NO763710L

NO763710L -

Info

Publication number: NO763710L
Application number: NO763710A
Authority: NO
Inventors: K F Butwell
Original assignee: Union Carbide Corp
Priority date: 1975-10-30
Filing date: 1976-10-29
Publication date: 1977-05-03
Also published as: ATA805476A; PT65778A; TR19515A; CS199650B2; JPS6111658B2; PH14111A; AR208638A1; GR63150B; IT1070933B; PT65778B; SE7611274L; MY8100134A; AT366929B; NL186435B; GB1561492A; CA1074534A; BR7607246A; FI763095A7; DE2649719A1; FR2329328A1

Description

Oppfinnelsen angår en fremgangsmåte for selektiv fjerning av hydrogensulfid i fra forskjellige gasstrømmer. Selektiv fjerning av hydrogensulfid fra karbondioksyd-holdige gasser ved absorpsjon er en viktig, men høyt spesialisert gren av indu-striell teknikk. Hydrogensulfid er særlig anvendelig for frem-stilling av elementært svovel, men for å kunne brukes effektivt må hydrogensulfidet foreligge i et molforhold mellom.karbondioksyd og hydrogensulfid som nærmer seg og fortrinnsvis ikke er større enn ca. 6. I enkelte anlegg, f.eks. i et Claus-anlegg bør molforholdet ikke være over 3. Siden de vanlige molforhold som foreligger i typiske gassblandinger som naturgass og syntetisk naturgass ligger i området ca. 5 - 140, vil det vanligvis være nødvendig å redusere disse molforhold for å kunne benytte hydrogensulfidet effektivt. Dette betyr at selektiviteten for teknisk brukbare, selektive absorpsjonsprosesser må være slik at en høy, relativ mengde karbondioksyd passerer gjennom absorpsjonsanlegget i ikke-absorbert tilstand mens en relativt liten del av hydrogensulfidet gjør det samme. Den mest fordelaktige fremgangsmåte fra The invention relates to a method for the selective removal of hydrogen sulphide from different gas streams. Selective removal of hydrogen sulphide from carbon dioxide-containing gases by absorption is an important but highly specialized branch of industrial engineering. Hydrogen sulphide is particularly useful for the production of elemental sulphur, but in order to be used effectively the hydrogen sulphide must be present in a molar ratio between carbon dioxide and hydrogen sulphide which approaches and preferably is not greater than approx. 6. In some facilities, e.g. in a Claus plant, the molar ratio should not exceed 3. Since the usual molar ratios that exist in typical gas mixtures such as natural gas and synthetic natural gas are in the range of approx. 5 - 140, it will usually be necessary to reduce these molar ratios in order to use the hydrogen sulphide effectively. This means that the selectivity for technically usable, selective absorption processes must be such that a high, relative amount of carbon dioxide passes through the absorption plant in a non-absorbed state while a relatively small part of the hydrogen sulphide does the same. The most advantageous procedure from

et markedsmessig synspunkt er.naturligvis en metode som er mest selektiv og krever like mye eller mindre apparatur og energi enn andre tekniske metoder. a market point of view is naturally a method that is most selective and requires as much or less equipment and energy than other technical methods.

En hovedhensikt med foreliggende oppfinnelse er derfor å tilveiebringe en fremgangsmåte for selektiv fjerning av hydrogensulfid fra karbondioksyd-holdige gasser med slik selektivitet at man oppnår molforhold karbondioksyd/hydrogensulfid som nærmer seg ca. 6, fortrinnsvis ca. 3 eller mindre, men hensyn på totalprosessen, mens andre krav til prosessen ikke er større enn ved konkurrerende metoder. A main purpose of the present invention is therefore to provide a method for the selective removal of hydrogen sulphide from carbon dioxide-containing gases with such selectivity that a carbon dioxide/hydrogen sulphide molar ratio approaching approx. 6, preferably approx. 3 or less, but consideration of the overall process, while other requirements for the process are no greater than with competing methods.

Foreliggende oppfinnelse tilveiebringer såledesThe present invention thus provides

en forbedring av en kontinuerlig prosess for selektiv absorpsjon av hydrogensulfid fra en sur gassblanding av karbondioksyd og hydrogensulfid, hvorved (I) i motstrøm kontakter blandingen i en absorpsjonssone med en fattig, vandig alkanolaminoppløsning under dannelse av en anriket, vandig alkanolaminoppløsning, (II) innfører den anrikede alkanolaminoppløsning i en destillasjonssone for frem-stilling av en blanding av sur gass og vanndamp som overløp.og en fattig oppløsning som bunnprodukt og (III) resirkulerer den fattige oppløsning til absorpsjonssonen, og foreliggende metode karakteriserer man ved at man an improvement of a continuous process for the selective absorption of hydrogen sulfide from an acidic gas mixture of carbon dioxide and hydrogen sulfide, whereby (I) countercurrently contacts the mixture in an absorption zone with a lean aqueous alkanolamine solution to form an enriched aqueous alkanolamine solution, (II) introduces the enriched alkanolamine solution in a distillation zone for the production of a mixture of acid gas and water vapor as overflow and a lean solution as bottom product and (III) recycles the lean solution to the absorption zone, and the present method is characterized by

(a) benytter et alkanolamin med strukturformel(a) uses an alkanolamine of structural formula

hvor R betegner en alkanolrest med to eller tre C-atomer og er usubstituert eller metylsubstituert, eller en alkylgruppe med 1 til 5 C-atomer forutsatt at minst en av gruppene R betegner en alkanolgruppe, (b) benytter en fattig oppløsning med en molaritet på ca. 1.5 til 75 og et maksimalt innhold på ca. 0.1 mol sur gass pr. mol alkanolamin, (c) benytter en absorpsjonssone med 2 til 10 separate trinn, hvor det søkes maksimal likevekt mellom hydrogensulfidet i gassen og i væskefasen og minimal likevekt mellom karbondioksyd i gassen og i væskefåsene, (d) regulerer strømningshastigheten for den fattige oppløsning gjennom alle trinnene slik at (i) fra ca. 0.1 til 0.9 volumdeler av hydrogensulfidet som går gjennom hvert trinn blir absorbert av den fattige oppløsning som passerer gjennom trinnet og (ii) den anrikede oppløsning inneholder i hvert trinn fra ca. 0.1 til 0.3 mol sur gass pr. mol alkanolamin og (e) innfører fattig oppløsning fra destillasjons-sonen ved omkring toppen av hvert trinn og fjerner sterk oppløs-ning fra bunnpartiet a/ hvert trinn, og innfører sterk oppløsning i destillasjonssonen. Som overløp fra destillasjonssonen får man et gåssformig produkt hvor molforholdet mellom karbondioksyd where R denotes an alkanol residue with two or three C atoms and is unsubstituted or methyl substituted, or an alkyl group with 1 to 5 C atoms provided that at least one of the groups R denotes an alkanol group, (b) using a lean solution with a molarity of about. 1.5 to 75 and a maximum content of approx. 0.1 mol acid gas per moles of alkanolamine, (c) uses an absorption zone with 2 to 10 separate stages, where maximum equilibrium is sought between the hydrogen sulphide in the gas and in the liquid phase and minimum equilibrium between carbon dioxide in the gas and in the liquid phases, (d) regulates the flow rate of the lean solution through all the steps so that (i) from approx. 0.1 to 0.9 parts by volume of the hydrogen sulphide passing through each stage is absorbed by the lean solution passing through the stage and (ii) the enriched solution contains in each stage from approx. 0.1 to 0.3 mol acid gas per moles of alkanolamine and (e) introduce lean solution from the distillation zone at about the top of each stage and remove strong solution from the bottom part a/ each stage, and introduce strong solution into the distillation zone. As overflow from the distillation zone, a gaseous product is obtained where the molar ratio of carbon dioxide

og hydrogensulfid ikke er over 6.and hydrogen sulphide is not above 6.

I den kombinasjon av reaksjonsbetingelser som benyttes i henhold til foreliggende oppfinnelse sikrer en nesten fullstendig fjerning av hydrogensulfid fra inngående gass, med høy selektivitet i forhold til karbondioksyd, idet disse betingelser er slik at fortrengning av absorbert hydrogensulfid med karbondioksyd i fødingen er gjort så lav som mulig og den drivende kraft for hydrogensulfid-absorpsjon er gjort så stor som mulig, hvilket forklares nøyere i det følgende. In the combination of reaction conditions used according to the present invention, an almost complete removal of hydrogen sulphide from the incoming gas is ensured, with high selectivity in relation to carbon dioxide, these conditions being such that the displacement of absorbed hydrogen sulphide by carbon dioxide in the feed is made as low as possible and the driving force for hydrogen sulphide absorption is made as large as possible, which is explained in more detail below.

