JP2019122958A - 排ガスからの汚染物質の再生回収 - Google Patents

Abstract

【課題】ガス状排出物からの二酸化硫黄及び汚染物質回収のための再生吸収／脱着サイクルにおける、エネルギー効率を高めたプロセスの提供。【解決手段】原料ガスから二酸化硫黄を除去及び回収するためのプロセスであって、原料ガスを、吸収器１０１において、リンゴ酸を含む水性の二酸化硫黄吸収媒体と接触させ、二酸化硫黄吸収媒体に吸収し、そして、二酸化硫黄が除去された排気ガス、及び二酸化硫黄濃縮吸収液を生成することと、二酸化硫黄濃縮吸収液を、吸収液ストリッパ１０７において、ストリッピングスチームと接触させて、二酸化硫黄を脱着させ、再生した二酸化硫黄吸収媒体、ならびに水蒸気及び二酸化硫黄を含むストリッパガス排出物を生成することと、吸収液ストリッパの液体出口から、再生した二酸化硫黄吸収媒体を取り出し、吸収液ストリッパの蒸気出口からストリッパガス排出物を取り出すこと、を含む。【選択図】図８

Description

本発明は、排ガスからの汚染物質の選択的除去のための過程に関する。具体的には、本発明の種々の実施形態は、好ましいエネルギー効率を達成する再生二酸化硫黄の吸収／脱着過程における、排ガスからの二酸化硫黄の選択的除去及び回収に関する。本発明の回収スキームは、硫化水素、二酸化炭素、及び塩化水素等の他の酸性ガス、ならびにアンモニア等の他の汚染物質ガスの除去及び回収に適用することができる。

汚染物質ガスを含有するガス状排出物は、様々な操作によって生成される。例えば、二酸化硫黄は、硫黄燃焼硫酸過程、使用済硫酸プラント、硫化性金属鉱石の焙焼または精錬、クラウスプラント、ならびに硫黄含有燃料（例えば、石炭火力発電所からの燃焼ガス）の濃縮物及び燃焼を含む、種々の化学及び治金操作で発生する。炭素燃料は、発電において重要な役割を果たし、加熱するためのエネルギー及び輸送のための燃料を提供する。大部分の炭素燃料は、燃焼したときに二酸化硫黄に変化する硫黄を含有する。排出される二酸化硫黄は、広範囲にわたる環境及び健康問題の一因となる。新興経済国が拡大するにつれて、それらのエネルギー需要が急速に増加し、より少ない硫黄含有量の炭素燃料が枯渇するにつれて、次第に高レベルの硫黄を有するますます多くの石油及び石炭埋蔵量が利用され、二酸化硫黄排出の増加につながることになる。

また、世界中で、二酸化硫黄の排出を削減するための規制圧力も増加している。二酸化硫黄を除去するために最も一般的に使用される方法は、吸収または吸着技法によるものである。１つの一般的な手法は、二酸化硫黄を安価な塩基を含有する水性ストリームと接触させることである。二酸化硫黄は、水に溶解すると、亜硫酸（Ｈ_２ＳＯ_３）を生成し、これが今度は塩基と反応して塩を形成する。一般的な塩基は、水酸化ナトリウム、炭酸ナトリウム、石灰（水酸化カルシウム、Ｃａ（ＯＨ）_２）である。ｐＨは、約９から始まり、二酸化硫黄との反応の後に約６まで下がる。１段階湿式スクラビングシステムは、通常、９５％以上の二酸化硫黄を除去する。湿式スクラバ及び同様の乾式スクラビング手法は、設備投資、石灰消費及び固形物廃棄による変動費、さらに、二酸化硫黄除去システムを動作させるために使用されるエネルギー消費及び設備消費を必要とする。

