DE2952855C2 - - Google Patents

Description

Diese Erfindung bezieht sich auf ein verbessertes Verfahren zur Entziehung von Säuregasen wie CO₂ und H₂S aus heißen, dampfhaltigen Gasgemischen.

Die industriellen Bedeutung von Gas-Auswaschverfahren, welche die Entziehung der Hauptmenge von Säuregasen umfassen, insbesondere von CO₂ und H₂S aus verschiedenen Rohgas-Gemischen ist stetig ansteigend. Da die Nachfrage nach synthetischen Treibstoffen und synthetischen Gasen, die aus Treibstoff-Rohstoffen wie Erdgas, Öl und Kohle gewonnen werden ansteigt, gibt es einen unaufhörlich ansteigenden Bedarf an wirkungsvollen Verfahren für das Entziehen von CO₂ und H₂S aus Rohgas-Gemischen die erzeugt werden. Zum Beispiel bei der Herstellung von sythetischem Methan aus Erdöl, Öl oder Kohle wird das Ausgangsmaterial einer Umformung oder teilweisen Oxydation unterworfen, um ein Rohgas zu erzeugen, das z. B. 20% bis 50% CO₂ enthält, zusammen mit kleineren Mengen von H₂S, wo ein schwefelhaltiges Ausgangsmaterial verwendet wird. Gleichfalls bei der Umformung von Erdgas zur Erzeugung von Wasserstoff für die Ammoniak-Synthese oder für Hydrier-Reaktionen wird ein Rohgas erzeugt, das gewöhnlich 16% bis 20% CO₂ enthält, das insgesamt vor der Ammoniak-Sythese entzogen werden muß.

Die Säuregas enthaltenden Rohgas-Gemische, die durch Verfahren wir Umformung durch Dampf oder teilweise Oxydation erzeugt wurden, liegen bei höheren Temperaturen vor (und gewöhnlich bei erhöhten Drücken) und enthalten große Mengen Dampf. Ein guter thermischer Wirkungsgrad verlangt die wirkungsvolle Wiedergewinnung und Nutzbarmachung des Wärmeinhalts solcher Rohgase. In diesem Zusammenhang ist das Maß, bis zu welchem ein solcher Wärmeinhalt wirksam ausgenutzt werden kann, die Lieferung der erforderlichen Energie zum Entziehen der großen Mengen an Säuregasen die sie enthalten, ein hoch bedeutsamer Faktor bei der Bestimmung des Gesamtenergie-Nutzeffektes.

In der modernen Praxis umfaßt das am meisten benutzte Verfahren zur Entziehung der Hauptmenge von CO₂ und H₂S aus solchen Gasgemischen das Auswaschen des Gases mit wäßriger alkalischer Auswaschlösung, die kontinuierlich in einem Kreislauf geführt, zwischen einer Absorptionsphase, wo die Gase absorbiert werden und einer Regenerierphase, in der die Säuregase aus der Lösung desorbiert werden durch Entziehung mittels Dampf. Für die meisten Anwendungen benutzt der wirksamste Typ eines solchen Kreisprozesses einen im wesentlichen isothermen Absorptions- und Regenerierumlauf, d. h., die Absorptions- und Regenerierphasen arbeiten nahezu bei der gleichen Temperatur, nämlich einer Temperatur in der Nähe der atmosphärischen Siedetemperatur der Auswaschlösung. Durch den Fortfall des Erhitzens und Kühlens, die bei nicht-isothermen Verfahren notwendig sind, werden Wärmeverluste in hohem Maße vermindert.

Bei all diesen Verfahren, sowohl isotherm als auch nicht-isotherm, besteht der Hauptenergiebedarf des Verfahrens im Entziehungsdampf für das Regenerieren der Lösung und es ist demgemäß höchst wünschenswert, den Wärmebedarf für das Regenerieren zu reduzieren und/oder solche Regenerierwärme zu gewinnen aus Wärmequellen die wenig oder keine Verwendung für andere Zwecke haben.

Es ist insbesondere wünschenswert, daß eine maximale Nutzbarmachung des Wärmeinhalts des rohen Einspeisungsgases erreicht wird, um die Wärmeenergie zu liefern, die erforderlich ist, um den notwendigen Entziehungsdampf zu erzeugen und daß diese Wärme, die dem Verfahrensgas entzogen wurde, auf der niedrigmöglichsten Energiestufe ist, so daß die Wärme von höherer Energiestufe im Verfahrensgas für andere Zwecke genutzt werden kann. Eine wirksame Wiedergewinnung der Niedertemperatur-Wärme, die im Verfahrensrohgas enthalten ist, führt zu einem Einspeisungsgas von niedriger Temperatur in der Absorptionsphase, welche wiederum den Wirkungsgrad der Absorptionsphase erhöht.

Es hat schon früher Vorschläge gegeben zur Steigerung des Wirkungsgrades bei der Wärmewiedergewinnung aus heißen dampfhaltigen Gasgemischen, die zur Entziehung von Säuregasen behandelt werden müssen, z. B. US-PS 38 23 222.

Im Verfahren, das in diesem Patent aufgezeigt wird, wird das heiße dampfhaltige Einspeisungsgas der Reihe nach durch zwei Wärmeaustauscher geführt, wovon im ersten Wasser siedet, zwecks Erzeugung eines Mitteldruck-Dampfes, der einen Dampf-Ejektor betätigt und der zweite steigert Dampf mit einem relativ niedrigen Druck in einem Wärmeaustauscher für die Auswaschlösung erhitzt. Der Dampf-Ejektor wird angewendet, um den niederen Druck zusätzlichen Dampfes zu erhöhen, wobei die reduzierte Auswaschlösung einem reduzierten Druck unterworfen wird und dann dieser Niederdruck-Dampf verdichtet wird und als zusätzlicher Entziehungsdampf in der Regenerator eingespritzt wird. Das Ergebnis insgesamt ist eine Steigerung des Netto-Thermalnutzeffekts des Verfahrens und eine Verminderung der Wärmemenge, die von dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas abgezogen werden kann, um den notwendigen Entziehungsdampf zu erzeugen.

Gegenstand dieser Erfindung ist ein Verfahren, das geeignet ist eine weitere erhöhte Entnahme von Wärme niederer Stufe ermöglicht, die von dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas abgezogen wird und nutzbar in Regenerierdampf umgewandelt werden kann.

Allgemein ausgedrückt, wendet die Erfindung ein Auswaschverfahren im Kreislauf an, das eine wäßrige, alkalische Auswaschlösung benutzt, die kontinuierlich umläuft zwischen einer Absorptionsphase, in der die in dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas enthaltenen Säuregase absorbiert werden und einer Regenerierphase, in der die absorbierten Säuregase mittels Dampfentziehung desorbiert werden. Der benötigte Entziehungsdampf wird zumindest teilweise erhalten aus dem Einspeisungsgas über eine Reihe von Wärmewiedergewinnungsstufen, welche die Menge an Wärme niedriger Stufe im Einspeisungsgas maximieren (d. h. verfügbare Wärme bei einer relativ niedrigen Temperatur) die wiedergewonnen und umgewandelt werden kann in nützlichen Entziehungsdampf. Die erste Wiedergewinnungsstufe umfaßt einen direkten Wärmeaustausch zwischen dem heißen Einspeisungsgas und der Auswaschlösung, wobei die Auswaschlösung bis zu ihrem Siedepunkt erhitzt wird und Dampf erzeugt, der in der Regenerierphase als Entziehungsdampf benutzt wird. Das teilweise abgekühlte Gas wird dann an einen zweiten Wärmeaustauscher weitergeleitet, wo das Gas in Wärmeaustauschverbindung mit Wasser gebracht wird (das vorzugsweise Kondenswasser ist, das beim Auswaschprozeß erzeugt wird). Diese zweite Wärmeaustauschstufe kann ausgeführt werden durch direkten oder indirekten Kontakt des Gases mit dem Wasser. Im Verlauf dieser zweiten Wärmeaustauschstufe ist das Wasser einem reduzierten Druck ausgesetzt und auf diese Weise sein Siedepunkt erniedrigt. Das Wasser mit reduzierter Siedetemperatur wird in Wärmeaustauschverbindung gebracht mit dem heißen Einspeisungsgas. Der erhöhte Temperaturunterschied zwischen dem Wasser und dem Gas, der sich aus dieser Druckreduzierung ergibt und die daraus folgende Erniedrigung des Siedepunktes, verursacht eine weitere Abkühlung des Einspeisungsgases und die Überführung größerer Wärmemengen aus dem Einspeisungsgas in das Wasser. Der durch Erhitzen des Wassers unter reduziertem Druck erzeugte Dampf wird gewonnen bei einem niedrigeren Druck als dem in der Regenerierphase herrschenden und dieser Niederdruck-Dampf wird verdichtet bis zu einem Grad, der zumindest dem in der Regenerierphase gleich ist und eingespritzt in den Regenerator als Entziehungsdampf. Geeignete Mittel zur Erzeugung des reduzierten Druckes über dem Wasser in der zweiten Wärmeaustauschphase und zum Verdichten des Niederdruck-Dampfes der erzeugt wird, umfassen mechanische Kompressoren und thermische Kompressoren wie Dampf-Ejektoren. Das Einspeisungsgas, das den zweiten Wärmeaustauscher nach Wärmeaustausch mit dem Wasser der reduzierten Siedetemperatur verläßt, strömt mit einer wesentlich niedrigeren Temperatur ab als in älteren Verfahren und wird der Absorptionsphase zugeleitet zur Entziehung seines Säuregasgehaltes. Das Netto-Ergebnis dieser Wärmeaustausch-Reihenfolge ist die Wiedergewinnung von wesentlichen zusätzlichen Wärmemengen niederer Stufe im Einspeisungsgas und die wirkungsvolle Umwandlung dieser Wärme niederer Stufe in nützlichen Entziehungsdampf. In typisch kommerziellen Anwendungen können Einsparungen an Wärme höherer Stufe aus dem heißen Gas, die anderenfalls erforderlich wären, um den notwendigen Entziehungsdampf zu erzeugen, in Höhe von 15% bis 20% erzielt werden. Die wirkungsvolle Nutzbarmachung der Wärme niederer Stufe im Einspeisungsgas zur Erzeugung von Entziehungsdampf verbessert den Gesamtwirkungsgrad der Wärmewiedergewinnung aus dem Einspeisungsgas und erhält Wärme höherer Stufe (d. h. Wärme, die bei höheren Temperaturen verfügbar ist) für andere Verwendungen, wie die Steigerung von Mitteldruck-Dampf.