Den eneste figur viser et skjematisk blokkdiagramThe only figure shows a schematic block diagram

av en utførelse i henhold til oppfinnelsen.of an embodiment according to the invention.

Som ovenfor nevnt virker, i tillegg til de nevnte trinn og betingelser, hvert trinn i absorbsjonsprosessen på en særlig måte for å oppnå den optimale selektivitet som er ønsket. As mentioned above, in addition to the mentioned steps and conditions, each step in the absorption process works in a particular way to achieve the optimal selectivity that is desired.

Den selektive metode er bygget på to hovedtrekk. Det førsteThe selective method is built on two main features. The first

trekk er å nærme, seg i så stor grad som mulig likevekt mellom hydrogensulfid i væskefase og i gassfase og å fjerne seg så move is to approach, to the greatest extent possible, equilibrium between hydrogen sulphide in the liquid phase and in the gas phase and to remove

sterkt som mulig fra likevekt mellom karbondioksyd i væskefase og i gassfase. Muligheten til å regulere disse likevektsbe-tingelsene er forbundet med masseoverførings-karakteristika for gass-væske-systernet. Det vil si at likevekten mellom I^S i gassen og i væsken søkes oppnådd ved hjelp av forskjellige tek-nikker som øker masseoverføringshastigheten i gassfase. Videre søker man å redusere likevektsinnstillingen mellom C02i gass- strongly as possible from equilibrium between carbon dioxide in liquid phase and in gas phase. The possibility of regulating these equilibrium conditions is connected with the mass transfer characteristics of the gas-liquid system. That is to say, the equilibrium between I^S in the gas and in the liquid is sought to be achieved by means of various techniques that increase the mass transfer rate in the gas phase. Furthermore, the aim is to reduce the equilibrium setting between C02i gas

fase og i væskefase ved metoder som reduserer masseoverførings-hastigheten i væskefase. I begge tilfeller kan disse forhold påvirkes ved egnet konstruksjon av beholderne og egnet valg av driftsbetingelser. Det er flere måter å oppnå dette særlige trekk på. En praktisk metode består i eksempelvis å benytte en høy overflatehastighet på gassen gjennom hvert trinn, tilstrekkelig til å øke gassfase-masséoverføringshastigheten uten vesentlig økning av masseoverføringshastigheten i væskefase, ved å opprettholde relativt'stillestående væskefase. En anne praktisk fremgangsmåte som kan brukes i systemet som allerede opererer med phase and in the liquid phase by methods that reduce the mass transfer rate in the liquid phase. In both cases, these conditions can be influenced by suitable construction of the containers and suitable choice of operating conditions. There are several ways to achieve this special trait. A practical method consists in, for example, using a high surface velocity of the gas through each step, sufficient to increase the gas phase mass transfer rate without significantly increasing the mass transfer rate in the liquid phase, by maintaining a relatively stationary liquid phase. Another practical method that can be used in the system that already operates