石灰のような塩基と反応させる代わりに、別の場合であれば大気に排出され得る排ガス中の二酸化硫黄は、精製した二酸化硫黄製品として販売するために回収され得、肥料産業の増大する世界的需要を満たすために、接触式硫酸プラントへの供給ガスの一部として使用され、そして、硫酸及び／または発煙硫酸として回収され得、または元素硫黄の調製のためにクラウスプラントに供給され得る。二酸化硫黄排出と関連付けられる環境及び健康問題に対処することに加えて、この手法は、石炭及び他の硫黄含有炭素燃料から硫黄値を回収する。しかしながら、これらのガスストリームは、しばしば、比較的低い二酸化硫黄濃度及び高い濃度の水蒸気を有する。硫酸プラントに供給されるガス中の二酸化硫黄濃度が約４〜５容量パーセント未満である場合、酸プラントにおける水収支及びエネルギー収支の双方に関して問題が起こり得る。より具体的には、従来の硫酸プラントの材料収支は、プラントに供給される二酸化硫黄含有ガスストリーム中のＨ_２Ｏ／ＳＯ_２モル比が、酸生成物中のＨ_２Ｏ／ＳＯ_３モル比を超えないことを必要とする。所望の酸生成物濃度が９８．５％以上の場合、この比率は、プラントに供給される二酸化硫黄含有ガスストリームにおいて約１．０８を超えることができない。治金過程による排ガス及び硫黄燃料の燃焼による燃焼ガスが発生すると、しばしば、１．１の比率を優に上回る水蒸気含有量を有し、これは、多大な資本及びエネルギーの支出なしには、ガスを冷却することによって十分に低減させることができない。さらに、原料ガスの二酸化硫黄ガスの濃度が約４〜５容量パーセント未満である場合、触媒コンバータの自己熱交換動作には十分でない場合がある。すなわち、二酸化硫黄の三酸化硫黄への変換の熱が、流入ガスを触媒動作温度まで加熱するのに十分な大きさではない場合があり、結果として、何らかの外部源から熱を供給しなくてはならない。これが今度は、硫酸設備の運営費及び資本需要の双方も増加させる。

ガス状排出物の二酸化硫黄濃度を高める１つの方法は、二酸化硫黄を適切な溶媒中に選択的に吸収し、その後に、吸収した二酸化硫黄をストリップすることによって、再生した溶媒及び二酸化硫黄含有量を富化したガスを生成する。様々な水性及び有機溶媒が、再生二酸化硫黄吸収／脱着過程で使用されてきた。例えば、アルカリ金属の水溶液（例えば、亜硫酸ナトリウム／亜硫酸水素塩溶液）、アミン（例えば、アルカノールアミン、テトラヒドロキシエチルアルキレンジアミン等）、アミン塩、及び種々の有機酸の塩が、再生可能な二酸化硫黄吸収剤として使用されてきた。

無機水性緩衝液も二酸化硫黄の吸収に効果的である。Ｆｕｎｇ他（２０００）は、温度の関数として、約１．５７のＮａ／ＰＯ_４の比率の１モルのリン酸及び炭酸ナトリウムの溶液に対する二酸化硫黄の溶解度に関するデータを提供する。データは、バージン混合物、及び二酸化硫黄の溶解度を高めるために１，０００ｐｐｍのアジピン酸を加えた混合物に関するものである。Ｆｕｎｇ他はまた、沸点に達したときに、９５％及び６５％の二酸化硫黄が溶液から除去されるということも示す。溶液のｐＨに関する計算は、二酸化硫黄が吸収されると、ｐＨが６から約３まで変化するということを示す。有機溶媒と同様に、二酸化硫黄と酸素との若干の反応があり、三酸化硫黄を形成する。この反応は極めて限定的であり、Ｎａ_２ＣＯ_３が使用されると、酸化中に形成される遊離基とのその反応によってさらに抑制される。形成される三酸化硫黄は、硫酸ナトリウムの形成につながり、それは、結晶化によって除去される場合、グラウバー塩としても知られる硫酸ナトリウム十水塩（Ｎａ_２ＳＯ_４−１０Ｈ_２Ｏ）として除去される。この塩は、スリップストリームを取り出し、それを冷却して、ふるい、濾過、遠心分離、または他の固体／液体分離技法によって容易に結晶化され、除去されるグラウバー塩の析出を強制することによって除去することができる。

米国特許第４，１３３，６５０号（Ｇａｍｅｒｄｏｎｋ他）は、約２．８〜９のｐＨに緩衝した再生可能な水性ジカルボン酸（例えば、フタル酸、マレイン酸、マロン酸、及びグルタル酸、ならびにそれらの混合物）スクラビング溶液を使用して、排気ガスから二酸化硫黄を回収するための再生過程を開示している。回収した二酸化硫黄は、硫酸の生成に使用することができる。

同様に、米国特許第２，０３１，８０２号（Ｔｙｒｅｒ）は、排ガスからの二酸化硫黄の回収のための再生過程において、１グラム分子あたり４０リットルの希釈、及び２５℃の温度で測定される１×１０^−２〜１×１０^−５の解離定数を有する、実質的に不揮発性酸の塩（例えば、乳酸、グリコール酸、クエン酸、及び正リン酸）を使用することを提案している。

