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La présente invention est relative à un procédé d'extraction de l'anhydride carbonique et de l'hydrogène sulfuré de mélanges gazeux conte- nant l'un ou l'autre ou les deux gaz légèrement acides.
Actuellement, un certain nombre de procédés industriels importants nécessitent l'extraction de grandes quantités d'hydrogène sulfuré et d'anhy- dride carbonique hors des mélanges gazeux dans lesquels ils se trouvent.
Par exemple, dans la gazéification du charbon dans des générateurs classiques de gaz à l'eau ou dans d'autres types de générateurs, en vue d'obtenir du "gaz de ville" ou du gaz de synthèse pour les synthèses telles que la synthè- se de l'ammoniac, la synthèse du méthanol, la synthèse de Fischer-Tropsch et la synthèse dite "Oxo", de grandes quantités d'anhydride carbonique et d'hydrogène sulfuré doivent être .extraites du gaz brut avant qu'il soit propre à l'utilisation. De façon semblable, au cours de la production d'hy- drogène à partir de carbon ou de gaz naturel, on doit éliminer de grandes quantités de CO2 produites par la réaction de formation de gaz à l'eau.
Dans le procédé de Fischer-Tropsch, des quantités substantielles d'anhydride carbonique sont obtenues comme produit secondaire de synthèse, et doivent être éliminées du gaz de queue de synthèse pour obtenir une utilisation op- timum de l'alimentation en gaz frais.
Suivant la pratique usuelle industrielle actuelle, on élimine l'an- hydride carbonique et l'hydrogène sulfuré, en absorbant ces gaz dans des so- lutions aqueuses de réactifs alcalins tels que le carbonate de potassium et l'éthanolamineo 'Les solutions aqueuses d'éthanolamines, notamment de la mo- noéthanolamine èt de la diéthanolamine, sont largement utilisées aujourd' hui comme agents de lavage pour l'élimination de ces gaz. Les solutions de carbonate de potassium sont aussi utilisées dans quelques installations in- dustrielles.
Tels qu'ils sont pratiqués actuellement, les procédés de lavage de ce type comprennent une phase d'absorption réalisée approximativement à la température ambiante et une phase de régénération au cours de laquelle la solution impure est chauffée à son point d'ébullition pour chasser les gaz absorbés. Puisque l'absorption a lieu à des températures relativement basses et que la régénération a lieu à des températures relativement élevées, et puisque la solution circule constamment entre les deux phases, il est néces- saire de chauffer et de refroidir alternativement la solution dans une zone de températures relativement grande.
Même avec une installation d'échange de chaleur de rendement élevé, il n'est pas possible dans ce genre d'opéra- tions, d'éviter de sérieuses pertes de chaleur entre les phases d'absorption et de génération. Bien qu'il soit possible de préchauffer le courant froid de la phase d'absorption jusqu'environ 40 à 50 F (22 C à 28 C) de la tempé- rature exigée dans la phase de régénération par un échange de chaleur avec la solution chaude régénérée quittant la phase de régénération, il n'est pas économique de rechercher un rapprochement plus complet des températures, car le coût de l'installation d'échange de chaleur devient prohibitif. Par conséquent, on doit fournir continuellement de la chaleur additionnelle dans la phase de régénération, ordinairement sous forme de vapeur afin de compenser cette perte de chaleur sensible.
En outre, comme la solution régé- nérée lorsqu'elle vient de l'échanger de chaleur, n'est d'ordinaire pas à une température suffisamment basse, un refroidissement additionnel de ce courant, exigeant de grandes quantités d'eau de refroidissement, est d'ha- bitude nécessaire avant que ce courant soit introduit dans la colonne d'ab- sorption.
En raison des pertes élevées de chaleur inhérentes à ce genre de procédé, les besoins d'énergie sous la forme de dépenses en vapeur, entraî- nent 80% environ des frais totaux d'élimination par lavage du CO2 et/ou ILS
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hors d'un mélange gazeux contenant ces gaz. Il apparaît par conséquent que, s'il est possible de diminuer les besoins en énergie du procédé d'une quan- tité substantielle, il sera possible de réaliser des économies très impor- tantes dans le coût total de l'opération.
Le but principal de la présente invention est de réaliser un pro- cédé perfectionné du type général exposé ci-dessus qui rende possible une réduction substantielle de la quantité d'énergie exigée pour extraire une quantité donné d'anhydride carbonique et/ou d'hydrogène sulfuré hors d'un -nélange gazeux contenant l'un ou l'autre de ces gaz ou les deux.
Un autre but important de l'invention est de procurer un procédé 3'élimination du CO2 et/ou de ILS dans lequel l'installation habituelle d'échange de chaleur, qui représente ordinairement les frais d'installation principaux de toute l'installation, soit complètement supprimée ou très sensiblement réduite.
En bref, l'invention comprend un procédé dans lequel les phases d'absorption et de régénération ont lieu à une température relativement é- levée, pratiquement la même, qui peut varier d'une température quelque peu au-dessous à une température quelque peu au-dessus du point d'ébullition de la solution à la pression atmosphérique, ainsi qu'il apparaîtra de la description ci-après. La phase d'absorption est effectuée à une pression superatmosphérique, supérieure à 50 livres/pouce carré (3,51 kg/cm2), au manomètre, tandis que la régénération de la solution a lieu par réduction de pression, suivie d'ébullition et extraction à la vapeur, à des pressions dans le voisinage de la pression atmosphérique.
Etant donné qu'il y a peu ou pas de refroidissement de la solution, lorsque celle-ci passe de la phase de régénération à la colonne d@absorption, il y a peu ou pas de perte de chaleur sensible entre les deux phases comme dans le procédé habituel, et en outre, la nécessité de l'équipement d'échange de chaleur coûteux est éliminée ou réduite très sensiblement.
D'une façon générale , la plupart des solutions de lavage alcalines, communément utilisées pour l'élimination du CO2 et du H S peuvent être utilisées dans le procédé de la présente invention. En particulier, l'invention comprend l'utilisation de solutions relativement concentrées de carbonates de métaux alcalins tels que le carbonate de potassium et le carbonate de so- dium, de phosphates de métaux alcalins tels que le phosphate de potassium et les alcanolamines, notamment la monoéthanolamine et la diéthanolamine.
Comme on l'indiquera ci-après en détail, on obtient l'avantage maximum en utilisant des solutions concentrées de carbonate de potassium et on compren- dra par conséquent que l'utilisation de solutions de carbonate de potassium représente la forme de réalisation préférée de l'invention.
Afin de faire mieux comprendre l'invention, on se référera aux fi- gures des dessins annexés dans lesquels la figure 1 représente un diagramme de circulation qui illustre l'installation de base enveloppant les princi- pes de l'invention dans laquelle la colonne de régénération est maintenue à la pression atmosphérique ou à une pression légèrement supérieure à celle- ci.
En se reportant à la figure 1, le courant de gaz dont il faut éli- miner l'anhydride carbonique et/ou l'hydrogène sulfuré est introduit par la conduite 1 au fond de la colonne d'absorption 2. L'absorbeur 2 peut être d'un type quelconque approprié de tour de lavage à contre-courant suscepti- ble d'opérer un contact intime entre le liquide de lavage et le mélange de gaz. Par exemple, la colonne d'absorption peut être munie de cloches de bar- botage 3, comme on l'a indiqué sur la figure, ou bien elle peut être munie d'une garniture appropriée telle que des anneaux Raschig ou des selles Berl.
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La colonne 2 est maintenue à une pression supérieure à la pression atmosphé- rique, au moins égale à 50 livres/pouce carré (3,51 kg/cm2) et de préféren- ce au moins 100 livres/pouce carré (7,03 kg/cm2) au manomètre, et le mélange de gaz fourni par la conduite 1 doit être naturellement à la pression de la colonne.
Des pressions élevées sont nécessaires dans la colonne d'absorption pour deux raisons. En premier lieu, pour assurer une pression partielle relativement élevée de l'anhydride carbonique et/ou de l'hydrogène sulfuré dans le mélange des gaz. Puisque l'absorption est effectuée à une tempéra- ture approximativement égale à celle à laquelle la solution est régénérée la pression partielle d'équilibre de l'anhydride carbonique et de l'hydro- gène sulfuré au-dessus de la solution est relativement élevée et par con- séquent, l'absorption n'est possible que si la pression partielle de ces gaz dans le courant gazeux entrant est également relativement élevée.