Die Erfindung hat besonders wertvolle Verwendung für den Typ von Auswasch-Verfahren, bei dem Absorptions- und Regenerierungsphase ausgeführt werden bei oder nahezu denselben Temperaturen und bei dem die Absorption unter superatmosphärischen Drücken von mindestens 6,895 bar, vorzugsweise 13,79 bar bis 68,95 bar stattfindet und bei dem die Regenerierung dicht bei Atmosphärendruck stattfindet. Bevorzugte Auswaschlösungen sind wäßrige Lösungen von Alkalikarbonaten, besonders relativ konzentrierte Lösungen von Kaliumkarbonat. Auswaschverfahren dieser bevorzugten Typen werden beschrieben z. B. in der US-PS Nr. 28 86 405.

In einer besonders bevorzugten Ausführungsform wird das System der Erfindung verwendet in Kombination mit Hilfsmitteln zum Abziehen von zusätzlichen Niederdruck-Dampf aus der heißen regenerierten Lösung durch Verminderung des Drucks auf der heißen Lösung, wodurch die Erzeugung weiterer Mengen Niederdruck-Dampfes verursacht wird, der verdichtet und in den Regenerator als Entziehungsdampf eingespritzt wird. In solch einer bevorzugten Darstellung kann die gleiche Einrichtung, die zur Reduzierung des Druckes auf dem Wasser in der zweiten Wärmeaustauschstufe und zum Verdichten des resultierenden Niederdruck-Dampfes verwendet wird, ebenfalls zur Erzeugung des reduzierten Druckes über der heißen regenerierten Lösung und Verdichtung des so entstandenen Niederdruck-Dampfes verwendet werden.

Es soll nun auf die anliegenden Zeichnungen hingewiesen werden, worin

Fig. 1 ein schematisches Fließbild ist, das eine besonders bevorzugte Darstellung der Erfindung erläutert, wobei Niederdruck-Dampf erzeugt wird sowohl aus dem Wasser, das in Wärmeaustausch mit dem heißen Einspeisungsgas gebracht wird, als auch aus der heißen regenerierten Lösung und der Dampf aus beiden Dampfquellen verdichtet und als Entziehungsdampf in den Regenerator eingespeist wird.

Fig. 2 ist ein schematisches Fließbild, das eine Darstellung der Erfindung erläutert, wobei der Wärmeaustausch zwischen dem heißen dampfenthaltenden Einspeisungsgas und dem Wasser durch direkten Kontakt zwischen diesen beiden stattfindet.

Das in Fig. 1 beschriebene Auswasch- System besteht aus einer Absorptionskolonne 1 und einer Regenerierkolonne 2 zwischen denen die Auswaschlösung kontinuierlich zirkuliert. Heißes, dampfhaltiges Einspeisungsgas tritt in das System durch Leitung 3 ein, strömt durch eine erste Wärmeaustauschphase 4 dann durch eine zweite Wärmeaustauschphase 5, und wird dann bis zum Boden der Absorptionskolonne 1 geführt durch Leitung 6.

Die Absorptionskolonne 1 ist in geeigneter Weise an den kreuzweise schraffierten Teilen A und A′ mit Hilfsmitteln zur Herstellung eines innigen Gas-Flüssigkeits- Kontaktes ausgerüstet.

Für derartige Zwecke werden Packungsmaterialien verwendet wie Raschig-Ringe, Berl-Sättel, Intalex- Sättel, Pall-Ringe und andere Typen von Packungskörpern, wobei eine große Flüssigkeitsoberfläche dem Gas ausgesetzt ist, das durch die Packung fließt. Anstelle einer Packung können auch andere Hilfsmittel verwendet werden wie Bleche, z. B. Siebeinsätze, um einen innigen Gas-Flüssigkeits-Kontakt sicherzustellen. Im Regenerator 2 im kreuzweise schraffierten Teil B sind in ähnlicher Weise Packungsmaterialien oder Bleche enthalten, die den innigen Kontakt zwischen Auswaschlösung und Entziehungsdampf sicherstellen sollen, der durch diese Kolonne hindurchgeht.

In den bevorzugten Ausführungsformen der Erfindung wird die Absorberkolonne bei superatmosphärischen Drücken gehalten wie mindestens 6,895 bar, vorzugsweise mindestens 13,79 bar. Absorptionsdrucke in typischen Anwendungen der Erfindung reichen von 17,24 bis 103,43 bar.

In der Absorberkolonne wird ein Teil der regenerierten Lösung, nach Durchlaufen der Leitung 7 A und des Kühlers 49, weitergeführt zum Kopf der Kolonne durch Leitung 7 C und fließt im Gegenstromverfahren abwärts durch die Gas- Flüssigkeits-Kontaktzone A′ zum Einspeisungsgas, das im unteren Teil der Kolonne durch Leitung 6 eintritt. Ein anderer Teil der regenerierten Auswaschlösung der durch Leitung 7 A fließt, wird durch Leitung 7 B bis zu einer mittleren Höhe der Absorptionskolonne zugeführt und vermischt sich mit Lösung, die am Kopf der Kolonne eintritt und dann abwärts fließt durch die Gas-Flüssigkeits-Kontaktzone A im Gegenstrom zu dem Einspeisungsgas. Säuregase wie CO₂ und/oder H₂S, die im Einspeisungsgas enthalten sind, werden durch die Lösung absorbiert und das gereinigte Einspeisungsgas verläßt den Kopf des Turmes durch Leitung 8.

Die Auswaschlösung, die absorbierte Säuregase enthält, sammelt sich am Boden des Absorbers im Sammelbehälter 9 und wird durch Leitung 10 zu einem Druckreduzier-Ventil 11 geführt, wo der Druck in der Lösung auf jenen Druck reduziert wird, der im Kopf des Regenerierturms herrscht und die druckreduzierte Lösung fließt dann durch Leitung 12 in den Kopf des Regenerierturms 2.

Wie bereits vorher darauf hingewiesen, ist die Erfindung allgemein anwendbar auf Systeme, die irgendwelche regenerierbare wäßrige alkalische Auswaschlösungen verwenden, einschließlich z. B. wäßrige Lösungen von Alkalikarbonaten, besonders Kaliumkarbonat, wäßrige Lösungen von Äthanolaminen oder Alkaliphosphaten. Besonders bevorzugt sind relativ konzentrierte Kaliumkarbonat-Lösungen mit Konzentrationen an Kaliumkarbonat von 15% bis 45% und vorzugsweise von 20% bis 35 Gewichts-% (diese Konzentrationen sind berechnet unter der Annahme, daß alles vorhandene Kalium als Kaliumkarbonat vorliegt). Kaliumkarbonat-Lösungen werden vorzugsweise aktiviert durch Zugabe von Additiven wie Aminen, besonders Äthanolaminen, Alkaliboraten wie Kaliumborat oder Natriumborat, As₂O₃, Aminosäuren wie Glycin oder anderen Additiven, die darauf gerichtet sind, den Grad der Absorption und Desorption von Säuregasen in der Kaliumkarbonat-Lösung zu erhöhen.

