JPS6258765B2 - - Google Patents
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- JPS6258765B2 JPS6258765B2 JP56185140A JP18514081A JPS6258765B2 JP S6258765 B2 JPS6258765 B2 JP S6258765B2 JP 56185140 A JP56185140 A JP 56185140A JP 18514081 A JP18514081 A JP 18514081A JP S6258765 B2 JPS6258765 B2 JP S6258765B2
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Classifications
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- 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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- B01D53/1425—Regeneration of liquid absorbents
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
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- General Chemical & Material Sciences (AREA)
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- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Industrial Gases (AREA)
- Solid-Sorbent Or Filter-Aiding Compositions (AREA)
Description
【発明の詳細な説明】
この発明の方法は、アルカノールアミン吸収溶
液を用いてガス流からH2SとCO2を吸収する方法
に関する。更に詳しくはこの発明は、H2SとCO2
とを含んだ使用後のアルカノールアミン吸収溶液
の再生に関する。
液を用いてガス流からH2SとCO2を吸収する方法
に関する。更に詳しくはこの発明は、H2SとCO2
とを含んだ使用後のアルカノールアミン吸収溶液
の再生に関する。
H2SとCO2とを含んだガス流からH2Sを選択的
に除去する方法は、たとえばコークス製造業、石
油および天然ガス産業等の種々の産業に共通して
いる。通常的に用いられている種々な除去方法の
うち、アルカノールアミン吸収水溶液からH2Sを
選択的に除去し、高濃度のH2Sガス流を得た後に
更に硫黄回収システムで処理し、溶液を再生する
方法が知られている。たとえばコークス炉ガス流
のようなH2SとCO2とを含んだガス流は、たとえ
ば積床吸収塔、噴霧接触装置、バブル・キヤツ
プ・トレイ吸収塔等の適当な吸収装置においてア
ルカノールアミン吸収溶液を用いて一般に処理さ
れている。
に除去する方法は、たとえばコークス製造業、石
油および天然ガス産業等の種々の産業に共通して
いる。通常的に用いられている種々な除去方法の
うち、アルカノールアミン吸収水溶液からH2Sを
選択的に除去し、高濃度のH2Sガス流を得た後に
更に硫黄回収システムで処理し、溶液を再生する
方法が知られている。たとえばコークス炉ガス流
のようなH2SとCO2とを含んだガス流は、たとえ
ば積床吸収塔、噴霧接触装置、バブル・キヤツ
プ・トレイ吸収塔等の適当な吸収装置においてア
ルカノールアミン吸収溶液を用いて一般に処理さ
れている。
H2Sは、アルカノールアミン水溶液とほぼ瞬時
に反応してアルカノールアンモニウム硫化物ある
いはヒドロ硫化物を生成する。他方、二酸化炭素
はアルカノール溶液内で一定の時間を経て周知の
平衡反応に従つて炭酸を生成し、その後アルカノ
ールアミンと反応しアルカノールアンモニウム炭
酸塩あるいはバイカーボネイトを生成する。この
ようにCO2はアルカノールアミン溶液によつて迅
速にとりだされない傾向にあり、したがつてH2S
のように急速にはガス流からCO2が除去されな
い。
に反応してアルカノールアンモニウム硫化物ある
いはヒドロ硫化物を生成する。他方、二酸化炭素
はアルカノール溶液内で一定の時間を経て周知の
平衡反応に従つて炭酸を生成し、その後アルカノ
ールアミンと反応しアルカノールアンモニウム炭
酸塩あるいはバイカーボネイトを生成する。この
ようにCO2はアルカノールアミン溶液によつて迅
速にとりだされない傾向にあり、したがつてH2S
のように急速にはガス流からCO2が除去されな
い。
吸収のあとは脱着段階であつて、たとえばスト
リツピング蒸気で加熱することによつて使用後の
吸収溶液から吸収ガスをとりだし、アルカノール
アンモニウム硫化物および炭酸塩を分解してい
る。アルカノールアンモニウム炭酸塩を分解して
アルカノールアミン溶液からCO2をストリツピン
グするのには、H2Sをストリツピングするよりも
時間がかかる。なぜなら、水と最終的に除去され
るCO2とを生成するには炭酸平衡反応を経る必要
があるからである。他方、アルカノールアンモニ