Si la pression partielle de CO2 ou de ILS dans les gaz d'entrée n'est pas su- périeure à la pression partielle d'équilibre de CO2 ou H2S au-dessus de-la solution quittant le fond de la colonne d'absorption, aucune absorption n'aura lieu. La pression partielle du gaz à éliminer est proportionnelle à son pourcentage de concentration dans le mélange des gaz et à la pression totale à laquelle le mélange des gaz est maintenue Par conséquent, il ap- paraît que plus la pression totale à laquelle opère l'absorbeur est éle- vée, plus élevée sera la pression partielle initiale du gaz à éliminer, et par conséquent plus efficace sera l'élimination de ce gaz.
La seconde raison pour laquelle des pressions élevées sont néces- saires dans le procédé de l'invention est de réduire au minimum les pertes dues à la vaporisation de la solution dans la colonne d'absorption. Puis- que l'absorption est effectuée à des températures dans le voisinage de la température d'ébullition à la pression atmosphérique de la solution, à des pressions inférieures à 50 livres/pouce carré environ (3,51 kg/cm2), une volatilisation excessive de la solution se produira, entraînant des pertes de chaleur.
La pression optimum du point de vue économique qu'on doit maintenir dans la zone d'absorption est fixée par un grand nombre de considérations qui comprennant la valeur à laquelle on désire réduire le pourcentage de la concentration du gaz à éliminer, si le mélange initial de gaz est dis- ponible sous pression et si le courant de gaz purifié lui-même doit être utilisé sous pression élevée.Les limites inférieures de la pression d'opé- ration seront, dans chaque cas, fixées par la réduction désirée de la con- centration du gaz à éliminer.Pour un ensemble quelconque de conditions de fonctionnement données et par un mélange de gaz donné, plus la valeur à la- quelle la concentration en CO2 et/ou ILS doit être réduire à une valeur basse,
plus la pression opérationnelle dans la colonne d'absorption devra être élevée.Il n'y a pas de limites supérieures à la pression opérationnel- le excepté celles imposées par l'ensemble des considérations de réalisation et des autres facteurs économiques.
La solution régénérée chaude provenant de la phase de régénération est introduite au sommet de la colonne par la conduite 4. La solution pénè- tre au sommet à une température qui n'est pas sensiblement inférieure à celle de la solution quittant la phase de régénération. La solution chaude s'écoule vers le bas en contre-courant au courant de gaz ascendant. Pendant ce contact à contre-courant, l'anhydride carbonique et/ou l'hydrogène sulfu- ré présent dans le courant de gaz est absorbé par la solution et le courant de gaz, contenant ces composants en concentration réduite quitte le sommet
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de la colonne d'absorption par la conduite 5.
Si le gaz brut introduit au fond de la colonne n'est pas saturé par rapport au liquide de lavage dans* la tour de lavage,il devient saturé au cours de son passage dans la tour. Dans de tels cas, il est désirable de prévoir un condenseur 30 dans la conduite 5 et de refluer une quantité suf- fisante du condensat aqueux vers la colonne d'absorption afin de maintenir la concentration de la solution dans le système au même niveau.Si le mélan- ge de gaz pénétrant au fond de la colonne d'absorption est saturé relative- ment au liquide de lavage, un condenseur ne sera pas nécessaire dans la conduite 5.
Le mécanisme d'absorption sera évidemment différent suivant l'ab- sorbant particulier utilisé. En utilisant une solution aqueuse d'un carbona- te de métal alcalin, par exemple de carbonate de potassium, les réactions suivantes se produisent pendant l'absorption d'anhydride carbonique et d'hy- drogène sulfuré, respectivement:
EMI4.1
Dans le cas de solutions de carbonate de métaux alcalins, la régé- nération est effectuée par décomposition du bicarbonate et/ou du bisulfure formé pendant la phase d'absorption,. D'ordinaire la décomposition du bicar- bonate ou du bisulfure n'est pas effectuée complètement dans la phase de régénération et par conséquent, la solution pénétrant à la partie supérieure de la colonne d'absorption contient ordinairement un mélange de carbonate et de bicarbonate et/ou de bisulfure.
De façon correspondante, on doit com- prendre que l'expression "solution aqueuse d'un carbonate de métal alcalin" comporte l'utilisation de mélanges de carbonate avec du bicarbonate et/ou du bisulfure.. On doit comprendre en outre que les expressions "solution a- queuse d'un phosphate de métal alcalin" et "solution aqueuse d'une alcanola# mine" comportent des mélanges de ces composés avec des produits d'addition de CO et ILS de ces composés qui sont formés dans l'absorbeur.
En utilisant une solution aqueuse de monoéthanolamine, les réactions dans l'absorbeur peu- vent être représentées comme suit:
EMI4.2
Lorsqu'on utilise une solution aqueuse de phosphate de potassium, les réactions qui se produisent dans l'absorbeur sont comme suit:
EMI4.3
Comme toutes les réactions d'absorption indiquées ci-dessus sont exothermiques, il se produit une augmentation progressive de la température de la solution de lavage lorsqu'elle passe du sommet au fond de la colonne d'absorption.
L'ampleur de cette augmentation dépend du caractère exothermi- que de la réaction particulière:,Avec des solutions de carbonate de potassium par exemple, l'augmentation de température tend à être inférieure à celle qui se produit avec des solutions aqueuses de monoéthanolamine, puisque les réactions d'absorption avec de la monoéthanomaine sont approximativement
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trois fois aussi exothermiques que celles qui se produisent lorsqu'on uti- lise une solution de carbonate de potassium.
La solution impure contenant du gaz acide absorbé est retirée du fond de la colonne par la conduite 6 et est amenée à une chambre de détente
7 après que la pression sur la solution ait été substantiellement réduite en passant par la soupape réductrice de pression 8. En raison de la réduc- tion de pression, une fraction du gaz absorbé est séparée immédiatement de la solution par détente.
En même temps que le dégagement d'une fraction du gaz absorbé, il y a un dégagement de quantités substantielles de vapeur. Le mélange de vapeur et de gaz désorbés est retiré de la chambre de détente par la conduite 9.
Le dégagement des gaz absorbés et le dégagement de vapeur sont tous deux des phénomènes endothermiques, et par conséquent, la température de la solution dans la chambre de détente tend à décroître. L'ampleur de la chute de température dépend du pouvoir endothermiquen de la réaction de dé- composition accompagnant le dégagement de gaz et de la quantité de vapeur qui se dégage.
La solution partiellement régénérée est extraite de la chambre de détente 7 par la conduite 10 et est amenée au sommet d'une colonne d'extrac- tion 11, munie de cloches de barbotage 12.Un serpentin à vapeur fermé 13 est prévu au fond de la colonne. La solution qui se trouve au bas de la co- lonne est amenée à son point d'ébullition au moyen de la chaleur amenée par le serpentin de vapeur 13, et la vapeur produite par le liquide en ébullition s'élève en contre-courant au travers de la solution qui s'écoule vers le bas dans la colonne. Si on le désire, on peut utiliser un serpentin à vapeur ouvert à la place du ou en plus du serpentin à vapeur fermé 13, dans le but d'introduire de la vapeur fraîche directement dans la solution.
On doit ce- pendant préférer l'utilisation d'un serpentin à vapeur fermé seul comme on l'a représenté sur la figure I.
Comme résultat de l'ébullition et de l'extraction à la vapeur si- multanées auxquelles la solution est soumise dans la colonne d'extraction, d'autres quantités du gaz acide absorbé sont désorbées, et un mélange de vapeur et de gaz désorbé quitte le sommet de la colonne par la conduite 14.
Ce mélange est amené à un condenseur 15 où la vapeur est condensée et le condensat est reflué au sommet de la tour par la conduite 16. Le courant provenant du condenseur et contenant une forte concentration d'anhydride carbonique et/ou d'hydrogène sulfuré est retiré par la conduite 17 et peut servir à un but quelconque.
Le mélange de vapeur et de gaz désorbé en provenance de la chambre de détente 7 est introduit, de préférence par la conduite 9, dans la colon- ne d'extraction à niveau intermédiaire.Ce mode opératoire est avantageux quand la concentration du gaz désorbé dans le mélange de vapeur et de gaz désorbé en provenance de la chambre de détente est inférieure à la concen- tration du gaz désorbé dans le mélange quittant la tour d'extraction par la conduite 14. Ceci est souvent le cas puisque, dans l'opération de dé- tente, la vapeur se dégage plus rapidement que ne le fait le gaz absorbé, probablement en raison du fait que le dégagement de vapeur est un phénomène purement physique, tandis que le dégagement du gaz absorbé, comporte une décomposition chimique des composés formés dans l'absorbeur.