høye masseoverføringshastigheter i gassfase består i å hindre høy gasshastighét for fødingen gjennom hver kolonne-plate eller plate-ekvivalent, i så sterk grad at strømningen er tilstrekkelig<*>til, men ikke større enn den strømning som vil opprettholde opp- ;løsning på platen. På denne måte reduseres masseoverførings-hastighetene i væskefasen og innholdet av sure gasser i det anrikede oppløsningsmiddel, i hvilket ytterligere hindrer likevekt-tilnærming mellom CC>2 i gass- og væske-fase. ;Det andre og like viktige trekk ved foreliggende fremgangsmåte er å opprettholde totalopptaket i den anrikede opp-løsning i området 0.1 til 0.3 mol sur gass pr. mol alkanolamin. ;. Ved større opptak, etterhvert som CC>2og f^S nærmer seg mer og;mer likevekt, vil CC^begynne å fortrenge absorbert ^S på grunn av at karbondioksyd er "en sterkere syre enn hydrogensulfid. Slik fortrengning er uønsket fordi selektiviteten med hensyn på netto-hydrogensulfid-absorpsjon påvirkes i uheldig retning. ;Videre vil det forhold at man opprettholder et surt opptak innenfor nevnte område tjene til å holde en høy I^S-overføringshastig-het fra gassfase til væskefase ved å gjøre økningen i I^S-partialtrykket over oppløsningen så lav som mulig. I sistnevnte for-, bindelse vil man minne om at hydrogensulfidets partialtrykk over oppløsningen påvirkes av to faktorer. For det første, etter hvert som I^S-opptaket øker, vil partialtrykket av H2S over oppløsning-en øke. For det andre vil øket CC^-opptak også øke I^S-partialtrykket over oppløsningen, og dette er viktig. Netto-drivkraften mellom I^S i gassfase og F^S i likevekt med væskefasen vil derfor synke hurtig etterhvert som opptaket øker. Flertrinns-absorp- ;sjon i henhold til foreliggende oppfinnelse gjør det mulig å maksimalisere drivkraften i absorberen ved å utbytte den anrikede oppløsning i hvert trinn med svak oppløsning med derav følgende lavt partialtrykk for begge de sure gasskomponenter. Ved å fjerne bare en del av de sure gasser pr. trinn og ikke tillate at opptaksforholdet i den anrikede oppløsning stiger forbi det angitte område, oppnår man høy selektivitet med hensyn på hydrogensulfid absorbsjon i forhold til karbondioksyd-absorbsjonen. ;Inngående gass (føding) som går inn i absorbsjons-sonen i henhold til oppfinnelsen består av en sur gass som inneholder karbondioksyd og hydrogensulfid. Inngående gass kan være ;(A) en blanding av en prosess-gass og nevnte sure gass eller (B) den sure gassen. Prosessgassen består av et hydrokarbon eller en ;blanding av hydrokarboner. Eksempler på hydrokarboner som kan behandles i systemet er metan, metan i form av naturgass eller ;erstatnings- eller syntetisk naturgass (SNG) etylen, etan, propylen, propan, blandinger av slike hydrokarboner og for-håndsrensede avløpsgasser fra cracking av bensin eller råolje eller fra forgassing av kull. Det er ingen begresninger med hensyn på kapasiteten for inngående gass ved foreliggende fremgangsmåte forutsatt at anlegget gis en korrekt størrelse, hvilket er et vanlig beregningsproblem. Føringen kan enten inneholde en sur gass sammen med prosessgassen eller bestå av den sure gassen selv. Nevnte sure gass er an blanding av karbondioksyd og hydrogensulfid, generelt i molforhold på ca. 5 - 140 mol karbondioksyd pr. mol hydrogensulfid. ;Forholdet mellom prosessgass og sur gass, når begge disse komponenter finnes i gassen, kan falle innenfor et meget stort område siden foreliggende fremgangsmåte kan be-handle ethvert forhold. Dette følger av at prosessgassen er inert med hensyn på den aktuelle absorpsjon og bortsett fra tilpasning av apparaturens størrelse behøver man derfor ikke ta hensyn til prosessgassen. ;Vann vil eventuelt være tilstede i blandingen;som vanndamp eller mikrodråper i mengder mellom 0 og mettet gass med hensyn på vanndamp, og gassblandingen er fortrinnsvis vanndamp-mettet siden dette reduserer avdampingen i nedre del av absorpsjonssonen. Vannfri føding kan brukes men er sjelden. Dette vannet tar man ikke hensyn til ved måling av molaliteten bortsett fra eller inntil vannet går i oppløsning med alkanolaminet. ;Forurensninger som definert representeres av (a) enhver gass som ikke utgjør prosessgass, sur gass eller vanndamp og (b) faste partikler eller væskedråper (bortsett fra vanndråper) i fødingen. Forurensninger kan inngå i mengder på opptil 3 vektprosent basert på fødingens totalvekt, men foreligger fortrinnsvis i mengder på høyst 1 vektprosent og i de fleste tilfeller under 0,01%. Eksempler på gassformige forurensninger er svovel-dioksyd, karbonylsulfid og karbondisulfid. Eksempler på faste eller flytende forurensninger er jernsulfid, jernoksyd, høymole-kylære hydrokarboner og polymere. Alle olefiner med mer enn en dobbeltbinding, hydrokarboner med trippelbindinger og generelt alle forbindelser som vil polymerisere eller reagere in situ er uønskede forurensninger. ;Absorpsjonsmiddelet er en oppløsning av et alkanolamin og vann, hvor alkanolaminet har strukturformel ; ; hvor hver R-gruppe er like eller forskjellige og kan være minst én alkanolgruppe som har to eller tre C-atomer og er usubstituert eller metylsubstituert; eller kan bestå av en alkylgruppe med 1 til 5 C-atomer forutsatt at minst én av gruppene R betegner en alkanolrest. ;Eksempler på aktuelle alkanolaminer er metyldietanolamin (MDEA)(foretrukket), trietanolamin (TEA), etyldietanol-amin (EDEA), tripropanolamin og triisopropanolamin. Selvom blandingen av alkanolaminer kan brukes foretrekkes ikke dette. ;Det er nok vann i oppløsningen eller innført i systemet til å gi en molalitet i området 1,5 til 75, fortrinnsvis ca. 5.5 - 12.5. Bestemmelsen av molaliteten foretas på basis av alkanolamin som oppløst stoff og vann som oppløsningsmiddel, ;hvor molaliteten av oppløsningen er lik antall mol oppløst stoff (alkanolamin) oppløst i 1000 g oppløsningsmiddel.(vann). Molaliteten som anvendes i foreliggende forbindelse gjelder den fattige alkanolaminoppløsning som brukes til å kontakte føde-gassen i ;hvert trinn i absorpsjonssonen. Annet vann i systemet tas ikke i betraktning ved denne bestemmelsen.. ;Når vandig MDEA-oppløsning (fattig) innføres i systemet ligger konsentrasjonen generelt på ca. 10 - 90 vektprosent MDEA basert på oppløsningens vekt, fortrinnsvis ca. 45 - 55 vektprosent. Denne, oppløsningen bør enten gi den korrekte molalitet i. prosessen eller man må innføre ytterligere vann i systemet for å oppnå detter Eksempler på typiske oppløsninger, i vektprosent, er: MDEA - 50 prosent - vann 50 prosent; TEA 60 prosent - vann 40 prosent; og EDEA 55 prosent - vann 45 prosent. ;Selvom vannmengden generelt for alle alkanolaminer faller innenfor området 10 - 90 vektprosent basert på oppløsningens totalvekt, og oppløsningen med fordel har slik viskositet at den kan pumpes,, fastlegges vannmengden på basis av molalitet innenfor de angitte områder. r ;Den apparatur som benyttes for destillasjon, varmeveksling og kjøling, samt kokere, filtreringsapparater, rørledninger, turbiner, pumper, flash-destillerings-tanker etc. er av vanlig type.. En typisk regenererings- eller destillasjons kolonne kan beskrives som et hullplatetårn med 15 - 20 virkelige plater eller ekvivalens fyllmaterialé. ;Destillasjonskolonnen inneholder i bunnen eller;i den utvendige kjele et rørformet varmeelement eller koker og i toppen og utenfor destillasjonskolonnen finnes kjølere og en vannseparator. ;Absorpsjonsapparatet er imidlertid ikke av vanlig ;type, som man vil se av det følgende.;Det fremgår av tegningen at absorpsjonsanlegget ikke er en kolonne men er delt i tre separate trinn som er forbundet med hverandre i serie. Den eneste direkte forbindelse mellom trinnene er ledningen 9 som fører inngående gass. I Væsken fra et trinn går aldri inn i et annet trinn hvis ikke eller før væsken går gjennom et destillasjonsanlegg. Det. kan være 2-10 trinn. ;Antall trinn økes innenfor nevnte 2 - 10 trinn i henhold til økede rensebehov. Man vil innse at det kan brukes flere enn 10 trinn i spesielle tilfelle for å oppnå ekstremt stor renhetsgrad siden bare en fraksjon av hydrogensulfid, i området 0,1 - 0,9 volumdeler, fjernes i hvert trinn, dvs. det fjernes fra ca. 10 - 90 volumprosent hydrogensulfid i inngående gass ved passering gjennom hvert trinn. Normalt er den fraksjon av hydrogensulfid som fjernes fra inngående gass i hvert trinn i området 0.3 - 0.7 volumdeler. Den relativt høye fjerningsgrad (opptil ca. 0.9) eller relativt lave fjerningsgrad (ned til ca. 0.1) ;volumdeler hydrogensulfid gjennom hvert"'trinn avhenger av innholdet (opptaksgrad, anrikningsgrad) for hydrogensulfid i inngående gasstrøm. ;Hvert trinn kan ha 1 - 10, vanligvis høyst 6 virke-, lige plater eller separasjons-elementer, eller tilsvarende ekvivalenter i dusj tårn, medstrøms-kontaktorapparatér eller fylte tårn. I følgende omtale skal betegnelsen "trinn" og "plate" ;også omfatte ekvivalent apparatur. F. eks. antar man at et trinn med tre plater er det samme som et fylt tårn med en pakking-ekvivalent til tre plater. Man foretrekker ikke trinn som har ;mer enn 4 plater. Antall plater velges av operatøren for å opp-;nå det resultatet som angis i arbeidsbeskrivelsen med hensyn på molforholdet karbondioksyd/hydrogensulfid som forlater destillasjonsanlegget på toppen, hvilket i foreliggende fremgangsmåte er satt til omtrent 6 eller lavere. Hvis man antar at samme plate-konstruksjon benyttes i alle platene<*>i et trinn, vil molforholdet CC^/^S i den sterke oppløsning i hvert trinn synke med synkende antall plater når man opererer i henhold til oppfinnelsen. Det er derfor klart at det kan oppnås mange grader av renhet og molforhold i henhold til oppfinnelsen. high mass transfer rates in the gas phase consist in preventing high gas velocity for the feed through each column-plate or plate-equivalent, to such an extent that the flow is sufficient<*>to, but not greater than, the flow which will maintain dissolution on the plate . In this way, the mass transfer rates in the liquid phase and the content of acid gases in the enriched solvent are reduced, thereby further preventing equilibrium approach between CC>2 in gas and liquid phase. The second and equally important feature of the present method is to maintain the total absorption in the enriched solution in the range of 0.1 to 0.3 mol acid gas per moles of alkanolamine. ;. At greater uptake, as CC>2 and f^S approach more and;equilibrium, CC^ will begin to displace absorbed ^S due to carbon dioxide being a stronger acid than hydrogen sulfide. Such displacement is undesirable because the selectivity with respect to on net hydrogen sulphide absorption is adversely affected. Furthermore, the fact that one maintains an acidic uptake within the aforementioned area will serve to maintain a high I^S transfer rate from gas phase to liquid phase by making the increase in I^S -the partial pressure above the solution as low as possible. In the latter connection, it will be recalled that the partial pressure of the hydrogen sulphide above the solution is affected by two factors. Firstly, as the I^S absorption increases, the partial pressure of H2S above the solution will an increase. Secondly, increased CC^ uptake will also increase the I^S partial pressure above the solution, and this is important. The net driving force between I^S in the gas phase and F^S in equilibrium with the liquid phase will therefore decrease rapidly as uptake increases. Multi-stage absorption according to the present invention makes it possible to maximize the driving force in the absorber by replacing the enriched solution in each stage with a weak solution with the resulting low partial pressure for both acid gas components. By removing only part of the acid gases per step and do not allow the absorption ratio in the enriched solution to rise beyond the specified range, high selectivity is achieved with respect to hydrogen sulphide absorption in relation to carbon dioxide absorption. ;Incoming gas (feed) which enters the absorption zone according to the invention consists of an acidic gas containing carbon dioxide and hydrogen sulphide. Incoming gas can be (A) a mixture of a process gas and said sour gas or (B) the sour gas. The process gas consists of a hydrocarbon or a mixture of hydrocarbons. Examples of hydrocarbons that can be treated in the system are methane, methane in the form of natural gas or substitute or synthetic natural gas (SNG), ethylene, ethane, propylene, propane, mixtures of such hydrocarbons and pre-cleaned waste gases from the cracking of petrol or crude oil or from gasification of coal. There are no limitations with regard to the capacity for incoming gas in the present method, provided that the plant is given the correct size, which is a common calculation problem. The line can either contain an acid gas together with the process gas or consist of the acid gas itself. Said acid gas is a mixture of carbon dioxide and hydrogen sulphide, generally in a molar ratio of approx. 5 - 140 mol of carbon dioxide per moles of hydrogen sulfide. The ratio between process gas and acid gas, when both of these components are present in the gas, can fall within a very large range since the present method can handle any ratio. This follows from the fact that the process gas is inert with regard to the absorption in question and, apart from adapting the size of the apparatus, one therefore does not need to take account of the process gas. Water will possibly be present in the mixture as water vapor or microdroplets in amounts between 0 and saturated gas with respect to water vapor, and the gas mixture is preferably water vapor-saturated since this reduces evaporation in the lower part of the absorption zone. Waterless birthing can be used but is rare. This water is not taken into account when measuring the molality except or until the water dissolves with the alkanolamine. ;Contaminants as defined are represented by (a) any gas other than process gas, sour gas or water vapor and (b) solid particles or liquid droplets (other than water droplets) in the feed. Impurities can be included in amounts of up to 3% by weight based on the total weight of the birth, but are preferably present in amounts of no more than 1% by weight and in most cases below 0.01%. Examples of gaseous pollutants are sulfur dioxide, carbonyl sulphide and carbon disulphide. Examples of solid or liquid pollutants are iron sulphide, iron oxide, high-molecular hydrocarbons and polymers. All olefins with more than one double bond, hydrocarbons with triple bonds and generally all compounds that will polymerize or react in situ are undesirable contaminants. ;The absorbent is a solution of an alkanolamine and water, where the alkanolamine has the structural formula ; ; wherein each R group is the same or different and may be at least one alkanol group having two or three C atoms and being unsubstituted or methyl substituted; or may consist of an alkyl group with 1 to 5 C atoms provided that at least one of the groups R denotes an alkanol residue. Examples of relevant alkanolamines are methyldiethanolamine (MDEA) (preferred), triethanolamine (TEA), ethyldiethanolamine (EDEA), tripropanolamine and triisopropanolamine. Although the mixture of alkanolamines can be used, this is not preferred. There is enough water in the solution or introduced into the system to give a molality in the range of 1.5 to 75, preferably approx. 5.5 - 12.5. The molality is determined on the basis of alkanolamine as solute and water as solvent, where the molality of the solution is equal to the number of moles of solute (alkanolamine) dissolved in 1000 g of solvent (water). The molality used in the present connection applies to the lean alkanolamine solution used to contact the feed gas in each step of the absorption zone. Other water in the system is not taken into account in this determination.. ;When aqueous MDEA solution (poor) is introduced into the system, the concentration is generally approx. 10 - 90 weight percent MDEA based on the weight of the solution, preferably approx. 45 - 55 percent by weight. This solution should either provide the correct molality in the process or additional water must be introduced into the system to achieve this. Examples of typical solutions, in weight percent, are: MDEA - 50 percent - water 50 percent; TEA 60 percent - water 40 percent; and EDEA 55 percent - water 45 percent. Although the amount of water in general for all alkanolamines falls within the range of 10 - 90 percent by weight based on the total weight of the solution, and the solution advantageously has such viscosity that it can be pumped, the amount of water is determined on the basis of molality within the specified ranges. r ;The apparatus used for distillation, heat exchange and cooling, as well as boilers, filtering devices, pipelines, turbines, pumps, flash distillation tanks etc. are of the usual type. A typical regeneration or distillation column can be described as a perforated plate tower with 15 - 20 real plates or equivalent filler material. ;The distillation column contains at the bottom or;in the outer boiler a tubular heating element or boiler and at the top and outside the distillation column there are coolers and a water separator. The absorption apparatus, however, is not of the usual type, as will be seen from the following. It is clear from the drawing that the absorption plant is not a column but is divided into three separate stages which are connected to each other in series. The only direct connection between the stages is line 9 which carries incoming gas. I The liquid from one stage never enters another stage unless or until the liquid passes through a distillation plant. The. can be 2-10 steps. ;The number of steps is increased within the aforementioned 2 - 10 steps according to increased cleaning needs. It will be appreciated that more than 10 steps can be used in special cases to achieve an extremely high degree of purity since only a fraction of hydrogen sulphide, in the range of 0.1 - 0.9 parts by volume, is removed in each step, i.e. it is removed from approx. 10 - 90 volume percent hydrogen sulphide in incoming gas when passing through each stage. Normally, the fraction of hydrogen sulphide that is removed from the incoming gas in each step is in the range of 0.3 - 0.7 parts by volume. The relatively high removal rate (up to approx. 0.9) or relatively low removal rate (down to approx. 0.1) volume fraction of hydrogen sulphide through each step depends on the content (absorption rate, enrichment rate) of hydrogen sulphide in the incoming gas stream. Each step can have 1 - 10, usually no more than 6 working, straight plates or separation elements, or corresponding equivalents in shower towers, co-flow contactor apparatus or filled towers. In the following description, the terms "stage" and "plate" shall also include equivalent apparatus. E.g. . one assumes that a stage with three plates is the same as a packed tower with a packing equivalent of three plates. One does not prefer stages having ;more than 4 plates. The number of plates is chosen by the operator to achieve that result as stated in the work description with regard to the carbon dioxide/hydrogen sulphide molar ratio leaving the distillation plant at the top, which in the present method is set to approximately 6 or lower. If one assumes that the same plate construction is used in all the plates<*>in a step, the mole ratio CC^/^S in the strong solution in each step will decrease with a decreasing number of plates when operating according to the invention. It is therefore clear that many degrees of purity and molar ratio can be achieved according to the invention.