ウム硫化物は単純に分解してH2Sを溶液から迅速
に排除し生成する。H2SとCO2とを解放すること
によつて、ほぼ全てのH2Sを排除した再生吸収溶
液を得ることができるが、この溶液を吸収塔に再
循環させるにはなお多量に吸収されたCO2を含ん
でいる。酸性ガス流から解放されたH2SとCO2と
は、たとえばクラウス プラントあるいは硫酸プ
ラント等の硫黄回収プラントに送られる。H2Sと
CO2とは各々異なつた速度で脱着されるので、酸
性ガス流のCO2に対するH2Sの比率は、定常動作
状態において、使用後あるいは再生後の吸収溶液
における比率よりも高い。特に重要なことは、酸
性ガス流のH2Sの量は、クラウス プラントの炉
の動作を維持するために、最小限の量がなければ
ならない。もしCO2に対してH2Sの量が少なすぎ
るとクラウス炉は消えてしまう。
リツピング蒸気で加熱することによつて使用後の
吸収溶液から吸収ガスをとりだし、アルカノール
アンモニウム硫化物および炭酸塩を分解してい
る。アルカノールアンモニウム炭酸塩を分解して
アルカノールアミン溶液からCO2をストリツピン
グするのには、H2Sをストリツピングするよりも
時間がかかる。なぜなら、水と最終的に除去され
るCO2とを生成するには炭酸平衡反応を経る必要
があるからである。他方、アルカノールアンモニ
ウム硫化物は単純に分解してH2Sを溶液から迅速
に排除し生成する。H2SとCO2とを解放すること
によつて、ほぼ全てのH2Sを排除した再生吸収溶
液を得ることができるが、この溶液を吸収塔に再
循環させるにはなお多量に吸収されたCO2を含ん
でいる。酸性ガス流から解放されたH2SとCO2と
は、たとえばクラウス プラントあるいは硫酸プ
ラント等の硫黄回収プラントに送られる。H2Sと
CO2とは各々異なつた速度で脱着されるので、酸
性ガス流のCO2に対するH2Sの比率は、定常動作
状態において、使用後あるいは再生後の吸収溶液
における比率よりも高い。特に重要なことは、酸
性ガス流のH2Sの量は、クラウス プラントの炉
の動作を維持するために、最小限の量がなければ
ならない。もしCO2に対してH2Sの量が少なすぎ
るとクラウス炉は消えてしまう。
政府の規制によつてコーキング過程に変化が生
じ、このため、コーキング過程で生成されるCO2
の量が増加した。その結果、吸収段階での使用後
アルカノールアミン吸収溶液は比較的多量のCO2
を含んでいた。従つて、脱着段階でのH2SとCO2
との酸性ガス流はCO2量が増加し、H2Sの比率が
クラウス硫黄回収プラントの動作を維持するのに
必要な量以下かあるいはほぼそれに近い量にまで
降下した。さらに、再生アルカノールアミン溶液
も多量のCO2を含み、腐蝕性の強いカルバメート
を生成し脱着段階のリボイラの蒸気管束に腐蝕を
起こす問題があつた。このためリボイラの管束を
とりかえ操作を中断する必要があつた。耐腐蝕剤
をうまく利用することによつて、リボイラの管束
の寿命を幾分かは延ばすことができる。
じ、このため、コーキング過程で生成されるCO2
の量が増加した。その結果、吸収段階での使用後
アルカノールアミン吸収溶液は比較的多量のCO2
を含んでいた。従つて、脱着段階でのH2SとCO2
との酸性ガス流はCO2量が増加し、H2Sの比率が
クラウス硫黄回収プラントの動作を維持するのに
必要な量以下かあるいはほぼそれに近い量にまで
降下した。さらに、再生アルカノールアミン溶液
も多量のCO2を含み、腐蝕性の強いカルバメート
を生成し脱着段階のリボイラの蒸気管束に腐蝕を
起こす問題があつた。このためリボイラの管束を
とりかえ操作を中断する必要があつた。耐腐蝕剤
をうまく利用することによつて、リボイラの管束
の寿命を幾分かは延ばすことができる。
米国特許第4073863号は、混合ガスから酸性ガ
スを除去するのに使用した吸収溶液の再生方法を
開示している。高圧で外部の熱源を用いて動作す
る主再生塔と、この主再生塔で再生される溶液の
膨張によつて得た蒸気をかなりの量用いて、か
つ、低圧で動作する副再生塔とより成る脱着段階
において蒸気ストリツピングをなし再生を行なつ
ている。２個の再生塔のうち一方において吸収溶
液が不完全に再生され、その後他方の再生塔にお
いて完全に再生される。開示された実施例では、
使用後の吸収溶液が低圧下で副再生塔に送られ、
つぎに、高圧下で主再生塔に送られる。副再生塔
において使用後の溶液は、主再生塔からとりださ
れた再生溶液の膨張によつてつくられた蒸気によ
つて加熱され予備再生される。溶液の完全再生は
外部からの熱源によつて主再生塔で行なわれる。
この米国特許の実施例は、H2Sを副再生塔におい
てほぼ完全に脱着する利点があると述べている。
スを除去するのに使用した吸収溶液の再生方法を
開示している。高圧で外部の熱源を用いて動作す
る主再生塔と、この主再生塔で再生される溶液の
膨張によつて得た蒸気をかなりの量用いて、か
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において蒸気ストリツピングをなし再生を行なつ
ている。２個の再生塔のうち一方において吸収溶
液が不完全に再生され、その後他方の再生塔にお
いて完全に再生される。開示された実施例では、
使用後の吸収溶液が低圧下で副再生塔に送られ、
つぎに、高圧下で主再生塔に送られる。副再生塔
において使用後の溶液は、主再生塔からとりださ
