JPS60187318A - 溶剤再生方法及び装置 - Google Patents
溶剤再生方法及び装置Info
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- JPS60187318A JPS60187318A JP59248829A JP24882984A JPS60187318A JP S60187318 A JPS60187318 A JP S60187318A JP 59248829 A JP59248829 A JP 59248829A JP 24882984 A JP24882984 A JP 24882984A JP S60187318 A JPS60187318 A JP S60187318A
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- regeneration
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- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01D—SEPARATION
- B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
- B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
- B01D53/1456—Removing acid components
- B01D53/1462—Removing mixtures of hydrogen sulfide and carbon dioxide
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- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
- Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
- Y02C20/40—Capture or disposal of greenhouse gases of CO2
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- Engineering & Computer Science (AREA)
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- Processing And Handling Of Plastics And Other Materials For Molding In General (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
〔産業上の利用分野〕
本発明は、酸ガス脣にＣＯ，及びＨ，Ｓが負荷された物
理的に作用する溶剤を再生させるに際し、吸収されたＣ
Ｏ２を分離するために、負荷された溶剤をス） Ｉ＋ツ
ピングガスでストリッピング処理又は膨張させ、次いで
吸収されたＨ２Ｓガスを分離するために該溶剤を加温処
理する溶剤再生装置、並びにそのための装置に関するも
のである。
理的に作用する溶剤を再生させるに際し、吸収されたＣ
Ｏ２を分離するために、負荷された溶剤をス） Ｉ＋ツ
ピングガスでストリッピング処理又は膨張させ、次いで
吸収されたＨ２Ｓガスを分離するために該溶剤を加温処
理する溶剤再生装置、並びにそのための装置に関するも
のである。
ｆｌｋ Ｈｚ Ｓ部分（Ｆｒａｋｔｉｏｎ ） ｆ選択
的す物理的酸７’／ス洗浄により取得する場合、Ｈ！Ｓ
及びＣ０２負荷された溶剤を、Ｉ（、Ｓ冨イヒ塔内にお
いて、不活性ガス、通常はＮ８ガスでス） ＋１ツビン
ク処理し、Ｃ０２の大部分を追出し、比較的可溶性のＨ
，Ｓを溶剤中に少量残留するようにすることは、従来か
ら知られている。Ｈ，Ｓ富イ［塔の上部では、上昇する
混合ガスからＴ（、８がＨ２Ｓ非含有溶剤によって同時
に洗浄回収される。この方法によれば、塔頂では、王に
Ｃ０２とＮ３とから成るＨ、Ｓ非含有残留ガスが取得さ
れ、Ｈ，Ｓ含有溶剤は貯留部から取出される。
的す物理的酸７’／ス洗浄により取得する場合、Ｈ！Ｓ
及びＣ０２負荷された溶剤を、Ｉ（、Ｓ冨イヒ塔内にお
いて、不活性ガス、通常はＮ８ガスでス） ＋１ツビン
ク処理し、Ｃ０２の大部分を追出し、比較的可溶性のＨ
，Ｓを溶剤中に少量残留するようにすることは、従来か
ら知られている。Ｈ，Ｓ富イ［塔の上部では、上昇する
混合ガスからＴ（、８がＨ２Ｓ非含有溶剤によって同時
に洗浄回収される。この方法によれば、塔頂では、王に
Ｃ０２とＮ３とから成るＨ、Ｓ非含有残留ガスが取得さ
れ、Ｈ，Ｓ含有溶剤は貯留部から取出される。
このＨ鵞Ｓ含有溶剤からは、Ｈ，Ｓ部分の回収ないしは
溶剤の再生のために、次の高温再生塔内において、貯留
部加熱により、ＨＩＳが除去され、Ｉ（、Ｓは高温再生
塔塔頂を経て引出される。
溶剤の再生のために、次の高温再生塔内において、貯留
部加熱により、ＨＩＳが除去され、Ｉ（、Ｓは高温再生
塔塔頂を経て引出される。
ストリッピングガスの量を増し、ヨ力多くのＣＯ２をス
トリッピングすることにより、Ｈ，８（Ｄ濃度をより高
くすることは、理論的には可能である。
トリッピングすることにより、Ｈ，８（Ｄ濃度をより高
くすることは、理論的には可能である。
然しなから実際には実現し得ない。それはスト１ノツピ
ングガスのｔを増すと、Ｈ，Ｓを洗浄回収するための塔
頂の溶剤量も自動的に増大するため、塔の下部において
よシ多くの童の溶剤を処理せねばならなくなるからであ
る。また、ストリッピングガスの量が多くなると、ＣＯ
２と共にＨ，Ｓのストリッピングされる量も増すため、
塔の内部転化が同時に増大し、その結果として、Ｈ，Ｓ
吸収のための溶解熱が浄浄回収系統内において相当に大
きくなる。
ングガスのｔを増すと、Ｈ，Ｓを洗浄回収するための塔
頂の溶剤量も自動的に増大するため、塔の下部において
