从气体混合物中脱除酸性气体的方法之改进的制作方法

专利名称:从气体混合物中脱除酸性气体的方法之改进的制作方法
本发明论及从气体混合物中脱除诸如二氧化碳和硫化氢之类的酸性气体的一种改进方法。更具体地说，本发明可大大降低用于再生富碱性洗涤液所需的热量消耗。碱性洗涤液则是用来从气体混合物中脱除酸性气体的。
涉及从各种原料气体混合物中大批脱除酸性气体(特别是二氧化碳和硫化氢)的气体洗涤方法的工业价值正在稳步增长。随着从燃料源(诸如天然气、石油和煤)中得到的合成燃料和合成气体需要量的增加，对从所生成的原料气体混合物中有效地脱除酸性气体的方法之需求也在不断增长。例如，当从石脑油、燃料油或煤中制取合成甲烷时，起始物料经过重整或部分氧化，得到一种含有20%至50%之多二氧化碳的原料气体，如果使用的起始物料含有硫，则气体中还含有少量H2S。与此类似，在重整天然气以生产合成氨或氢化反应所需的氢气时，所得的原料气体通常含有16%至20%的二氧化碳，在氨合成步骤之前，二氧化碳必须全部脱除。
从气体混合物中脱除酸性气体的一种典型系统，例如美国专利3 823 222号和4 160 810号中所描述的，其中设有一吸收器，含有酸性气体成分的进料气体在高压下在吸收器中被碱性洗涤液逆流洗涤。生成的含有被洗酸性气体的富液进入蒸汽气提塔的蒸气域时，第一次闪蒸掉一小部分所吸收的酸性气体而得到再生，在气提塔中，富液经沸腾及蒸汽气提后，再生成贫液，可用于循环返回吸收器。
在另一种方法中，例如象美国专利4 537 753号和4 551 158号中所描述的，去掉了前述方法中的蒸汽气提塔，富液仅通过一级或多级闪蒸而得到再生。
在美国专利3 622 267号中，富洗涤液经闪蒸后送入蒸汽气提提塔。含有被脱除的酸性气体及蒸汽的塔顶蒸气流被引入闪蒸装置并在该处用作辅助汽提介质。
然而，开发一种更为有效、更为经济的方法，用洗涤液脱除酸性气体并接着将载有酸性气体的洗液进行再生的必要性依然存在。
本专利申请人业已发现一种从气体混合物中脱除酸性气体的改进方法，该方法比现有技术更为有效，更为经济。更具体地说，根据本项发明，用以再生洗涤液所需的外部热量以及相应的费用，比现有技术的方法要显著地降低。
总的说来，在其最广泛的意义上，本发明采用了如下方式将上述的现有技术的两种再生方法(即蒸汽气提系统和闪蒸系统)相结合，即来自蒸汽气提系统的低品位废热源被更为有效地利用以强化发生在闪蒸系统中的再生过程，在推荐的实施例中，还利用了迄今为止尚未被利用过的、来自吸收段的热源以加热被送入气提系统的载有酸性气体的(富)洗涤液，从而降低了该气提系统所需的热负荷。
更具体地说，本项发明的改进之处在于，取自吸收区的富液在再生区内进行再生，该再生区包括一个蒸汽气提级和至少两个闪蒸级，其中(a)富洗涤液的第一部分送入蒸汽气提段进行再生，生成循环用于吸收区的贫液和含有被脱除的酸性气体和蒸汽的蒸气流;
(b)富洗液的第二部分送往一闪蒸级，在其中富洗液被闪蒸以脱除酸性气体和蒸汽，并生成不完全再生的洗液;
(c)不完全再生的洗液送往酸性气体气提级，在其中不完全再生的洗液与来自蒸汽气提段的蒸气流逆流接触并被其气提，以脱除不完全再生的洗液中的酸性气体和蒸汽;以及(d)离开蒸汽气提段的贫液用于加热闪蒸级中的不完全再生液，借此生成的蒸汽用于气提不完全再生液中更多的酸性气体。