Si la concentration du gaz désorbé dans le mélange de tête en pro- venance de la chambre de détente est inférieure à la concentration du gaz désorbé dans le courant de tête quittant la colonne d'extraction, ceci signi- fie que le mélange de vapeur et de gaz désorbé provenant de la chambre de détente conserve toujours un pouvoir d'extraction relativement à la solution
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qui se trouve à proximité du sommet de la colonne d'extraction. On peut ti- rer avantage de cette possibilité d'extraction en introduisant le mélange dans la colonne à un niveau où la pression partielle de CO2 et/ou de H2S au-dessus de la solution à ce point est approximativement la même que la pression partielle de 002 et/ou de H2S dans le mélange de tête en provenan- ce de la chambre de détente.
Il faut comprendre cependant que l'utilisation d'une chambre de détente séparée comme représenté sur la figure 1, n'est pas nécessaire et cette chambre peut dans beaucoup de cas être omise avec peu ou pas de per- tes dans l'économie complète du fonctionnement. Dans ce cas, le courant du fond de l'absorbeur est introduit directement au sommet du régénérateur dans lequel la détente a lieu comme indiqué sur les figures 1A, 5 et 6 des dessins
Dans l'exécution représentée sur la figure 1, la colonne de régé- nération 11 est maintenue à la pression atmosphérique ou à une pression quelque peu supérieure à la pression atmosphérique, s'élevant par exemple jusqu'à 30 livres/pouce2 (2,11 kg/cm2) au manomètre.A ces pressions, la température d'ébullition de la solution variera d'environ 220 F (104 C) à environ 290 F (l43 C)
et la solution quittera par conséquent la colonne de régénération à ces températures et entrera dans la colonne d'absorption à des températures pratiquement identiques. Tandis que des pressions de la colonne de régénération allant jusqu'à 30 livres/pouce carré (2,11 kg/ cm2) au manomètre sont envisagées dans le domaine vaste de l'invention, de telles pressions ont pour conséquence des températures d'ébullition é- levées de manière correspondante, ce qui signifie que la température de lia solution qui pénètre dans la colonne d'absorption est relativement élevée, rendant ainsi difficile l'absorption de CO et de H2S, puisque la pression partielle de ces gaz au-dessus de la solution augmente avec un accroisse- ment de la température.
Donc, bien que le procédé puisse présenter un cer- tain avantage sur les procédés existants même à des pressions dans le ré- générateur s'élevant jusqu'à 30 livres/pouce carré (2,11 kg/cm2) au mano- mètre, on réalise une meilleure économie de fonctionnement lorsqu'on utili- se des pressions de régénération voisines de la pression atmosphérique, ainsi qu'il apparaît des courbes des figures 3 et 4 qui seront décrites plus loin. En fait, dans la plupart des cas, la meilleure économie de fonction- nement est réalisée dans un système comme celui représenté sur la figure 1A dans lequel des pressions dans le régénérateur quelque peu inférieures à la pression atmosphérique sont utilisées, ainsi qu'il apparaîtra des figu- res 3 et 4.
La solution chaude régénérée quitte le fond de la colonne d'extrac- tion par la conduite 18 et elle est recyclée à la tour d'absorption au moyen de la pompe de recyclage 19 et de la conduite 4. Comme on l'a déjà fait remarquer, le procédé de l'invention se caractérise par le fait qu'il y a peu ou pas de refroidissement du courant s'écoulant de la colonne de régénération à la colonne d'absorption, de telle sorte que les grandes pertes de chaleur qui se produisent d'habitude par suite du refroidissement et du chauffage alternés de la solution entre les deux étapes sont prati- quement évitées.
Donc, dans le système de base représenté sur la figure 1, la solution est recyclée du fond de la colonne de régénération au sommet de la colonne d'absorption sans refroidissement d'aucune sorte.Cependant, dans certains cas, il peut s'avérer désirable de refroidir délibérément le courant entier dans une faible mesure, par exemple de 20 F (11-12 C) ou en refroidir une partie secondaire dans une mesure plus grande, par exemple de 30 à 60 F (16 à 33 C), partie qui est ensuite introduite séparément au som- met de la colonne d'absorption, ainsi qu'il sera décrit en détail plus loin.
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Bien qu'un tel refroidissement léger puisse entraîner une certaine perte de chaleur sensible, ce refroidissement peut être avantageux lorsqu'on désire réduire la concentration résiduelle de CO2 et/ou de H2S à un niveau plus bas dans les gaz qui quittent la colonne d'absorption, puisqu'en géné- ral plus la solution dans la tour d'absorption est froide, les conditions étant égales par ailleurs, plus basse sera la concentration de CO et de H2S dans les gaz sortants. Les pertes résultant du refroidissement même de la solution entière de 20 F (11 -12 C) sont faibles en comparaison des par- tes subies entre les deux phases dans les opérations connues.
Bien que des économies substantielles en frais d'installation et d'énergie puissent être réalisées en utilisant un quelconque des agents de lavage alcalins indiqués précédemment dans le procédé ci-dessus, les plus grands avantages de l'invention sont obtenus en utilisant des solutions con- centrées de carbonate de potassiumo Les mélanges de carbonate de potassium et de bicarbonate de potassium sont modérément solubles aux températures at- mosphériques (dans les procédés de lavage classiques utilisant des solutions de carbonate de potassium aux températures atmosphériques, la normalité de potassium n'est pas supérieure à environ 3N). Cependant, aux températures situées au voisinage du point d'ébullition de la solution à la pression at- mosphérique, le carbonate de potassium et ses mélanges avec le bicarbonate de potassium sont beaucoup plus solubles.
Ceci constitue un avantage parti- culier, puisque des solutions plus concentrées peuvent absorber de plus grandes quantités de CO et de H2S par volume de solution. Plus la solution est concentrée, et plus la quantité de solution qui doit circuler est petite, et plus est petite la quantité d'énergie calorifique qui est nécessaire pour extraire une quantité donnée de ces gaz.
Dans le procédé de l'invention, on utilise des solutions dont la normalité de potassium est comprise entre 4 et 14 et de préférence entre 5 et 11, bien que dans certains cas il' puisse être désirable d'utiliser des solutions diluées.
En opposition aux solutions d'éthanolamine utilisées couramment, le carbonate de potassium est une matière première essentiellement moins coûteuse.Au lieu d'utiliser du carbonate de potassium, on peut utiliser de l'hydroxyde de potassium pour préparer la solution initiale, ou pour compléter la solution afin de compenser les pertes pendant le fonctionnement.
En opposition également aux agents d'extraction aminés, les solutions de carbonate de potassium ne subissent pas de pertes dues à la volatilisation, pertes qui constituent un problème coûteux dans le procédé actuel industrie de lavage à l'éthanolamine. En outre, les solutions de carbonate de potas- sium sont adaptées de façon plus théorique à l'utilisation suivant l'inven- tion, du fait que le pouvoir exothermique des réactions d'absorption est relativement plus petit et que, par conséquent, la solution subit une plus petite augmentation de température depuis le sommet jusqu'au fond de la colonne d'absorption. D'autre part, les réactions d'absorption des amines sont environ trois fois plus exothermiques et de façon correspondante la solution s'élève à une température correspondante plus élevée.
Par consé- quent, pour une température donnée au sommet de la tour d'absorption, la température moyenne d'absorption dans le cas des solutions de carbonate de potassium sera plus petite et à cette température plus basse on peut effec- tuer un lavage plus efficace.
La supériorité relative des solutions de carbonate de potassium utilisées suivant l'invention est encore accentuée du fait que ces solutions ont une efficacité totale plus grande comme agents de lavage aux températu- res relativement élevées qui sont maintenues dans la phase d'absorption.
Le tableau ci-dessous illustre ce fait. Dans le tableau, la pression partiel-
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le d'équilibre de l'anhydride carbonique au-dessus de solutions aqueuses de carbonate de potassium et de monoéthanolamine, avec des quantités varia- bles d'anhydride carbonique absorbé dans la solution, est donnée pour une
EMI8.1
solution 8,1 N de K2CO à 284 F (l40eOoC) et pour une solution 2,5 N de monoéthanolamine à la même température.