れた再生溶液の膨張によつてつくられた蒸気によ
つて加熱され予備再生される。溶液の完全再生は
外部からの熱源によつて主再生塔で行なわれる。
この米国特許の実施例は、H2Sを副再生塔におい
てほぼ完全に脱着する利点があると述べている。
上記米国特許第4073863号にひかれた実施例の
欠点は、炭酸塩吸収溶液の再生に利用できるがア
ルカノールアミン吸収溶液の再生には利用できな
いことである。低圧下の副再生塔は、アルカノー
ルアミン吸収溶液の多量のH2SとCO2とをストリ
ツピングするに必要な温度を供給できない。その
結果、H2SとCO2とをほぼ完全にストリツピング
するには、高圧下の主再生塔で行なわれる。この
ことは、高圧下の主再生塔からリボイラに供給さ
れる溶液は極めて腐蝕性に富み従来の欠点と同じ
問題を起こしている。他方、もし低圧下の副再生
塔をアルカノールアミン溶液からH2Sをとりだす
のに必要な温度および圧力下で動作させ、かつ、
主再生塔をさらに高い圧力下で動作させるとする
と、圧力および温度を設定する費用が高くつき不
経済である。
欠点は、炭酸塩吸収溶液の再生に利用できるがア
ルカノールアミン吸収溶液の再生には利用できな
いことである。低圧下の副再生塔は、アルカノー
ルアミン吸収溶液の多量のH2SとCO2とをストリ
ツピングするに必要な温度を供給できない。その
結果、H2SとCO2とをほぼ完全にストリツピング
するには、高圧下の主再生塔で行なわれる。この
ことは、高圧下の主再生塔からリボイラに供給さ
れる溶液は極めて腐蝕性に富み従来の欠点と同じ
問題を起こしている。他方、もし低圧下の副再生
塔をアルカノールアミン溶液からH2Sをとりだす
のに必要な温度および圧力下で動作させ、かつ、
主再生塔をさらに高い圧力下で動作させるとする
と、圧力および温度を設定する費用が高くつき不
経済である。
従つて、たとえばクラウス プラントや硫酸プ
ラント等の硫黄回収プラントの効率を上げるため
にこれに導かれる酸性ガス流のCO2レベルを減少
し、また、脱硫吸収段階の容量を増大させるため
に再生溶液のCO2レベルを減少させるアルカノー
ルアミン再生工程が望まれていた。
ラント等の硫黄回収プラントの効率を上げるため
にこれに導かれる酸性ガス流のCO2レベルを減少
し、また、脱硫吸収段階の容量を増大させるため
に再生溶液のCO2レベルを減少させるアルカノー
ルアミン再生工程が望まれていた。
また、リボイラの蒸気管束をしばしば交換しな
ければならないような腐蝕の問題を解決したアル
カノールアミンの再生工程が望まれていた。
ければならないような腐蝕の問題を解決したアル
カノールアミンの再生工程が望まれていた。
さらに、H2S量が多くクラウス硫黄回収プラン
トの動作を維持しうる酸性ガス流をつくるアルカ
ノールアミンの再生工程が望まれていた。
トの動作を維持しうる酸性ガス流をつくるアルカ
ノールアミンの再生工程が望まれていた。
さらにまた、多数の脱着段階を各々異なつた圧
力で動作させる必要のない再生工程が望まれてい
た。
力で動作させる必要のない再生工程が望まれてい
た。
H2SとCO2とを含んだガス流を脱硫するのに用
いられるアルカノールアミン吸収溶液の再生に伴
なう前述の問題や要望は本発明によつて解決する
ことができる。使用後のアルカノールアミン吸収
溶液を再生する方法を見出した。この方法は、
H2SおよびCO2を含んだガス流を吸収段階におい
てアルカノールアミン吸収溶液によつて処理する
方法に適用できる。この発明が適用できるガス処
理方法は、さらに、吸収段階から吸収されたH2S
およびCO2を含んだ使用後のアルカノールアミン
吸収溶液をとりだし、使用後の吸収溶液を脱着段
階に運び、吸収されたH2SおよびCO2を使用後の
吸収溶液から蒸気ストリツピングして、硫黄回収
プラントに戻すためのH2SおよびCO2酸性ガス流
と、吸収段階に再循環させるための再生アルカノ
ールアミン吸収溶液とをつくる工程とより構成さ
れている。使用後の吸収溶液を再生する改良され
た方法は、 (a) 使用後のアルカノールアミン吸収溶液を第１
脱着段階に送りこみ、 (b) 使用後のアルカノールアミン吸収溶液を蒸気
でストリツピングして、吸収されたH2Sのほぼ
すべてを解放し、硫黄回収プラントのための酸
性ガス流と、一部再生したアルカノールアミン
吸収溶液とをつくり、 (c) 一部再生したアルカノールアミン吸収溶液を
第２脱着段階に送りこみ、 (d) 一部再生したアルカノールアミン吸収溶液を
工程(b)とほぼ同じ圧力の下で蒸気でストリツピ
ングして、主としてCO2を解放し、そして、吸
収段階に再循環させるための再生アルカノール
アミン吸収溶液を得、そして (e) H2SおよびCO2のストリツピングを各々の工
程(b)および(d)で効率よく行うために第１および
第２脱着段階の間に配分するストリツピング蒸
気を発生させるために、再生アルカノールアミ
ン吸収溶液を加熱する工程より構成されてい
る。
いられるアルカノールアミン吸収溶液の再生に伴
なう前述の問題や要望は本発明によつて解決する
ことができる。使用後のアルカノールアミン吸収
溶液を再生する方法を見出した。この方法は、
H2SおよびCO2を含んだガス流を吸収段階におい
てアルカノールアミン吸収溶液によつて処理する
方法に適用できる。この発明が適用できるガス処
理方法は、さらに、吸収段階から吸収されたH2S
およびCO2を含んだ使用後のアルカノールアミン