米国特許第４，３６６，１３４号（Ｋｏｒｏｓｙ）は、約３〜約９のｐＨに緩衝したクエン酸カリウムの水溶液を利用する、再生燃焼ガスの脱硫過程を開示している。

二酸化硫黄の吸収／脱着過程で使用される有機溶媒としては、ジメチルアニリン、テトラエチレングリコールジメチルエーテル、及びジブチルブチルホスホネートが挙げられる。大部分の溶媒と同様に、有機溶媒の能力は、より高い圧力及びより低い温度によって高められる。次いで、圧力を下げ、及び／または温度を上げることによって、二酸化硫黄ガス（及び再生した溶媒）が回収される。これらの有機溶媒は、金属構造の使用を必要とし、またしばしば、硫酸の形成による、及びいくつかの事例では、溶媒と、吸収／脱着過程中に二酸化硫黄と酸素との副反応によって形成される三酸化硫黄との反応による、溶媒の再生を必要とし、また、通常、無機吸収媒体よりも高価である。石炭火力発電所から排出される著しく大きい燃焼ガスの流量は、二酸化硫黄を回収するための非常に大きな装置サイズにつながる。金属構造を必要とする有機溶媒は、全般的に、繊維強化プラスチック（ＦＲＰ）構造を一般的に使用する湿式スクラブ、被覆容器、または低費用の合金に経済的に十分対抗できない。

従来の有機溶媒はまた、二酸化硫黄の吸収／脱着サイクルで使用される吸収剤に望まれる特性に関する１つ以上の欠点によっても妨げられる。現在用いられている溶媒の多くは、特に、一般的に弱二酸化硫黄含有排出物に見られる二酸化硫黄の分圧（例えば、約０．１〜約５ｋＰａ）で、比較的低い二酸化硫黄吸収能力を有する。従来の有機溶媒は、しばしば、二酸化硫黄含有排出物からの相当な量の水蒸気を吸収し、溶媒の二酸化硫黄の吸収能力の著しい低下をもたらす。その結果、所望の二酸化硫黄の吸収効率を満たすために必要とされる従来の溶媒のモル流量が増加する。さらに、大量の水蒸気の溶媒への吸収は、二酸化硫黄の吸収／脱着過程で使用される過程装置の過剰な腐食につながり得る。そのうえ、いくつかの従来の有機溶媒は、加水分解等の過剰な減成の、または溶媒が酸性環境において高温に晒されるとき、及び／または高揮発性が欠点であるときの他の副反応もしくは分解の影響を受け易く、大量の溶媒の損失につながる。

２０１１年１０月２８日に提出された、同時係属中で共同譲渡された米国特許出願第１３／２８３，６７１号は、排ガスから二酸化硫黄を選択的に吸収するために、ある特定の弱無機酸もしくは弱有機酸またはその塩、好ましくは、ある特定の多塩基カルボン酸またはその塩を含む、緩衝した水性吸収溶液を利用する、二酸化硫黄回収過程を説明している。吸収した二酸化硫黄は、その後にストリップされて、吸収溶液を再生し、二酸化硫黄含有量を富化したガスを生成する。二酸化硫黄富化ガスは、接触式硫酸プラントまたは、元素硫黄の調製のためのクラウスプラントへの供給ガスの一部として使用され得、または精製した二酸化硫黄の生成に使用することができる。米国特許出願第１３／２８３，６７１号の過程は、二酸化硫黄含有量が比較的弱い排ガスから二酸化硫黄富化ガスを生成する際に、特に有用である。この出願はまた、排ガスからの二酸化硫黄及び窒素酸化物（ＮＯ_ｘ）の同時除去、及び二酸化硫黄の回収のための過程も説明している。この過程は、ガスから二酸化硫黄及びＮＯ_ｘを吸収するために、金属キレートをさらに含む緩衝した水性吸収溶液を利用し、その後に、吸収したＮＯ_ｘを還元して窒素を形成する。

米国特許出願第１３／２８３，６７１号の過程は、高いエネルギー効率で動作するが、再生二酸化硫黄回収過程でのエネルギーの使用におけるさらなる経済性に対する必要性は残ったままである。