在本发明推荐的实施例中，吸收区由两个级构成第一级和第二级。进料气加入第一级中，并在其中脱除掉大部分酸性气体，一般说来至少为总酸性气体的50%至75%;进料气继而通过第二级，并脱除掉其余的酸性气体。在这个推荐的实施例中，用于第一级的洗液最好是经闪蒸和逆流气提而再生的，同时脱除的废酸性气体及蒸汽的混合物利用了离开蒸汽气提段的贫液的热量以助于酸性气体的脱除。用于第二级的洗液是经减压及继而靠沸腾和蒸汽气提而再生的。
利用来自再生区的蒸汽气提部分的塔顶蒸气流(内含被脱除的酸性气体和蒸汽)作为再生区的闪蒸部分的气提介质，并利用离开蒸汽气提段的贫液中的低品位热能，在闪蒸段中以生成额外的蒸汽，它有助于在该闪蒸段中从富液中气提酸性气体，实现了如下诸多优点1.本方法无需外部热源去再次加热闪蒸过的再生洗涤液。正如本领域技术人员所熟知的，闪蒸时会引起溶液的温度下降，为弥补汽化热的热损失，必须提供热量将溶液再次加热使其恢复到原来的吸收温度。如果溶液不被再次加热，酸性气体就不能维持连续的进一步闪蒸。
2.与径直闪蒸的溶液相比，本方法产生的再生液中的酸性气体浓度较低，这使得来自吸收区第一级的溶液中的二氧化碳的平衡背压较低，因而该级中就可除去更多比例的二氧化碳，吸收区第一级中所脱除的二氧化碳在解吸时无需外部供热。
3.本方法使单位循环吸收液中所吸收的酸性气体增加，因而可减小循环量。
4.该溶液中的酸性气体浓度较低还可允许(如果需要的话)吸收区第二级的富液加到第一级，以除去该级中更多的酸性气体，此亦进一步降低了溶液循环量。
在本发明的另一实施例中，专利申请人已经发现，在一中等闪蒸压力下将富洗液在两个或更多个级内与被吸收的废酸气及蒸汽的混合物直接接触闪蒸，还可进一步降低本方法的外部输入热量。这样，为了分两步减少压力，用废酸气及蒸汽的混合物进行直接接触加热及气提最好在第一闪蒸级后面进行。
根据本发明，有可能(例如)使从氨合成气中脱除二氧化碳的外部供热要求降低至每脱除一磅分子二氧化碳仅需热量15，000到20，000英热单位的范围内，而没有内部热量回收系统，该值为每脱除一磅分子二氧化碳需热量45000到55000英热单位的水平。
图1为本发明的一种示意流程图。在该流程中采用一级减压，之后与废酸气及蒸汽的混合物进行直接接触加热和气提，并利用离开蒸汽气提段的贫液作为低品位热源。
图2为本发明另一实施例的流程图。在该流程中采用两级减压，在两个闪蒸级之间与废酸气及蒸汽的混合物进行直接接触加热和气提，在第二闪蒸级中还利用了来自蒸汽气提段的贫液之热量。
本发明可适用于采用可再生的碱性洗涤水溶液的任何系统。碱性洗涤水溶液包括碱金属碳酸盐水溶液(特别是碳酸钾)、乙醇胺或碱金属磷酸盐水溶液。尤其最好是碳酸钾浓度为15%至45%(更好为20%-35%)重量百分数的较浓的碳酸钾溶液。碳酸钾溶液最好加入以下添加剂进行活化胺类，尤其是乙醇胺和空间位阻型胺;碱金属硼酸盐，例如硼酸钾或硼酸钠;砷的化合物，可为氧化砷或磷酸砷的任一种或二者兼有;氨基酸，例如甘氨酸。也可加入其他活化剂，只要其能在碳酸钾溶液中加速酸性气体的吸收与解吸速率即可。
定义碱性碳酸盐溶液中二氧化碳的含量的一种方便的方法是采用术语“碳酸盐的转变份额”，符号记为Fc。Fc为碱性碳酸盐转变成碳酸氢盐的份额。例如，贫液的Fc较低(约0.20至0.40)而富液的Fc则较高(约0.70至0.95)。一般说来，富液的Fc的极限最大值为0.95，原因是Fc＝1.0意味着全部转变成碳酸氢盐，而这实际上是不可能的。