Besonders bevorzugte Additive für Kaliumkarbonat-Lösungen sind die Alkanolamine, die in Mengen von 1% bis 10% zugegeben werden, besonders von 1% bis 6 Gewichts-%. Diäthanolamin wird besonders bevorzugt vom Kostenstandpunkt her und wegen seiner relativ niedrigen Flüchtigkeit und seiner Wirksamkeit.

In der Regenerierkolonne 2 wird die unter Druck stehende Lösung, welche absorbierte Säuregase enthält und durch Leitung 12 eintritt, sofort durch die Druckreduzierung, im Kopf der Regenerierkolonne von einem Teil ihres Gehaltes an Säuregas befreit. Weitere Desorption von Säuregas wird ausgeführt in Zone B der Regenerierkolonne 2 durch Gegenstromkontakt zwischen der Auswaschlösung und dem Entziehungsdampf, der in den unteren Teil der Kolonne eingeführt wird und aufsteigt durch die Gas-Flüssigkeits-Kontaktzone B im Gegenstromverfahren zur herunterfließenden Lösung.

Die Absorptions- und Desorptionsreaktionen, die in Kolonne 1 bzw. 2 stattfinden, sind aus der US-PS Nr. 28 86 405 bekannt.

Die regenerierte Lösung, der die meisten absorbierten Säuregase entzogen worden sind, wird im unteren Teil der Kolonne 2 angesammelt auf einem Abscheiderboden 13 und wird durch die Leitung 14 in das Wärmeaustauscher-System 4 eingespeist. Die Auswaschlösung verläßt den Wärmeaustauscher 4 durch Leitung 15 und wird in den unteren Teil des Regenerators eingespeist, wo sie sich im Sammelbehälter 16 ansammelt. Die regenerierte Lösung verläßt den unteren Teil der Regenerierkolonne 2 durch Leitung 17 und nach Durchlauf durch das Reduzierventil 17 A wird sie durch Leitung 17 B zu einem Selbstverdampfungs- Behälter 18 geführt, der unter reduziertem Druck arbeitet, wie im einzelnen unten beschrieben werden wird. Die Auswaschlösung sammelt sich im unteren Teil des Behälters 18 in einem Sammelbehälter 19 und wird durch Leitung 20, Umwälzpumpe 21 und Leitung 7 A der Absorberkolonne 1 zugeführt. Der größere Teil der Lösung wird ohne Kühlung durch Leitung 7 B bis zu einer mittleren Höhe in den Absorber eingeführt, während ein kleinerer Teil zuerst im Kühler 49 gekühlt und dann durch Leitung 7 C in den Kopf des Absorbers eingeführt wird.

Entziehungsdampf zum Regenerieren der Lösung wird in die Regenerierkolonne eingeführt durch die Leitungen 22 und 23 (die Art und Weise wie dieser Dampf erzeugt wird, soll weiter unten ausführlich beschrieben werden). Der Entziehungsdampf dieses Ursprungs steigt in Kolonne 2 auf, im Gegenstromverfahren zur herunterfließenden Lösung und das Gemisch aus Dampf und desorbierten Gasen im Kopf der Kolonne 2 fließt durch einen Kontaktboden 24, der mit Bläschen- Kappen 25 ausgerüstet ist, wie durch die Pfeile 26 angezeigt wird. Das Gemisch aus Dampf und desorbiertem Gas verläßt den Kopf der Kolonne 2 durch Leitung 27 und wird einem Kondensor 28 zugeführt, gekühlt durch ein Kühlmedium, das durch Leitung 29 angeliefert wird und verläßt diesen durch Leitung 30. Im Kondensor 28 wird der größte Dampfanteil aus dem Gemisch kondensiert und das Kondenswasser wird über Leitung 31 aus dem Kondensor abgezogen. Ein Teil oder das gesamte Kondensat wird durch Leitung 32 zum Kopf der Kolonne 2 zurückgebracht. Abhängig von der Wasser-Bilanz im System, kann ein Teil des Kondensats durch Leitung 33 entfernt werden. Das in Kolonne 2 eingeführte Wasser 34 sammelt sich auf dem Kontaktboden 24. Das Gemisch aus Dampf und desorbiertem Gas, das durch das Kondensat 34 auf dem Kontaktboden 24 hochperlt, erwärmt dieses auf eine Temperatur von z. B. 88°C bis 99°C. Das vorerwärmte wäßrige Kondensat wird durch Leitung 35 in das Wärmeaustauscher- System 5 eingespeist.

Es wird nun auf das Wärmeaustausch-System 4 im einzelnen eingegangen, welches für den indirekten Wärmeaustausch zwischen dem heißen Einspeisungsgasstrom und der Auswaschlösung sorgt und welches den liegenden Behälter 36 einschließt. Regenerierte Auswaschlösung, die sich auf Platte 13 ansammelt, wird durch Leitung 14 abgezogen und in den unteren Teil des liegenden Behälters 36 eingeführt. Die Auswaschlösung fließt über ein Röhrenbündel 37, durch das heißes Einspeisungsgas eingeführt wird durch Leitung 3. Wärme aus dem Einspeisungsgas wird durch das Röhrenbündel auf die Auswaschlösung übertragen, die bis zu ihrem Siedepunkt erhitzt wird. Der erzeugte Dampf fließt durch Leitung 23 und wird in den unteren Teil der Entziehungskolonne als Entziehungsdampf eingeführt. Die Auswaschlösung fließt über das Wehr 38, wird dann durch Leitung 15 aus dem liegenden Behälter 36 abgezogen und in den unteren Teil der Regenerierkolonne 2 eingeführt, wo sie sich im Sammelbehälter 16 ansammelt. Im Wärmeaustauscher-System 4 wird das heiße Einspeisungsgas teilweise gekühlt, gibt einen Teil seiner Wärme ab durch indirekten Wärmeaustausch mit der Auswaschlösung im Wärmeaustauscher 4, verläßt dann den Wärmeaustauscher 4 durch Leitung 39 und wird in das Wärmeaustauscher-System 5 eingeführt. In der gezeigten Darstellung besteht dies aus einem liegenden Behälter 40, der durch Leitung 35 mit wäßrigem Kondensat versorgt wird. Das Einspeisungsgas aus Leitung 35 fließt durch ein Röhrenbündel 41 (schematisch gezeigt), das in das wäßrige Kondensat eingetaucht ist.

Im Wärmeaustauscher-System 5 wird die Wärme an das Wasser übertragen im liegenden Behälter 40 durch das Röhrenbündel 41, wodurch Sieden stattfindet und der so erzeugte Dampf den liegenden Behälter 40 durch Leitung 42 verläßt. Das heiße Einspeisungsgas wird beim Fließen durch das Röhrenbündel 41 weiter gekühlt und verläßt das Wärmeaustauscher- System 5 durch Leitung 43. Nach dem Durchlaufen eines Kondensomaten 43 A oder einer ähnlichen Einrichtung zur Entfernung von Kondenswasser wird das gekühlte Einspeisungsgas durch Leitung 6 in den unteren Teil des Absorbers eingeführt.

Um die Wärmerückgewinnung aus dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas zu erhöhen und zusätzlichen nützlichen Entziehungsdampf zu erzeugen, wird die Siedetemperatur des Wassers im liegenden Behälter 40 reduziert, durch Verbinden des liegenden Behälters 40 durch die Leitungen 42 und 44 mit der Ansaugseite eines mechanischen Kompressors 45, wodurch der Druck über dem Wasser im liegenden Behälter 40 auf einen Druck reduziert wird, der niedriger ist als der im unteren Teil der Regenerierkolonne 2 herrschende und so entsprechend die Siedetemperatur des Wassers im liegenden Behälter 40 erniedrigt. Die Wirkung dieser Druckverminderung und der folgenden Erniedrigung des Siedepunktes ist eine Erhöhung des Temperaturunterschiedes zwischen dem heißen Einspeisungsgas, das im Röhrenbündel 41 fließt und dem Wasser, wodurch ermöglicht wird, mehr Wärme aus dem heißen Gas zu übertragen (das im allgemeinen bei diesem Punkt mit Dampf gesättigt ist). Die gesteigerte Wärmewiedergewinnung aus dem heißen Einspeisungsgas erzeugt zusätzliche Mengen von Niederdruck-Dampf. Dieser Niederdruck- Dampf wird in nützlichen Entziehungsdampf umgewandelt durch Verdichten des Dampfes im Kompressor 45 auf einen Druck, der zumindest dem gleich ist, der im unteren Teil des Regenerators herrscht. Der verdichtete Dampf verläßt den Kompressor 45 durch die Leitung 46 und wird in den unteren Teil der Regenerierkolonne 2 durch Leitung 22 eingeführt. Der Kompressor 45 wird in der gezeigten Darstellung angetrieben durch einen Elektromotor 47, der mit dem Kompressor durch die Welle 48 verbunden ist. Abgeänderte Antriebe für den Kompressor können natürlich verwendet werden wie etwa ein Dampfturbinen-Antrieb.