本発明は、ガス状排出物からの二酸化硫黄及び他の汚染物質の回収のための、再生吸収／脱着サイクルにおけるエネルギー効率を高める特徴を含む、新規な過程を対象とする。本過程のある特定の実施形態では、脱着サイクルにおいて生成される湿式汚染物質ガスストリームからエネルギーが回収される。これらの及び他の実施形態において、吸収ゾーンは、水性吸収媒体が汚染物質ガスを吸収する能力を高めるために選択的に及び好都合に冷却され得、それによって、吸収／脱着サイクルにおいてポンプ注入、処理、加熱、及び冷却しなければならない水性吸収媒体及び汚染物質富化吸収液の量を少なくする。

本発明の過程の顕著な用途は、上で述べられるように、種々の化学及び治金の排ガスからの二酸化硫黄の回収にある。しかしながら、本明細書で説明される改善点はまた、例えばＨ_２Ｓ、ＣＯ_２、ＮＯ_ｘ、またはＨＣｌ等の他の酸性ガスの回収、さらには、アンモニア等の他の汚染物質ガスの回収にも適用することができる。

したがって、簡潔には、本発明は、汚染物質含有原料ガスから汚染物質を除去し、そして、汚染物質を回収するための過程を対象とし、該過程では、原料ガスを含む供給ガスストリームを、汚染物質吸収器において、汚染物質の吸着剤を含む水性吸収媒体と接触させ、それによって、汚染物質を供給ガスストリームから吸収媒体に吸収し、そして、汚染物質が除去された排気ガス、及び汚染物質富化吸収液を生成する。汚染物質富化吸収液は、吸収液ストリッパにおいて、ストリッピングスチームと接触させて、汚染物質富化吸収液から汚染物質を脱着させ、それによって、再生した汚染物質吸収媒体、ならびに水蒸気及び汚染物質を含む１次ストリッパガス排出物を生成する。再生した吸収媒体は、吸収液ストリッパの液体出口から取り出され、１次ストリッパガス排出物は、吸収液ストリッパの蒸気出口から取り出される。水は、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器において、１次ストリッパガス排出物から冷却媒体に間接的に熱が移動されることによって、１次ストリッパガス排出物から凝縮され、それによって、汚染物質含有凝縮液を生成する。ストリップした凝縮液、ならびに水蒸気及び汚染物質を含有する凝縮液ストリッパガス排出物を生成するために、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器を出る汚染物質含有凝縮液を、凝縮液ストリッパの中のスチームと接触させる。１次ストリッパガス冷却器／凝縮器において、１次ストリッパガス排出物から熱が移動される冷却媒体は、ストリップした凝縮液の少なくとも一部分を含み、それによって、ストリップした凝縮液からスチームを発生させる。１次ストリッパガス冷却器／凝縮器において、ストリップした凝縮液から発生したスチームが、そこから汚染物質を脱着させるために汚染物質富化吸収液と接触させるためのストリッピングスチームとして、吸収液ストリッパの中へ導入される。

本発明のある特定の実施形態において、吸収液ストリッパから取り出した１次ストリッパガス排出物は、圧縮され、そして、水は、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器において、圧縮した１次ストリッパガス排出物から、ストリップした凝縮液の少なくとも一部分を含む冷却媒体への間接的な熱移動によって、１次ストリッパガス排出物から凝縮され、それによって、吸収液ストリッパの液体出口において、吸収液ストリッパ内の圧力を上回る圧力で、ストリップした凝縮液からスチームを発生させる。次いで、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器において、ストリップした凝縮液から発生したスチームが、そこから汚染物質を脱着させるために汚染物質富化吸収液と接触させるためのストリッピングスチームとして、吸収液ストリッパの中へ導入される。

本発明の他の実施形態に従って、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器において、ストリップした凝縮液から発生したスチームは、吸収液ストリッパの液体出口において吸収液ストリッパ内の圧力を上回る圧力で圧縮される。次いで、圧縮したスチームが、そこから汚染物質を脱着させるために汚染物質富化吸収液と接触させるためのストリッピングスチームとして、吸収液ストリッパの中へ導入される。

これらの及び他の実施形態において、吸収ゾーンは、水性吸収媒体が汚染物質ガスを吸収する能力を高めるために冷却され得る。そのような実施形態において、汚染物質ガス富化吸収液の一部分は、吸収器と、冷却流体への移動によって吸収熱が除去される熱交換器との間を循環する。