根据本发明，部分富洗涤液经闪蒸后用废酸气及蒸汽的混合物进行直接接触加热和气提，并利用离开蒸汽气提段的贫液的热量在闪蒸级或直接接触级中形成蒸汽，以助于酸性气体的脱除，业已发现Fc从最初的0.90下降到约0.60至0.65。与此相反，现有技术中富洗液仅仅经过闪蒸，可以预见，初值为0.90的Fc经闪蒸后其最终溶液的Fc值将约为0.70至0.75。与现有技术中将Fc值降低到普通的程度相比，本发明可将Fc值降低到更低的程度，这使得洗液的循环率在二氧化碳相同的脱除量下可减小约40%至50%。同样地，用废酸气和蒸汽的混合物进行直接接触的步骤以及利用来自蒸汽气提段的贫液之热量所导致的低Fc值，可允许(如需要的话)在采用两级的实施例中将吸收区的第二级的富液加到第一级去。这就减少了第一吸收级所需的洗液的相应量。
在本发明所推荐的采用两级吸收的实施例中，第一级所脱除的二氧化碳量约占全部脱除量的50%至75%。脱除量取决于二氧化碳的浓度和进料气的压力。离开吸收区第一级的气体中二氧化碳的分压范围最好为25至60磅/平方英吋，但由于本发明具有的优点，此处二氧化碳的分压可为15至100磅/平方英吋。
当需要在吸收区的第一级脱除大部分酸性气体时，每一气体的组成有一最佳限度。在吸收区第二级应脱除足够多的二氧化碳，以使离开该第二级并在再生区之蒸汽气提段进行再生的足够量的洗液所含的蒸汽及二氧化碳之混合物具有适宜的组成和数量，以用于本发明中的直接接触步骤及在其中利用低品位热能。特别是，在减压之后，在直接接触加热和气提来自吸收区第一级的富液时，离开再生塔的蒸汽中必须具有足够高的水蒸汽分压和足够低的二氧化碳分压，且蒸汽的量必须足够，以使在直接逆流接触中加热及气提闪蒸后的溶液。
采用二级或多级形式对富液闪蒸，其中包括在第一级减压闪蒸后用来自气提级的塔顶馏出物(酸性气体及水蒸汽的混合物)进行直接接触加热和气提，一般可给出优于仅采用一级闪蒸，其后进行直接接触步骤所给出的结果。这是因为处于中间闪蒸压力下的Fc和溶液温度高于最后一级闪蒸减压步骤的Fc和溶液温度。因此，二氧化碳的平衡蒸汽压较高，而且通过与酸性气体及蒸汽的混合物的接触，可以气提出更多的二氧化碳。再有，在下一个闪蒸级之前以直接接触步骤对溶液预热，可使更多的二氧化碳进一步闪蒸出来，可以使用多于两个闪蒸级，但直接接触步骤需采用最合适的中间压力。在下文中，靠闪蒸和用废酸气及蒸汽混合物进行直接加热和气提，并利用来自蒸汽气提级的贫液的低品位热量，而得到再生的那部分洗涤液将被称之为“压力操纵(swing)溶液”。
来自再生区蒸汽气提段的贫液所带有的低品位热量，可用于闪蒸级中以生成额外蒸汽，供在该闪蒸级中气提酸性气体之用，和/或用于酸性气体气提级(本文称之为“直接接触器”)，在该级中来自蒸汽气提段的废酸性气体与蒸汽的混合物与富液直接接触，在蒸气气提段中亦可生成用于酸性气体气提级的蒸汽，以助于从富液中气提酸性气体。更进一步，取自蒸汽气提段贫液的低品位热能还可被用于加热来自再生区闪蒸段的温度较低的贫液，此后贫液再循环返回吸收塔。
本项发明可用下述实例清楚地叙述和说明。实例中的进料气均为氨合成气，其产量为每天1000公吨合成氨。气流速率约为15000磅分子/小时的干气，该气体在送入吸收区时压力为410磅/吋2(绝对压强)，温度为200°F。该气体含有2700磅分子/小时的二氧化碳(18%克分子百分数)，且为水饱和。