EMI8.2
Teneur en C02 de la solution Pression partielle de C02 au-dessus de la pieds cube par gallon solution (livres/pouce carré, absolu) Solution 8,1N de K2003 Solution 2,5N de mo- à 284 F (140oc) noéthanolamine à 284 F
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<tb> 2 <SEP> (14,94 <SEP> litres/litre) <SEP> @ <SEP> 16 <SEP> (1,12 <SEP> kg/cm2)
<tb>
<tb> 3 <SEP> (22,41 <SEP> litres/litre) <SEP> @ <SEP> 42 <SEP> (2,95 <SEP> " <SEP> )
<tb>
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4 (29,88 " il 2 (0,14 kg/cm2) 120 (8,43 fi ) 5 (37,36 if 9 (0,63 kg/cm2) 300 (2leO8 6(44,83 Il Il) 22 (1,54 kg/om2) 600(42,17 Il ) 7 (51,29 Il eue 40 (2,81 kg/cm2) < 600 (47,17 Il ) 8 (59,73 fi fi) 70 (4,91 kg/cm2) Ii ( If Il) 9 (67,23 " fi) 120 (8,43 fi) " ( " " 10 (74,72 " n) 180 (12,65 fut ) as ( " "
Il résulte du tableau ci-dessus que la solution de carbonate de po- tassium à la même température élevée,
et ayant la même teneur en CO2 est capable d'absorber des quantités additionnelles de CO2 pour des pressions
EMI8.5
partielles de C02 plus basses. Par exemple, la solution de K2C0 dans le tableau ci-dessus contenant 5 pieds cube de CO2 absorbé par galon (38,345
EMI8.6
illy peut absorber une quantité additionnelle (le CO à une pression partiel- le de 00 au-dessus de 9 livres/pouce carré (0,63 kgcm2) absolu, tandis que la pression partielle de CO2 au-dessus de la solution de monoéthanol- amine dans les mêmes conditions doit être supérieure à 300 livres/ pouce carré (0,63 kg/cm2), absolu.
Un autre avantage des solutions de carbonate de potassium par rapport aux solutions de monoéthanolamine à des températu- res d'absorption plus élevées est leur capacité d'absorption relativement plus élevée, c'est-à-àdire leur capacité d'absorber des quantités plus gran- des de CO2 par gallon de solution en circulation avec un changement équiva- lent de la pression partielle de CO2 dans le gaz du fond au sommet de la
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colonne d".absorption. Une capacité d'absorption plus élevée signifie bien sûr des vitesses de circulation plus faibles et une plus grande économie de chaleur.
Se référant maintenant à la figure 1A des dessins, qui représente substantiellement la même installation-de base que celle de la figure 1 avec la différence qu'on a pris des dispositions pour maintenir le régénéra- teur à uns pression subatmosphérique.
Comme on l'a mentionné ci-dessus, le-procédé offre les plus grands avantages et présente la meilleure économie opérationnelle dans la majorité des cas lorsqu'on utilise des pressions de régénération subatmosphérique correspon- dant à des températures d'ébullition de la solution non inférieures à 170 F
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(770C) et de préférence correspondant aux températures comprises entre 190 et 215 F (88 C et 120 C). Ceci est particulièrement vrai dans le cas de solutions de carbonate de potassium.
Sur la figure 1A, un courant de gaz duquel il faut extraire le CO2 et/ou le H2S est introduit par la conduite 111 au fond de la colonne d'absorp-
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tion 102 qui peut être une tour de lavage d'un type approprié quelconque à contre-courant susceptible d'opérer un contact intime entre la liqueur de lavage et le mélange de gaz. Cette colonne peut être munie, par exemple, de cloches de barbotage 103, comme représenté sur le dessin ou pourvue d'un remplissage approprié tel que des anneaux Raschig ou des selles Berl.
La colonne 102 est maintenue à une pression super atmosphérique d'au moins 50 livres/pouce carré (3,51 kg/cm2) au manomètre et de préférence 100 livres/ pouce carré (7,03 kg/cm2) au manomètre, ou plus élevée, et le mélange de gaz introduit par la conduite 101 doit évidemment se trouver à la pression régnant dans la'colonne.
La solution régénérée chaude provenant de la phase de régénération est introduite au sommet de la colonne par la conduite 104. La solution entre dans la colonne d'absorption à une température qui n'est pas substan- tiellement inférieure à la température de la solution quittant l'ébullition et l'opération d'extraction à la vapeur dans la phase de régénération, à savoir une température dans ce cas quelque peu inférieure à la température d'ébullition atmosphérique de la solution mais non inférieure à 170 F (77 C) et de préférence entre 190 et 215 F(88 C et 120 C). La solution chaude s'écoule en contre-courant descendant par rapport au courant de gaz ascendant.
Au cours de ce contact à contre-courant, l'anhydride carbonique et/ou l'hydrogène sulfuré présents dans le courant de gaz sont absorbés par la solution et le courant de gaz contenant une moindre concentration de ces composants, quitte le sommet de la colonne d'absorption par la con- duite 105.
La conduite 105 peut être munie d'un condenseur 130 dans l'éventua- lité où les gaz entrants ne sont pas saturés relativement à la solution de lavage, dans lequel cas il est désirable de refroidir suffisamment les gaz sortants pour en éliminer par condensation assez d'eau qui est refluée dans la colonne d'absorption par la conduite 130a, en vue de maintenir la concen- tration de la solution à un niveau constant.
L'absorption du CO2 et/ou de ILS dans la solution, par exemple de carbonate de potassium, résulte dans une libération de chaleur et, dès lors, il se produira une montée progressive de la température de la solution de lavage à mesure qu'elle passe du sommet au fond de la colonne d'absorp- tion, l'élévation précise de la température dépendant du pouvoir exothermi- que de la réaction d'absorption, comme expliqué précédemment. La solution quittant le fond de la colonne par la conduite 106, contenant du CO2 et/ou du ILS absorbé, est menée au sommet de la colonne de régénération 1112 après avoir passé par une soupape de réduction de pression 108 dans laquelle la pression est réduite à celle qui règne dans la colonne 111.
A mesure que la solution pénètre au sommet de la colonne 111, une partie du gaz absorbé se dégage immédiatement, en conséquence de la réduction de pression,dégagement accompagné par un dégagement de vapeur et une baisse de la température de la solution, puisque le dégagement du gaz absorbé et le dégagement de la vapeur sont tous deux des phénomènes endothermiques. Ce mélange de vapeur et de gaz désorhé quitte la colonne par la conduite 114.
Si on le désire, on peut établir un appareil de séparation sponta- née entre les colonnes 102 et 111 comme représenté sur la figure 1 des des- sins annexés au lieu d'effectuer la séparation spontanée d'avec la solution dans la partie supérieure de la colonne 111, mais on a constaté que dans de nombreux cas, l'intervention de ce séparateur distinct ne présente pas un avantage économique.
La solution s'écoule alors vers le bas dans la colonne 111 munie de cloches de barbotage 112 en contre-courant par rapport à la vapeur d'eau
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ascendante formée à proximité du fond de la colonne à l'aide d'un serpentin à vapeur fermé 113 qui chauffe la solution à son point d'ébullition pour la pression régnant dans la colonne.
Un serpentin à vapeur ouvert peut être utilisé au lieu ou en plus du serpen- tin à vapeur fermé 113 en vue d'introduire directement de la vapeur vive dans la solution. A cause de l'ébullition et de l'extraction à la vapeur auxquelles la solution est soumise simultanément dans la colonne 111, des quantités supplémentaires de gaz absorbé sont séparées d'avec la solution et quittent la colonne en même temps que des quantités supplémentaires de vapeur par la conduite 114. Le mélange de vapeur et de gaz dégagés s'écoule ensuite vers le condenseur 115 dans lequel il refroidit suffisamment pour qu'on obtienne la condensation d'une quantité suffisante d'eau pour que la concentration de la solution garde une valeur constante. Le condensat aqueux provenant du condenseur 115 est recueilli dans un séparateur 115a et retour- ne à la colonne par la conduite 116.
Les gaz qui sortent du séparateur 115a, gaz ayant une teneur éle- vée en CO et/ou en H@S s'écoulent par la conduite 117 et sont évacués de l'installation par une pompe à vide 118 et par la conduite 119. La pompe à vide 118 qui aspire hors du séparateur 115a sert à faire régner dans la colonne une pression subatmosphérique telle que la température d'ébulli- tion de la solution qu'elle contient et qui est mesurée au serpentin de réchauffage 113, soit de préférence comprise entre 190 F et 215 F (88 C et 102 C), sans être inférieure à 170 F (77 C). La pompe 118 est entraînée par une turbine à vapeur 120 alimentée avec de la vapeur à pression appropriée, par exemple 100 à 500 livres/pouce carré (7,03 à 35,14 kg/cm2) au manomètre par la conduite 121.
La vapeur d'échappement de la turbine 120 qui est à une pression comprise, par exemple entre la pression atmosphérique et 60 livres/pouce carré (4y22 kg/cm2) au manomètre, est amenée de préférence par la conduite 122 au serpentin à vapeur 113 établi dans le fond de la colonne 111 pour fournir la chaleur nécessaire à 1 ¯ébullition et à l'extrac- tion à la vapeur qui ont lieu dans cette colonne. L'utilisation de la va- peur d'échappement de la turbine de la manière indiquée procure généralement un avantage, car on obtient ainsi que la vapeur fournie à la turbine soit finalement condensée dans le serpentin de chauffage logé dans le fond du régénérateur et soit ainsi complètement exploitée.