In der in Fig. 1 gezeigten Darstellung wird der Kompressor 45 nicht nur zur Erzeugung von Niederdruck-Dampf benutzt, durch Reduzieren des Druckes über dem siedenden Wasser im Wärmeaustauscher-System 5, sondern wird auch verwendet, um zusätzlichen Niederdruck-Dampf zu erzeugen durch Reduzieren des Druckes über heißer regenerierter Lösung, die durch Leitung 17 in den Selbstverdampfer-Behälter eingespeist wird. Die Lösung, die den unteren Teil der Regenerierkolonne 2 verläßt, kann eine typische Temperatur von 120°C oder mehr haben und durch die Reduzierung des Druckes über der Lösung können wesentliche Mengen an Niederdruck- Dampf erhalten werden. Der Selbstverdampfungsbehälter 18 ist mit der Ansaugung des Kompressors 45 durch die Leitung 44 verbunden und das Gemisch aus selbstverdampftem Dampf von Wärmeaustauscher 5 und dem Dampf aus dem Selbstverdampfungs-Behälter 18 fließt durch die Leitung 44 in den Kompressor 45 und, nach Verdichten, durch die Leitungen 46 und 22 in den unteren Teil des Regenerators 2, zu dessen Versorgung mit Entziehungsdampf. Das Selbstverdampfen von Dampf im Behälter 18 resultiert aus dem Abkühlen der Lösung und die Lösung, die den Behälter 18 durch Leitung 20 zwecks Rücklauf zum Absorber verläßt, hat eine typische Temperatur, die 5,5°C bis 16,5°C niedriger ist als die Temperatur der Lösung, die den unteren Teil der Regenerierkolonne verläßt. Die Wärmeerhaltung bei erfindungsgemäßer Handhabung ist besonders vorteilhaft, weil nicht nur eine beträchtliche Wärmemenge wiedergewonnen wird aus dem heißen Einspeisungs-Gasstrom, sondern die Wärme wiedergewonnen wird bei einer niedrigen Energiestufe (d. h. bei einer niedrigen Temperatur), die Wärme einer viel höheren Energiestufe im Gasstrom verfügbar macht für andere Verwendungen. In vielen Fällen ist die Wärme der niederen Stufe, die aus dem Einspeisungs- Gasstrom wiedergewonnen wird, als nützlicher Entziehungsdampf gemäß der Erfindung von einer zu niedrigen Energiestufe um wirtschaftlich wiedergewonnen zu werden und somit nutzlos. Die Erhaltung von Wärme höherer Stufe in dem Einspeisungs-Gasstrom spiegelt sich wider durch die beträchtliche Reduzierung der Temperatur des Verfahrensgases, welches für die Bereitstellung der Netto- Regenerierwärme für das Auswaschverfahren erforderlich ist.

Andere wichtige Vorteile der Erfindung sind eine bedeutsame Reduzierung in Größe und daher auch in den Kosten von bestimmten Ausrüstungen, die normalerweise verwendet werden, wie die Reduzierung der Größe des Überkopf-Kondensors 28 und des Lösungskühlers 49 in der Fig. 1. Diese Vorteile resultieren aus der zusätzlichen Kühlung des Verfahrens-Gasstromes durch Wärmeaustauscher-System 5 und der Kühlung der regenerierten Lösung durch die Selbstverdampfung im Selbstverdampfer-Behälter 18. Ein weiterer Vorteil der Kühlung des Verfahrens-Gasstromes und der regenerierten Lösung ist eine etwas reduzierte Lösungstemperatur im unteren Teil des Absorbers, die wiederum gestattet, daß die Lösung größere Mengen von Säuregasen (CO₂ und/oder H₂S) pro Volumeneinheit der umlaufenden Lösung absorbiert. Dies wiederum reduziert den Grad des Lösungsumlaufs und damit die Pumpen-Betriebskosten. Der Gesamtwärmenutzungsgrad des Verfahrens wird ebenfalls erhöht.

Die obigen Vorteile der Erfindung werden in den folgenden ausführlichen Beispielen erläutert. Beispiel 1 erläutert die Erfindung die das System anwendet, wie in Fig. 1 gezeigt. Beispiel 2 veranschaulicht die Erfindung, die das System anwendet, das in Fig. 1 gezeigt wird mit der Ausnahme, daß die regenerierte Lösung, die den unteren Teil des Regenerators durch Leitung 17 verläßt, direkt in die Umwälzpumpe 21 eingespeist wird, anstatt durch den Selbstverdampfungs-Behälter 18 zu fließen. Dementsprechend wird in Beispiel 2 nur der im Wärmeaustausch- System 2 durch Selbstverdampfung erzeugte Dampf in den Kompressor 45 eingespeist, zwecks Verdichtung und Einführung in den Regenerator 2 als Entziehungsdampf.

Um die Vorteile der Erfindung im Vergleich zu herkömmlichen Verfahren zu erläutern, ist Beispiel A eingefügt in dem der gesamte Regenerierdampf geliefert wird durch Wärmeaustausch des heißen Einspeisungsgases gegen die Auswaschlösung im Wärmeaustausch-System 4 (Fig. 1) ohne daß Entziehungsdampf durch Wärmeaustauscher-System 5 oder aus dem Selbstverdampfungs-Behälter 18 geliefert wird.

Damit Beispiel A und Beispiele 1 und 2 direkt vergleichbar sind, wurde die gleiche Zusammensetzung des Eingangs- und Ausgangs-Einspeisungsgases verwendet und die gleiche Zusammensetzung der Lösung benutzt. Es handelt sich um ein Ammoniak-Synthesegas der folgenden Zusammensetzung (trockenen):

In jedem Fall war das Einspeisungsgas mit Dampf gesättigt bei der Temperatur, mit der es in das Wärmeaustauscher- System 4 eintrat und hatte dabei einen Druck von 28,3 bar.

In jedem Fall war der CO₂-Gehalt des Einspeisungsgases beim Verlassen des Absorbers auf 0,1 Volumen-% reduziert. Die Zusammensetzung der Lösung bestand in jedem Fall aus einer wäßrigen Lösung von Kaliumkarbonat, die 30 Gewichts-% K₂CO₃ enthielt (unter der Annahme, daß das gesamte vorhandene Karbonat als K₂CO₃ vorliegt) und 3 Gewichts-% Diäthanolamin. Die Absorptions- und Regenerier-Kolonnen waren von gleicher Größe und enthielten das gleiche Volumen und den gleichen Typ der Kolonnenfüllung. In jedem Fall betrug der Druck im Absorber 27,6 bar und der Druck im unteren Teil des Regenerators lag bei 1,70 bar.

Der Teil der Auswaschlösung, der im Kopf des Absorbers eintritt, betrug in jedem Fall 25% der Gesamt-Umlauflösung und wurde in jedem Fall im Kühler 49 auf 70°C abgekühlt, vor der Einführung in den Kopf des Absorbers. Der Hauptteil der Umlauflösung (75%) tritt durch Leitung 7 B bei einer mittleren Höhe in den Absorber. Die Temperatur der Lösung lag beim Verlassen des unteren Teils des Regenerators in jedem Fall bei 120°C.