吸収溶液をとりだし、使用後の吸収溶液を脱着段
階に運び、吸収されたH2SおよびCO2を使用後の
吸収溶液から蒸気ストリツピングして、硫黄回収
プラントに戻すためのH2SおよびCO2酸性ガス流
と、吸収段階に再循環させるための再生アルカノ
ールアミン吸収溶液とをつくる工程とより構成さ
れている。使用後の吸収溶液を再生する改良され
た方法は、 (a) 使用後のアルカノールアミン吸収溶液を第１
脱着段階に送りこみ、 (b) 使用後のアルカノールアミン吸収溶液を蒸気
でストリツピングして、吸収されたH2Sのほぼ
すべてを解放し、硫黄回収プラントのための酸
性ガス流と、一部再生したアルカノールアミン
吸収溶液とをつくり、 (c) 一部再生したアルカノールアミン吸収溶液を
第２脱着段階に送りこみ、 (d) 一部再生したアルカノールアミン吸収溶液を
工程(b)とほぼ同じ圧力の下で蒸気でストリツピ
ングして、主としてCO2を解放し、そして、吸
収段階に再循環させるための再生アルカノール
アミン吸収溶液を得、そして (e) H2SおよびCO2のストリツピングを各々の工
程(b)および(d)で効率よく行うために第１および
第２脱着段階の間に配分するストリツピング蒸
気を発生させるために、再生アルカノールアミ
ン吸収溶液を加熱する工程より構成されてい
る。
この発明は、ふたつの分離した酸性ガス流をつ
くるために２個の脱着段階を使用している。第１
の酸性ガス流は、ほぼすべてのH2Sとある程度の
CO2とを含み、硫黄回収システムに送られる。そ
して第２の酸性ガス流は、主としてCO2と極く少
量のH2Sとを含み大気中に放出される。第１の酸
性ガス流の高H2S濃度は、クラウス プラントを
容易に動作状態に維持する。脱着段階は直列に接
続され、８から12psigの圧力の範囲でほぼ同一の
大気圧以上で動作する。さらに、１個のリボイラ
を用いて完全に再生された吸収溶液を加熱して脱
着段階の各々にストリツピング蒸気を供給してい
るので、リボイラのアルカノールアミン吸収溶液
のCO2濃度を充分に下げ腐蝕の問題を解決してい
る。この腐蝕は、もし各脱着段階が各個のリボイ
ラから蒸気を供給された場合に最初の脱着段階の
リボイラに発生するものであつた。吸収溶液を構
成するアルカノールアミンは、たとえば、モノエ
タノールアミン、ジエタノールアミン、ジ−イソ
プロパノールアミンやガス流からH2SとCO2とを
除去する他の公知のアルカノールアミン等でもよ
い。
くるために２個の脱着段階を使用している。第１
の酸性ガス流は、ほぼすべてのH2Sとある程度の
CO2とを含み、硫黄回収システムに送られる。そ
して第２の酸性ガス流は、主としてCO2と極く少
量のH2Sとを含み大気中に放出される。第１の酸
性ガス流の高H2S濃度は、クラウス プラントを
容易に動作状態に維持する。脱着段階は直列に接
続され、８から12psigの圧力の範囲でほぼ同一の
大気圧以上で動作する。さらに、１個のリボイラ
を用いて完全に再生された吸収溶液を加熱して脱
着段階の各々にストリツピング蒸気を供給してい
るので、リボイラのアルカノールアミン吸収溶液
のCO2濃度を充分に下げ腐蝕の問題を解決してい
る。この腐蝕は、もし各脱着段階が各個のリボイ
ラから蒸気を供給された場合に最初の脱着段階の
リボイラに発生するものであつた。吸収溶液を構
成するアルカノールアミンは、たとえば、モノエ
タノールアミン、ジエタノールアミン、ジ−イソ
プロパノールアミンやガス流からH2SとCO2とを
除去する他の公知のアルカノールアミン等でもよ
い。
第１図のブロツク図を参照するに、H2SとCO2
とを含んだガス流は吸収段階に入り、ここで酸性
ガス汚染物は、たとえばダウケミカル社1962年版
The Gas Conditioning Fact Bookの第３章や他
の当該技術分野で知られている参考書に記載され
ている方法によつて、アルカノールアミン吸収水
溶液中に吸収される。大部分のCO2が除去され、
H2Sを含んだガス流は、吸収段階から脱硫ガス流
として出ていく。使用後のアルカノールアミン吸
収溶液は、第１脱着段階に送られ、多量の蒸気に
よつて一部再生されほぼすべてのH2SとCO2の一
部とが脱着され酸性ガス流として出ていく。一部
再生された溶液は次に第２脱着段階に送られ、多
量の蒸気によつて吸収CO2の大部分が脱着され、
吸収段階に再循環される完全に再生されたアルカ
ノールアミン吸収溶液が得られる。
とを含んだガス流は吸収段階に入り、ここで酸性
ガス汚染物は、たとえばダウケミカル社1962年版
The Gas Conditioning Fact Bookの第３章や他
の当該技術分野で知られている参考書に記載され
ている方法によつて、アルカノールアミン吸収水
溶液中に吸収される。大部分のCO2が除去され、
H2Sを含んだガス流は、吸収段階から脱硫ガス流
として出ていく。使用後のアルカノールアミン吸
収溶液は、第１脱着段階に送られ、多量の蒸気に
よつて一部再生されほぼすべてのH2SとCO2の一
部とが脱着され酸性ガス流として出ていく。一部
再生された溶液は次に第２脱着段階に送られ、多
量の蒸気によつて吸収CO2の大部分が脱着され、
吸収段階に再循環される完全に再生されたアルカ
ノールアミン吸収溶液が得られる。
次に第２図を参照してこの発明の好ましい実施
例として、コークス炉ガスをモノエタノールアミ
ン（MEA）吸収水溶液で脱硫する方法について