实例中所用的吸收区都分为两级，由一个吸收塔所组成，该塔下部为第一级，上部为第二级，上部吸收器可具有单一进料口供再生后的洗涤液进入，也可象实例中所使用的，将进料洗液分成两股加入。在两个实例中，离开下部吸收器的进料气的二氧化碳浓度都在8.0%(克分子)左右，这样，在下部吸收器中每小时可脱除1650磅分子左右的二氧化碳。余下的二氧化碳在上部吸收器中脱除，使尾气中残存的二氧化碳浓度仅为0.1%(克分子)。上部吸收器所脱除的二氧化碳量约为每小时1040磅分子。
实例一参见图1，进料气在200°F和410磅/吋2(绝对压强)下经管线1送入下吸收器2。与其形成逆流的、来自管线24的压力操纵溶液和来自上吸收器3的经部分冷却的富液汇合成热的碱性碳酸盐溶液流，在下吸收器2的顶部送入。该汇合液流中压力操纵溶液占72%(重量)左右，其余为部分冷却的富液。上吸收器3中的溶液经管线26排出，流经热交换器28后进入管线29，并在管线25处与压力操纵溶液汇合。整个吸收塔内装有常规的填料或塔盘。
下吸收器2内的经不完全洗涤的气体通过泡罩塔盘2A进入上吸收器3。热的富洗液自吸收器2排出，经管线4和减压阀5进入闪蒸室6，在其内二氧化碳和蒸汽被闪蒸出来。少量的水流可经过管线6A送入该闪蒸室以减少溶液的夹带。闪蒸前后的富液的特性示于后文的表1中。
经管线7流出闪蒸室6的溶液被分成两段。其中少部分但又足够用于脱除上吸收器3中二氧化碳预期量的溶液(约为28%(重量))流经管线8，被泵9加压后经管线10流入溶液/溶液热交换器28。在某种变型中(图中未示出)泵9可以取消，此时是将液流4分成两股，一股直接进入再生器31，另一股送入闪蒸室6。在本实施例中，吸收器中的压力足以驱使溶液流送往再生器，因而无需设泵。
上述溶液的大部分流经管线12进入直接接触器13，以被来自再生器31的、流经管线19的塔顶馏出汽流进行逆流加热和气提。直接接触器13被热交换器52所加热，该热交换器的热源为流经管线50的、来自再生器31的贫液。再生器31在足够高的顶压下操作，该压力恰好容许塔顶馏出汽流经直接接触器13、管线14、止回阀15，到达酸性气体冷却器17。酸性气体由管线18排放。离开直接接触器13的溶液之特性示于后文表1中的第三列。在直接接触器中，Fc的值从0.698下降到0.67，溶液从194°F加热到198°F。在该温度下，溶液可保持在与离开下吸收器2的富液的相同排出条件。
应当指出，在吸收器的各段中所回收的二氧化碳的量，以及在各段中循环的溶液量最好保持在某一水平，使来自再生器的塔顶馏出汽流能提供足够的量以及适宜的水蒸汽及二氧化碳的分压，从而能够在直接接触器中加热和气提来自后面闪蒸液中的二氧化碳。进入直接接触器的水蒸汽的分压应当足够高，以使得即使有部分水蒸汽冷凝后(冷凝放的热用于加热溶液和使碳酸氢盐吸热分解)从气相到溶液间仍然保持正的推动力。同时，整个接触器内的二氧化碳分压必须足够低，以保持一推动力将二氧化碳从溶液向气相实现气提。在直接接触器中气提出的二氧化碳与进料蒸气中原有的二氧化碳加合，使得蒸气中二氧化碳的分压上升。对水蒸汽和二氧化碳二者来说，为使直接接触器内保持一定量的气提和加热，其极端条件是由以下项目所限定的进入直接接触器的塔顶馏出汽流中的二氧化碳和水蒸汽的组成和数量;与该塔馏出汽流相接触的闪蒸过的富液的Fc值和温度。一般说来，送入吸收塔上段的再生液的量占该塔上下两段总溶液加入量的20%至40%。在本实例中，送入上吸收段3的量约为30%。