Med hensyn på apparatur kan fremgangsmåten utføresDepending on the equipment, the procedure can be carried out

i en rekke forskjellige absorpsjonsanlegg. Egnede absorpsjonsanlegg kan være utstyrt med hullplater boblehetteplater, ventil-plater og lignende med 0 eller minimale kanthøyder. Disse forskjellige platetyper kan kjøres på forskjellige måter. Med hullplater kan f.eks. inngående gasshastighet avpasses slik at strøm-ningen er tilstrekkelig men ikke større enn at det opprettholdes oppløsning på platen. Dette kan lettere forstås ved henvisning til Chemical Engineers<1>Handbook, Perry et al, 4. utgave, Mc-Graw-Hill, 1963, Avsnitt 18, sidene 18-3 eller 18-24, som herved tas in a number of different absorption plants. Suitable absorption systems can be equipped with perforated plates, bubble cap plates, valve plates and the like with 0 or minimal edge heights. These different disc types can be run in different ways. With perforated plates, e.g. incoming gas velocity is adjusted so that the flow is sufficient but not greater than that resolution is maintained on the plate. This can be more easily understood by reference to the Chemical Engineers<1>Handbook, Perry et al, 4th edition, Mc-Graw-Hill, 1963, Section 18, pages 18-3 or 18-24, which are hereby taken

med som referanse. På side 18-5 nevnes det at tilbakedrypning finner sted når damphastigheten er utilstrekkelig til å holde væsken på platen. På side 18-14 pekes det på at "nedfall" i boblehette-plater er analog til "tilbakedrypping" på hullplater. Hensikten er i dette tilfelle å operere en plate slik at gasshastig-heten er akkurat tilstrekkelig til å holde væsken på platen, dvs. umiddelbart over tilbakedryppingspunktet. Medvandre ord opereres platen så ineffektivt som mulig hvilket må antas å være helt uvan-lig. Selv om platen kjøres på denne måten er platekonstruksjonen slik at kontakteffekten eller kontaktarealet mellom gassen og væsken er så- stor som mulig samtidig eom væskens oppholdstid på platen.."., er så liten som mulig eller med andre ord kontakttiden mellom gass og væskefase er så liten som mulig. Ved å operere en hullplate i nærheten av tilbakedryppingspunktet oppnås derfor den foreliggende hensikt. with as a reference. On page 18-5 it is mentioned that back-drip takes place when the vapor velocity is insufficient to keep the liquid on the plate. On pages 18-14, it is pointed out that "fallout" in bubble-cap plates is analogous to "dripping back" on perforated plates. The purpose in this case is to operate a plate so that the gas velocity is just sufficient to keep the liquid on the plate, i.e. immediately above the point of back-drip. In other words, the disc is operated as inefficiently as possible, which must be assumed to be completely unusual. Even if the plate is driven in this way, the plate construction is such that the contact effect or the contact area between the gas and the liquid is as large as possible at the same time that the residence time of the liquid on the plate...., is as small as possible or in other words the contact time between gas and liquid phase is as small as possible By operating a perforated plate in the vicinity of the back-drip point the present purpose is therefore achieved.