In Beispiel 1, wo sowohl Wärmeaustauscher-System 5, als auch Selbstverdampfer-Behälter 18 verwendet werden, war der Druck über dem siedenden Wasser im liegenden Behälter 40 und der Druck über der regenerierten Lösung im Selbstverdampfer- Behälter 18 reduziert auf 1,03 bar, im Gegensatz zu dem Druck von 1,70 bar, der im unteren Teil der Regenerierkolonne 2 herrscht. Bei dem Druck von 1,03 bar in dem liegenden Behälter 40 war die Siedetemperatur des Wassers auf 100,6°C reduziert und die Temperatur des Verfahrensgases, welches das Wärmeaustauscher-System 5 durch Leitung 43 verläßt, lag bei 110,6°C. Bei dem im Selbstverdampfer-Behälter 18 herrschenden Druck von 1,03 bar wurde die Temperatur der Lösung reduziert von 120,8°C bei Eintritt in den Behälter auf 104,4°C beim Verlassen des Behälters, entsprechend der endothermen Selbstverdampfung. Unter diesen Bedingungen wurde Dampf entwickelt in einem Umfang von 10 600 kg Dampf pro Std. aus dem Wärmeaustauscher-System 5, während 24 500 kg Dampf pro Stunde aus der Lösung im Selbstverdampfer-Behälter 18 entwickelt wurden. Der vereinigte Niederdruck-Dampf aus diesen beiden Quellen trat an der Ansaugseite in den Kompressor 45 ein und wurde nach Verdichten auf den Druck, der im unteren Teil der Regenerierkolonne 2 herrscht, durch Leitung 22 in die Kolonne eingespeist. In Beispiel 1 wurde im Wärmeaustauscher-System 4 ein zusätzlicher Dampf von 30 900 kg pro Stunde erzeugt und in den unteren Teil des Regenerators als Entziehungsdampf eingeführt. In Beispiel 2, wo Wärmeaustauscher-System 4 und 5, jedoch kein Selbstverdampfer- Behälter 18 verwendet wird, wurde der Druck im liegenden Behälter 40 reduziert auf 1,03 bar und es wurden 10 600 kg Dampf pro Stunde entwickelt, der im Kompressor 45 verdichtet und in den unteren Teil des Regenerators eingespeist wurde, während ein zusätzlicher Entziehungsdampf von 56 500 kg pro Stunde von Wärmeaustauscher- System 4 erforderlich war. In Beispiel A, wo der gesamte Entziehungsdampf im Wärmeaustauscher-System 4 erzeugt wurde, waren 68 500 kg Entziehungsdampf pro Stunde aus dieser Quelle erforderlich.

Die Ergebnisse von Beispiel 1 und 2 und dem Vergleichsbeispiel A sind in Tabelle I zusammengefaßt. Fällen wird die erforderliche Regenerierwärme ausgedrückt Giga-Joule pro Stunde (GJ/h), unter der Annahme, daß ein Pfund Dampf äquivalent ist 1,002 MJ (Mega-Joule) (oder 0,453 kg).

Tabelle I

Die Vorteile der Erfindung sind aus Tabelle I ersichtlich. Der Hauptvorteil besteht in der Einsparung der Wärmemenge im heißen Einspeisungsgas, die für andere Anwendungen verfügbar ist. In Beispiel 1, wo das Wärmeaustauscher-System 5 und der Selbstverdampfungs-Behälter 18 kombiniert werden, beträgt die im heißen Einspeisungsgas eingesparte Wärme, im Vergleich zu Beispiel A, 82,9 GJ/h, gleichbedeutend mit 37 529 kg Dampf pro Stunde. Die Wärme, die in dem heißen Einspeisungsgas eingespart wird, wird widergespiegelt durch die niedrige Temperatur, bei der das heiße Einspeisungsgas in das Wärmeaustauscher-System eintritt, um den notwendigen Bedarf an Regenerierwärme zu liefern. In Beispiel A, worin das herkömmliche Wärmeaustauscher- System 4 benutzt wird, beträgt die Temperatur des heißen dampfgesättigten Einspeisungsgases beim Eintritt in das System 183,4°C, während in Beispiel 1 die Eingangstemperatur des dampfgesättigten Einspeisungsgases in das Wärmewiedergewinnungs- System auf 163,1°C reduziert ist. Dies bedeutet, daß in Beispiel 1 der Gehalt des Einspeisungsgasstromes an fühlbarer Wärme (sensible heat) und gebundener Wärme 82,9 GJ/h zwischen den Temperaturen von 163,1°C und 183,4°C (gleichwertig mit 82,9 GJ/h) für andere Anwendungen verfügbar ist. Die 82,9 GJ/h an Wärme höherer Stufe, die so eingespart wird, entspricht 54,8% des Gesamtbedarfs an Regenerierwärme bei dem herkömmlichen System von Beispiel A. In Beispiel 2, wo die Wärmeaustauscher-Systeme 4 und 5 verwendet werden, jedoch ohne Selbstverdampfung der regenerierten Lösung, ist die im heißen Einspeisungsgas ersparte Wärmemenge kleiner aber noch sehr bedeutsam, indem sie 26,5 GJ/h beträgt, eine Wärmeeinsparung die gleichbedeutend ist mit 17,5% des Gesamtbedarfs an Regenerierwärme bei dem herkömmlichen System in Beispiel A.

Ein weiterer Vorteil der Erfindung ist, daß die insgesamt erforderliche Regenerierwärme (und die entsprechend notwendige Menge an Entziehungsdampf) bedeutend reduziert wird. Während der Gesamtbedarf an Regenerierwärme im Beispiel A 151,4 Gigajoule pro Stunde beträgt, ist in Beispiel 1 und 2 der Gesamtbedarf auf 145,9 bzw. 148,3 Gigajoule je Stunde reduziert. Noch weitere Vorteile sind wesentliche Reduzierungen der Größe der Lösungskühler (Kühler 49 in Fig. 1) und der Größe des Überkopf-Kondensors (Kondensor 28 in Fig. 1), als auch der Lösungsumlaufmenge (dadurch Reduzierung der Pumpengröße und Pumpenergie), wie in Tabelle I gezeigt wird. Auf diese Weise steigert die Erfindung nicht nur den thermischen Nutzeffekt des Verfahrens beträchtlich durch Erhöhung der Wärmewiedergewinnung aus dem heißen Einspeisungsgasstrom, sondern sie sorgt gleichzeitig für wesentliche Einsparungen an Kapitalkosten für die Gas-Auswaschfabrik als Ganzes.

Nun soll auf Fig. 2 hingewiesen werden, die eine Darstellung der Erfindung erläutert, ähnlich der in Fig. 1 gezeigten, jedoch mit der Ausnahme, daß das Wärmeaustauscher- System 5 (wo die Wärme aus dem Verfahrensgas indirekt in das Wasser übertragen wird) ersetzt ist durch ein Wärmeaustauscher- System, in dem der Wärmeaustausch zwischen dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas und dem Wasser durch direkten Kontakt zwischen den beiden stattfindet. In Fig. 2 läuft die Auswaschlösung kontinuierlich um zwischen einer Absorptionskolonne 50 und einer Regenerierkolonne 51. Heißes dampfhaltiges Einspeisungsgas tritt durch Leitung 52 in das Auswasch-System ein und durchläuft zuerst ein Wärmeaustauscher-System 53. Dann strömt es durch eine Direktkontakt-Kolonne 54, wo es in direkten Kontakt mit Wasser gebracht wird, das in der Kolonne 54 umläuft, wonach es durch Leitung 55 zum unteren Teil der Absorptionskolonne geführt wird.

Die Absorptionskolonne 50 ist in geeigneter Weise ausgerüstet, im kreuzweise schraffierten Teil C und C′, einen innigen Gas-Flüssigkeits- Kontakt herzustellen, wie in Kolonne 1, beschrieben in Fig. 1. In der Regenerierkolonne 51 enthält der kreuzweise schraffierte Abschnitt D in ähnlicher Weise Hilfsmittel zur Herstellung eines innigen Kontaktes zwischen der Auswaschlösung und dem Entziehungsdampf, der durch diese Kolonne strömt.

Die regenerierte Lösung aus Regenerator 51 wird in den Absorber 50 in zwei Strömen eingeführt. Ein kleinerer Teil (gewöhnlich 15% bis 35% der gesamt umlaufenden Lösung) wird durch Leitung 56, nach Durchlaufen des Kühlers 57, in den Kopf der Kolonne eingeführt. Der größere Teil der regenerierten Lösung wird in den Absorber eingeführt bis zu einer mittleren Höhe durch Leitung 58. Das Einspeisungsgas, das die zu entfernenden Säuregase wie CO₂ und/oder H₂S enthält, wird in den unteren Teil der Absorberkolonne durch Leitung 55 eingeführt und steigt im Gegenstromverfahren zur herablaufenden Auswaschlösung nach oben und das gereinigte Gas verläßt den Kopf der Absorptionskolonne 50 durch Leitung 59.

Die Auswaschlösung, die absorbierte Säuregase enthält, sammelt sich in einem Sammelbehälter 60 im unteren Teil des Absorbers an und wird durch Leitung 61 zu einem Druckreduzierventil 62 geführt, wo der Druck über der Lösung reduziert wird auf jenen Druck, der im Kopf der Regenerierkolonne 51 herrscht, wonach die druckreduzierte Lösung durch Leitung 63 in den Kopf der Regenerierkolonne eingeführt wird.

Im Kopf der Regenerierkolonne 51 dampft ein Teil der absorbierten Säuregase zusammen mit Dampf ab und die teilweise regenerierte Lösung fließt dann durch Abschnitt D im Gegenstrom zum aufsteigenden Entziehungsdampf nach unten, wo sie in den unteren Teil der Kolonne eingeführt wird, wie weiter unten beschrieben.