よシ多くの童の溶剤を処理せねばならなくなるからであ
る。また、ストリッピングガスの量が多くなると、ＣＯ
２と共にＨ，Ｓのストリッピングされる量も増すため、
塔の内部転化が同時に増大し、その結果として、Ｈ，Ｓ
吸収のための溶解熱が浄浄回収系統内において相当に大
きくなる。
Ｉ（！Ｅｌ富化のための別な方法として、高温再生塔の
塔頂からＨ！Ｓ溜分部分部分を富化塔に返送し、このＨ
，８溜分からＨ，Ｓを洗浄回収することも知られている
。然しこの場合、Ｈ，Ｓをよシ富化するためには、塔頂
生成物の大部分をＨ，Ｓ吸収のための高温再生塔に返送
せねばならないため、Ｈ，Ｓ富化塔においての、また洗
浄蒸気−凝縮のための冷却熱損失、並びに、返送流の洗
浄蒸気飽和及びＣＯ３とＨ，Ｓの多重追出しによるため
高温再生塔の熱需要が相当に増大する。
塔頂からＨ！Ｓ溜分部分部分を富化塔に返送し、このＨ
，８溜分からＨ，Ｓを洗浄回収することも知られている
。然しこの場合、Ｈ，Ｓをよシ富化するためには、塔頂
生成物の大部分をＨ，Ｓ吸収のための高温再生塔に返送
せねばならないため、Ｈ，Ｓ富化塔においての、また洗
浄蒸気−凝縮のための冷却熱損失、並びに、返送流の洗
浄蒸気飽和及びＣＯ３とＨ，Ｓの多重追出しによるため
高温再生塔の熱需要が相当に増大する。
ストリッピングガスとして使用される窒素前が例えばＣ
含有装入物質の部分酸化用０２を取得するための空気分
解装置の設計によって多くの場合制限されるため、前述
の如（ｆ（２Ｓ溜分の一部分童の返送によって、Ｈ！Ｓ
溜分部分、 Ｓについて更に濃縮することが、従来は必
要とされていた。
含有装入物質の部分酸化用０２を取得するための空気分
解装置の設計によって多くの場合制限されるため、前述
の如（ｆ（２Ｓ溜分の一部分童の返送によって、Ｈ！Ｓ
溜分部分、 Ｓについて更に濃縮することが、従来は必
要とされていた。
ス） ＋１ツビンダガスを用いずにＨ２Ｓを濃縮するこ
とも知られている。従来のこの場合、負荷された溶剤を
真空により膨張させ、この際に脱ガスによｐ除かれたＣ
Ｏ雪溜部分、後に続く洗浄塔の圧力まで圧縮し、そこで
処理する。
とも知られている。従来のこの場合、負荷された溶剤を
真空により膨張させ、この際に脱ガスによｐ除かれたＣ
Ｏ雪溜部分、後に続く洗浄塔の圧力まで圧縮し、そこで
処理する。
この方法の場合、膨張容器内の圧力は、Ｈ，Ｓ部分の所
要Ｈ，Ｓ ９度に依存する。特に粗ガス中のＨ，Ｓ含有
量が低かったり、Ｈａｓ溜分部分雪Ｓ濃度を高くするこ
とが望まれる場合には、Ｃｏ、溜升を除去するために、
大量のエネルギー消費が必要忙なる。
要Ｈ，Ｓ ９度に依存する。特に粗ガス中のＨ，Ｓ含有
量が低かったり、Ｈａｓ溜分部分雪Ｓ濃度を高くするこ
とが望まれる場合には、Ｃｏ、溜升を除去するために、
大量のエネルギー消費が必要忙なる。
従って、本発明の課題は、エネルギーの消費業を低くＬ
ＨｉＳ溜分中部分！Ｓ濃度を高めるためのＣＯ，及びＨ
，Ｓ を負荷した溶剤の再生に当っての再生方法及び装
置を改良することにある。
ＨｉＳ溜分中部分！Ｓ濃度を高めるためのＣＯ，及びＨ
，Ｓ を負荷した溶剤の再生に当っての再生方法及び装
置を改良することにある。
この課題は、本発明によればＣＯ２の分離を２つの異な
った温度レベルで行なうことにより解決される。
った温度レベルで行なうことにより解決される。
エネルギー消費を少くしつつ、Ｈ，Ｓ溜升中のＨ，Ｓ濃
度を高くする試みにおいて、ＣＯ，の追出シを２つの異
なった温度レベルで行なうことにょシ、前述した従来の
方法に比べて一層経済的に馬Ｓの濃度を高め得ることを
見出し発明された。
度を高くする試みにおいて、ＣＯ，の追出シを２つの異
なった温度レベルで行なうことにょシ、前述した従来の
方法に比べて一層経済的に馬Ｓの濃度を高め得ることを
見出し発明された。
本発明の要旨は、酸ガス特にＣＯ茸及びＨ，Ｓが負荷さ
れた物理的に作用する溶剤を再生させるに際し１、吸収
されたＣＯ黛を分離するために、Ｃ０２及びＨｚ Ｓが
負荷された溶剤をストリッピングガスでストリッピング
処理又は膨張させ、次いで吸収されたＨ、 ８を分離す
るために該溶剤を加温処理する溶剤の再生方法において
、再生時のエネルギー消費を減少させるために、Ｃｏ１
の分離を２つの異なった温度レベルで行なう溶剤再生方
法であル、またそのため装置としてＨｚ Ｓ 富（ど、
塔と、該Ｈ，Ｓ富化基の底部が連結用導管部の先端部に
おいて連結する高温再生塔と、該連結用４ｖに配設した
少くとも１個の熱交換器とから成り、該熱交換器は配管
を介して前記高温再生塔の貯留部に導通していることを
特徴とする溶剤の再生装置である。
れた物理的に作用する溶剤を再生させるに際し１、吸収
されたＣＯ黛を分離するために、Ｃ０２及びＨｚ Ｓが
負荷された溶剤をストリッピングガスでストリッピング
処理又は膨張させ、次いで吸収されたＨ、 ８を分離す
るために該溶剤を加温処理する溶剤の再生方法において
、再生時のエネルギー消費を減少させるために、Ｃｏ１
の分離を２つの異なった温度レベルで行なう溶剤再生方
法であル、またそのため装置としてＨｚ Ｓ 富（ど、
塔と、該Ｈ，Ｓ富化基の底部が連結用導管部の先端部に
おいて連結する高温再生塔と、該連結用４ｖに配設した
少くとも１個の熱交換器とから成り、該熱交換器は配管
を介して前記高温再生塔の貯留部に導通していることを
特徴とする溶剤の再生装置である。
本発明の再生方法の有利な実施態様によれば、ストリッ
ピングによう部分的にＣＯ２が除去された溶剤は、加温
され、Ｃ０２の大部分を分離するために、高温で、スト
リッピングガスによって処理すれる。この場合、部分的
にスト＋７ツピングされたＨ、Ｓ富化基からの低温の溶
剤を、再生溶剤との熱交換によって加温し、次いで高温
でストリッピングガスによりストリッピングすることが
望ましい。
ピングによう部分的にＣＯ２が除去された溶剤は、加温
され、Ｃ０２の大部分を分離するために、高温で、スト
リッピングガスによって処理すれる。この場合、部分的
にスト＋７ツピングされたＨ、Ｓ富化基からの低温の溶