Selv bm det er gunstig å drive absorberen og/eller platene eller plate-ekvivalentene på en slik måte at kontakttid- Even if it is advantageous to operate the absorber and/or plates or plate equivalents in such a way that contact time-

en mellom gassfase og væskefase er så lav som mulig, idet man der- between gas phase and liquid phase is as low as possible, since

ved oppnår fordelen med hurtigere reaksjonshastighet mellom alkanolaminoppløsningen og H2S i forhold til CC^-gassens reaksjonshastighet, er lav kontakttid bare en av de faktorer som bevirker sterkere selektiv f^S-fjerning. Faktorer som motvirker den iboende hurtigere absorpsjonshastighet for H2S i forhold til CO,, er faktorer som C02-molekylets evne til å fortrenge absorbert H2S, stigningen i H2S-partialtrykk over væskefasen ved absorpsjon av C02og karakteristika ved masse-overføringen. Hvis derfor ikke fortrengningsfaktoren som funksjon av det sure gassopptaket gjøres så liten som mulig og masseoverføring-drivkreftene som funksjon av surgass-opptaket er slik at de begunstiger H2S-absorpsjon og hvis ikke H2S-gass-faseoverføringen økes mens man reduserer overføringen av C02at achieves the advantage of a faster reaction rate between the alkanolamine solution and H2S compared to the reaction rate of the CC^ gas, low contact time is only one of the factors that causes stronger selective f^S removal. Factors that counteract the inherently faster absorption rate of H2S compared to CO, are factors such as the ability of the C02 molecule to displace absorbed H2S, the rise in H2S partial pressure above the liquid phase upon absorption of C02 and characteristics of the mass transfer. If therefore the displacement factor as a function of the acid gas uptake is not made as small as possible and the mass transfer driving forces as a function of the acid gas uptake are such that they favor H2S absorption and if the H2S gas phase transfer is not increased while reducing the transfer of C02

til væskefaste, oppnås ikke en reproduserbar og høyselektiv H2S fjerning. Idet H2S-absorpsjonen reguleres i gass-film, mens C02-absorpsjonen reguleres i væské-film, vil derfor operasjon to liquid solids, a reproducible and highly selective H2S removal is not achieved. Since the H2S absorption is regulated in a gas film, while the C02 absorption is regulated in a liquid film, operation

ved lav kontakttid, men høy væskefaseoverføring ikke gi høyselek-tiv H2S-absorpsjon. Inngående gass, som generelt inneholder et molforhold C02/hydrogensulfid i området 5 - 140 mol karbondioksyd pr. mol hydrogensulfid går inn gjennom ledning 9 til trinn 1 under nederste plate (dvs. plate 4 på tegningen), inngående temperatur for fødegassen til trinn 1 er 30 - 4 3°C. Fødingen strømmer°PP gjennom trinn 1 og møter i motstrøm den vandige alkanolamin-oppløsning som betegnes fattig oppløsning, dvs. det inneholder mindre enn ca. 0.1 mol sur gass pr. mol alkanolamin, hvilken innføres til trinn 1 ved plate 1 gjennom ledning 11. at low contact time, but high liquid phase transfer does not give highly selective H2S absorption. Incoming gas, which generally contains a molar ratio of C02/hydrogen sulphide in the range of 5 - 140 mol of carbon dioxide per moles of hydrogen sulphide enters through line 9 to stage 1 below the bottom plate (ie plate 4 in the drawing), inlet temperature for the feed gas to stage 1 is 30 - 4 3°C. The feed flows°PP through stage 1 and meets the aqueous alkanolamine solution in counterflow, which is called a lean solution, i.e. it contains less than approx. 0.1 mol acid gas per moles of alkanolamine, which is introduced to stage 1 at plate 1 through line 11.

Trykket i trinn 1 ligger mellom ca. atmosfæretrykk The pressure in stage 1 is between approx. atmospheric pressure

og 140 atm.., normalt i området 1.75 - 85 atm. and 140 atm.., normally in the range 1.75 - 85 atm.

Den fattige oppløsning går inn i trinn 1 med en temperatur som normalt er i området 30 - 4 3°C. Fødingen, som omtrent ble befridd for ca. halvparten av hydrogensulfidet ved passering gjennom trinn 1, går ut gjennom ledning 9 og inn i trinn 2. Utgangstemperatur. for gassen er vanligvis i området 30 - 4 3°C. Det.bemerkes at det foregår meget liten varmeoverfør-. ing (eller varmetap) fra trinn til trinn. The lean solution enters stage 1 at a temperature which is normally in the range 30 - 43°C. The birth, which was roughly liberated for approx. half of the hydrogen sulphide when passing through stage 1, exits through line 9 and into stage 2. Outlet temperature. for the gas is usually in the range 30 - 4 3°C. It is noted that very little heat transfer takes place. ing (or heat loss) from stage to stage.

Gassen fra første trinn inneholder på volumbasis ca. 10 - 280 deler karbondioksyd pr. del hydrogensulfid og er^vanligvis mettet hvis utgangsgassen var mettet. Etter at den fattige oppløsning har absorbert sur gass i trinn 1 betegnes den anriket oppløsning, dvs. at den sterke oppløsning er en blanding av fattig oppløsning, absorbert sur gass, vann opptatt fra føde-gassen og en del forurensninger. "Opptaksforholdet" eller innholdet av sure gasser i den anrikede oppløsning uttrykkes som molforholdet mellom sure gasser og alkanolamin i den anrikede oppløsning og er i første trinn og de følgende trinn i området 0.1 - 0.3 målt omtrent i bunnen av hvert trinn hvor utløpet 10-12 og 14 befinner seg. Den rike oppløsning går inn i første trinn ved eller under bunnplaten (dvs. plate 4 på tegningen) ved en utløpstemperatur for første trinn som normalt er ca. 30 - 4 3°C. Den rike oppløsning går deretter til en felles kanal som også tilføres sterke oppløsninger fra de andre trinnene 2 og 3 gjennom ledning 12 og 14 resp. Man vil se at utgangstemperaturen for gassen og for den rike oppløsning er omtrent de samme i hele anlegget og fra trinn til trinn. Selv omddet finner sted en viss temperaturøkning i oppløsningen på grunn av den eksoterme reaksjon som foregår i hvert trinn, er disse temperaturforandringer uten betydning og opptas av betegnelsen "ca". The gas from the first stage contains, on a volume basis, approx. 10 - 280 parts of carbon dioxide per part hydrogen sulphide and is^usually saturated if the starting gas was saturated. After the lean solution has absorbed acid gas in step 1, it is called an enriched solution, i.e. the strong solution is a mixture of lean solution, absorbed acid gas, water taken up from the feed gas and some impurities. The "absorption ratio" or the content of acid gases in the enriched solution is expressed as the molar ratio between acid gases and alkanolamine in the enriched solution and is in the first stage and the following stages in the range 0.1 - 0.3 measured approximately at the bottom of each stage where the outlet 10-12 and 14 are located. The rich solution enters the first stage at or below the bottom plate (ie plate 4 in the drawing) at an outlet temperature for the first stage which is normally approx. 30 - 43°C. The rich solution then goes to a common channel which is also supplied with strong solutions from the other stages 2 and 3 through lines 12 and 14 respectively. It will be seen that the exit temperature for the gas and for the rich solution are approximately the same throughout the plant and from stage to stage. Although there is a certain temperature increase in the solution due to the exothermic reaction that takes place in each step, these temperature changes are insignificant and are covered by the designation "ca".

Absorpsjonsprosessen gjentas i trinn 2 og 3 og eventuell prosessgass går med restene av sur gass gjennom ledningen 9 til hvert påfølgende trinn. Inløpstemperatur for inngående gass til hvert trinn er som angitt for trinn 1, dvs. ca. 30 - 43°C. Trykket er omtrent det samme i hvert trinn, den fattige oppløsning går inn i hvert trinn ved omtrent samme temperatur, utløpstemperaturen for gassen er som for trinn 1, volumforholdet The absorption process is repeated in stages 2 and 3 and any process gas goes with the remains of sour gas through line 9 to each subsequent stage. Inlet temperature for incoming gas to each stage is as indicated for stage 1, i.e. approx. 30 - 43°C. The pressure is approximately the same in each stage, the lean solution enters each stage at approximately the same temperature, the outlet temperature of the gas is as for stage 1, the volume ratio

.mellom karbondioksyd og hydrogensulfid øker for hvert trinn, idet økningen avhenger av prosessens selektivitet og utgangstemperaturen for sterk oppløsning i hvert trinn ligger også innenfor samme område som i første trinn. Som tidligere nevnt er temperaturen på fattig oppløsning og inngående gass til hvert trinn samt .between carbon dioxide and hydrogen sulphide increases for each step, as the increase depends on the selectivity of the process and the exit temperature for strong solution in each step is also within the same range as in the first step. As previously mentioned, the temperature of lean solution and entering gas to each stage as well

for rik oppløsning og utgående gass fra hvert trinn normalt i området 30 - 43 C men det faller imidlertid innenfor oppfinnelsens.' ramme om absorpsjonssonen drives ved lavere temperaturer (dvs. under 30°C), hvilket ytterligere begunstiger selektiviteten med hensyn på hydrogensulfid-opptak , ifølge systemets kinetiske lover. I tilfelle hvor man godtar økede driftsomkostninger på grunn av nedkjøling av fødegass og svak oppløsning til hvert trinn kan de too rich solution and outgoing gas from each stage normally in the range 30 - 43 C, but it however falls within the scope of the invention.' frame of the absorption zone is operated at lower temperatures (i.e. below 30°C), which further favors the selectivity with regard to hydrogen sulphide uptake, according to the system's kinetic laws. In the case where one accepts increased operating costs due to feed gas cooling and poor resolution to each stage, they can

respektive temperaturer senkes.til ca. 10°C og de andre temperaturer nevnt ovenfor (dvs. den behandlede gassens temperatur og den sterke oppløsningens utgangstemperatur) vil være tilsvarende lav. respective temperatures are lowered to approx. 10°C and the other temperatures mentioned above (ie the temperature of the treated gas and the exit temperature of the strong solution) will be correspondingly low.