説明する。ガス100立方フイート当たり約350グレ
ンのH2Sと約28グレンのHCN（8.0ｇ／m3のH2S
と0.64ｇ／m3のHCN）と、容積比約2.5％のCO2
を含んだサワーコークス炉ガス（COG）流１０
は吸収塔１２に入る。この吸収塔１２は約1psig
（1.07atm abs）の圧力と80から115〓（27から46
℃）の温度で動作し、15％のMEA水溶液の流下
によつて当業者に公知の方法であるガス流の“ス
イートニング”による酸性ガスの洗いおとしが行
なわれる。スイートニングされたコークス炉ガス
は脱硫ガス流１４として排出する。この脱硫ガス
流１４は、100立方フイート当たり約20から25グ
レンのH2S（0.45から0.57ｇ／m3）と極く少量の
HCNと容積比約1.1％のCO2を含んでいる。１日
に約１憶立方フイート（2.83×106m3）の流量の
コークス炉ガスの場合、MEA溶液の循環量は約
700gpm（2650／min）となろう。
例として、コークス炉ガスをモノエタノールアミ
ン（MEA）吸収水溶液で脱硫する方法について
説明する。ガス100立方フイート当たり約350グレ
ンのH2Sと約28グレンのHCN（8.0ｇ／m3のH2S
と0.64ｇ／m3のHCN）と、容積比約2.5％のCO2
を含んだサワーコークス炉ガス（COG）流１０
は吸収塔１２に入る。この吸収塔１２は約1psig
（1.07atm abs）の圧力と80から115〓（27から46
℃）の温度で動作し、15％のMEA水溶液の流下
によつて当業者に公知の方法であるガス流の“ス
イートニング”による酸性ガスの洗いおとしが行
なわれる。スイートニングされたコークス炉ガス
は脱硫ガス流１４として排出する。この脱硫ガス
流１４は、100立方フイート当たり約20から25グ
レンのH2S（0.45から0.57ｇ／m3）と極く少量の
HCNと容積比約1.1％のCO2を含んでいる。１日
に約１憶立方フイート（2.83×106m3）の流量の
コークス炉ガスの場合、MEA溶液の循環量は約
700gpm（2650／min）となろう。
コークス炉ガスをスイートニングした後、使用
後のMEA溶液流１６は、約500ppmHCNと
6000ppmH2Sと25000ppmCO2とを含み、吸収塔
１２を出て２個の脱着段階１８に圧送される。こ
の間吸収塔１２へ流れ５６として戻される高温再
生MEA溶液から熱を得るために熱交換器２０を
通過する。使用後の加熱された溶液は、温度240
から250〓（115から121℃）、圧力８から12psig
（1.54から1.82atm abs）で動作するよう設計され
た蒸留塔より成る第１の脱着段階２２の頭部に入
る。ここで溶液は、約0.9lb／gal（0.108Kg／）
流量で流れる吸収溶液の蒸気流６２とぶつかり接
触する。この状態において、第１の脱着段階の底
部の一部再生された吸収溶液２４は、約
230ppmH2Sと17000ppmCO2とを含んでいる。も
し1.0lb／gal（0.12Kg／）というより多量の流
量を用いた場合には、この底部の溶液２４は約
140ppmH2Sと14300ppmCO2とを含むこととな
る。この発明を実施する際の実際的なストリツピ
ング蒸気の流量は、0.5から2.0lb／gal（0.06から
0.24Kg／）の吸収溶液である。この段階でのス
トリツピングの度合は柔軟性を持つていて、直接
的には、硫黄回収システムへの酸性ガス流のCO2
許容量と、以下に説明する第２の脱着段階から大
気中に最終的に放出されるH2Sの量とに関係して
いる。従つて、第１の脱着段階を出ていく一部再
生された溶液に残留するH2Sの量、ならびに脱着
H2Sのこの量を得るために供給するストリツピン
グ蒸気の充分な量を予め決めておかなければなら
ない。
後のMEA溶液流１６は、約500ppmHCNと
6000ppmH2Sと25000ppmCO2とを含み、吸収塔
１２を出て２個の脱着段階１８に圧送される。こ
の間吸収塔１２へ流れ５６として戻される高温再
生MEA溶液から熱を得るために熱交換器２０を
通過する。使用後の加熱された溶液は、温度240
から250〓（115から121℃）、圧力８から12psig
（1.54から1.82atm abs）で動作するよう設計され
た蒸留塔より成る第１の脱着段階２２の頭部に入
る。ここで溶液は、約0.9lb／gal（0.108Kg／）
流量で流れる吸収溶液の蒸気流６２とぶつかり接
触する。この状態において、第１の脱着段階の底
部の一部再生された吸収溶液２４は、約
230ppmH2Sと17000ppmCO2とを含んでいる。も
し1.0lb／gal（0.12Kg／）というより多量の流
量を用いた場合には、この底部の溶液２４は約
140ppmH2Sと14300ppmCO2とを含むこととな
る。この発明を実施する際の実際的なストリツピ
ング蒸気の流量は、0.5から2.0lb／gal（0.06から
0.24Kg／）の吸収溶液である。この段階でのス
トリツピングの度合は柔軟性を持つていて、直接
的には、硫黄回収システムへの酸性ガス流のCO2
許容量と、以下に説明する第２の脱着段階から大
気中に最終的に放出されるH2Sの量とに関係して
いる。従つて、第１の脱着段階を出ていく一部再
生された溶液に残留するH2Sの量、ならびに脱着
H2Sのこの量を得るために供給するストリツピン
グ蒸気の充分な量を予め決めておかなければなら
ない。