剤を、再生溶剤との熱交換によって加温し、次いで高温
でストリッピングガスによりストリッピングすることが
望ましい。
溶存ガスを液からストリッピングして増出すために、必
要な不活性ガスは、一定の圧力の下では、そのガスの溶
解度にのみ依存し、この溶解度は、温度の上昇と共に減
少する。従って、温度が上昇すると、少い量のストリッ
ピングガスで溶ｉｃｏ。
要な不活性ガスは、一定の圧力の下では、そのガスの溶
解度にのみ依存し、この溶解度は、温度の上昇と共に減
少する。従って、温度が上昇すると、少い量のストリッ
ピングガスで溶ｉｃｏ。
を追出すことができる。即ち酸ガス中の所定の■！ＳＩ
Ｉ！１度を得るために必要なストリッピングガスの量は
、低温時のストリッピングの場合に比べて少くなる。高
温ストリッピング域を出るガス１５１Ｅ中には、溶解度
に対応してＣｏ１のほかにＨｍ Ｓも含まれているので
、後置されたＨ、 Ｓ富化塔内においてこれを２次洗浄
しなければならない。
Ｉ！１度を得るために必要なストリッピングガスの量は
、低温時のストリッピングの場合に比べて少くなる。高
温ストリッピング域を出るガス１５１Ｅ中には、溶解度
に対応してＣｏ１のほかにＨｍ Ｓも含まれているので
、後置されたＨ、 Ｓ富化塔内においてこれを２次洗浄
しなければならない。
そのため、第１の冷めたい（低温の） Ｈ，Ｓ富化基の
下部において、ＣＯ，の主要流をひと先ず追出し、次に
この塔の上部において、同時に追出されたＨ、 Ｓ非含
有溶剤で洗浄回収するように、工程を実施することが望
ましい。そのためには、この塔の下部にストリッピング
ガスの一部を供給する。
下部において、ＣＯ，の主要流をひと先ず追出し、次に
この塔の上部において、同時に追出されたＨ、 Ｓ非含
有溶剤で洗浄回収するように、工程を実施することが望
ましい。そのためには、この塔の下部にストリッピング
ガスの一部を供給する。
低温でストリッピングされた溶剤を加温した後、好まし
くは６０°〜８０℃、特に５０〜７０℃だけ高い中間温
度で、少量のストリッピングガス、特に使用されるスト
リッピングガスの残量（全ストリッピングガス量の５０
％以下、特に１０〜３０チの量）を用いて、更に残存の
Ｃ０２ｆ追出す。塔頂生成物は、低温スト＋７ツピング
塔の中央部に導かれ、そこで粗精製用ストリッピングガ
スと１−て使用される。
くは６０°〜８０℃、特に５０〜７０℃だけ高い中間温
度で、少量のストリッピングガス、特に使用されるスト
リッピングガスの残量（全ストリッピングガス量の５０
％以下、特に１０〜３０チの量）を用いて、更に残存の
Ｃ０２ｆ追出す。塔頂生成物は、低温スト＋７ツピング
塔の中央部に導かれ、そこで粗精製用ストリッピングガ
スと１−て使用される。
ストリッピング塔を比較的低温の粗ストリッピングゾー
ンと、比較的高温の仕上はストリッピングゾーンとに区
画することは、次のように有利な作用がある。負荷され
た溶剤からＣＯ２を脱ガスにより除去するには、成る所
定の熱量が必要であｐｌこの熱は、溶剤から取出され、
溶剤を冷却させる。
ンと、比較的高温の仕上はストリッピングゾーンとに区
画することは、次のように有利な作用がある。負荷され
た溶剤からＣＯ２を脱ガスにより除去するには、成る所
定の熱量が必要であｐｌこの熱は、溶剤から取出され、
溶剤を冷却させる。
低温の粗ストリッピングゾーンにおいて、この冷却は前
段の洗浄塔で用いた温度で行なわれるため、外部冷却熱
が節減される。それに反し、高温ストリッピングゾーン
においては、比較的高い温度レベルにある溶剤の冷却を
外部冷却熱の低減のために使用することはもはやできな
い。
段の洗浄塔で用いた温度で行なわれるため、外部冷却熱
が節減される。それに反し、高温ストリッピングゾーン
においては、比較的高い温度レベルにある溶剤の冷却を
外部冷却熱の低減のために使用することはもはやできな
い。
本発明による再生方法の別の実施態様によれり、膨張に
よりＣＯｌが部分的に除去された溶剤は、更に膨張され
、加温され、分離器に導かれ、そこで生成したＣＯ２含
有気体状溜分溜升場合によっては、圧縮後に冷却器によ
り冷却され、再び第１圧力段に導かれ、生成した液状溜
升け、Ｈ，Ｓ分離に導かれる。この実施態様によれば、
部分加温後に分離器を使用する場合、膨張によるＣ０２
分離においてもエネルギー需要ｆｔｆ少くできる。この
場合、最初の膨張のための富化塔の圧力以下に圧力を下
げ、吸引ガスを圧縮す冬ことが、より経済的な場合があ
り得る。ストリッピングガスを用いる実施態様の場合と
同様に、この場合にも、好ましくは、再生溶剤との熱交
換によって温度を好ましくは６０゜〜８０℃、特に５０
〜７０℃高くして工程を実施する。
よりＣＯｌが部分的に除去された溶剤は、更に膨張され
、加温され、分離器に導かれ、そこで生成したＣＯ２含
有気体状溜分溜升場合によっては、圧縮後に冷却器によ
り冷却され、再び第１圧力段に導かれ、生成した液状溜
升け、Ｈ，Ｓ分離に導かれる。この実施態様によれば、
部分加温後に分離器を使用する場合、膨張によるＣ０２
分離においてもエネルギー需要ｆｔｆ少くできる。この
場合、最初の膨張のための富化塔の圧力以下に圧力を下
げ、吸引ガスを圧縮す冬ことが、より経済的な場合があ
り得る。ストリッピングガスを用いる実施態様の場合と
同様に、この場合にも、好ましくは、再生溶剤との熱交
換によって温度を好ましくは６０゜〜８０℃、特に５０
〜７０℃高くして工程を実施する。
加温分離器を用いる本発明方法によると、真空装置とＨ
，Ｓ＠縮装置との結合を省くことができる〇冷めたい膨
張容器内においての減圧は、純粋に経済的な配慮に従っ
て、即ち負荷された液の脱ガスによる冷却熱利得と脱ガ
スされたフラッシュ蒸発ガスの濃縮及び２次洗浄の作動
温度への冷却のためのエネルギー需要との比較に基づい
て行ない得る。
，Ｓ＠縮装置との結合を省くことができる〇冷めたい膨
張容器内においての減圧は、純粋に経済的な配慮に従っ
て、即ち負荷された液の脱ガスによる冷却熱利得と脱ガ
スされたフラッシュ蒸発ガスの濃縮及び２次洗浄の作動