Den anrikede oppløsning i samleledningen som anriket oppløsning fra hvert trinn føres til, går gjennom en varmeveksler og derpå til en vanlig destillasjonssone generelt ved eller i nærheten av øverste trinn. Inngående temperaturer på anriket oppløsning til destillasjonsanlegget er vanligvis ca. 82 - 110°C. De nevnte ledninger, varmeveksleren og destillasjonsapparatet er av kjent konstruksjon og ikke vist på tegningen. The enriched solution in the header to which enriched solution from each stage is fed passes through a heat exchanger and then to a common distillation zone generally at or near the top stage. Incoming temperatures of enriched solution to the distillation plant are usually approx. 82 - 110°C. The mentioned lines, the heat exchanger and the distillation apparatus are of known construction and not shown in the drawing.

Den sure gass og en del vann avdestilleres fra den anrikede oppløsning i destillasjonsapparatet. Apparatet kan benytte nedsatt trykk og/eller direkte oppvarming. Direkte oppvarming avgir damp fra vannet i selve den sterke oppløsning og kan skje ved å føre svak oppløsning (bunnprodukt) gjennom kokere og resirkulere dette tilbake til destillasjonsanlegget. En blanding avsur gass og vanndamp går ut fra toppen av kolonnen. The acid gas and some water are distilled from the enriched solution in the still. The device can use reduced pressure and/or direct heating. Direct heating emits steam from the water in the strong solution itself and can be done by passing weak solution (bottom product) through boilers and recycling this back to the distillation plant. A mixture of deacidified gas and water vapor exits from the top of the column.

Det foreligger ca. 1-5 mol vann pr. mol sur gass i overløpet. Derpå kan vannet fjernes ved kondensasjon og den sure gassen gjenvinnes på kjent måte. Hele eller en del avrannmengden kan resirkuleres til destillasjonsapparatet som tilbakeløp, men den foretrukne fremgangsmåte består i å resirkulere tilstrekkelig vann til å gi riktig molalitet for den svake oppløsning, som nøyere behandlet senere. Det skal fremheves at vannet i destillasjonsanlegget kommer fra forskjellige kilder, dvs. fra inngående gass, vandig alkanolaminoppløsning og tilbakeløpsvann. There are approx. 1-5 moles of water per moles of acid gas in the overflow. The water can then be removed by condensation and the acid gas recovered in a known manner. All or part of the runoff can be recycled to the still as reflux, but the preferred method is to recycle sufficient water to provide the correct molality for the weak solution, which is treated more carefully later. It must be emphasized that the water in the distillation plant comes from different sources, i.e. from incoming gas, aqueous alkanolamine solution and reflux water.

Destillasjonsapparatet kan drives ved trykk fra atmosfæretrykk og til ca. 4.6 kg/cm 2 abs., vanligvis ca. 1.75 2.5 kg/cm 2abs., og normalt ved lavere trykk enn absorberen. Den svake oppløsning forlater destillasjonsanlegget ved en utgangstemperatur i området ca. 100 - 135°C, vanligvis ca. 118°C. The distillation apparatus can be operated at pressures from atmospheric pressure to approx. 4.6 kg/cm 2 abs., usually approx. 1.75 2.5 kg/cm 2abs., and normally at a lower pressure than the absorber. The weak solution leaves the distillation plant at an exit temperature in the range of approx. 100 - 135°C, usually approx. 118°C.

"Opptaksforholdet i fattig oppløsning" betegner molforholdet mellom sur gass og alkanolamin i den svake oppløs-ning og kan være ca. 0 - 0.1, fortrinnsvis 0 - 0.05, normalt ca. 0.02. The "absorption ratio in poor solution" denotes the molar ratio between acid gas and alkanolamine in the weak solution and can be approx. 0 - 0.1, preferably 0 - 0.05, normally approx. 0.02.

Den fattgie oppløsningen går fra destillasjonssonen gjennom en samleledning og en varmeveksler og forgrenes til ledningene 11, 13 og 15 som resp. forsyner trinn 1, 2 pg 3 med fattig oppløsning. The fatty solution goes from the distillation zone through a collection line and a heat exchanger and branches to the lines 11, 13 and 15 which resp. supplies stages 1, 2 pg 3 with poor resolution.

I varmeveksleren er kjent som fattig-anriket varmeveksler fordi den rike oppløsning som går gjennom varmeveksleren oppvarmes før inngang i destillasjonsanlegget og den fattige opp-løsning avkjøles før innløp til absorberen. The heat exchanger is known as a lean-enriched heat exchanger because the rich solution passing through the heat exchanger is heated before entering the distillation plant and the lean solution is cooled before entering the absorber.

Det anbefales å filtrere den rike oppløsningen etter absorpsjonstrinnet og anordning av sirkulasjonspumper og/ eller turbiner på egnede punkter langs forskjellige veier for å opprettholde ønsket sirkulasjonshastighet. It is recommended to filter the rich solution after the absorption step and to arrange circulation pumps and/or turbines at suitable points along different paths to maintain the desired circulation rate.

Ved teknisk drift forekommer system-tap på grunn av medrivning og fordampning av amin, medrivning av vann, ned-bryting av amin og spill. Dette er kjente problemer som ikke påvirker styringen av totalprosessen og behandles ikke videre her. During technical operation, system losses occur due to entrainment and evaporation of amine, entrainment of water, breakdown of amine and spillage. These are known problems that do not affect the management of the overall process and are not dealt with further here.

Strømningshastigheten (sirkulasjonshastigheten) for den fattige oppløsning bestemmes for hvert trinn og avpasses eller reguleres, slik at:(i),fra ca..0.1 - 0.9 og normalt 0.3 - 0.7 volumdeler hydrogensulfid gjennom hvert trinn absorberes av den fattige oppløsning som går gjennom trinnet og (ii) opptaksforholdet for sterk oppløsning ved bunnen i hvert trinn er ca. 0.1 - 0.3 mol sur gass pr. mol alkanolamin, hvilket gir et gassprodukt fra toppen av destillasjonskolonnen hvor molforholdet karbondioksyd / hydrogensulfid er høyst ca. 6, fortrinnsvis under 3. The flow rate (circulation rate) of the lean solution is determined for each step and adjusted or regulated, so that: (i), from about 0.1 - 0.9 and normally 0.3 - 0.7 volume parts of hydrogen sulphide through each step is absorbed by the lean solution passing through the step and (ii) the uptake ratio for strong resolution at the bottom in each stage is approx. 0.1 - 0.3 mol acid gas per moles of alkanolamine, which gives a gas product from the top of the distillation column where the mole ratio carbon dioxide / hydrogen sulphide is at most approx. 6, preferably under 3.

Som tommelfingerregel, vil høye opptaksforhold i rik oppløsning, innenfor det angitte område, oppnås ved å redusere strømningshastigheten, og lave opptaksforhold i sterk opp-løsning, innenfor det angitte område, oppnås ved å øke strømnings-hastigheten. As a rule of thumb, high uptake ratios in rich resolution, within the specified range, will be achieved by reducing the flow rate, and low uptake ratios in high resolution, within the specified range, will be achieved by increasing the flow rate.

Vanlige analysemetoder brukes for å bestemme mengdene av de forskjellige bestanddeler i blandingene. Standard analytical methods are used to determine the quantities of the various constituents in the mixtures.

Man vil innse at nevnte molforhold på 6 .eller mindre; It will be realized that said molar ratio of 6 .or less;

som er resultatet av foreliggende fremgangsmåte, nødvendigvis ikke oppnås i hvert trinn, men er et totalforhold som oppnås i absorpsjonssonen siden den sterke oppløsning fra allé trinn slås sammen, which is the result of the present method, is not necessarily obtained in each step, but is a total ratio obtained in the absorption zone since the strong solution from all steps is combined,

som angitt og behandles totalt i destillasjonsanlegget. Dette er viktig fordi fremragende resultater oppnås, sammenlignet med andre metoder selv ved molforhold på helt opp til 10 for et enkelt trinn. as indicated and processed in total in the distillation plant. This is important because outstanding results are obtained, compared to other methods, even at molar ratios as high as 10 for a single step.