本明細書では、原料ガスから汚染物質ガスを除去し、そして、汚染物質ガスを回収するための過程が開示される。本過程では、原料ガスを含む供給ガスを、濃厚ガス吸収器において、汚染物質ガスの吸着剤を含む濃厚ガス水性吸収媒体と接触させ、それによって、汚染物質ガスを供給ガスストリームから吸収媒体に吸収し、そして、汚染物質ガスが除去された希薄ガス、及び吸着した汚染物質を含有する濃厚吸収液を生成する。濃厚ガスストリッパを出る希薄ガスは、希薄ガス吸収器において、汚染物質ガスの吸着剤を含む希薄ガス水性吸収媒体と接触させ、それによって、残留汚染物質ガスを希薄ガスから希薄ガス吸収媒体に吸収し、そして、追加的な汚染物質ガスが除去された排気ガス、及び吸着した汚染物質を含有する希薄吸収液を生成する。濃厚吸収液は、濃厚液ストリッパにおいて加熱して、濃厚液から汚染物質を脱着させ、それによって、濃厚液ストリッパから、再生した濃厚ガス吸収媒体及び濃厚液ストリッパガス排出物を生成し、該濃厚液ストリッパガスは、水蒸気及び汚染物質ガスと、を含む。希薄吸収液は、希薄液ストリッパにおいて加熱して、希薄液から汚染物質ガスを脱着させ、それによって、希薄液ストリッパから、再生した希薄ガス吸収媒体及び希薄液ストリッパガス排出物を生成し、該希薄ストリッパガスは、水蒸気及び汚染物質ガスを含む。再生した濃厚ガス吸収媒体は、供給ガスのさらなる流れから汚染物質ガスを除去するために、濃厚ガス吸収器に再循環され、再生した希薄ガス吸収媒体は、希薄ガスのさらなる流れから汚染物質ガスを除去するために、希薄ガス吸収器に再循環される。

本明細書ではさらに、二酸化硫黄含有原料ガスから二酸化硫黄を除去し、そして、二酸化硫黄を回収するための過程が説明され、該過程では、原料ガスを含む供給ストリームを、濃厚ガス吸収器において、二酸化硫黄の吸着剤を含む濃厚ガス吸収媒体と接触させ、それによって、二酸化硫黄を供給ガスストリームから吸収媒体に吸収し、そして、二酸化硫黄が除去された希薄ガス、及び吸着した二酸化硫黄を含有する濃厚吸収液を生成する。濃厚ガス吸収器を出る希薄ガスは、二酸化硫黄の吸着剤を含む希薄ガス吸収媒体と接触させ、それによって、残留する二酸化硫黄を希薄ガスから希薄ガス吸収媒体に吸収し、そして、追加的な二酸化硫黄が除去された排気ガス、及び吸着した二酸化硫黄を含有する希薄吸収液を生成する。濃厚吸収液は、濃厚液ストリッパにおいて、ストリッピングスチームと接触させて、濃厚液から二酸化硫黄を脱着させ、それによって、濃厚液から、再生した濃厚ガス吸収媒体及び濃厚ストリッパガスを生成し、該濃厚ストリッパガスは、水蒸気及び二酸化硫黄を含む。希薄吸収液は、希薄液ストリッパにおいて、ストリッピングスチームと接触させて、希薄液から二酸化硫黄を脱着させ、それによって、希薄液ストリッパから、再生した希薄ガス吸収媒体及び希薄ストリッパガス排出物を生成し、該希薄ストリッパガスは、水蒸気及び二酸化硫黄を含む。再生した濃厚ガス吸収媒体は、供給ガスのさらなる流れから二酸化硫黄を除去するために、濃厚ガス吸収器に再循環され、そして、再生した希薄ガス吸収媒体は、該希薄ガスのさらなる流れから二酸化硫黄を除去するために、希薄吸収器に再循環される。

なおさらに、汚染物質含有原料ガスから汚染物質ガスを除去し、そして、汚染物質ガスを回収するための過程が開示される。本過程では、原料ガスを含む供給ガスストリームを、汚染物質ガス吸収器において、汚染物質ガスの吸着剤を含む水性吸収媒体と接触させ、それによって、汚染物質ガスを供給ガスストリームから吸収媒体に吸収し、そして、汚染物質ガスが除去された排気ガス、及び汚染物質富化吸収液を生成する。汚染物質富化吸収液は、吸収液ストリッパにおいて、ストリッピングスチームと接触させて、汚染物質富化吸収液から汚染物質を脱着させ、それによって、再生した汚染物質吸収媒体、ならびに水蒸気及び汚染物質ガスを含む１次ストリッパガス排出物を生成する。再生した吸収媒体は、吸収液ストリッパの液体出口から取り出され、吸収液ストリッパの蒸気出口からの１次ストリッパガス排出物。吸収媒体のｐＨは、吸収器において、該ｐＨと異なる値に調整され、該ｐＨは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすが、該ｐＨにおいて、再生した吸収媒体の汚染物質ガス含有量を目標レベルまで低減させるための、ストリッパにおけるスチーム消費量は、過程が実行される条件と本質的に同一の条件下で実行される比較動作において、再生した吸収媒体の汚染物質ガス含有量をそのようなレベルまで低減させるためのスチーム消費量よりも少ないが、但し、比較動作において、吸収媒体のｐＨが、吸収に最も好ましい平衡をもたらす値に維持されることを除く。