温度への冷却のためのエネルギー需要との比較に基づい
て行ない得る。
また本発明けＨ，Ｓ富化塔と、該Ｈ，Ｓ富化塔の底部が
連結用導管部の先端部において連結する高温再生塔と、
骸連結用導管に配設した少くとも１個の熱交換器とから
成り、該熱交換器は配管を介して前記高温再生塔の貯留
部に導通していることを特徴とする溶剤の再生装置も提
供する。また前記連結導管中には、ストリッピング塔を
、又は別の方法として、少くとも１つの分離器を配設し
、該ストリッピング塔又は分離器けＨ２Ｓ富化塔に塔底
部を介し接続し、高温再生塔に塔頂並びに該塔を貯留部
を介し接続する。
連結用導管部の先端部において連結する高温再生塔と、
骸連結用導管に配設した少くとも１個の熱交換器とから
成り、該熱交換器は配管を介して前記高温再生塔の貯留
部に導通していることを特徴とする溶剤の再生装置も提
供する。また前記連結導管中には、ストリッピング塔を
、又は別の方法として、少くとも１つの分離器を配設し
、該ストリッピング塔又は分離器けＨ２Ｓ富化塔に塔底
部を介し接続し、高温再生塔に塔頂並びに該塔を貯留部
を介し接続する。
本発明の再生方法において、溶剤には、物理的に作用す
る全ての吸収液、特にＣＯ２よりもＨ，Ｓに対して選択
性を示す吸収液が用いられる。これらの溶剤としては特
にアルコール例えばメタノール、ケトン、Ｎ−メチルピ
ロリドン、ジメチルホルムアミド、ポリエチレングリコ
ールエーテル又は芳香族化合物が挙げられる。
る全ての吸収液、特にＣＯ２よりもＨ，Ｓに対して選択
性を示す吸収液が用いられる。これらの溶剤としては特
にアルコール例えばメタノール、ケトン、Ｎ−メチルピ
ロリドン、ジメチルホルムアミド、ポリエチレングリコ
ールエーテル又は芳香族化合物が挙げられる。
次に本発明の再生方法を添付図面に基づいて詳細に説明
する。
する。
第１図において、Ｈ，Ｓ富化塔６には、ＣＯ，の負荷さ
れたメタノールが、図示されない前段の洗浄工程から配
管１により６０’／、の割合で、またＨＩＳの負荷され
たメタノールが配管２により４〇／ｈの割合でそれぞれ
供給される。Ｈ，Ｓ富化塔６の作動圧力は約２．５￥／
、４ （２，４バール）である。Ｈ，Ｓ富化塔６の下部
からは、温度６０℃のストリッピングガス例えば馬ガス
を配管４ｆ経て２００ＯＮ、、／／ｈの割合で供給され
る。塔内を上昇するストリッピングガスは、メタノール
中に吸収されているＣ０２を追出し、主に、ＣＯ，とＮ
！とから成る残留ガスが塔頂から配管５を経て排出され
る。
れたメタノールが、図示されない前段の洗浄工程から配
管１により６０’／、の割合で、またＨＩＳの負荷され
たメタノールが配管２により４〇／ｈの割合でそれぞれ
供給される。Ｈ，Ｓ富化塔６の作動圧力は約２．５￥／
、４ （２，４バール）である。Ｈ，Ｓ富化塔６の下部
からは、温度６０℃のストリッピングガス例えば馬ガス
を配管４ｆ経て２００ＯＮ、、／／ｈの割合で供給され
る。塔内を上昇するストリッピングガスは、メタノール
中に吸収されているＣ０２を追出し、主に、ＣＯ，とＮ
！とから成る残留ガスが塔頂から配管５を経て排出され
る。
メタノールに対する溶解度の高いＨＭＳの一部もストリ
ッピングガスによって追出されるので、これを防止する
ために、ＨＩＳは、Ｈ，Ｓ富化塔６の上部に供給される
ＣＯ！含有メタノールによって洗浄回収される。
ッピングガスによって追出されるので、これを防止する
ために、ＨＩＳは、Ｈ，Ｓ富化塔６の上部に供給される
ＣＯ！含有メタノールによって洗浄回収される。
供給された全メタノールはポンプ５９ｆＣより配管６を
経て一５５℃の温度で増出され、−３０℃に熱交換器２
７にて加温された後、Ｈ！Ｓ富化塔３に再び供給される
。この操作によって、更にメタノール中に残存するＣＯ
２の一部はこの加温によってメタノールから追出される
。
経て一５５℃の温度で増出され、−３０℃に熱交換器２
７にて加温された後、Ｈ！Ｓ富化塔３に再び供給される
。この操作によって、更にメタノール中に残存するＣＯ
２の一部はこの加温によってメタノールから追出される
。
部分的にＣＯ茸が除かれたＨａ Ｓ富什塔３の貯留部４
６のメタノールは、−６７℃の温度で、配管７を経てポ
ンプ６９によシ引出され、熱交換器８内において再生メ
タノールによって６４℃に、即ちＨ，Ｓ富化塔供給液−
６０℃に対し６４℃だけ加温され、第２０Ｈ，Ｓ富化塔
９（高温のストリッピング塔）の上部に導かれる。第２
Ｈｚ Ｓ富化塔９は約２．８ｇ ／ｃＩ！ｉ（２，７バール）の圧力で作動している。こ
の第２Ｈ，Ｓ富化塔９の下部には温度６０℃のストリッ
ピングガスが４００ Ｎｆｔ／／ ｈ の割合で配管１
０を経て供給される。供給されたス） Ｉ＋ツビンダガ
スは、メタノール中になお含有するＣＯ雪及び多少のＨ
，Ｓを追出し、配管１１を経て、第２Ｈ，Ｓ富化塔９の
塔頂から、温度３４℃のＣｏ、、Ｎ、及び２５ Ｎｙｒ
？／ｈの−８を伴なった残留ガスが、９００”／ｈの割
合で取出される。この残留ガスは、［（ｔＳの洗浄回収
のためにＨ，Ｓ富化基３の下部に導かれる。また残留ガ
スを破線にて示す如く、ストリツビンダ効率を上けるた
め熱交換８を介して加温し、Ｈ，Ｓ富化基３の下部に導
入してもよい。
６のメタノールは、−６７℃の温度で、配管７を経てポ
ンプ６９によシ引出され、熱交換器８内において再生メ
タノールによって６４℃に、即ちＨ，Ｓ富化塔供給液−
６０℃に対し６４℃だけ加温され、第２０Ｈ，Ｓ富化塔
９（高温のストリッピング塔）の上部に導かれる。第２
Ｈｚ Ｓ富化塔９は約２．８ｇ ／ｃＩ！ｉ（２，７バール）の圧力で作動している。こ
の第２Ｈ，Ｓ富化塔９の下部には温度６０℃のストリッ
ピングガスが４００ Ｎｆｔ／／ ｈ の割合で配管１
０を経て供給される。供給されたス） Ｉ＋ツビンダガ
スは、メタノール中になお含有するＣＯ雪及び多少のＨ
，Ｓを追出し、配管１１を経て、第２Ｈ，Ｓ富化塔９の
塔頂から、温度３４℃のＣｏ、、Ｎ、及び２５ Ｎｙｒ
？／ｈの−８を伴なった残留ガスが、９００”／ｈの割
合で取出される。この残留ガスは、［（ｔＳの洗浄回収