Det "totale molforhold" defineres som molforholdet mellom karbondioksyd og hydrogensulfid i overløpet fra destilla-sjonsanleggét ved slutten av en fullstendig periode, dvs. når allé prosessens trinn er gjennomløpt og alle betingelsene oppfylt i alle trinn og den sterke oppløsning fra hvert trinn føres til destillasjonsapparatet. Sistnevnte forhold er derfor ikke noe The "total molar ratio" is defined as the molar ratio between carbon dioxide and hydrogen sulphide in the overflow from the distillation plant at the end of a complete period, i.e. when all the stages of the process have been completed and all conditions have been met in all stages and the strong solution from each stage is fed to the still . The latter relationship is therefore nothing

middelforhold for hvert trinn. fmean ratio for each step. f

Foreliggende oppfinnelse skal illustreres ytterligere ved de følgende eksempler. The present invention shall be further illustrated by the following examples.

Eksempel 1- 4.Example 1-4.

Eksemplene gjennom føres i henhold til blokkskjemaet på tegningen og de foretrukne trinn og betingelser i henhold til beskrivelsen. Hvert absorpsjonstrinn er en hullplate-kontaktor som inneholder hullplater uten overløp, med plateavstand 0.15 m. Absorber-diameteren er 9 cm. Destillasjonssonen består av et fylt tårn som svarer til 17 plater. Utenfor destillasjonstårnet finnes en koker og utenfor i toppen av destillasjonstårnet en kjøler, vannseparator og en pumpe. The examples are carried out according to the block diagram in the drawing and the preferred steps and conditions according to the description. Each absorption stage is a perforated plate contactor containing perforated plates without overflow, with a plate spacing of 0.15 m. The absorber diameter is 9 cm. The distillation zone consists of a filled tower that corresponds to 17 plates. Outside the distillation tower there is a boiler and outside at the top of the distillation tower a cooler, water separator and a pump.

Det er et filter og en fattig - rik-varmeveksler i samleledningen for rik oppløsning. Det finnes også en pumpe og den samme fattig-rik-varmeveksler i same Hedningen for fattig oppløsning. There is a filter and a lean-rich heat exchanger in the manifold for rich resolution. There is also a pump and the same lean-rich heat exchanger in the same Hedningen for lean solution.

Den anvendte alkanolamin ér metyldietanolamin. (MDEA).. Molaliteten for den svake oppløsning av MDEA The alkanolamine used is methyldiethanolamine. (MDEA).. The molality for the weak dissolution of MDEA

som går inn i hvert trinn i absorberen er 8.4, som svarer til en start-MDEA oppløsning på ca. 50 vektprosent MDEA og 50 vekt-, prosent vann. Apparaturen er rustfritt stål (AISI type 304 og 316). that enters each stage of the absorber is 8.4, which corresponds to an initial MDEA resolution of approx. 50 percent by weight MDEA and 50 percent by weight water. The equipment is stainless steel (AISI type 304 and 316).

Eksemplene 1 - 3er inngående gass en blanding av nitrogen, karbondioksyd, hydrogensulfid og vanndamp. Fødingen er mettet og inneholder ialt vesentlig ingen forurensninger. Nitrogenet brukes for etterligne en prosessgass som ved teknisk drift vil være en blanding av et eller flere hydrokarboner og/eller- - andre gasser som f.eks. en blanding av CH^, CO og H2, som ikke reagerer under de foreliggende forhold. I eksempel 1 - 3 er konsentrasjonen av karbondioksyd i fødingen 15 volumprosent, basert på totalvolumet av inngående gass uten vanndamp og forurensninger. Molforholdet C02/H2S i fødingen i eksempel 1-3, er ca. 41 : 1. In examples 1 - 3, the input gas is a mixture of nitrogen, carbon dioxide, hydrogen sulphide and water vapour. The feed is saturated and generally contains essentially no contaminants. The nitrogen is used to simulate a process gas which, in technical operation, will be a mixture of one or more hydrocarbons and/or - other gases such as e.g. a mixture of CH^, CO and H2, which does not react under the present conditions. In examples 1 - 3, the concentration of carbon dioxide in the feed is 15 percent by volume, based on the total volume of incoming gas without water vapor and impurities. The molar ratio C02/H2S in the feed in examples 1-3 is approx. 41 : 1.

I eksempel 4 er fødingen en sur gassblanding av karbondioksyd og hydrogensulfid og er til forskjell fra fødingen i henhold til eksempel 1-3, ikke fortynnet med nitrogen. In example 4, the feed is an acidic gas mixture of carbon dioxide and hydrogen sulphide and, unlike the feed according to examples 1-3, is not diluted with nitrogen.

Denne føding er også mettet og inneholder ingen forurensninger. I eksempel 4 er videre konsentrasjonen av karbondioksyd i fød-ingen 94 volumprosent<p>g konsentrasjonen av hydrogensulfid 6 volumprosent eksklusive vanndamp og forurensninger. Molforholdet CC^/I^S i inngående gass i eksempel 4 er ca. 16 : 1. This feed is also saturated and contains no contaminants. In example 4, the concentration of carbon dioxide in the feed is 94 percent by volume and the concentration of hydrogen sulphide is 6 percent by volume excluding water vapor and contaminants. The mole ratio CC^/I^S in the input gas in example 4 is approx. 16 : 1.

I alle eksempler er temperaturen for inngående gass og utgående gass og inngående fattig oppløsning og utgående rik oppløsning i alle trinn ca. 32PC. In all examples, the temperature for incoming gas and outgoing gas and incoming lean solution and outgoing rich solution in all stages is approx. 32 pcs.

Destillasjonskolonnen kjøres ved 2,1 kg/cm 2. Inngående temperatur for rik oppløsning til destillasjonskolonnen er 10<4>°C, utgående temperatur for svak oppløsning fra destillasjonstårnet er 118°C, koketemperaturen er også 118°C og destillasjons-overløpets temperatur er 100°C. Man bruker vanlige analysemetoder for å måle mengdene av de forskjellige bestanddeler. I I eksempel 1-3 har absorberen tre trinn, antall, plater i hvert trinn er, som angitt i nedenstående tabell 1. I eksempel IV har absorberen seks trinn og antall plater pr. trinn er lik to. The distillation column is run at 2.1 kg/cm 2. Inlet temperature for rich solution to the distillation column is 10<4>°C, exit temperature for weak solution from the distillation tower is 118°C, the boiling temperature is also 118°C and the distillation overflow temperature is 100°C. Common analytical methods are used to measure the quantities of the various components. In example 1-3, the absorber has three stages, the number of plates in each stage is, as indicated in table 1 below. In example IV, the absorber has six stages and the number of plates per step is equal to two.

Andre forsøksbetingelser og resultater fremgår også av tabell 1. Other test conditions and results are also shown in table 1.

Det vil være klart av disse tall at fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen muliggjør fjerning av hydrogensulfid fra karbondioksyd-holdige gasstrømmer, blant, annet gasser som-inneholder meget små konsentrasjoner av hydrogensulfid, It will be clear from these figures that the method according to the invention enables the removal of hydrogen sulphide from carbon dioxide-containing gas streams, among other things gases which contain very small concentrations of hydrogen sulphide,

og at det hydrogensulfidholdige gass^ormige produkt som gjenvinnes er egnet for videre teknisk behandling, f.eks. for frem-stilling av elementært svovel. and that the hydrogen sulfide-containing gaseous product that is recovered is suitable for further technical treatment, e.g. for the production of elemental sulphur.

Claims

1. Continuous process for the selective absorption of hydrogen sulfide from an acidic gas mixture containing carbon dioxide and hydrogen sulfide, and which comprises (I) contacting the incoming gas countercurrently in an absorption zone with a poor (with respect to carbon dioxide and hydrogen sulfide) aqueous alkanolamine solution under formation of an enriched aqueous alkanolamine solution, (II) introduces the enriched solution into a distillation zone to form a mixture of acid gases and water vapor as overflow and a lean solution as bottom product and (III) recycles the lean solution to the absorption zone, characterized by that one a) uses an alkanolamine with the formula (RJ^ N, where R denotes an alkanol group with 2 or 3 C atoms and which

is unsubstituted or methyl substituted, or an alkyl group with 1-5 C atoms, provided that at least one of the R groups is an alkanol group, b) a poor solution with a molality of approx. 1.5 - 75 and a maximum recording of approx. 0.1 mol acid gas per moles of alkanolamine, c) an absorption zone with 2-10 separate steps is used, where the setting of equilibrium between the hydrogen sulphide in gas phase and liquid phase is favored and the setting of equilibrium between the carbon dioxide in gas phase and liquid phase is discouraged, d) regulates the flow rate of the lean solution through each step, so that (i) from approx. 0.1 - 0.9 parts by volume of the hydrogen sulphide that passes through each stage is absorbed by the poor solution that passes through the stage and (ii) the absorption ratio in the enriched solution in each stage is approx. t 0.1 - 0.3 mol acid gas per moles of alkanolamine, and e) lean solution from the distillation zone is introduced into the area at the top of each stage and enriched solution is removed from the bottom of each stage and said enriched solution is introduced into said distillation zone.