La solution régénérée chaude à une température comprise de préfé- rence entre 190 F et 215 F (88 et 102 C) sans être inférieure à 170 F (78 C) quitte le fond de la colonne 111 par la conduite 123 et est recyclée vers la colonne d'absorption 102 par la pompe de recyclage 124 et par la conduite 104 sans subir de refroidissement substantiel, de sorte qu'elle pénètre dans la partie supérieure de la colonne d'absorption 102 à peu près à la même température que celle à laquelle elle quitte le fond de la colon- ne de régénération 111.
Comme on l'a indiqué plus haut avec référence à la figure 1, un léger refroidissement volontaire de la solution entre les phases de régénération et d'absorption peut parfois être avantageux, par exemple en refroidissant le courant total pénétrant dans l'absorbeur, refroi- dissement pouvant atteindre 20 F (ll-12 C).
Pour illustrer l'accroissement de l'économie qu'on peut obtenir pour le fonctionnement en effectuant l'opération d'ébullition et l'extrac- tion à la vapeur à des pressions subatmosphériques dans la gamme spécifiée plus haut, plutôt qu'à la pression atmosphérique ou à des pressions légère- ment plus élevées, on se réfère aux figures 2, 3 et 4 des dessins annexés.
La figure 2 représente un graphique indiquant en ordonnées les points d'ébul- lition (en C) d'une solution aqueuse à 30% (5,6 N) - courbe A - et 40% (8,2 N) - courbe B - de K2CO3 aux différentes pressions mesurées (en abscis-
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ses) au fond de la colonne de régénération (en kg/cm2, absolu).
La figure 3 est un graphique indiquant l'effet de la pression dans la colonne de régénération en abscisses, (pression absolue kg/cm2, mesurée au fond de la colonne) sur les besoins en vapeur, en ordonnées, (exprimés en kg de vapeur nécessaire pour 100 litres, aux conditions norma- les, de CO2 sec éliminé) pour réduire la concentration en CO2 depuis une valeur de 16% dans le gaz introduit jusqu'environ 0,6 à 0,7% dans le gaz purifié lorsqu'on utilise une solution aqueuse de carbonate de potassium contenant 30% en poids de K2C03 (poids de K2C03 correspondant à la somme du K2003 effectivement présent et de l'équivalent en carbonate de KHCO3 en utilisant une installation semblable à celle de la fig.
1A et en faisant régner dans l'absorbeur une pression de 300 livres/pouce carré (21,08 kg/ om2) au manomètre sans qu'aucun refroidissement de la solution n'ait lieu entre le fond de la colonne de régénération 111 et le sommet de l'absorbeur
102. Il est évident lorsque la colonne de régénération fonctionne à la pression atmosphérique ou à des pressions superatmosphériques, que la pompe à vide 118 et la turbine 120 n'interviennent pas.
La courne A de la figure 3 indique la quantité minimum d'énergie consommée(exprimée en kg de vapeur par 100 litres de CO sec, aux condi- tions normales) nécessaire pour faire fonctionner la turbine à vapeur, pour entraîner la pompe à vide 118, le courant gazeux saturé à 100 F (38 C), entrant dans la pompe à vide avec une différence de pression de 2 livres (0,91 kg) entre le serpentin à vapeur 113 et la pompe avide avec un rende- ment total de 50% pour la turbine et la pompe. Ainsi, une valeur de 5100 BTU (1285 Cal) par cheval vapeur/heure est utilisée pour déterminer l'équi- valent en vapeur consommée pour maintenir le vide à la valeur voulue.
La courbe B représente la quantité de vapeur nécessaire dans la colonne de régénération en vue d'obtenir l'ébullition et le lavage à la vapeur de la solution, alors que la courbe C ( en traits interrompus) montre la quantité totale de vapeur nécessaire (pompe à vide plus vapeur de régéné- ration) basée sur un fonctionnement pour lequel la vapeur d'échappement de la turbine traverse le serpentin à vapeur 113 comme montré-sur la figure 1 et est donc complètement exploitée. La ligne verticale I ( en traits con- tinus) sépare la zone de pressions en zone de pressions subatmosphériques (à gauche de cette verticale) et en zone de pressions superatmosphériques (à droite).
Comme on peut le voir, les besoins en vapeur pour créer le vide sont relativement réduits jusqu'à des pressions absolues d'environ 4 li- vres/pouce carré (0,28 kg/cm2), mais à partir de cette valeur, ils s'accrois- sent rapidement. La courbe B montre que dans le cas en question, les besoins en vapeur pour la régénération correspondent à un minimum à une pression absolue d'environ 10 livres/pouce carré (0,70 kg/cm2) correspondant à une température d'ébullition de la solution d'environ 200 F (93 C).
Pour des pressions absolues dans le régénérateur inférieures à environ 10 livres/pouce carré, (0,70 kg/cm2) la vapeur nécessaire pour faire bouillir la solution et pour effectuer l'extraction à la vapeur monte rapidement, ce qui est apparemment dû au fait que la température d'ébullition de la solution diminue quand la pression décroît, la décomposition du bicarbonate en carbonate accompagnée d'un dégagement de CO devient de plus en plus dif- ficile. A des pressions absolues, un peu inférieures à 4 livres/pouce carré (0,28 kg/cm2) la décomposition du bicarbonate cesse virtuellement.
La figure 4, analogue à la figure 3, montre les besoins en vapeur en fonction de la pression dans le régénérateur dans une installation ana-
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logue à celle décrite plus haut à propos de la figure 3, excepté que la so- lution de carbonate de potassium contient 40% en poids au lieu de 30% de K2CO3.
La courbe D indique les besoins en vapeur pour la turbine entraînant la pompe à vide et elle est identique à la courbe A de la figure 3. La cour- be E représente les besoins en vapeur pour faire bouillir la solution et pour opérer l'extraction à la vapeur, alors que la courbe F (en traits in- terrompus) montre le total des besoins en vapeur.
La ligne verticale G tra- cée en traits interrompus, pour une pression absolue de 7 livres/pouce car- ré (0,49 kg/cm2) (solution ayant un point d'ébullition de 185 F (85 C) est la ligne de démarcation entre les pressions auxquelles le régénérateur peut fonctionner et celles auxquelles il ne peut pas fonctionner dans le cas d'une solution à 40%, pour la raison qu'aux pressions inférieures, la précipitation du bicarbonate qui se trouve dans l'installation a lieu à cause des températures de fonctionnement réduites en conséquence et rendant le fonctionnement extrêmement difficile ou même impossible. Donc, à gauche de la verticale G se trouve la zone dans laquelle le fonctionnement est extrêmement difficile ou même impossible, par suite de la précipitation.
Comme l'indique la courbe F, les besoins minima totaux en vapeur se produi- sent également à une pression absolue de 10 livres/pouce carré (0,70 kg/cm2) (solution ayant un point d'ébullition de 200 F (93 C), alors que les besoins en vapeur commencent à monter rapidement à partir des pressions absolues su- périeures à environ 13 livres/pouce carré (0,91 kg/cm2) (température d'ébul- lition de la solution d'environ 220 F (104 C). La verticale J divise la zone des pressions en zone de pressions subatmosphériques (à gauche de la verti- cale) et en zone de pression superatmosphériques (à droite) .
Il résulte de ce qui précède, qu'en effectuant l'ébullition et l'extraction à la vapeur à des pressions subatmosphériques, on réalise une économie accrue pour le fonctionnement à des pressions allant jusqu'à la limite inférieure correspondant à une température d'ébullition de la solution qui n'est pas inférieure à environ 170 F (77 C) . En dessous de cette température, la décomposition du bicarbonate devient rapidement de plus en plus difficile et en outre les besoins en énergie pour faire fonc- tionner la pompe à vide commencent également à monter rapidement.
Par ail- leurs, lorsqu'on utilise des solutions concentrées de K2C03 telles que des solutions 4N à 11N, ce qui constitue un avantage pour le procédé de l'inven- tion, les risques de précipitation de bicarbonate dans l'installation à une température de fonctionnement réduite deviennent un problème sérieux, même à des températures supérieures à environ 170 F (77 C) comme montré ci-dessus pour une solution à 40% de K2CO3.