のためにＨ，Ｓ富化基３の下部に導かれる。また残留ガ
スを破線にて示す如く、ストリツビンダ効率を上けるた
め熱交換８を介して加温し、Ｈ，Ｓ富化基３の下部に導
入してもよい。
配管１２からは、ＣＯ２の大部分除去された６２℃の即
ちＨ２Ｓ富化塔の基底部排出メタノール−６７℃に対し
６９℃カロ温された貯留部４６のメタノールがポンプ６
９により引出され、このメタノールは熱交換器１６によ
り１０２℃の高温、再生メタノールとの熱交換により８
７℃に加温され、高温再生塔１４の上部に導かれる。高
温再生塔１４は、約３．１ｋｇ／ｉ（３バール）の圧力
で作動し、塔下部の貯留部４６の溶剤は蒸気によって加
熱される力１熱器１５によって加熱される。メタノール
中に吸収されたＨ、Ｓは、この貯留部４６の液の加熱に
よって追出され、配置管１６を経て高温再生塔１４の塔
頂から引出される。外部からの２００００＆ｌＩ／１の
冷却熱にて、冷却器１７にて冷却きれ、この結果凝縮し
た凝縮メタノールは分離器１８にて分離された後、内ｅ
管１９ｒ経て高温再生塔１４に戻され、ＨｚＳ２８モＡ
、％含有のＩ（２Ｓ溜升２７５Ｎｎ／／ｈが配管２０を
経て一６５℃の温度で回収される。
ちＨ２Ｓ富化塔の基底部排出メタノール−６７℃に対し
６９℃カロ温された貯留部４６のメタノールがポンプ６
９により引出され、このメタノールは熱交換器１６によ
り１０２℃の高温、再生メタノールとの熱交換により８
７℃に加温され、高温再生塔１４の上部に導かれる。高
温再生塔１４は、約３．１ｋｇ／ｉ（３バール）の圧力
で作動し、塔下部の貯留部４６の溶剤は蒸気によって加
熱される力１熱器１５によって加熱される。メタノール
中に吸収されたＨ、Ｓは、この貯留部４６の液の加熱に
よって追出され、配置管１６を経て高温再生塔１４の塔
頂から引出される。外部からの２００００＆ｌＩ／１の
冷却熱にて、冷却器１７にて冷却きれ、この結果凝縮し
た凝縮メタノールは分離器１８にて分離された後、内ｅ
管１９ｒ経て高温再生塔１４に戻され、ＨｚＳ２８モＡ
、％含有のＩ（２Ｓ溜升２７５Ｎｎ／／ｈが配管２０を
経て一６５℃の温度で回収される。
高温再生塔１４の貯留部４６からは１０２℃の再生メタ
ノールの一部は前述の如く加熱器１５により加熱され貯
留部４６に戻され残部は配管２１を経てポンプ６？にて
引出され、熱交換器１６及び８で冷却された後、洗浄工
程に繰返される。
ノールの一部は前述の如く加熱器１５により加熱され貯
留部４６に戻され残部は配管２１を経てポンプ６？にて
引出され、熱交換器１６及び８で冷却された後、洗浄工
程に繰返される。
この実施例による再生方法によれば、第２ＦｂＳ負荷塔
の（高温ストリッピング塔）を用いないことを除いて同
じ条件と１−た従来の再生方法に比べて、７００００−
／ｈの外部的な冷却熱が節減できる。この節減は、特に
、高温の再生塔１４の塔珈生成物を冷却器１７において
冷却するために必要な外部的な冷却熱のエネルギー消費
の減少によってもたらされる。
の（高温ストリッピング塔）を用いないことを除いて同
じ条件と１−た従来の再生方法に比べて、７００００−
／ｈの外部的な冷却熱が節減できる。この節減は、特に
、高温の再生塔１４の塔珈生成物を冷却器１７において
冷却するために必要な外部的な冷却熱のエネルギー消費
の減少によってもたらされる。
第２図によれば、図示しない前段の洗浄工程かぜ
ら配管２２を経て、ＣＯ２負荷された溶剤６０／ｈが、
また配管２６を経てＨ２Ｓ負荷された溶剤４０′／ｈが
、Ｈ，８富（ｔ’塔２４内にて膨張される。
また配管２６を経てＨ２Ｓ負荷された溶剤４０′／ｈが
、Ｈ，８富（ｔ’塔２４内にて膨張される。
Ｈａｓ富化富化塔内４内力は約２．１〜（２□トバール
）である。圧力降下により、溶解度の低いｃｏ２Ｆｉ溶
剤から追出され、配管２５を経てＨ，Ｓ富化基２４の塔
頂から引出される。Ｈ，Ｓも一緒に追出されることを防
止するために、Ｈ，８富イヒ塔２４の上部に導かれたＣ
０２負荷された溶剤でＨ鵞Ｓを洗浄回収する。
）である。圧力降下により、溶解度の低いｃｏ２Ｆｉ溶
剤から追出され、配管２５を経てＨ，Ｓ富化基２４の塔
頂から引出される。Ｈ，Ｓも一緒に追出されることを防
止するために、Ｈ，８富イヒ塔２４の上部に導かれたＣ
０２負荷された溶剤でＨ鵞Ｓを洗浄回収する。
Ｈ２Ｓ富化塔２４の中央部からポンプを介して配管２６
を経て、−５５℃の温度で供給全溶剤がポンプ６９によ
ｐ引出され、熱交換器２７内において一２９℃に加温さ
れた後再びＨ，Ｓ富化基２４に供給される。この加温に
よって更に溶剤中に残存するＣｏ、の一部が溶剤から追
出される。
を経て、−５５℃の温度で供給全溶剤がポンプ６９によ
ｐ引出され、熱交換器２７内において一２９℃に加温さ
れた後再びＨ，Ｓ富化基２４に供給される。この加温に
よって更に溶剤中に残存するＣｏ、の一部が溶剤から追
出される。
配管２８からは、部分的にＣＯ，が除去された貯留部４
３からの溶剤が一２９℃の温度で引出され、約０．４
ｋｇ／（０，４バール）の圧力に減ミ弁２９にて減圧さ
れ、分離器６０に導かれる。この膨張による脱ガス作用
のため、更に含有するＣＯ２が除去され、このＣＯ−は
気体状溜升として、配管３１を経て分離器６０から引出
され、２段式の圧縮機３２ａ、 ３２ｂにより約１．２
ｋＶ、、１ （１，２バール）、約２．１ ｋｇ／
、１ （２，１バール）の圧力にそれぞれ圧縮され、外
部的冷却熱にて冷却器３３にて冷却された後、Ｈａｓを
洗浄量１収するためにＨ２Ｓ富化塔２４に配管６４を経
て供給される。この気体状溜升（２４７５Ｎイ／ｈ ）
にはＨａｓ ７４ ”／ｈが含有されている。
３からの溶剤が一２９℃の温度で引出され、約０．４
ｋｇ／（０，４バール）の圧力に減ミ弁２９にて減圧さ
れ、分離器６０に導かれる。この膨張による脱ガス作用
のため、更に含有するＣＯ２が除去され、このＣＯ−は
気体状溜升として、配管３１を経て分離器６０から引出
され、２段式の圧縮機３２ａ、 ３２ｂにより約１．２
ｋＶ、、１ （１，２バール）、約２．１ ｋｇ／