Die regenerierte Lösung, die nun einen relativ geringen Anteil an absorbierten Säuregasen enthält, sammelt sich im unteren Teil der Kolonne 51 auf einem Abscheiderboden 64 und wird durch Leitung 65 eingespeist in das Wärmeaustauscher- System 53. Die Auswaschlösung verläßt den Wärmeaustauscher 53 durch Leitung 66 und wird in den unteren Teil des Regenerators eingespeist, wo sie sich in einem Sammelbehälter 67 ansammelt. Die regenerierte Lösung verläßt den unteren Teil der Regenerierkolonne durch Leitung 68 und wird nach Durchlaufen des Druckminderventils 69 durch Leitung 70 zu einem Selbstverdampfungs-Behälter 71 geführt, der unter reduziertem Druck arbeitet. Nach der Selbstverdampfung wird die Lösung 72 aus dem Behälter 71 durch Leitung 73, Umwälzpumpe 74 und Leitung 75 zur Absorberkolonne 50 geführt. Wie im vorhergehenden beschrieben, wird die regenerierte Lösung in zwei Ströme geteilt, in einen kleineren Strom, der zuerst im Kühler 57 gekühlt und dann durch die Leitung 56 in den Kopf des Absorbers eingeführt wird und in einen größeren Strom, der durch Leitung 58 bis zu einer mittleren Höhe in den Absorber eingeführt wird.

Entziehungsdampf für die Desorption von Säuregasen aus der Lösung wird in das Bodenteil der Entziehungskolonne 51 durch die Leitungen 76, 77 und 78 eingeführt. Die Art und Weise, wie diese drei Quellen für Entziehungsdampf gebildet werden, wird weiter unten ausführlich beschrieben. Der aus diesen drei Quellen eingeführte Entziehungsdampf, steigt in Kolonne 51 im Gegenstromverfahren zur herabfließenden Auswaschlösung nach oben. Das Gemisch aus Dampf und desorbierten Säuregasen im Kopf der Kolonne 51 strömt durch einen Kontaktboden 79, der mit Bläschen- Kappen 80 ausgerüstet ist. Der Kontaktboden 79 wird mit Kondenswasser versorgt, wie weiter unten beschrieben. Das Gemisch aus Dampf und desorbierten Gasen strömt aufwärts durch die Kondenswasser-Schicht 81, wie durch die Pfeile 82 angezeigt wird und wird dann vom Kopf der Regenerierkolonne durch Leitung 83 abgezogen und einem Kondensor 84 zugeleitet, gekühlt durch ein Kühlmittel, das durch Leitung 85 angeliefert wird und diesen durch Leitungen 86 verläßt. Im Kondensor 84 wird der größte Teil des Dampfgehalts des Gemisches kondensiert und das Kondenswasser durch Leitung 87 entzogen. Das gesamte Kondenswasser oder ein Teil davon wird zu dem Boden 79 im Kopf der Regenerierkolonne durch Leitung 88 zurückgeführt. Abhängig von der Wasserbilanz im System kann ein Teil des Kondensats durch Leitung 89 entfernt werden. Das Kondensat, das den Kondensor 84 bei Temperaturen von z. B. 54,4°C bis 65,5°C verläßt, wird auf dem Boden 79 erhitzt durch Kontakt mit dem Gemisch aus Dampf und desorbiertem Gas, das durch das Kondensat hochperlt, auf Temperaturen von z. B. 87,8°C bis 98,9°C. Das vorerwärmte Kondenswasser wird durch Leitung 90 vom Boden 79 abgezogen und dann mittels Pumpe 91 und Leitung 92 in Umlauf gebracht zum Kopf der Direktkontakt-Kolonne 54, wo vorerwärmtes Kondensat in direkten Kontakt mit heißem dampfhaltigem Einspeisungsgas gebracht wird, wie weiter unten ausführlich beschrieben werden wird.

Das Wärmeaustauscher-System 53 bewirkt einen indirekten Wärmeaustausch zwischen dem heißen Einspeisungsgasstrom und der Auswaschlösung für die Erzeugung von Entziehungsdampf. Dies schließt ein den liegenden Behälter 93. Der liegende Behälter 93 wird versorgt mit Auswaschlösung, die auf den Boden 64 durch Leitung 65 gesammelt wird. Die Lösung fließt über ein Röhrenbündel 94, durch das heißes Einspeisungsgas durch Leitung 52 eingeführt wird. Wärme aus dem Einspeisungsgas wird durch das Röhrenbündel in die Auswaschlösung übertragen, die bis zu ihrem Siedepunkt erhitzt wird. Der erzeugte Dampf fließt durch Leitung 78 und wird als Entziehungsdampf in den unteren Teil der Kolonne 51 eingeführt. Die Auswaschlösung überfließt das Wehr 95 und wird dann aus dem liegenden Behälter durch Leitung 66 abgezogen und in den unteren Teil der Regenerierkolonne 51 eingeführt, wo sie sich im Sammelbehälter 67 ansammelt. Im Wärmeaustauscher-System 53 wird das heiße Einspeisungsgas teilweise gekühlt, wobei es einen Teil seiner Wärme durch indirekten Austausch mit der Auswaschlösung abgibt und verläßt das Wärmeaustauscher-System 53 mit einer reduzierten Temperatur durch Leitung 96. Nach dem Durchströmen eines Kondensomaten 97, zwecks Entfernung von kondensiertem Wasserdampf, wird es durch Leitung 98 zum unteren Teil des Direktkontaktors 54 geführt. Der Einspeisungsgasstrom fließt aufwärts durch den Direktkontaktor 54, der mit Füllmaterial, Einsatzböden oder anderen Hilfsmitteln ausgerüstet ist, um einen innigen Gas-Flüssigkeits-Kontakt herzustellen, im kreuzweise schraffierten Teil E der Kolonne. Das aufwärts steigende Verfahrensgas fließt im Gegenstrom durch einen herabfließenden Wasserstrom, der in den Kopf des Direktkontaktors durch Leitung 92 eingeführt wird. Als Ergebnis des direkten Kontaktes zwischen dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas und dem durch Leitung 92 eingeführten Wasser, wird das Wasser erhitzt, z. B. auf Temperaturen von 118,2°C bis 126,6°C, bei dementsprechender Kühlung des Verfahrensgases und Kondensation eines Teiles seines Dampfgehaltes. Das so gekühlte Verfahrensgas, das den Kopf des Direktkontaktors 54 verläßt, wird durch Leitung 55 in den unteren Teil des Absorbers 50 eingeführt.

Das Wasser, das durch Direktkontakt mit dem heißen Verfahrensgas im Direkt-Kontaktor 54 auf Temperaturen von z. B. 118,2°C bis 126,6°C erhitzt wird, sammelt sich im unteren Teil der Kontaktorkolonne im Sammelbehälter 99. Dieses erhitzte Wasser wird dann einer Selbstverdampfung unterworfen, in zwei Phasen bei zwei verschiedenen Druckstufen. Die erste Phase der Selbstverdampfung findet in einem Selbstverdampfungs-Behälter 100 statt, der bei einem Druck arbeitet, der leicht über dem Druck liegt, der im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 herrscht. Das heiße Wasser aus dem Sammelbehälter 99 wird in dem Selbstverdampfungs- Behälter 100 durch Leitung 101 eingeführt, nachdem es ein Druckminderventil 102 durchlaufen hat, das den Druck auf den im Behälter 100 herrschenden reduziert. Der Dampf, der durch Selbstverdampfung der Lösung im Behälter 100 entwickelt worden ist, wird durch die Leitung 103 aus dem Behälter abgeführt und in den unteren Teil der Regenerierkolonne 51 durch Leitung 76 eingeführt.

Die zweite Selbstverdampfung des Wassers, das im Direkt- Kontaktor 54 erhitzt wurde, geschieht in einem zweiten Selbstverdampfungs-Behälter 104. Das etwas abgekühlte Wasser von Selbstverdampfungs-Behälter 100 wird durch Leitung 105 und Druckminderventil 106 zum Selbstverdampfungs-Behälter 104 geleitet. Selbstverdampfungs-Behälter 104 ist durch Leitung 107 und Leitung 108 mit der Ansaugseite eines Kompressors 109 verbunden, was den Druck über dem Wasser im Selbstverdampfungs-Behälter 104 auf einen Druck reduziert, der niedriger ist als der im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 herrschende. Als Ergebnis der Druckreduzierung über dem Wasser im Behälter 104 tritt eine weitere Selbstverdampfung ein und der entwickelte Dampf wird durch die Leitungen 107 und 108 dem Kompressor 109 zugeführt, wo er auf einen Druck verdichtet wird, der leicht oberhalb des im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 herrschenden Druckes liegt und wird dann eingeführt in den unteren Teil der Kolonne durch Leitung 77 als Entziehungsdampf. Kompressor 109 wird angetrieben durch eine Dampfturbine (oder andere geeignete Antriebsmittel) 110, die mit dem Kompressor 109 durch die Welle 111 verbunden ist.