第１の脱着段階２２からの酸性ガスと水蒸気と
は頭部の流れ２６に出ていきオーバヘツドあるい
は還流冷却器２８内で冷却される。そして、隔壁
３１によつて脱着段階２２から分離されている相
分離器（あるいはアキユムレータ）３０に集めら
れる。相分離器３０から流れ３３として凝縮水３
２が流れ１６と合流させられて、第１の脱着段階
２２に戻される。酸性ガス流３４はたとえば図示
しないクラウス プラント等の硫黄回収システム
に送られる。この第１脱着段階での蒸気ストリツ
ピングの流量が0.9lb／gal（0.108Kg／）である
場合、酸性ガス流３４は、約42％H2S、４％HCN
および54％CO2よりなり約毎分850立方フイート
（24.1m3／min）となる。このことは従来の単一
で巨大な脱着段階がたつた約30％のH2S、約５％
のHCNおよび約65％のCO2よりなる約毎分1200
立方フイート（34m3／min）の酸性ガス流を産出
していた点よりみて格段と改善されている。この
従来のシステムは、約0.9lb／gal（0.108Kg／）
の水蒸気流、約８から12psig（1.54から1.82atm
abs）の圧力および約240から250〓（115から121
℃）の温度で動作し、単一の巨大な脱着段階を有
していたので、脱着段階の溶液滞留時間は必要な
CO2を脱着するのに充分であつた。再生溶液は
CO2を充分にストリツピングしなければならず吸
収段階のH2Sの吸収は満足するべきものである。
は頭部の流れ２６に出ていきオーバヘツドあるい
は還流冷却器２８内で冷却される。そして、隔壁
３１によつて脱着段階２２から分離されている相
分離器（あるいはアキユムレータ）３０に集めら
れる。相分離器３０から流れ３３として凝縮水３
２が流れ１６と合流させられて、第１の脱着段階
２２に戻される。酸性ガス流３４はたとえば図示
しないクラウス プラント等の硫黄回収システム
に送られる。この第１脱着段階での蒸気ストリツ
ピングの流量が0.9lb／gal（0.108Kg／）である
場合、酸性ガス流３４は、約42％H2S、４％HCN
および54％CO2よりなり約毎分850立方フイート
（24.1m3／min）となる。このことは従来の単一
で巨大な脱着段階がたつた約30％のH2S、約５％
のHCNおよび約65％のCO2よりなる約毎分1200
立方フイート（34m3／min）の酸性ガス流を産出
していた点よりみて格段と改善されている。この
従来のシステムは、約0.9lb／gal（0.108Kg／）
の水蒸気流、約８から12psig（1.54から1.82atm
abs）の圧力および約240から250〓（115から121
℃）の温度で動作し、単一の巨大な脱着段階を有
していたので、脱着段階の溶液滞留時間は必要な
CO2を脱着するのに充分であつた。再生溶液は
CO2を充分にストリツピングしなければならず吸
収段階のH2Sの吸収は満足するべきものである。
第１の脱着段階の底部から流れ３６として出て
いく一部再生された溶液２４は、隔壁３９によつ
て相分離器３０から分離された第２の脱着段階３
８の頭部に入る。この第２の脱着段階３８におい
て、ほぼCO2である残留酸性ガスの大部分を同様
に溶液から蒸気ストリツピングしている。この段
階への流れ６４からの蒸気流は、たとえば、0.5
から1.0lb／gal（0.06から0.12Kg／）の吸収溶
液でよく、あるいは好ましくは、リボイラ４４の
リボイラ管束４８の腐蝕を最小にするためのレベ
ルであるMEA1モル当たりCO20.06モル以下に
CO2を除去するよう約0.5から0.6lb／gal（0.06か
ら0.072Kg／）の吸収溶液である。
いく一部再生された溶液２４は、隔壁３９によつ
て相分離器３０から分離された第２の脱着段階３
８の頭部に入る。この第２の脱着段階３８におい
て、ほぼCO2である残留酸性ガスの大部分を同様
に溶液から蒸気ストリツピングしている。この段
階への流れ６４からの蒸気流は、たとえば、0.5
から1.0lb／gal（0.06から0.12Kg／）の吸収溶
液でよく、あるいは好ましくは、リボイラ４４の
リボイラ管束４８の腐蝕を最小にするためのレベ
ルであるMEA1モル当たりCO20.06モル以下に
CO2を除去するよう約0.5から0.6lb／gal（0.06か
ら0.072Kg／）の吸収溶液である。
第２脱着段階３８の底部の溶液４０は流れ４２
として出ていきリボイラ４４に入る。蒸気がライ
ン４６からリボイラ４４および管束４８を経て
MEA溶液を間接的に熱し沸とうさせる。高温の
再生MEA溶液はライン５０を経てリボイラ４４
からサージタンク５２に入る。このタンクは
MEAメークアツプ流５４をも受け入れる。サー
ジタンク５２からの高温の再生MEA溶液は流れ
５６から、使用後のMEA流１６によつて熱が奪
われる熱交換器２０と、非膨張状態での冷却器５
８とを経由して、最終的に冷却され、再生され、
そして再循環されてMEA吸収溶液として吸収塔
１２に入る。ここでのこの溶液の温度は90から
110〓（32から44℃）である。MEA溶液は約
5000ppm以下のCO2と約15重量パーセントの
MEAを含んでいる。
として出ていきリボイラ４４に入る。蒸気がライ
ン４６からリボイラ４４および管束４８を経て
MEA溶液を間接的に熱し沸とうさせる。高温の
再生MEA溶液はライン５０を経てリボイラ４４
からサージタンク５２に入る。このタンクは
MEAメークアツプ流５４をも受け入れる。サー