、１ （２，１バール）の圧力にそれぞれ圧縮され、外
部的冷却熱にて冷却器３３にて冷却された後、Ｈａｓを
洗浄量１収するためにＨ２Ｓ富化塔２４に配管６４を経
て供給される。この気体状溜升（２４７５Ｎイ／ｈ ）
にはＨａｓ ７４ ”／ｈが含有されている。
ＣＯｓ及びＨ，Ｓをなお含有する分離器６０からのメタ
ノールは、−６９℃の温度で、ｆ？管５５に経てポンプ
５９Ｖｃよシ引出され、再生溶剤にて熱交換器６６によ
り６２℃に即ちＨ，Ｓ富イヒ塔底部出ロー２９℃に比し
て６１℃だけ加温され、別の分離器６７に導かれる。分
離器６７内の圧力は約１．２ｋＶ、、［１，２バール）
である。この加温によって更に含有されるＣＯ，が追出
され、このＣＯ２は、気体状溜升（４９ＯＮ”／ｈ、そ
のうちＨ，８は３１Ｎ”／ｈ）として、１管５Ｂｋ経て
分離器６７から引出され、圧縮機３２ｂにて約２−１
ｋｇ／、１１ （２，１バール）まで圧縮され、冷却器
６６により冷却された後、Ｈ２Ｓ富化塔２４に繰返され
る。
ノールは、−６９℃の温度で、ｆ？管５５に経てポンプ
５９Ｖｃよシ引出され、再生溶剤にて熱交換器６６によ
り６２℃に即ちＨ，Ｓ富イヒ塔底部出ロー２９℃に比し
て６１℃だけ加温され、別の分離器６７に導かれる。分
離器６７内の圧力は約１．２ｋＶ、、［１，２バール）
である。この加温によって更に含有されるＣＯ，が追出
され、このＣＯ２は、気体状溜升（４９ＯＮ”／ｈ、そ
のうちＨ，８は３１Ｎ”／ｈ）として、１管５Ｂｋ経て
分離器６７から引出され、圧縮機３２ｂにて約２−１
ｋｇ／、１１ （２，１バール）まで圧縮され、冷却器
６６により冷却された後、Ｈ２Ｓ富化塔２４に繰返され
る。
殆Ｘ７どＣＯ２が除かれた溶剤メタノールは、配管４０
を静て分離器６７から引出され、後続する高温再生塔１
４にポンプ４２で圧送され、その間に熱交換器４１内に
おいて、再生溶剤にて８７℃に加温され、高温再生塔１
４の上部に供給される。
を静て分離器６７から引出され、後続する高温再生塔１
４にポンプ４２で圧送され、その間に熱交換器４１内に
おいて、再生溶剤にて８７℃に加温され、高温再生塔１
４の上部に供給される。
高温再生塔１４は、第１図において前述したように作動
し、Ｈ２Ｓ溜分とＨ，Ｓ及びＣＯ雪 を含有しない再生
溶剤を回収する。
し、Ｈ２Ｓ溜分とＨ，Ｓ及びＣＯ雪 を含有しない再生
溶剤を回収する。
本発明の溶剤再生方法及び装置によれは、ＣＯ２及びＨ
２Ｓが負荷された溶剤からＣＯ２及びＨ，８を効率良く
分離し、再生、溶剤の必要エネルギ消費量を従来より格
段と低減し、再生回収し得るものである。
２Ｓが負荷された溶剤からＣＯ２及びＨ，８を効率良く
分離し、再生、溶剤の必要エネルギ消費量を従来より格
段と低減し、再生回収し得るものである。
第１図はストリッピングガスを用いた本発明の実施例に
よる再生装置を示す工程図、第２図はストリッピングガ
スを用いない本発明の実施例による再生装置を示す工程
図である。 符号の説明 ３、 ９． ２４ ・・・ Ｈ，Ｓ 富イヒ塔。 ８．
１３． ２７． ３６゜４１・・・熱交換器０１４・
・・冒温再生塔。 １５・・・加熱器。 １７．３３・
・・冷却器。１８．３０．３７・・・分離器、３２ａ、
３２ｂ、２段式圧縮機。３９．４２−ｉ＜ンプ、４６
・・・貯留部〇 図面中間じ符号は同一または同じ機能を示す。 代沖人 弁理士 木 村 三 朗
よる再生装置を示す工程図、第２図はストリッピングガ
スを用いない本発明の実施例による再生装置を示す工程
図である。 符号の説明 ３、 ９． ２４ ・・・ Ｈ，Ｓ 富イヒ塔。 ８．
１３． ２７． ３６゜４１・・・熱交換器０１４・
・・冒温再生塔。 １５・・・加熱器。 １７．３３・
・・冷却器。１８．３０．３７・・・分離器、３２ａ、
３２ｂ、２段式圧縮機。３９．４２−ｉ＜ンプ、４６
・・・貯留部〇 図面中間じ符号は同一または同じ機能を示す。 代沖人 弁理士 木 村 三 朗
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 ｆｌｌ酸ガス特にＣＯ２及びＨ，Ｓが負荷された物理的
に作用する溶剤を再生させるに際し、吸収されたＣＯ意
を分離するために、負荷された溶剤をスト１１ツビンダ
ガスでストリッピング処理又は膨張させ、次いで吸収さ
れたＨＩＳを分離するために該溶剤を加温処理する溶剤
再生方法において、前記Ｃ（ｈの分離を２つの異なった
温度レベルにおいて行なうことを特徴とする溶剤再生方
法。 （２）前記ス） ＋７ツピング処理によりｃｏ、が部分
的に除去された溶剤を加温し、ｃｏ、の殆んどを除去す
るために高温で前記溶剤をス） ＋）ッピングガスで処
理することを特徴とする特許請求の範囲第１項記載の溶
剤再生方法。 ｔ３１前記ＣＯ２の殆んどを除去するために前Ｈピスト
リッピンダガスを少量使用することを特徴とする特許請
求の範囲第２項記載の溶剤再生方法。 （４）ＣＯｔの部分的な分離に使用したスト＋１ツピン
グガスの量の５０チ以下、好ましくけ１０〜３０チをＣ
Ｏ！の殆んどを分離するために使用することを特徴とす
る特許請求の範囲第６項記載の溶剤再生方ε。 （５）前記膨張によりＣＯ２が部分的に除去された溶剤
を更に膨張させ、加温し、分離器に導くことと、その際
に生じたＣＯ２Ｏ２含有気体余分合によっては濃縮後に
冷却し、再び第１の圧力段に導き、生成した液体部分Ｈ
，Ｓ分離に導くことを特徴とする特許請求の範囲第１項
記載の溶剤再生方法。 （６１部分的にＣＯ２が除去された溶剤の加温を再生溶
剤との熱交換によって行なうことを特徴とする特許請求
の範囲第１〜５項のいずれか１項記載の溶剤再生方法。 （７）部分的にＣＯ鵞が除去された溶剤’ｆ−３０〜８
０℃好ましくけ５０〜７０℃だけ力ロ温することｆ％徴
とする特許請求の範囲第１〜６項のいずれか１項記載の
溶剤再生方法。 （８）酸ガス特にＣ０２及びＨ２Ｓが負荷された物理的
に作用する溶剤を再生するため装置において、Ｈ２Ｓ富
化塔と、該Ｈ２Ｓ富化塔の底部が連結用導管部の先端部
において連結する高温再生塔と、該連結用導管に配設し
た少くとも１個の熱交換器とからなシ、該熱交換器は配