2. Method as set forth in claim 1, characterized in that the input gas contains, in addition to the acid gas, a process gas in the form of a hydrocarbon or a mixture of hydrocarbons.

3. Method as stated in claim 1, characterized in that the flow rate of the lean solution through each step is regulated so that at most approx. 0.7 parts by volume of the hydrogen sulphide passing each stage is absorbed by the lean solution passing through each stage.

4. Process as stated in claim ^ characterized in that the alkanolamine is methyldiethanolamine.

5. Method as stated in claim 2, characterized in that the alkanolamine is methyldiethanolamine.

6. Method as stated in claim 3, characterized in that the alkanolamine is methyldiethanolamine.

7. Method as stated in claim 1, characterized in that each step in the absorption zone has from 1-6 real plates or plate equivalents.

8. Method as stated in claim ^ characterized in that each step in the absorption zone has from 1-4 real plates.

9. Method as stated in claim 1, characterized in that a distillation overflow is recovered where the carbon dioxide/hydrogen sulphide molar ratio is at most approx. 6:1.

10. Method as stated in claim 1, characterized in that a distillation overflow is recovered where the molar ratio of carbon dioxide to hydrogen sulphide is at most approx. 3:1.

11. Continuous method for selective absorption of hydrogen sulphide from an input gas consisting of a) a mixture of a process gas and an acid gas b) an acid gas, where said process gas consists of a hydrocarbon or a mixture of hydrocarbons and the acid gas is a mixture of carbon dioxide and hydrogen sulphide, which method comprises (I) incoming gas is passed in a countercurrent into contact with, in an absorption zone, a lean aqueous alkanolamine solution to form a rich aqueous alkanolamine solution (II) the enriched solution is fed to a distillation zone to form a mixture of acid gas and water vapor as overflow and a lean solution as bottom product, and -(III) the lean solution is recycled to the absorption zone, characterized by a) using an alkanolamine with the formula (R).jN, where R denotes the same or different groups and can distinguish alkanol radicals with 2 or 3 C atoms, unsubstituted or methyl substituted, or alkyl radicals with 1-5 C- atoms, provided that at least one of the R groups is an alkanol residue, b) a poor solution with a molality of approx. 1.5 -.75 and a maximum recording ratio of approx. 0.1 mol acid gas per moles of alkanolamine, c) an absorption zone with 2-10 separate steps is used, which promotes the formation of equilibrium between hydrogen sulphide in gas and liquid phase and counteracts the setting of equilibrium between carbon dioxide in gas and liquid phase, d) regulates the flow rate of the lean solution through each stage so that (i) from approx. 0.3-0.7 parts by volume of the hydrogen sulphide that passes through the step is absorbed by the poor solution that passes through said step and (ii) the uptake ratio in rich solution at the height of the bottom. in each step is approx. 0.1 - 0.3 mol acid gas per moles of alkanolamine, e) . lean solution from the distillation zone is introduced at the level of the top of each step and enriched solution is taken out from the level of the bottom in each step and the enriched solution is introduced into the distillation zone, the molar ratio carbon dioxide/. hydrogen sulphide in the distillation overhead is at most 6:1.

12. Procedure as specified in claim 11, characterized in that each step has from 1-6 actions; straight plates or plate equivalents.

13. Method as stated in claim 11, characterized in that each step has 1-4 real plates.

14. Method as stated in claim 11, characterized in that the alkanolamine is methyldiethanolamine.

15. Method as stated in claim 12, characterized in that the alkanolamine is methyldiethanolamine.

16. Method as set forth in claim 13, characterized in that the alkanoamine is methyldiethanolamine.

17. Continuous method for selective absorption of hydrogen sulphide from a gas selected from. a) a mixture of process gas and an acid gas and b) an acid gas, where the process gas is a hydrocarbon or a mixture of hydrocarbons and the acid gas is a mixture of carbon dioxide and hydrogen sulphide and which includes that . (I) incoming gas in countercurrent leads to contact with, in an absorption zone, a lean aqueous alkanolamine solution to form an enriched aqueous alkanolamine solution, (II) the enriched solution is introduced into a distillation zone to form a mixture of acidic gas and water vapor as overflow and a lean solution as bottom product and (III) the lean solution is recycled to the absorption zone, characterized by a) using an alkanolamine with the formula (R^N, where R denotes an alkanol residue with 3 or 2 C atoms or an alkyl residue with 1-5 C atoms, provided that at least one of the groups R denotes an alkanol residue, b) a poor solution with a molality of approx. 5.5 12.5 and a maximum uptake ratio of 0-0.05 mol acid gas per mol alkanolamine, c) an absorption zone is used which has 2-10 separate steps where the establishment of equilibrium between hydrogen sulphide in gas phase and liquid phase is favored while the establishment of equilibrium between carbon dioxide in gas phase and liquid phase is discouraged, d) the flow rate of the lean solution through each stage is regulated so that (i) from 0.3 - 0.7 volume parts of the hydrogen sulphide passing through each stage is absorbed by the lean solution which passes through said stage and (ii) the uptake ratio in the enriched solution in level with the bottom of each step being approx. 0.1 - 0-3 mol acid gas per moles of alkanolamine, and e) the lean solution is introduced from the still ♦ tion zone at the level of the top of each stage as the enriched solution is removed from the bottom of each stage and introduced into the distillation zone and a gaseous product is recovered as overflow from the distillation zone where the final molar ratio between carbon dioxide, syd" and hydrogen sulphide is at most approx. 6:1.

18. Method as set forth in claim 17, characterized in that the alkanolamine is methyldiethanolamine.

19. Method as stated in claim 18, characterized in that each step has no more than 6 plates or plate equivalents.

20. Method as stated in claim 18, characterized in that each step has no more than 4 real plates.

21. Procedure as stated in claim 18, character- characterized in that the total molar ratio between carbon dioxide and hydrogen sulphide in the gaseous product which won as distillation overflow is at most approx. 3 : 1.

22. Continuous process for the selective absorption of hydrogen sulphide from a gas which consists of an acidic gas mixture of carbon dioxide and hydrogen sulphide, and which comprises that (I) entering gas in countercurrent is brought into contact with, in an absorption zone, a lean, aqueous alkanolamine solution during formation of an enriched aqueous alkanolamine solution (II) the enriched solution is introduced into a distillation zone forming a mixture of acid gas and water vapor as overflow and a lean solution as bottom product and (III) the lean solution is recycled to the absorption zone, characterized in that Mon a) uses an alkanolamine of formula (RJ^ N' where R denotes an alkanol group with two or three C atoms or an alkyl residue with 1-5 C atoms, provided that at least one of the R groups denotes an alkanol group, b) a poor solution is used with a molality of approx. 1.5 - 75 and a maximum recording ratio of approx. 0.1 mol acid gas per moles of alkanolamine, c) an absorption zone with 2-10 separate stages is used, where the establishment of equilibrium between the hydrogen sulphide in gas and liquid phase is promoted while the establishment of equilibrium ♦ between the carbon dioxide in gas and liquid phase is counteracted, the poor solution's flow rate through each stage is regulated so that (i) from approx. 0.1 - 0.9 parts by volume of the hydrogen sulphide passing through each stage is absorbed by the lean solution passing through the stage and (ii) the uptake ratio in enriched solution approximately at the level of the bottom of each step is approx. 0.1 - 0.3 mol acid gas per moles of alkanolamine, e) the temperature is kept approximately constant from stage to stage, f) poor solution is introduced from the distillation zone approximately at the height of the top of each stage, while enriched solution is drawn off from the bottom of each stage and the enriched solution is introduced into the distillation zone and g) a product where the total mole ratio carbon dioxide/hydrogen sulphide is at most approx. 6:1.

23. Procedure as stated in claim 22, character- characterized in that the lean solution is introduced in each step at approximately the same temperature.

24. Method as stated in claim 22, characterized in that the flow rate for the lean solution through each step in the absorption zone is regulated so that at most approx. 0.7 parts by volume of the hydrogen sulphide passing through each stage is absorbed by the lean solution passing through the stage.

25. Method as stated in claim 22, characterized in that each step in the absorption zone has from 1-6 real plates or plate equivalents.

26. Method as stated in claim 22, characterized in that the contact surface between the gas and liquid phases is made as large as possible, and the contact time between the phases as small as possible.

27. Method as stated in claim 22, characterized in that the input gas contains, in addition to the acidic gas, a process gas which contains a hydrocarbon or mixture of hydrocarbons.

28. Method as stated in claim 22, characterized in that the total molar ratio between carbon dioxide and hydrogen sulphide in the gaseous product from the distillation zone is at most approx. 3:1.