Toutes ces considérations conduisent généralement à un choix de pressions de régénération correspondant à des points d'ébullition des solutions compris entre 190 F et 215 F (88 et 120 C) Il est entendu que lorsqu'on parle dans la description et dans les revendica- tions, de pressions de régénération, c'est-à-dire de pressions pour effectuer l'ébullition et l'extraction à la vapeur) il s'agit toujours de la pression régnant dans ou à proximité de la partie inférieure de la colonne de régéné- ration, c'est-à-dire à l'endroit où la totalité ou la majorité de la solution est prélevée pour le recyclage vers l'absorbeur.
Les normalités préférées pour les solutions de K2C03 pour lesquelles la régénération a lieu à des pressions subatmosphériques et donc à des tem- pératures quelque peu plus basses, sont quelque peu moins élevées que les normalités utilisées lorsque la température de régénération est plus élevée, par suite de la nécessité d'éviter la précipitation de bicarbonate dans l'installation. Ainsi, en utilisant des pressions subatmosphériques pour la régénération, les normalités de potassium de 4 à 11 sont préférées, celles
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de 5 à 8 étant les plus intéressantes.
Les installations de base telles qu'elles sont représentées sur les figures 1 et 1A et décrites plus haut, permettent l'extraction de CO2 et/ou de E2S jusqu'à des concentrations résiduelles extrêmement faibles avec une économie de vapeur excellente, comme de 16% de CO dans les gaz bruts à 0,7% dans les gaz purifiés, comme décrit ci-dessus en rapport avec la figure 1A. Cependant, des économies plus grandes sont possibles dans de nombreux cas dans lesquels on désire opérer le lavage jusqu'à des concentra- tions résiduelles basses en CO2 et/ou H2S en recourant à des changements re- lativement peu coûteux de l'installation de base.
Suivant une telle variante de l'installation, on subdivise le cou- rant de solution régénérée quittant le fond du régénérateur en deux courants séparés, un courant secondaire qui équivaut par exemple à 1/3 du courant to- tal et un courant principal qui équivaut par exemple aux 2/3 du courant to- tal, lie courant secondaire est refroidi à une température pouvant par exem- ple être inférieure de 30 F (l6-17 C) jusqu'à 100 F (55-56 C), par exemple, à la température du courant principal (mais en évitant des températures en dessous desquelles des sels dissous précipitent de la solution), et il est ensuite introduit dans la partie supérieure de la colonne d'absor- ption. Le courant principal, par contre, ne subit qu'un refroidissement faible ou nul,
et il est introduit séparément dans l'absorbeur à un niveau intermédiaire, en dessous du point où le courant secondaire refroidi est introduit; Par ce refroidissement, le courant secondaire qui pénètre dans la partie supérieure de l'absorbeur, la pression partielle de CO2 et/ou de H2S au-dessus de la solution dans la partie supérieure de l'absorbeur est réduite, ce qui permet à la concentration finale en CO2 et/ou en H2S dans le courant gazeux sortant de l'absorbeur d'atteindre des valeurs plus bas- ses. Comme une partie réduite seulement du courant total est refroidie, la perte totale en chaleur sensible résultant de ce refroidissement est relativement faible. Par exemple un refroidissement de 1/3 du courant total de 45 F (25 C) équivaudrait à un refroidissement du courant total de 15 F (8 C) seulement.
Cette variante est également applicable quand la régénéra- tion a lieu à des pressions subatmosphérique, atmosphérique ou sùperatmosphé- rique, et elle peut donc être utilisée'avec autant de succés dans une quel- conque des installations décrites ici.
Une autre variante pouvant avantageusement être utilisée en vue d'obtenir des concentrations finales en CO2 plus basses avec une bonne économie de l'opération, consiste à régénérer plus soigneusement une partie secondaire du courant total, par exemple par une opération additionnelle d'ébullition et d'extraction à la vapeur et à introduire cette partie secon- daire plus soigneusement régénérée dans la partie supérieure de la colonne d'absorption, alors que la partie principale moins soigneusement régénérée est introduite dans l'absorbeur à un niveau intermédiaire.
Cette manière de procéder a le même effet que le refroidissement de la solution comme décrit dans le paragraphe ci-dessus, à savoir la réduction de la pression partielle de CO2 et/ou de H2S au-dessus de la solution au sommet de la colonne d'ab- sorption et de permettre ainsi de réduire la concentration résiduelle de 002 et/ou de H2S dans le courant gazeux quittant l'absorbeur à des niveaux plus bas. Comme dans le cas du refroidissement d'une partie secondaire du courant, cette variante s'applique également lorsque la régénération a lieu à des pressions subatmosphérique , atmosphérique ou superatmosphérique.
La figure 6 des dessins annexés représente une installation com- prenant les deux variantes ci-dessus. Ainsi que l'indique la figure 6, on
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n'a pris aucune mesure pour que la colonne de régénération se trouve à des pressions subatmosphériques, mais il est clair que, si on le désire, on peut ajouter des dispositifs à l'installation tels qu'une pompe à vide et une turbine comme le montre la figure lA.
Se référant à la figure 6, un mélange gazeux contenant l'un ou 1' autre des gaz ou les deux, l'anhydride carbonique et l'hydrogène sulfuré, est introduit par la conduite 40 dans une tour d'absorption 39 maintenue à une pression superatmosphérique.
Le mélange de gaz s'élève dans la tour en contact de contre-courant par rapport à la solution chaude de lavage introduite dans la tour par des con- duites 53 et 56. Le gaz lavé est retiré du sommet de la tour par la condui- te 41, et si nécessaire, on le fait passer dans un condenseur 42. Le conden- sat du condenseur* reflue -vers -la' colonne' par'la conduite 43. La solution impure est retirée du fond de'la tour' par-la conduite 44 et, après passage par@la@soupape réductrice de pression -46 où elle est Soumise à une.' réduction sensible de la pression, est introduite au sommet de la.- tour d.'extraction.
Un serpentin à vapeur fermé 50 est placé au fond de la tour. La chaleur introduite par le serpentin à vapeur amène la solution au fond de la tour à son point d'ébullition et la vapeur produite par la solution bouillante s'élève dans la colonne d'extraction en contre-courant par rapport à la solution descendante.
Une mélange de gaz désorbé et de vapeur quitte le sommet de la tour par la conduite 57 et passe par un condenseur 58.
Les gaz sortant du condenseur quittent l'installation par la conduite 59, Le condensat du condenseur reflue vers la tour d'extraction par la conduite 60.
La majeure partie de la solution de lavage descendant dans la tour d'extraction en est retirée par la conduite 51 en un point situé quelque peu au-dessus du fond de la tour, comme on peut le voir dans le dessin.
Cette fraction de la solution est renvoyée, sans refroidissement, au moyen de la pompe de recyclage 52 et de la conduite 56 à la tour d'absorption et est introduite dans la tour d'absorption en un point légèrement au dessous du sommet de la tour, comme on l'a représenté sur la figure.
On permet à une fraction relativement petite de la solution de lavage, de descendre au fond de la tour d'extraction et on la soumet par ce moyen à une extraction supplémentaire, ce qui a pour résultat de retirer d'autres quantités de gaz absorbé. Cette fraction de la solution régénérée plus complètement est retirée du fond de la tour d'extraction par la con- duite 54, et est ramenée par la pompe de recyclage 55 et la conduite 53 au sommet de la tour d'absorption 39.
Cette fraction relativement petite de la solution peut être refroidie, par exemple, de 30 à 60 F (l6 -33 C) au dessous de la température du courant dans la conduite 56 ( en prenant soin de ne pas faire précipiter de cette solution les sels dissous) avant l'in- troduction dans la tour d'absorption, le dispositif de refroidissement 400 étant placé dans la conduite 53 à cette fin.
Avec l'arrangement représenté sur la figure 6, le gaz au sommet de la tour d'absorption est amené en contact avec une solution de lavage à une température inférieure et contenant une concentration de gaz absorbé notablement inférieure à la concentration du gaz absorbé dans la fraction principale de la solution entrant dans la tour par la conduite 53. Ceci a pour résultat une réduction importante de la concentration finale de l'an- hydride carbonique et de l'hydrogène sulfuré dans le gaz quittant la tour d'absorption, puisque la réduction ultime de la concentration de ces gaz est déterminée par la pression partielle de ces gaz au-dessus de la solu-
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tion au sommet de la tour.
En soumettant une petite fraction seulement de la solution entière à un refroidissement et à une régénération plus poussée, comme dans le procédé représenté sur la figure 6, on peut arriver à des con- centrations résiduelles plus faibles en CO et/ou H2S (jusqu'à 0,2% à 0,4% de CO2) dans le gaz lavé pour une consommation d'énergie plus fabile que lorsqu'on opère dans des conditions équivalentes dans les installations re- présentées sur les figures 1 et 1A. L'installation représentée sur la figure
6 est particulièrement avantageuse du fait qu'on n'a pas besoin d'accessoi- res supplémentaires importants d'équipement. ;
Une autre variante plus poussée de l'installation de base représen- tée sur les figures 1 et 1A est montrée sur la figure 5.