管を介して前記高温再生塔貯留部に導通していることを
特徴とする溶剤の再生装置。 （９）前記連結用導管中にストリッピング塔を配設した
ことを特徴とする特許請求の範囲第８項記載の溶剤再生
装置。 ＩＩ前前記連結管管中少くとも１個の分離器を配設した
ことと、該分離器がＨｘ８富化塔に配管を介し接続され
、かつ高温再生塔に貯留部を介し接続されたことを特徴
とする特許請求の範囲第８項記載の溶剤再生装置。 ０υ前記分離器とＨａｓ富化塔との配管中に圧縮機と冷
却器とを配設したことを特徴とする特許請求の範囲第１
０項記載の溶剤再生装置。
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DE3343916.8 | 1983-12-05 | ||
| DE19833343916 DE3343916A1 (de) | 1983-12-05 | 1983-12-05 | Verfahren und vorrichtung zum regenerieren eines loesungsmittels |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS60187318A true JPS60187318A (ja) | 1985-09-24 |
| JPH0475047B2 JPH0475047B2 (ja) | 1992-11-27 |
Family
ID=6216076
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP59248829A Granted JPS60187318A (ja) | 1983-12-05 | 1984-11-27 | 溶剤再生方法及び装置 |
Country Status (9)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4609384A (ja) |
| EP (1) | EP0144956B1 (ja) |
| JP (1) | JPS60187318A (ja) |
| AT (1) | ATE42217T1 (ja) |
| AU (1) | AU577075B2 (ja) |
| BR (1) | BR8405969A (ja) |
| DE (2) | DE3343916A1 (ja) |
| IN (1) | IN163134B (ja) |
| ZA (1) | ZA849420B (ja) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2007538012A (ja) * | 2004-05-15 | 2007-12-27 | ビーエーエスエフ アクチェンゲゼルシャフト | 純トリエチレンジアミン（ｔｅｄａ）の溶液の製造方法 |
| JP2010536573A (ja) * | 2007-08-30 | 2010-12-02 | シエル・インターナシヨネイル・リサーチ・マーチヤツピイ・ベー・ウイ | 酸ガス流からの硫化水素及び二酸化炭素の除去方法 |
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| DE3710360C1 (de) * | 1987-03-28 | 1988-10-27 | Metallgesellschaft Ag | Verfahren zum Behandeln einer beladenen,unter Druck stehenden Waschloesung |
| US4859802A (en) * | 1988-03-04 | 1989-08-22 | Exxon Production Research Company | Process for removing contaminants from dialkyl ethers of polyalkylene glycols |
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| US5681360A (en) * | 1995-01-11 | 1997-10-28 | Acrion Technologies, Inc. | Landfill gas recovery |
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| DE102007048565B3 (de) * | 2007-10-09 | 2009-01-22 | Dge Dr.-Ing. Günther Engineering Gmbh | Verfahren und Anlage zur Regeneration einer bei der Reinigung von Gasen anfallenden aminhaltigen Waschlösung |
| CN101590356B (zh) * | 2009-06-03 | 2011-07-20 | 上海国际化建工程咨询公司 | 分流式低温甲醇洗装置 |
| CN101874967B (zh) * | 2009-12-18 | 2012-07-04 | 中国五环工程有限公司 | 采用低温甲醇溶液脱除酸性气体的工艺方法 |
| CN101773764B (zh) * | 2010-04-02 | 2012-09-05 | 中煤能源黑龙江煤化工有限公司 | 一种低温甲醇洗工艺及装置 |
| CA2754329C (en) * | 2010-10-07 | 2015-11-10 | Ovintiv Canada Ulc | Treatment of water for use in hydraulic fracture stimulation |
| CN102085445B (zh) * | 2010-12-17 | 2013-03-27 | 惠生工程（中国）有限公司 | 一种用于低温甲醇洗工艺酸性气脱除的改性溶液 |