ジタンク５２からの高温の再生MEA溶液は流れ
５６から、使用後のMEA流１６によつて熱が奪
われる熱交換器２０と、非膨張状態での冷却器５
８とを経由して、最終的に冷却され、再生され、
そして再循環されてMEA吸収溶液として吸収塔
１２に入る。ここでのこの溶液の温度は90から
110〓（32から44℃）である。MEA溶液は約
5000ppm以下のCO2と約15重量パーセントの
MEAを含んでいる。
８から12psig（1.54から1.82atm abs）圧力で
動作しているリボイラにおいて、MEA溶液は約
247〓（120℃）に沸とうし全流量が約1.5lb／gal
（0.18Kg／）の溶液となる。蒸気はリボイラ４
４から流れ６０を経て流れ６２と６４とに分流
し、各々第１および第２の脱着段階に蒸気を供給
する。蒸気の流れ６０は約1100lb／min（500
Kg／min）の蒸気と約100立方フイート／min
（2.83m3／min）のCO2とを含んでいる。約
100lb／min（45.4Kg／min）の蒸気は再生器６８
から流れ６６に供給される。高温の再生MEA溶
液のスリツプ流７０は再生器６８に供給され、そ
して化学的に結合したMEAを回収し、溶融した
固体をスラツジ流７２として処分するために除去
している。蒸気はライン７４を介して再生器６８
に供給される。
動作しているリボイラにおいて、MEA溶液は約
247〓（120℃）に沸とうし全流量が約1.5lb／gal
（0.18Kg／）の溶液となる。蒸気はリボイラ４
４から流れ６０を経て流れ６２と６４とに分流
し、各々第１および第２の脱着段階に蒸気を供給
する。蒸気の流れ６０は約1100lb／min（500
Kg／min）の蒸気と約100立方フイート／min
（2.83m3／min）のCO2とを含んでいる。約
100lb／min（45.4Kg／min）の蒸気は再生器６８
から流れ６６に供給される。高温の再生MEA溶
液のスリツプ流７０は再生器６８に供給され、そ
して化学的に結合したMEAを回収し、溶融した
固体をスラツジ流７２として処分するために除去
している。蒸気はライン７４を介して再生器６８
に供給される。
第１の脱着段階２２と同様に、流れ７６の酸性
ガスと水蒸気は第２の脱着段階３８の頭部より出
ていき、リフレツクスコンデンサ７８で冷却さ
れ、そして隔壁８１によつて第２の脱着段階から
分離されている相分離器８０に集められる。流れ
８３における相分離器８０からの凝縮水８２は流
れ３６と合流して第２の脱着段階の頭部へ流れ込
む。相分離器８０から解放された流れ８４の酸性
ガスは、流れ８４が約480立方フイート／min
（13.6m3／min）の炭酸ガスを有しているので大
気中に放出される。流れ８４のH2S量はコークス
炉ガス100立方フイート当たり約10グレン（0.23
ｇ／m3）に相当する。
ガスと水蒸気は第２の脱着段階３８の頭部より出
ていき、リフレツクスコンデンサ７８で冷却さ
れ、そして隔壁８１によつて第２の脱着段階から
分離されている相分離器８０に集められる。流れ
８３における相分離器８０からの凝縮水８２は流
れ３６と合流して第２の脱着段階の頭部へ流れ込
む。相分離器８０から解放された流れ８４の酸性
ガスは、流れ８４が約480立方フイート／min
（13.6m3／min）の炭酸ガスを有しているので大
気中に放出される。流れ８４のH2S量はコークス
炉ガス100立方フイート当たり約10グレン（0.23
ｇ／m3）に相当する。
アルカノールアミン脱硫溶液再生方法によれ
ば、スイートガス100立方フイート当たり50グレ
ン以下（1.1ｇ／m3）のH2Sを含んだスイートコ
ークス炉ガスを容易に産出する脱硫システムが可
能となる。この発明は従来のアルカノールアミン
脱硫システムであつて同じ温度、圧力および流量
で動作するものと同じ素子をすべて含んでいる。
相違点は、使用後の吸収溶液を各々独自の酸性ガ
ス流を発生する２個の直列接続された脱着段階に
おいて再生することと、両方の脱着段階にストリ
ツピング蒸気を供給する単一のリボイラを有して
いることである。
ば、スイートガス100立方フイート当たり50グレ
ン以下（1.1ｇ／m3）のH2Sを含んだスイートコ
ークス炉ガスを容易に産出する脱硫システムが可
能となる。この発明は従来のアルカノールアミン
脱硫システムであつて同じ温度、圧力および流量
で動作するものと同じ素子をすべて含んでいる。
相違点は、使用後の吸収溶液を各々独自の酸性ガ
ス流を発生する２個の直列接続された脱着段階に
おいて再生することと、両方の脱着段階にストリ
ツピング蒸気を供給する単一のリボイラを有して
いることである。
本発明の特定の実施例を以上説明したが、種々
の変更や改変が可能なことは明白である。それ
故、特許請求の範囲は、本発明の真の精神および
範囲に含まれるすべてのそのような変更や改変を
包含することが意図されている。
の変更や改変が可能なことは明白である。それ
故、特許請求の範囲は、本発明の真の精神および
範囲に含まれるすべてのそのような変更や改変を
包含することが意図されている。
第１図は本発明の方法の基本を示す流れ図、第
２図は本発明の方法の好適な実施例の工程を示す
図である。 １２……吸収塔、２０……熱交換器、２２……
第１の脱着段階、３８……第２の脱着段階、４４
……リボイラ、５２……サージタンク、５４……
MEAメークアツプ流、５８……冷却器、６８…