来自直接接触器13的溶液流经管线20后送入泵21，以使经管线22返回下吸收段2。此溶液流过换热器23(该换热器用于升高溶液的温度)之后经管线24与流经管线29的、来自上吸收段3的富液相汇合。换热器23的热源为来自再生器31、流经管线39的贫液所载有的低品位热。可以看到，出自直接接触器13的塔顶馏出汽流流经管线14、止回阀15后与该流经管线11的、来自闪蒸室6的闪蒸气相汇合。汇合后的蒸汽流经管线16进入酸性气体冷却器17，后经管线18排出。
出自室6的少部分溶液在热交换器28中加热后流经管线30，再进入再生器31以进行沸腾和气提。在再沸器32中溶液被外部热源(最好是热的合成进料气)加热至沸腾，生成蒸汽。热量还通过蒸汽喷射泵36加入，它可升高处于压力低于再生器31的闪蒸罐34中闪蒸贫液而生成的蒸汽的压强。蒸汽经管线35进入喷射泵。此项动力蒸汽可在一冷凝液再沸器中产生。再沸器的热源可为美国专利第3 823 222号和4 160 810中所叙述的合成气。从其他外部来源的水蒸汽亦可使用。
离开闪蒸罐34的贫液经管线37被泵38经管线39压送到热交换器23，在该处其中部分热量用于加热较冷的压力操纵溶液，此后该压力操纵溶液循环送往吸收器。泵38还泵压一部分贫液到位于直接接触器13内部的热交换器52之中，这一部分贫液然后经由管线54与其余的贫液在管线40中汇合。汇合的贫液再经管线40进入吸收塔的上段3。一部分贫液经管线41到冷却器42，此后再经管线43进入塔的顶部。大部分未经冷却的贫液(约75%)经管线44进入吸收段3的中间位置。净化的气体经管线45离开吸收器上段3，其中含0.10%(克分子)或更少的二氧化碳。
富液经管线26和液位控制阀27，从上吸收段3取出，送往换热器28，再经管线29离开换热器去与压力操纵溶液汇合。汇合后的液流经管线25送入下吸收段2。
在本实例中实施本方法所需的外部净热量(再沸器32的供热和喷射泵36的蒸汽热量之和)约为每磅分子二氧化碳20300英热单位。对于一个采用闪蒸技术而没有本项发明的直接接触步骤的再生方法而言，虽然对再生器采用完全相同的内部热回收(采用处于同样条件下的闪蒸罐34和喷射泵36)，其所需的外部净热量约为每磅分子二氧化碳31000英热单位。
实例二图2示出了将来自吸收器下段的富液进行两级减压的实例。更多级的减压也可采用。
供料气经管线1进入下吸收段2，并被由管线30所送入的汇合溶液所清洗。该溶液的一小半(25%至35%)为来自上吸收段3的经过部分冷却的富液(本实例中为30%)，其余溶液则来自压力操纵区。已部分净化的气体通过塔盘2A向上流入吸收器之上段，以进行完全净化。富液从下吸收器流出，经管线4和减压阀5送入闪蒸室6，在该处其压力降至22.7磅/吋2(绝对压强)。水可经管线6A加入该室。闪蒸气自室6顶部经管线11和压力调节阀12逸出。溶液经管线7自室6流出，其中足够供上吸收器3所用的一部分溶液经管线8分流出来。这部分溶液经泵9加压再经管线10送往溶液/溶液热交换器33。此处的溶液之特性示于后文表1中的第四列。
大部分溶液经管线7流出室6后，由管线8A分流到直接接触器13。该溶液被一蒸汽和二氧化碳之混合物加热及气提，该混合物的大半(本例中为69%)是来自再生器35的塔顶馏出物，其余为来自最后一级闪蒸的顶部馏出物。该馏出物在容器22中被气提出来，再经压缩后于管线19A与再生器塔顶馏出物汇合进入接触器。顶部馏出汽由管线14自容器13中逸出，流经止回阀15后与来自闪蒸室6的闪蒸汽相汇合。汇合后的酸性气体流经管线16到冷却器17，再经管线18后进行回收或放空。