| EP2481466A1 (de) * | 2011-01-31 | 2012-08-01 | Siemens Aktiengesellschaft | Vorrichtung und Verfahren zum Aufreinigen eines mit Nitrosamin verunreinigten Produktes einer Prozessanlage |
| DE102011108530A1 (de) * | 2011-07-26 | 2013-01-31 | Linde Aktiengesellschaft | Verfahren und Vorrichtung zur Waschmittelregenerierung in Gaswäschen |
| US8840708B1 (en) | 2011-09-02 | 2014-09-23 | David C. Morrow | Landfill gas treatment |
| US9340739B1 (en) | 2011-09-02 | 2016-05-17 | David C. Morrow | Enhanced landfill gas treatment |
| CN103143233A (zh) * | 2011-12-06 | 2013-06-12 | 林德股份公司 | 从醇合成过程的残余气体去除酸性气体的方法 |
| DE102014018844A1 (de) * | 2014-12-17 | 2016-06-23 | Linde Aktiengesellschaft | Verfahren und Vorrichtung zur Waschmittelregenerierung in einer physikalischen Gaswäsche |
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| US9962656B2 (en) | 2016-09-21 | 2018-05-08 | Nrgtek, Inc. | Method of using new solvents for forward osmosis |
| US9956522B2 (en) | 2016-08-09 | 2018-05-01 | Nrgtek, Inc. | Moisture removal from wet gases |
| US10143970B2 (en) | 2016-08-09 | 2018-12-04 | Nrgtek, Inc. | Power generation from low-temperature heat by hydro-osmotic processes |
| US12011688B2 (en) | 2021-05-10 | 2024-06-18 | Morrow Renewables, LLC | Landfill gas processing systems and methods |
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| DE2943130A1 (de) * | 1978-11-09 | 1981-05-07 | Linde Ag, 6200 Wiesbaden | Verfahren zur entfernung unerwuenschter gasfoermiger bestandteile aus heissen abgasen |
| US4378977A (en) * | 1978-11-09 | 1983-04-05 | Linde Aktiengesellschaft | Removal of undesired gaseous components from hot waste gases |
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| US4242108A (en) * | 1979-11-07 | 1980-12-30 | Air Products And Chemicals, Inc. | Hydrogen sulfide concentrator for acid gas removal systems |
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-
1983
- 1983-12-05 DE DE19833343916 patent/DE3343916A1/de not_active Withdrawn
-
1984
- 1984-11-05 IN IN834/MAS/84A patent/IN163134B/en unknown
- 1984-11-23 BR BR8405969A patent/BR8405969A/pt not_active IP Right Cessation
- 1984-11-27 JP JP59248829A patent/JPS60187318A/ja active Granted
- 1984-12-03 DE DE8484114692T patent/DE3477742D1/de not_active Expired
- 1984-12-03 AT AT84114692T patent/ATE42217T1/de not_active IP Right Cessation
- 1984-12-03 EP EP84114692A patent/EP0144956B1/de not_active Expired
- 1984-12-04 ZA ZA849420A patent/ZA849420B/xx unknown
- 1984-12-04 AU AU36247/84A patent/AU577075B2/en not_active Ceased
- 1984-12-04 US US06/677,956 patent/US4609384A/en not_active Expired - Fee Related
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