他の目的及び特徴は、以下で部分的に明らかになり、部分的に指摘される。

二酸化硫黄含有原料ガスから二酸化硫黄を選択的に除去し、回収するための吸収／脱着過程の代替の概略的なフローシートであり、該過程において、吸収液からの二酸化硫黄の脱着は、ストリッピングカラムにおける生スチームとの接触によって達成され、生スチームは、ストリッパガス冷却器／凝縮器において、ストリッパ塔頂ガスから、沸騰水ストリームを含む冷却媒体に間接的に熱を移動することによって発生される。 二酸化硫黄含有原料ガスから二酸化硫黄を選択的に除去し、回収するための吸収／脱着過程の代替の概略的なフローシートであり、該過程において、吸収液からの二酸化硫黄の脱着は、ストリッピングカラムにおける生スチームとの接触によって達成され、生スチームは、ストリッパガス冷却器／凝縮器において、ストリッパ塔頂ガスから、沸騰水ストリームを含む冷却媒体に間接的に熱を移動することによって発生される。 温度の関数としての、ある特定の吸収溶媒における二酸化硫黄の溶解性をプロットした曲線である。 温度の関数としての、ある特定の吸収溶媒における二酸化硫黄の溶解性をプロットした曲線である。 二酸化硫黄含有原料ガスから二酸化硫黄を選択的に除去し、回収するための、吸収／脱着過程のフローシートであり、該過程において、吸収液は、吸収器と１つ以上の外部熱交換器との間で循環されて、吸収液を冷却し、ガス相から二酸化硫黄を移動させるための吸収媒体の能力を高める。 ガス組成、吸収媒体組成、及び液体流量の種々の組み合わせに関する、向流吸収器の底部からの距離の関数としての、ガス相中の二酸化硫黄含有量及びガス相からの二酸化硫黄のパーセント回収をプロットした図である。 異なる数の冷却ループが吸収器に提供される、二酸化硫黄回収のための吸収／脱着過程に関する、蒸気相における吸収液温度及びモルパーセント二酸化硫黄のプロファイルを示す図である。 供給ガスからの二酸化硫黄の吸収が、濃厚吸収液ストリッパに連結された濃厚ガス吸収器を備える濃厚ガス吸収回路と、希薄ガス吸収液ストリッパに連結された希薄ガス吸収器を備える希薄ガス吸収回路とに分けられる過程の代替のフローシートである。 供給ガスからの二酸化硫黄の吸収が、濃厚吸収液ストリッパに連結された濃厚ガス吸収器を備える濃厚ガス吸収回路と、希薄ガス吸収液ストリッパに連結された希薄ガス吸収器を備える希薄ガス吸収回路とに分けられる過程の代替のフローシートである。 ストリッパに供給されるスチームと、単一の吸収器及びストリッパ回路を含む吸収システムの中の吸収器において除去されるＳＯ_２との比率の関数として、吸収器からの排気ガス中の残留ＳＯ_２の線形スケールプロットである。 図１０のプロットに類似するが、対数スケールでプロットされる排気ガスの残留ＳＯ_２含有量を伴うプロットである。 図１０及び図１１に相関するプロットであり、吸収器からの排気ガス中の残留ＳＯ_２が、直線スケールでプロットされるストリッパから吸収器に再循環される再生した吸収媒体の残留ＳＯ_２含有量の関数として、対数スケールでプロットされる。 図５に類似するフローシートであるが、図８で例示されるように、別個の濃厚及び希薄ガス吸収回路、ならびにストリッピング回路をタンデム型で有する過程で実現される。 供給ガスのＳＯ_２含有量が０．２４容量％であり、ストリップした吸収液がＳＯ_２吸収媒体として吸収器に再循環される、吸収器排気ガス中の排出物のいくつかの離散レベルのそれぞれを維持しながら、単一の吸収器／ストリッパ回路を備える過程においてＳＯ_２を回収するために必要とされるスチーム使用量に対する、リンゴ酸塩ＳＯ_２吸収器の基部でのｐＨの影響のプロットである。 ＳＯ_２を回収するための単一の吸収及びストリッピング回路動作をシミュレーションする数学的モデルに基づく図であり、ならびに、（ｉ）リンゴ酸ナトリウム吸着剤（２０重量％の固体）を含む吸収溶媒における苛性剤／リンゴ酸比の関数として、２，４００ｐｐｍのＳＯ_２を含有する供給ガスストリームから、１ｐｐｍのＳＯ_２を含有する排気ストリームを生成するために必要とされる、ストリッパにおけるスチームとＳＯ_２との比率をプロットした図、及び（ｉｉ）同じ負荷に対して、除去した単位ＳＯ_２あたりの溶媒流量をストリッパにおける必要なスチーム／ＳＯ_２比と相関させた図である。 