…再生器、７８……リフレツクスコンデンサ。
２図は本発明の方法の好適な実施例の工程を示す
図である。 １２……吸収塔、２０……熱交換器、２２……
第１の脱着段階、３８……第２の脱着段階、４４
……リボイラ、５２……サージタンク、５４……
MEAメークアツプ流、５８……冷却器、６８…
…再生器、７８……リフレツクスコンデンサ。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ H2SおよびCO2を含んだガス流を吸収段階に
おいてアルカノールアミン吸収溶液によつて処理
し、この吸収段階から吸収されたH2SおよびCO2
を含んだ使用後のアルカノールアミン吸収溶液を
取り出し、使用後の吸収溶液を脱着段階に運び、
吸収されたH2SおよびCO2を使用後の吸収溶液か
ら蒸気ストリツピングして、硫黄回収プラントに
戻すためのH2SおよびCO2酸性ガス流と、吸収段
階に再循環させるための再生アルカノールアミン
吸収溶液とをつくる方法において、 (a) 使用後のアルカノールアミン吸収溶液を第１
脱着段階に送りこみ、 (b) 使用後のアルカノールアミン吸収溶液を蒸気
でストリツピングして、吸収されたH2Sのほぼ
すべてを解放し、硫黄回収プラントのための酸
性ガス流と、一部再生したアルカノールアミン
吸収溶液とをつくり、 (c) 一部再生したアルカノールアミン吸収溶液を
第２脱着段階に送りこみ、 (d) 一部再生したアルカノールアミン吸収溶液を
工程(b)とほぼ同じ圧力の下で蒸気でストリツピ
ングして、主としてCO2を解放し、そして、吸
収段階に再循環させるための再生アルカノール
アミン吸収溶液を得、そして (e) H2SおよびCO2のストリツピングを各々の工
程(b)および(d)で効率よく行うために第１および
第２脱着段階の間に配分するストリツピング蒸
気を発生させるために、再生アルカノールアミ
ン吸収溶液を加熱する、 ことを特徴とする再生方法。 ２ 前記第１および第２脱着段階が55から83KPa
の圧力範囲の下で作動させることを特徴とする特
許請求の範囲第１項記載の再生方法。 ３ 前記アルカノールアミンがモノエタノールア
ミンであることを特徴とする特許請求の範囲第１
項もしくは第２項記載の再生方法。 ４ 前記ストリツピング蒸気が55から83KPaの圧
力下でつくられることを特徴とする特許請求の範
囲第１項もしくは第２項記載の再生方法。 ５ 前記アルカノールアミンがモノエタノールア
ミンであることを特徴とする特許請求の範囲第４
項記載の再生方法。 ６ (f) 前記再生したアルカノールアミン吸収溶
液を冷却し、この冷却溶液を非膨張下で吸収段
階に送りこむことをさらに特徴とする特許請求
の範囲第１項記載の再生方法。 ７ 前記第１および第２脱着段階が55から83KPa
の圧力範囲の下で作動させることを特徴とする特
許請求の範囲第６項記載の再生方法。 ８ 前記アルカノールアミンがモノエタノールア
ミンであることを特徴とする特許請求の範囲第６
項もしくは第７項記載の再生方法。
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US06/207,834 US4299801A (en) | 1980-11-18 | 1980-11-18 | Regenerating alkanolamine desulfurizer solutions |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS57113827A JPS57113827A (en) | 1982-07-15 |
| JPS6258765B2 true JPS6258765B2 (ja) | 1987-12-08 |
Family
ID=22772173
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP56185140A Granted JPS57113827A (en) | 1980-11-18 | 1981-11-18 | Method of regenerating alkanol amine desulfurized solution |
Country Status (8)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4299801A (ja) |
| EP (1) | EP0052329B1 (ja) |
| JP (1) | JPS57113827A (ja) |
| AT (1) | ATE9764T1 (ja) |
| AU (1) | AU540167B2 (ja) |
| CA (1) | CA1142735A (ja) |
| DE (1) | DE3166631D1 (ja) |
| ZA (1) | ZA817945B (ja) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH0225004U (ja) * | 1988-08-06 | 1990-02-19 |
Families Citing this family (13)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
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