Das im Behälter 104 gesammelte Wasser wird durch die endotherme Selbstverdampfung, die im Behälter 104 stattfindet, weiter abgekühlt, durch Leitung 112 abgeführt und in die Leitung 90 eingeführt und dann in den Umlauf zurückgebracht durch die Umwälzpumpe 91 und die Leitung 92, zum Kopf der Direktkontaktor-Kolonne 54.

Das oben beschriebene Direktkontaktor-System umfaßt daher die Direktkontaktor-Kolonne 54, Selbstverdampfungs-Behälter 100, Selbstverdampfungs-Behälter 104 und Umwälzpumpe 91. Das Wasser zirkuliert kontinuierlich mittels Umwälzpumpe 91 durch die Direktkontakt-Kolonne 54, wo das abgekühlte Wasser in Kontakt gebracht wird mit dem heißen Verfahrensgas, das im unteren Teil in die Kontaktor-Kolonne durch Leitung 98 eintritt, wobei das Verfahrensgas einen Teil seiner Wärme an das umlaufende Wasser abgibt. Das so erzeugte heiße Wasser wird dann in den Selbstverdampfungs- Behältern 100 und 104 in zwei Phasen einer Selbstverdampfung unterzogen, woraus eine Entwicklung von Dampf resultiert, der als Entziehungsdampf in Kolonne 51 verwendet wird und das abgekühlte Wasser wird durch die Umwälzpumpe 91 wieder in den Kreislauf gebracht zum erneuten Kontakt mit dem heißen Verfahrensgasstrom.

In der in Fig. 2 gezeigten Darstellung wird das Wasser, das im Direktkontaktor-System zirkuliert, wie oben beschrieben, aus zwei Quellen gewonnen. Ein Teil des Wassers wird gewonnen durch Kondensation des Wasserdampfes aus dem heißen Einspeisungsgasstrom durch Kontakt mit dem umlaufenden Wasser im Direktkontaktor 54. Ein anderer Teil des Wassers wird beschafft durch Sammeln des Kondensats im Kopf der Regenerierkolonne 51, das nach Vorerhitzen auf Boden 79, wie oben beschrieben, durch Leitung 90 der Umwälzpumpe 91 zugeführt wird. Die relativen Anteile des Wassers, beschafft für das Direktkontakt-System wie oben beschrieben, als Kondensat aus dem heißen Einspeisungsgas und Kondensat aus dem Kopf der Regenerierkolonne 51, sind abhängig vom Dampfgehalt im heißen Einspeisungsgas und anderen Faktoren, welche die Gesamtwasser-Bilanz beeinflussen. Die Wasser-Bilanz kann in geeigneter Weise reguliert werden durch die über Leitung 89 aus dem System abgezogene Kondensatmenge.

Die Ansaugseite von Kompressor 109 ist ebenfalls durch Leitung 108 mit dem Selbstverdampfungs-Behälter 71 verbunden, der mit heißer regenerierter Lösung vom unteren Teil der Regenerierkolonne 51 gespeist wird. Der Druck über der regenerierten Lösung im Behälter 71 ist auf einen Druck reduziert, der niedriger ist, als der im unteren Teil des Regenerators, wodurch Selbstverdampfung von Niederdruck- Dampf aus der Lösung verursacht wird. Der selbstverdampfte Niederdruck-Dampf fließt durch Leitung 108 zu der Ansaugseite des Kompressors 109, wo er verdichtet wird auf einen Druck, der zumindest leicht über dem Druck liegt, der im unteren Teil des Regenerators herrscht und durch Leitung 77 eingeführt wird in den unteren Teil des Regenerators als Entziehungsdampf.

Das in Fig. 2 gezeigte System, bei dem das indirekte Wärmeaustauscher- System 5 von Fig. 1 ersetzt ist durch das Direktkontaktor- System, das oben beschrieben wurde, ermöglicht die Wiedergewinnung von weiteren Wärmemengen aus dem heißen Einspeisungsgasstrom, weil es eine engere Temperaturannäherung ermöglicht zwischen dem Einspeisungsgasstrom und dem Wasser, das in Entziehungsdampf umgewandelt werden soll. Die Folge davon die die Überführung von mehr Wärme an das Wasser, das in nützlichen Entziehungsdampf umgewandelt werden kann und eine weitere Abkühlung des Verfahrensgases tritt ein, die den Gesamtnutzeffekt des Auswaschverfahrens noch weiter steigert.

Die Vorteile des in Fig. 2 gezeigten Systems werden durch das folgende Beispiel 3 erläutert. Es wird sowohl die gleiche Auswaschlösung wie im vorhergehenden Beispiel verwendet, als auch die gleiche Zusammensetzung des Einspeisungsgases. Wie in den vorhergehenden Beispielen ist der CO₂-Gehalt des Einspeisungsgases auf 0,1 Volumen-% beim Verlassen des Absorbers reduziert. Die Absorptions- und Regenerier-Kolonnen waren von gleicher Größe und enthielten die gleiche Größe und Type an Kolonnen-Füllung. Andere Bedingungen wie Absorber- und Regenerator-Drücke, die Temperatur der Lösung die in den Kopf des Absorbers eintritt, wurden gleich gehalten, so daß die Ergebnisse von Beispiel 3 direkt verglichen werden können mit jenen der vorhergehenden Beispiele.

In Beispiel 3 tritt das Einspeisungsgas in das System von Fig. 2 ein durch Leitung 52, bei einer Temperatur von 161,4°C und einem Druck von 28,3 bar, gesättigt mit Dampf. Im Wärmeaustauscher-System 53 werden durch indirekten Wärmeaustausch zwischen dem Einspeisungsgas und der Auswaschlösung 28 660 kg Dampf pro Stunde erzeugt, der in die Regenerierkolonne als Entziehungsdampf eingespeist wird, unter Abkühlung des Verfahrensgases auf eine Temperatur von 129,6°C. Das teilweise abgekühlte Verfahrensgas tritt dann direkt in die Kontaktorkolonne 54 ein und wird in direkten Kontakt mit Wasser gebracht, das in den Kopf der Kolonne durch Leitung 92 mit einer Temperatur von 101°C eintritt. Die Folge des direkten Kontaktes zwischen dem heißen Einspeisungsgas und dem Wasser ist die Abkühlung des Einspeisungsgases auf eine Temperatur von 106°C beim Verlassen des Kopfes von Kolonne 54 und die Erwärmung des Wassers auf 124,5°C beim Verlassen des unteren Teils der Kolonne 54. Das Einspeisungsgas tritt in die Absorberkolonne 50 ein bei einer Temperatur von 106°C und einem Druck von 7,8 bar.

Das erwärmte Wasser aus dem Direktkontaktor 54 wird in den Selbstverdampfer-Behälter 100 eingeführt und auf einen Druck von 1,72 bar gehalten, leicht oberhalb des Druckes von 1,70 bar, der im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 herrscht. Unter diesen Bedingungen werden 4900 kg Dampf pro Stunde im Selbstverdampfer-Behälter 100 erzeugt, der durch die Leitungen 103 und 76 in den unteren Teil der Regenerierkolonne fließt. Als Folge der endothermen Selbstverdampfung im Behälter 100, wird das Wasser, das den unteren Teil von Behälter 100 durch Leitung 105 verläßt, auf 115,5°C abgekühlt und zu dem Selbstverdampfer- Behälter 104 geführt, der auf einem Druck von 1,05 bar gehalten wird. Als Folge der Druckreduzierung erfolgt eine weitere Selbstverdampfung von 7760 kg Dampf pro Stunde, der durch die Leitungen 107 und 108 der Ansaugseite von Kompressor 109 zugeführt wird, wo er auf den Druck verdichtet wird, der im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 herrscht und durch Leitung 77 in den unteren Teil der Kolonne eingeführt wird. Auf diese Weise ergibt sich als Gesamtmenge an Dampf, die in den zwei Selbstverdampfer-Behältern 100 und 104 erzeugt wird, 12 660 kg Dampf pro Stunde.

Das wäßrige Kondensat vom Kopf der Kolonne 51, vorerwärmt auf eine Temperatur von 98,9°C, wird durch Leitung 90 dem Direktkontaktor-System zugeführt, in einer Menge von 5400 kg pro Stunde, während Kondensat, erzeugt durch Kondensation von Wasser im heißen Einspeisungsgas 7240 kg pro Stunde des Gesamtwasserbedarfs von 12 650 kg pro Stunde erzeugt.