同様に、単一の吸収及びストリッピング回路の数学的にシミュレーションした動作に関連する図であり、また、スチームとＳＯ_２との比率と対比した、苛性剤／リンゴ酸比、及び２０重量％の固体を含有するリンゴ酸ナトリウム吸着剤を含む吸収溶媒を使用して、２，４００ｐｐｍのＳＯ_２を含有する供給ガスストリームから１ｐｐｍのＳＯ_２を含有する排気ストリームを生成するためのストリッパの基部でのｐＨの双方とをプロットした図である。 単一の吸収及びストリッピング回路の数学的シミュレーションにおける、苛性剤／リンゴ酸比の関数としての、排気ガスのＳＯ_２含有量（「ＳＯ_２排出（ｐｐｍ）」）及びストリッパの基部でのｐＨ双方のプロットであり、該回路では、２０重量％の固体の吸着剤濃度、８０ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２の溶媒比、及び６ｌｂｓ／ｌｂ．回収ＳＯ_２のストリッパへのスチームの供給で、リンゴ酸ナトリウムを含有する吸収溶媒を使用して、２，４００ｐｐｍのＳＯ_２を含有する供給ガスから、１ｐｐｍのＳＯ_２を含有する排気ガスが生成される。 図１７のプロットを含むが、図１７のプロットのデータが得られたシミュレーションした動作と同じ条件下での、及び同じ負荷に関する実験的動作における、苛性剤とリンゴ酸との比率の関数としての、ＳＯ_２排出及びｐＨのプロットを重ね合わせた図である。 同じ条件下での吸収及びストリッピング回路のシミュレーションした動作に関する、及び図１７のプロットでシミュレーションされる同じ負荷に関する、図１７と同じ関係をプロットした図であるが、但し、図１９は、一連の別々のスチームとＳＯ_２との比率での別個の動作に関する一群の曲線を含む。 図１９と同じ負荷に関する、及び同じ条件下での過程のシミュレーションから得られる、２つの群の曲線を提示する図であり、１つの群の曲線は、吸収液が０％の硫酸を含有する場合の、３つの異なる別々のスチームとＳＯ_２との比率での、ＳＯ_２排出と対比した苛性剤／リンゴ酸比に関するものであり、もう１つの群の曲線は、同じ３つの別々のスチームとＳＯ_２との比率でのＳＯ_２排出に関するものであるが、７重量％の硫酸イオンを含有する吸収液に関するものである。 図１９と同じ６つのシミュレーションから得られる２つの群の曲線を提示する図であるが、但し、ＳＯ_２排出は、苛性剤／リンゴ酸比に対してではなく、ストリッパの基部でのｐＨに対してプロットしたものである。 図２０及び図２１の曲線が関連する同じ６つのシミュレーションに関する、ストリッパの基部でのＳＯ_２質量画分と対比した、ストリッパの基部でのｐＨをプロットした２つの群の曲線を提示する図である。 図２０〜図２２の曲線に関連する同じ６つのシミュレーションに関する、ストリッパの基部でのＳＯ_２質量画分と対比した、苛性剤／リンゴ酸比をプロットした２つの群の曲線を提示する図である。 図２０〜図２３が関連する条件と同じ条件下での６つの過程のシミュレーションに関する、ＳＯ_２排出と対比した、ストリッパの基部での苛性剤／リンゴ酸比をプロットした２つの群の曲線を提示する図であるが、溶媒の固体含有量は、僅か１０重量％であったが、溶媒とＳＯ_２との比率は、１４０ｌｂｓ．／ｌｂ．ＳＯ_２であった。 図２４が関連するシミュレーションと同じ６つのシミュレーションに関する、ＳＯ_２排出と対比した、ストリッパの基部でのｐＨをプロットした２つの群の曲線を提示する図である。 図２４及び図２５が関連するシミュレーションと同じ６つの過程シミュレーションに関する、ストリッパの基部でのＳＯ_２の質量画分とストリッパの基部でのｐＨとをプロットした２つの群の曲線を提示する図である。

