽提塔内其液体出口处 的压力的压力，压缩由所述被汽提的冷凝物产生的所述蒸汽；并且 然后将所述经过压缩的蒸汽，作为用于与富含污染物的吸收液接触以从中解吸污染物 的汽提蒸汽，引入所述吸收液汽提塔。
41. 一种用于从含污染物的源气体中选择性去除和回收污染物气体的方法，所述方法 包括： 在污染物吸收塔中使包含所述源气体的进料气流与包含用于所述污染物气体的吸附 剂的含水吸收介质接触，从而将污染物从所述进料气流中吸收至所述吸收介质，并且产生 已从中去除了污染物的废气和富含污染物的吸收液； 在吸收液汽提塔中使所述富含污染物的吸收液与汽提蒸汽接触，以从所述富含污染物 的吸收液中解吸所述污染物，并且从而产生再生污染物吸收介质和包含水蒸气和污染物气 体的初级汽提塔气体排出物； 从所述吸收液汽提塔的液体出口抽出再生吸收介质，并且从所述吸收液汽提塔的蒸气 出口抽出初级汽提塔气体排出物； 通过在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中，将热量从所述初级汽提塔气体排出物间接 转移至冷却介质，来使水自所述初级汽提塔气体排出物冷凝，从而产生带有污染物的冷凝 物； 在冷凝物汽提塔中使离开所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的所述带有污染物的 冷凝物与蒸汽接触，以产生被汽提的冷凝物和含水蒸气和污染物气体的冷凝物汽提塔气体 排出物； 其中在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中，热量从所述初级汽提塔气体排出物转 移至所述冷却介质，所述冷却介质包含所述被汽提的冷凝物的至少一部分，从而从所述被 汽提的冷凝物中产生蒸汽；并且 将在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中由所述被汽提的冷凝物产生的蒸汽，作为 用于与富含污染物的吸收液接触以从中解吸污染物的汽提蒸汽，引入所述吸收液汽提塔。
42. 如权利要求41所述的方法，其中在水蒸气在所述气体冷却器/冷凝器中从所述初 级汽提塔气体中冷凝出来所处的温度下，在低于水饱和压力的压力下，在所述初级汽提塔 气体冷却器/冷凝器中产生蒸汽。
43. 如权利要求41或42所述的方法，其中在低于所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝 器中所述初级汽提塔气体压力的压力下，蒸汽在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中产 生。
44. 如权利要求41至43中任一项所述的方法，其中所述初级汽提塔气体在所述吸收塔 的所述气体出口与所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的所述气体入口之间的流动期间 被压缩。
45. 如权利要求41至43中任一项所述的方法，其中在所述初级汽提塔气体冷却器/冷 凝器中产生的蒸汽在所述初级汽提塔气体冷却器的所述蒸汽出口与所述吸收液汽提塔的 所述蒸汽入口之间的流动期间被压缩。
46. -种用于从含污染物的源气体中去除污染物气体的方法，所述方法包括： 在污染物气体吸收塔中使包含所述源气体的进料气流与包含用于所述污染物气体的 吸附剂的含水吸收介质接触，从而将污染物气体从所述进料气流中吸收至所述吸收介质 中，并且产生已从中去除污染物气体的废气和富含污染物的吸收液；以及 使所述富含污染物气体的吸收液的一部分在所述吸收塔与吸收的热量通过转移至冷 却流体而被去除的换热器之间循环。
47. 如权利要求46所述的方法，其中所述吸收液在所述吸收塔与吸收的热量通过转移 至冷却介质而被去除的外部换热器之间循环。
48. 如权利要求46或47所述的方法，其中所述污染物气体吸收塔包含含有立式反流气 /液接触区的柱，在所述气/液接触区的底部引入所述进料气流，在所述气/液接触区的顶 部引入所述污染物气体吸收介质，从所述气/液接触区的所述顶部去除所述废气，并且从 所述气/液接触区的所述底部去除富含污染物的吸收液。
49. 如权利要求48所述的方法，其中在冷却的循环吸收液返回所述气/液接触区所处 的区域下方隔开的区域中，从所述气/液接触区去除热的循环吸收液。
50. 如权利要求48或49所述的方法，其中所述气/液接触区包含多个转移单元，并且 在所述气/液接触区的所述顶部下方相隔至少一个转移单元的高度的区域中，所述冷却的 循环吸收液返回到所述气/液接触区。
51. 如权利要求50所述的方法，其中在所述气/液接触区的所述顶部下方相隔至少两 个转移单元或所述气/液接触区的所述顶部下方相隔至少三个转移单元的高度的区域中， 所述冷却的循环吸收液返回到所述气/液接触区。
52. 如权利要求50或51所述的方法，其中在所述冷却的循环吸收液返回所述气/液接 触区所处的区域下方相隔至少一个转移单元的高度的区域中，从所述气/液接触区中去除 所述热的循环吸收液。
53. 如权利要求52所述的方法，其中在所述冷却的循环吸收液返回所述气/液接触区 所处的区域下方相隔至少两个转移单元的高度的区域中，从所述气/液接触区中去除所述 热的循环吸收液。
54. 如权利要求53所述的方法，其中在所述冷却的循环吸收液返回所述气/液接触区 所处的区域下方相隔至少三个转移单元的高度的区域中，从所述气/液接触区中去除所述 热的循环吸收液。
55. 如权利要求52至54中任一项所述的方法，其中从所述气/液接触区的所述底部基 本上去除所述热的循环吸收液。
56. 如权利要求46至55中任一项所述的方法，其中所述污染物气体选自由SO 2、C02、 N0X、H2S、HCl和氨气组成的组。
57. 如权利要求46至55中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包含酸性气体。
58. 如权利要求46至55中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包含二氧化硫。
59. 如权利要求46至58中任一项所述的方法，其中所述进料气流的污染物气体含量 为至少约4体积％、或至少约5体积％、或至少约10体积％、或至少约15体积％、或至少约 20体积％、或至少约30体积％。
60. 如权利要求49至59中任一项所述的方法，其中所述冷却的循环吸收液在不高于约 40°C的温度下返回到所述气/液接触区。
61. 如权利要求49至60中任一项所述的方法，其中在不高于约50°C的温度下，从所述 气/液接触区中去除所述热的循环吸收液。
62. 如权利要求49至61中任一项所述的方法，其中在约25°C至约35°C的温度下，从所 述气/液接触区中去除所述热的循环吸收液。
63. 如权利要求46至62中任一项所述的方法，其进一步包括： 在吸收液汽提塔中使所述富含污染物的吸收液与汽提蒸汽接触，以从所述富含污染物 的吸收液中解吸所述污染物，并且从而产生再生污染物吸收介质和包含水蒸气和污染物气 体的初级汽提塔气体排出物。
64. 如权利要求63所述的方法，其中在所述外部换热器的上游，从所述污染物气体吸 收塔抽出富含污染物的吸收液的顺流部分，并且将所述顺流部分引至所述吸收液汽提塔。
【文档编号】B01D53/50GK104519979SQ201380033195
【公开日】2015年4月15日 申请日期:2013年5月2日 优先权日:2012年5月2日
【发明者】E·维拉-卡斯塔尼达 申请人:Mecs公司