Dans cette varian- te, une proportion faible de la solution quittant le régénérateur princi- pal, est soumise à une régénération supplémentaire à une pression et à une température plus élevées. La solution est alors détendue par une réduction de pression approximativement à la température du courant principal quit- tant le régénérateur principal et renvoyée au sommet de l'absorbeuroAlors que l'utilisation de deux régénérateurs opérant à des pressions différentes, augmente quelque peu le coût de l'installation, ce système convient remar- quablement bien pour la réduction des concentrations en CO2 et/ou en H2S dans le gaz purifié à des niveaux bas pour une bonne économie opérationnel- le.
Ainsi qu'il apparaîtra de la description subséquente, il est possible de régénérer très soigneusement le courant secondaire de la solution pour des faibles dépenses supplémentaires en énergie, puisque la vapeur utilisée pour faire bouillir et laver à la vapeur la partie secondaire à une pression relativement élevée, peut être utilisée pour l'ébullition et l'extraction à la vapeur principales, opération qui a lieu à une pression inférieure.
Alors que sur la figure 5'l'installation est représentée avec le régénéra- teur principal muni d'une pompe à vide pour le maintenir à une pression sub- atmosphérique, on doit comprendre que le régénérateur principal, si on le désire, peut fonctionner à une pression atmosphérique ou à une pression lé- gèrement supérieure à la pression atmosphérique.
Se référant maintenant à la figure 5, le gaz qu'il faut débarrasser du 00 et/ou du H S est introduit au fond de l'absorbeur 202 maintenu à une pression superatmosphérique de 300 livres/pouce carré (21,08 kg/cm2) par exemple, par la conduite 201 et il s'élève en contre-courant par rapport à la solution de lavage descendante introduite par les conduites 203 et 204.
Le gaz purifié quitte le sommet de l'absorbeur par la conduite 205, un condenseur 206 étant placé, si nécessaire , pour maintenir la concentration de la solution à un niveau constant en refluant le condensat aqueux vers l'absorbeur par la conduite 206ao La solution de lavage contenant du CO et/ou du H2S absorbé sort par la conduite 207 et passe par la soupape réductrice de pression 208 et de là à la colonne de régénération 209 maintenue à une pression subatmos- phérique correspondant par exemple à une température d'ébullition de la solution au fond de la colonne de 200 F (93 C)
. Un mélange de vapeur et de gaz désorbé qui se dégage au sommet de la colonne par suite de la réduction de pression quitte la colonne 209 par la conduite 210 conjointement avec de la vapeur et du gaz désorbé s'élevant dans la colonne d'extraction.
Le courant de tête sortant de la colonne 209 passe par le conden- seur 211 où il est refroidi en vue de séparer par condensation suffisamment d'eau pour maintenir la concentration de la solution constante, ce conden- sat aqueux étant recueilli dans le séparateur 212 et renvoyé par la conduite 213 et la pompe 214 au sommet de la colonne 209oLe CO2 et/ou le H2S sous la forme concentrée sont épuisés de l'installation par la pompe à vide 215
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et la conduite 216. La pompe 215 est actionnée par la turbine 217 alimentée avec de la vapeur motrice par la conduite 2180
La solution régénérée à une température de 200 F (93 C) par exemple, quitte la colonne 209 par la conduite 219oLa partie principale de ce cou- rant, par exemple les 2/3,
est recyclée directement par la pompe de recycla- ge 220 et la conduite 204 à la colonne 202 dans laquelle elle est introdui- te à un niveau intermédiaire.
Une partie secondaire du courant total, par exemple 1/3, est intro- duite par la conduite 221 et la pompe 222 au sommet de la colonne de régéné- ration secondaire 223 maintenue à une pression plus élevée que la colonne de régénération principale 209, par exemple une pression d'environ 30 livres/ pouce carré (2,10 kg/om2) au manomètre, correspondant à une température d' ébullition de la solution de 290 F (l43 C). La vapeur de lavage pour la colonne 223 est fournie au moyen d'un serpentin à vapeur fermé 224 au fond de la colonne qui est alimentée en vapeur d'échappement provenant de la turbine 217 par la conduite 2250Au lieu d'utiliser un serpentin à vapeur fermé 224, la vapeur peut être injectée directement au fond de la colonne 223.
L'ensemble de la vapeur nécessaire dans la colonne de régénération prin- cipale 209 peut être, et de préférence elle l'est, produite ou introduite directement au fond de la colonne 223.Pour compenser la tendance qu'à la solution à devenir plus concentrée dans la colonne 223, lorsqu'on utilise un serpentin à vapeur fermé comme le montre la figure 5, le condensat pro- venant du séparateur 212 peut être introduit dans la colonne 223 par la con- duite 2350
La partie principale de la vapeur ainsi produite ou introduite dans la colonne 223 s'élève dans la colonne et elle est conduite par la conduite 226 et la soupape réductrice de pression 227 directement au fond de la colon- ne 209.
La concentration en CO2 et/ou en H2S dans le courant de tête de la colonne 223 sera bien sûr faible puisque la masse de ces gaz a déjà été extraite au cours de la première phase de régénérationo
La plus grande partie de la vapeur utilisée pour élever la tempéra- ture de la solution depuis 200 F (93 C) par exemple, à la sortie de la colon- ne 209 jusqu'à 290 F (l43 C) de la sortie de la colonne 223 peut être récu- pérée et utilisée dans la colonne 209 par détente de la solution quittant la colonne 223 par la conduite 228 jusqu'à une pression légèrement supérieu- re à celle qui règne dans la colonne 209. A cet effet, la solution traverse la soupape réductrice de pression 229 avant de pénétrer dans le détendeur 230.
La vapeur dégagée par suite de la réduction de pression s'écoule par le haut et par le conduit de tête 231 et est injectée directement au fond de la colonne 209.La vapeur des conduites 226 et 231 est sur la fig., in- troduite directement au fond de la colonne 209, ce que l'on préfère pour éviter l'usage d'un autre serpentin réchauffeur qui est souvent un appareil coûteux. Il est à noter toutefois, que toute combinaison désirée pour le chauffage direct ou indirect par la vapeur peut être utilisée dans les deux colonnes 209 et 223, le choix d'une combinaison particulière étant dicté par la commodité et l'économie.
La détente de la solution jusqu'à une pression correspondant approximativement à celle régnant au fond de la colonne de régénération principale 209 provoque évidemment le refroidissement de la solution jusqu' à la température de la solution qui quitte la colonne 209 par la conduite 219. La solution plus soigneusement régénérée peut être remise ensuite en circulation par la conduite 232, la pompe de recyclage 233 et la conduite 203 vers la partie supérieure de l'absorbeur 202. Si on le désire, ce courant secondaire peut être refroidi à l'aide du réfrigérateur 234, par exemple de
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30 à 60 F (16 à 33 C, en prenant soin d'éviter la précipitation des sels dissous).
Le fonctionnement tel qu'il est décrit ci-dessus est particulière- ment avantageux lorsqu'on désire réduire la concentration finale en CO2 à des valeurs faibles, telles que 0,1%-0,2%. Le courant secondaire de la solution est soumis à la régénération très poussée dans le régénérateur 223, car toute la vapeur nécessaire pour le régénérateur principal est utilisée d'abord pour faire bouillir cette partie secondaire et la laver à la vapeur.
La solution fortement régénérée pénétrant dans la partie supérieure de la colonne 202 par la conduite 203 est ainsi capable de réduire la concentra- tion résiduelle en CO2 à des valeurs basses, surtout si cette solution est également refroidie légèrement.
Comme l'absorption est effectuée sous pression, l'invention trouve ses applications les plus utiles dans des cas où le gaz brut est disponible sous pression, ou dans lesquels le gaz purifié doit être sous pression pour convenir à l'utilisation envisagée. L'élimination de l'anhydride carbonique ou du sulfure d'hydrogène hors du gaz naturel est un exemple d'une applica- tion avantageuse de l'invention. Le gaz naturel s'obtient ordinairement à la sortie du forage à des pressions supérieures à 100 livres par pouce carré (7,03 kg/cm2). Ce gaz contient souvent des quantités considérables d'anhy- dride carbonique et/ou d'hydrogène sulfuré et l'élimination de ces diluants peut être effectuée à bas prix en appliquant le procédé de l'invention.