直接接触器13中的溶液，业已从进料状态经过加热和气提后从管线20排出。在本实例中，溶液在接触器13中从203°F加热到206°F，Fc从0.757降低到0.73。该溶液流经减压阀21进入操作压力为15磅/吋2(绝对压强)的最后一级闪蒸器22。热量经换热器42而加入。该热量是借将送往上吸收段的贫液进行冷却而提供的。对溶液的加热形成了蒸汽，该蒸汽本身又有助于靠与所生成的蒸汽同时发生的气提，而从洗液脱除更多的酸性气体。蒸汽和二氧化碳经管线23从容器22顶部逸出，后被压缩机24升压到与再生器的塔顶馏出汽相同的压力(本例中为大约22.7磅/吋2(绝对压强))。压缩后的蒸汽经由管线25与在管线19中流动的再生器塔顶馏出汽相汇合，再进入直接接触器13之底部。
处于最终条件下的压力操纵溶液(见后文表1中的最后一列)的Fc为0.648，温度为199°F。该溶液经管线26由容器22中排出，再经管线27送入泵28，以通过管线29和30返回下吸收段2。补充水可由管线22A加入。
中间闪蒸室6中的一小部分溶液，经管线10送往热交换器33并在该处被加热，然后经管线33A送入再生器35。该溶液被再沸器36所产生的蒸汽所气提。再沸器由热的合成气或其他热源外部供热。贫液经完全再生后(Fc为0.33)供最后的净化用。该贫液经管线37从再生器35中流出并在闪蒸罐38中减压，以闪蒸出低压蒸汽。该蒸汽又经管线39A被喷射泵39返回到再生器35，以减少外部供热量。动力蒸汽经管线40送入喷射泵内。
贫液经管线41自闪蒸罐38中排出，送往热交换器42以向第二闪蒸级供热。然后流经管线43到泵44和管线45。贫液然后再分流出一小部分，经管线46和冷却器47由管线48进入上吸收段3的顶部。贫液的大部分则不经冷却径直由管线49加入吸收段3的较低入口。富液在吸收段3的底部经管线31自泡罩塔盘2A中采出，经由液位调节阀32进入换热器33，并在该处稍许冷却。最后，其经过管线34之后与压力操纵溶液相汇合，再经管线30送入下吸收段2的入口。
再生器35的操作顶压稍高于中间富液闪蒸的压力(22.7磅/吋2(绝对压强))，以使得塔顶汽体可通过直接接触器13和气体冷却器17。本实例所需的外部供热量(再沸器热量加上动力蒸汽)对于与实例1相同的1000公吨/天合成氨厂来说，约为17000英热单位/磅分子二氧化碳。
基于上述两个实例，减压闪蒸的比较示于如下表1中
在压力操纵区可得到Fc＝0.90的富液，原因是下吸收段的操作温度相对较低，即，约为198°F到213°F。在不带有压力操纵溶液的常规吸收器的操作中，富液的Fc值一般不会大于0.80到0.83，原因是其吸收器的下部温度较高。该温度在常规技术中比本项发明中的温度高出约20°F至50°F，即，大约为230°F至260°F，由于温度较高，溶液的二氧化碳平衡分压接近于低转化率(Fc)的进料气体。
在本发明的方法中，可以采用两种完全不同的碱性洗液。一种洗液可在上吸收段和蒸汽气提塔之间循环，另一种洗液则在下吸收段和闪蒸、直接接触再生系统之间循环。
权利要求