Der verbleibende Bedarf an Entziehungsdampf wird geliefert als Dampf, der im Selbstverdampfer-Behälter 71 erzeugt wird. Die heiße regenerierte Lösung, die sich im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 bei einer Temperatur von 119,9°C ansammelt, wird dem Selbstverdampfer-Behälter 71 zugeführt, der auf einem Druck von 1,03 bar gehalten wird. Unter diesen Bedingungen tritt eine Selbstverdampfung aus der Lösung ein, in einer Menge von 24 400 kg pro Stunde und die Lösung kühlt auf eine Temperatur von 104,5°C ab. Dieser durch Selbstverdampfung erzeugte Dampf wird durch die Leitung 108 der Ansaugseite des Kompressors 109 zugeführt, wo er auf einen Druck verdichtet wird, der gerade oberhalb des im unteren Teil der Regenerierkolonne 51 herrschenden Druckes liegt und durch Leitung 77 als Entziehungsdampf eingeführt wird.

Die Lösung die den Behälter 71 verläßt, wird durch die Umwälzpumpe 74 zum Absorber geleitet, wo sie in zwei Ströme geteilt wird, von denen der eine (75% von der Gesamtmenge) durch Leitung 58, bei einer Temperatur von 104,5°C, in den mittleren Teil des Absorbers eintritt und der zweite Teil (25% von der Gesamtmenge) im Kühler 57 auf eine Temperatur von 69,9°C abgekühlt wird und durch Leitung 56 in den Kopf des Absorbers eintritt.

Tabelle II unten faßt die Ergebnisse von Beispiel 3 zusammen und zeigt auch die Ergebnisse des Vergleichs-Beispiels A, das, wie in konventionellen Verfahren, den Gesamtbedarf an Entziehungsdampf erzeugt durch indirekten Wärmeaustausch zwischen dem heißen Einspeisungsgas und der Auswaschlösung in einem Wärmeaustauscher-System wie dem des Systems 4 (Fig. 1) oder System 53 (Fig. 2). In allen Fällen wird die erforderliche Regenerierwärme ausgedrückt in Giga-Joule pro Stunde (GJ/h) unter der Annahme, daß ein Pfund Dampf (0,453 kg) 1,002 MJ entspricht.

Tabelle II

Wie aus Tabelle II ersichtlich, beträgt die aus dem heißen Einspeisungsgas eingesparte Wärme 88 GJ/h, gleichbedeutend einer gesteigerten Wiedergewinnung von 39 800 kg Dampf pro Stunde. Dies ergibt 58,1% des Gesamtbedarfs an Regenerierwärme bei dem konventionellen System von Beispiel A. Es ist bemerkenswert, daß die Temperatur des heißen Einspeisungsgases bei Eintritt in das Auswasch- System in Beispiel 3 161,5°C beträgt, während in Beispiel A eine Temperatur von 183,3°C erforderlich ist. Der Wärmeinhalt des dampfgesättigten Einspeisungsgasstroms zwischen den Temperaturen von 183,3°C und 161,5°C ist gleichbedeutend mit der Wärmeeinsparung von 88 GJ/h, die erfindungsgemäß für andere Zwecke erhalten bleibt.

Wie in den Beispielen 1 und 2 gehen mit diesen wertvollen Wärmeeinsparungen noch einher wichtige Einsparungen in der Nutzleistung des Lösungskühlers (Kühler 57 in Fig. 2), des Überkopf-Kondensors (Kondensor 84 in Fig. 2) und eine Reduzierung der Lösungs- Umlaufmenge.

Die Dampfmenge, die durch Selbstverdampfung des Wassers im indirekten Wärmeaustausch-System 5 in Fig. 1 oder im Direktkontaktor-System in Fig. 2 wiedergewonnen werden kann, hängt von dem Ausmaß ab, bis zu welchem der Druck über dem Wasser reduziert wird. Die praktische Grenze der Wärmewiedergewinnung auf diese Weise ist verknüpft mit dem Kostenaufwand für die Reduzierung des Druckes über dem Wasser und dem darauffolgendem Verdichten des Dampfes der so erzeugt wurde, auf den Druck, der im unteren Teil der Regenerierkolonne herrscht. Je größer die Druckminderung, desto größer ist die Dampfmenge, die durch Selbstverdampfung entsteht, aber der Energiebedarf zur Erzeugung des reduzierten Druckes und zur Verdichtung des Dampfes wird unverhältnismäßig hoch, wenn der Druck reduziert wird bis unterhalb von Druckstufen, die einem Siedepunkt von Wasser bei 82°C entsprechen. Im allgemeinen entsprechen die praktischen Grenzen für die Erzeugung von Dampf durch Selbstverdampfung von Wasser den reduzierten Siedetemperaturen von 90,5°C bis 121°C, in der Regel von 93°C bis 104,5°C. So wird der indirekte Wärmeaustauscher 5 in Fig. 1 im allgemeinen betrieben bei Drücken von nicht weniger als 0,68 bar (entsprechend einer Siedetemperatur von Wasser bei 90,5°C) und vorzugsweise von nicht weniger als 0,79 bar (entsprechend einer Siedetemperatur von Wasser bei 93,3°C).

In ähnlicher Weise wird der Selbstverdampfungs-Behälter 104 des Direktkontaktor-Systems von Fig. 2 denselben praktischen Begrenzungen der Druckreduzierung unterworfen.

Claims (7)

1. Kreislaufverfahren zum Entziehen von Säuregasen aus einem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas mittels einer wäßrigen alkalischen Auswaschlösung, die kontinuierlich zwischen einer Absorptionsphase, in der die Säuregase durch die Auswaschlösung absorbiert und einer Regenerierphase, in der die Säuregase durch Entziehen mittels Dampf desorbiert werden, umläuft, dadurch gekennzeichnet, daß eine erhöhte Wiedergewinnung von Entziehungsdampf bei dem heißen dampfhaltigen Einspeisungsgas durch die folgenden Stufen erfolgt:
a) Zuführen des Einspeisungsgases in indirektem Wärmeaustausch mit der Auswaschlösung, unter Erhitzen besagter Lösung und Dampferzeugung;
b) Ausnutzung des in Stufe (a) erzeugten Dampfes als Entziehungsdampf zur Regenerierung der Lösung;
c) Ausnutzung des teilweise gekühlten Einspeisungsgases aus Stufe (a) zur Entziehung von Wasser in einem Wärmeaustauscher-System, separat von dem in Stufe (a) verwendeten;
d) Reduzierung des Drucks über dem in Stufe (c) erhitzten Wasser und damit Reduzierung der Siedetemperatur des Wassers und Erzeugung von Dampf mit einem Druck der niedriger ist als der Druck in der Regenerierphase und Zusammenbringen des gekühlten Wassers, das aus der Druckreduzierung resultiert, in Wärmeaustauschverbindung mit Einspeisungsgas, um dieses so weiter abzukühlen;
e) Verdichten des Niederdruck-Dampfes, der in Stufe (d) erzeugt wurde, auf mindestens den Druck in der Regenerierphase und Ausnutzung dieses verdichteten Dampfes als Entziehungsdampf zur Regenerierung der Lösung;
f) Zuführen des gekühlten Einspeisungsgases aus Stufe (d) in die Absorptionsphase zur Entziehung der Säuregase daraus.

2. Verfahren nach Anspruch 1, in dem zusätzlich Entziehungsdampf durch Reduzierung des Druckes über der heißen regenerierten Lösung in einer Selbstverdampfungszone geliefert wird, wobei Dampf mit einem Druck, der niedriger ist als der Druck in der Regenerierphase erzeugt wird, unter gleichzeitiger Abkühlung der Lösung, Verdichten des so erzeugten Niederdruck-Dampfes auf zumindest den Druck, der in der Regenerierphase herrscht, Ausnutzung des verdichteten Dampfes als Entziehungsdampf für das Regenerieren der Lösung und Rückführung der gekühlten Auswaschlösung in die Absorptionszone.

3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, worin das in den Stufen (c) und (d) verwendete Wasser wenigstens zum Teil durch wäßriges Kondensat, das im Verlauf des Auswaschprozesses erzeugt wird, geliefert wird.

4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, worin das Wärmeaustauscher- System in Stufe (c) ein indirektes Wärmeaustauscher- System ist, in dem das heiße Einspeisungsgas in indirekten Wärmeaustausch mit Wasser gebracht wird.

5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, in dem das Wärmeaustauscher- System in Stufe (c) ein Direktkontakt- Wärmeaustauscher-System ist, in dem das heiße Einspeisungsgas in direkten Kontakt mit gekühltem Wasser, das aus der Druckreduzierung über dem Wasser resultiert, gebracht wird.

6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, bei dem die Auswaschlösung aus einer wäßrigen Lösung von Kaliumkarbonat besteht.

7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 6, bei dem die Absorptionsphase bei einem superatmosphärischen Druck geführt wird und bei dem die Temperaturen der Absorptionsphase sehr dicht bei denen der Regenerierphase liegen.