La purification du gaz de synthèse (mélanges d'hydrogène et de monoxyde de carbone) produite par la gazéification du charbon ou par régénération du gaz naturel, ou la purification de l'hydrogène produit par la réaction de formation de gaz à l'eau, sont des exemples d'applications particulièrement avantageuses de l'invention, notamment lorsque le gaz purifié doit être uti- lisé à des pressions élevées ou est produit à des pressions élevées. Le gaz brut provenant du gazéificateur ou du régénérateur, ou du réacteur de trans- formation, contenant des quantités considérables d'anhydride carbonique et contenant souvent en outre des quantités considérables d'hydrogène sulfuré, se trouve à une température élevée et est ordinairement complètement saturé de vapeur.
Il est très désirable que le gaz brut soit lavé lorsqu'il vient du réacteur de transformation du gazéificateur, ou du régénérateur, sans qu' il soit refroidi à de basses températures. Ainsi par exemple le procédé suivant l'invention peut être utilisé avantageusement pour la purification du gaz de synthèse pour la synthèse de Fischer-Tropsch, la synthèse du mé- thanol et la synthèse dite "Oxo", qui se font en général à des pressions supérieures à 200 livres par pouce carré (14,06 kg/cm2). L'invention trouve aussi une application précieuse dans la purification de l'hydrogène pour la synthè- se de l'ammoniac. Une autre application particulièrement avantageuse de l'invention est l'extraction de l'anhydride carbonique du gaz de recyclage dans le procédé Fischer-Tropsch.
Ce gaz se trouve à une pression élevée, or- dinairement de l'ordre de 400 livres par pouce carré (28,12 kg/cm) et est saturé par de la vapeur d'eau et peut par conséquent être traité suivant l'invention à prix réduit.Dans une application de ce genre, l'utilisation d'une phase d'absorption effectuée à température élevée constitue un avanta- ge particulier, puisqu'autrement le gaz de synthèse devrait être refroidi pratiquement à la température atmosphérique, préalablement au lavage, puis être réchauffé à la température de synthèse.
Bien que le procédé puisse être employé pour l'extraction de CO2 et/ou de H2S de mélanges gazeux contenant ces gaz en concentrations appré- ciables quelconques, il est particulièrement avantageux lorsqu'il est appli- qué au traitement de mélanges gazeux contenant des concentrations relative- ment élevées de 002' (par exemple un gaz contenant 10 à 35% de CO2) pour ob-
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tenir un gaz purifié dont la teneur en CO2 est réduite à des valeurs telles que 0,2 à 2%, ou pour extraire simultanément des quantités relativement é- levées de CO2 avec des quantités relativement faibles de ILS hors d'un mélange gazeux tel qu'il peut résulter par exemple de là gazéification du charbon ou d'une huile contenant du soufre.
Par exemple, un courant gazeux contenant 16% de CO2 et 0,6% de H S peut être traité suivant l'invention pour réduire la concentration en 2002 à 0,2% et réduire en même ternes la concentration en ILS à moins de 5 grains par 100 pieds cubiques (il,4 mg/100 1.). Bien que 1* invention concerne en premier lieu l'extraction de 00 et/ou de H2S, on notera que d'autres composants non désirés dans un mélange gazeux peuvent également être absorbés par la solution de lavage et également ex- traits. Par exemple, l'oxysulfure de carbone (COS) peut être absorbé dans une certaine mesure dans une solution de carbonate de potassium et ainsi éliminé en même temps que le CO2 et/ou le H2S.
Pour éviter la corrosion dans l'installation, n'importe quel agent inhibiteur approprié peut être utilisé. On a constaté que l'usage de bichro- mate de potassium en concentrations de 0,2 à 0,3% en poids de la solution de carbonate de potassium, empêche d'une manière très satisfaisante la cor- rosion quand on veut séparer par lavage le CO2 et/ou le H2S à l'aide de so- lutions de K2C03.
Le bichromate est probablement réduit par le H2S, mais si l'on fait circu- ler la solution de carbonate un ou deux jours dans l'installation avant d'admettre le gaz contenant le H2S, une mince couche protectrice se dépose sur les surfaces en fer, qui n'est pas dans la plupart des cas attaquée par le H2S. L'opération à des températures de régénération plus basses ( telles que 200 F au lieu de 230 F (93 C-au lieu de 110 C) et l'utilisation de solutions moins concentrées (telles qu'une solution à 30% de K2C03 au lieu d'une solution à 40%) tendent à réduire la tendace à la corrosion et à réduire la nécessité d'inhibiteurs, même lorsqu'on utilise de l'acier au carbone pour la plus grande partie de l'équipement.
Dans la description faite ci-dessus, l'utilisation de la vapeur a été spécifiée pour la fourniture de la chaleur nécessaire à la régénération de la solution. Il est à noter cependant que la chaleur pour la régénération peut provenir de n'importe quelle source désirée ou de combinaison de sour- ces désirée, par exemple par un courant de gaz résiduels chauds introduit dans un serpentin fermé dans le régénérateur.
Ainsi, par exemple, il peut s'avérer désirable de faire passer le gaz d'alimentation brut, pendant qu' il est chaud et saturé de vapeur d'eau, d'abord par un serpentin fermé au fond du régénérateur et ensuite à l'absorbeur, fournissant ainsi une partie ou la totalité de la chaleur nécessaire pour la régénération. Lorsquon u- tilise de la vapeur, cette vapeur peut être à une pression élevée ou rela- tivement faible suivant les possibilités d'obtention de coût et de commodi- té de chaque type. Lorsqu'on utilise des pressions de régénération subatmos- phériques correspondant par @remple à une température d'ébullition de la solution de 200 ? (93 C), il devient possible mène d'utiliser de la vapeur à la pression atmosphérique.
Bien qu'un turbins actionnée à la vapeur ait été représentée sur les figures 1A et 5, d'autres moyens d'actionner la pompe à vide peuvent être utilisés tels qu'un moteur électrique
Les économies d'énergie possibles par l'application du procédé de la présente invention en comparaison des procédés connus, par exemple un procédé de lavage à l'éthanolamine dans lequel l'absorption a lieu par exemple à 120 F (49 C) et l'ébullition et l'extraction à la vapeur a lieu par exemple à 220 à 280 F (104 C à 138 C) sont très considérables. Dans de nombreux cas, particulièrement lorsqu'il s'agit d'éliminer du CO2 et/ou du
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H2S en concentration élevée, on peut, par application de l'invention, économiser 50 à 75% de la quantité totale de chaleur nécessaire dans les pro- cédés connus.
Les besoins en chaleur plus fabibles du procédé de l'invention se retrouvent également dans des économies de capital par la réduction des dimensions de l'installation de la chaudière nécessaire pour produire la chaleur requise (d'habitude sous la forme de vapeur). Egalement, puisqu'on utilise peu ou pas d'eau de refroidissement dans le procédé, on élimine les frais d'eau de réfrigération, ou on les réduit d'une manière substantielle.
De même, comme on l'a indiqué ci-dessus, puisque la plus grande partie ou la totalité de l'installation habituelle d'échange de chaleur de l'inter- phase entre la solution chaude et la solution froide est éliminée, on réa- lise des économies importantes de l'ordre de 50% du coût total de l'instal- lation de purification de ce gaz.
REVENDICATIONS.
1. Procédé d'extraction d'anhydride carbonique et d'hydrogène sul- furé d'un mélange de gaz contenant l'un ou l'autre de ces gaz, ou les deux, procédé comportant l'utilisation d'une solution de lavage qui est continuel- lement recyclée entre une zone d'absorption et une zone de régénération, caractérisé en ce qu'on introduit le mélange de gaz dans une zone d'absorp- tion maintenue à une pression supérieure à la pression atmosphérique, on met en contact ce mélange avec un agent de lavage comprenant une solution aqueuse d'un réactif alcalin susceptible d'absorber ces gaz, on conduit la solution impure de cette zone d'absorption, contenant les gaz absorbés, à une zone de régénération maintenue à une pression sensiblement réduite par comparaison à la pression qui règne dans cette zone d'absorption,
ce qui permet à une fraction des gaz absorbés de se dégager par détente, comme résultat de la réduction de la pression et on soumet ensuite cette solution à l'ébullition et à l'extraction par la vapeur sous une pression allant d'une pression quelque peu inférieure à une pression quelque peu supérieure à la pression atmosphérique, en vue d'éliminer d'autres quantités de gaz ab- sorbé et on recycle par après la solution régénérée qui, par conséquent, quitte ces opérations d'ébullition et d'extraction à la vapeur, à une tem- pérature allant d'une température quelque peu inférieure à une température quelque peu supérieure à la température d'ébullition atmosphérique de la solution, à cette zone d'absorption sans refroidissement substantiel de lasolution.