1.用碱性洗涤液从进料气中脱除酸性气体的一种循环方法，该洗涤液在一吸收区和一再生区之间连续循环，在吸收区上述酸性气体被上述洗液所吸收形成富液；在再生区上述酸性气体从上述富液中解吸出来形成贫液，改进之处包括将富液在一再生区中进行再生，该再生区包括(1)一蒸汽气提段，(2)带有至少一个闪蒸级和一酸性气体气提级的闪蒸段，其中(a)富液的第一部分送往蒸汽气提段以进行再生，并生成贫液和含有被脱除的酸性气体和蒸汽的蒸汽流，贫液循环返回吸收区；(b)富液的第二部分送往一闪蒸级，在该级中富液被闪蒸以脱除酸性气体和蒸汽，并生成不完全再生溶液；(c)上述不完全再生的溶液送往酸性气体气提级，在该级中不完全再生溶液与来自蒸汽气提段的蒸汽流逆流接触并被其气提，以行该不完全再生的溶液中脱除酸性气体及蒸汽；(d)离开蒸汽气提段的贫液被用来在闪蒸段中加热不完全再生的溶液，从而生成蒸汽以从不完全再生溶液中气提出更多的酸性气体。
2.根据权利要求
1的方法，其中富洗液的第一部分在进入蒸汽气提段之前进行闪蒸。
3.根据权利要求
2的方法，其中富洗液的第一部分在闪蒸级中闪蒸，在该级中富洗液的第二部分也被闪蒸。
4.根据权利要求
1的方法，其中进料气为热的含蒸汽的气体。
5.根据权利要求
4的方法，其中富洗液的第一部分在蒸汽气提段中被热的含蒸汽的进料气进行间接加热。
6.根据权利要求
1的方法，其中离开蒸汽气提段的贫洗液，要在循环返回吸收区之前进行闪蒸，以脱除低压蒸汽，该蒸汽则循环返回蒸汽气提段。
7.根据权利要求
1的方法，其中吸收区由两级组成，进料气送入第一级，并在该级中脱除掉大部分酸性气体，此后进料气再进入第二级，并在该级中脱除更多的酸性气体。
8.根据权利要求
7的方法，其中在蒸汽气提段再生的贫液循环回到吸收区的第二级，而在闪蒸段再生的贫液则循环到吸收区的第一级。
9.根据权利要求
7的方法，其中吸收区第二级的部分富液被引入吸收区的第一级作为洗液用。
10.根据权利要求
9的方法，其中吸收区第二级的部分富液在作为洗液引入吸收区的第一级时，先用于间接加热富洗液的第一部分，该第一部分富洗液予先已经闪蒸而脱除了酸性气体，正被送入蒸汽气提段。
11.根据权利要求
7的方法，其中富洗液的第一部分是从吸收区的第二级采出的，而富洗液的第二部分是从吸收区的第一级采出的，这两部分是不同的碱性洗液。
12.根据权利要求
7的方法，其中离开蒸汽气提段的贫液在吸收区的第二级中用作洗涤液，而离开闪蒸段的贫液则在吸收区的第一级中用作洗涤液。
13.根据权利要求
7的方法，其中吸收区第一级的温度处于大约从198°F到213°F的范围。
14.根据权利要求
1的方法，其中部分再生溶液通过酸性气体气提级后，再通过一个或更多的附加闪蒸级，从这些附加闪蒸级闪蒸出来的酸性气体和蒸汽作为气提介质又引回到酸性气体气提级中。
专利摘要
本发明的目的在于提出一种用于从气体混合物中脱除酸性气体的改进方法，该方法能显著地降低再生富碱性洗液所需的热量消耗。碱性洗液是用来从气体混合物中脱除酸性气体的。本方法包括将一部分洗液送往蒸汽气提段进行再生；将另一部分洗液送往闪蒸段进行再生；蒸汽气提段的塔顶馏出蒸汽用来加热并气提闪蒸段中的洗液；蒸汽气提段所采出的再生洗液所载的热量，用来帮助闪蒸段中的洗液进行再生。
文档编号B01D53/14GK87105896SQ87105896
公开日1988年5月4日 申请日期1987年7月31日
发明者巴德拉·圣·格罗弗 申请人:联合碳化公司导出引文BiBTeX, EndNote, RefMan