図面の全体を通して、対応する参照符号は、対応する構成要素を示す。

本発明に従って、比較的高いエネルギー効率で原料ガスから汚染物質ガスを回収するための、複数の新規な過程スキームを開発した。本発明の過程は、特に、二酸化硫黄、窒素酸化物、硫化水素、二酸化炭素、及び同類のもの等の酸性ガスの回収に適用することができるだけでなく、例えばアンモニア等の他の汚染物質ガスの回収においても有用かつ有益である。一般的に、本発明の過程が、そうしなければ大気中の汚染物質となる、酸性ガスまたは他のガス成分の排出を最小にするために、化学、治金、または発電設備からの排ガスストリームを浄化する際に使用されるので、「汚染物質」という総称が本明細書で使用される。しかしながら、当業者によって認識されるように、ガス排出物ストリームから除去される汚染物質ガスは、しばしば経済価値があり、また、本発明の過程によって回収され、次いで、例えば二酸化硫黄の三酸化硫黄及び硫酸への変換、二酸化硫黄及び硫化水素からの元素硫黄の回収、化学過程で使用するための塩酸またはアンモニア水の回収、塩化水素の回収ならびに元素塩素及び水素へ変換等の、商業的に有益な用途に適用される。

本発明の過程は、二酸化硫黄回収の具体的事例によって例示され得る。本発明の実践に際して、様々な水性及び有機溶媒を二酸化硫黄吸収媒体として使用することができる。例えば、吸収媒体は、アルカリ金属（例えば、亜硫酸ナトリウム／亜硫酸水素塩溶液）、アミン（例えば、アルカノールアミン、テトラヒドロキシエチルアルキレンジアミン等）、アミン塩、または種々の有機酸の塩の水溶液を含み得る。あるいは、二酸化硫黄吸収媒体は、例えばジメチルアニリン、テトラエチレングリコールジメチルエーテル、またはジブチルブチルホスホネートを含む有機溶媒を含み得る。いくつかの有機溶媒は、金属構造の使用を必要とし、またしばしば、硫酸の形成による、及びいくつかの事例では、吸収／脱着過程中の二酸化硫黄の酸素との副反応によって形成される三酸化硫黄と、溶媒との反応による、溶媒の再生を必要とし、通常、無機吸収媒体よりも高価である。石炭火力発電所から排出される著しく大きい燃焼ガスの流量は、二酸化硫黄を回収するための非常に大きな装置サイズにつながる。従来の有機溶媒はまた、二酸化硫黄吸収媒体において所望の特性に関する１つ以上の欠点によっても阻害され得、そのような欠点としては、特に弱二酸化硫黄含有排出物に見られる二酸化硫黄分圧での比較的低い二酸化硫黄吸収能力、過程装置の過剰な腐食にもつながり得る、二酸化硫黄含有排出物から相当な量の水蒸気を吸収した結果としての二酸化硫黄吸収能力の低下、加水分解等の過剰な減成、または溶媒が酸性環境において高温に晒されたときの他の副反応もしくは分解に対する脆弱性、及び／または大きい溶媒の損失につながる高い揮発性、が挙げられる。

これらの及び他の考慮事項に照らして、二酸化硫黄の回収において実現される本発明の好ましい実施形態によれば、二酸化硫黄吸収媒体は、比較的弱い多価カルボン酸（例えば、リンゴ酸ナトリウム）の塩の緩衝水溶液を含み、これは、２０１１年１０月２８日に提出された、米国特許出願第１３／２８３，６７１号、名称「ＲＥＧＥＮＥＲＡＴＩＶＥ ＲＥＣＯＶＥＲＹ ＯＦ ＳＵＬＦＵＲ ＤＩＯＸＩＤＥ ＦＲＯＭ ＥＦＦＬＵＥＮＴ ＧＡＳＥＳ」で説明され、その内容全体は、参照により本明細書に明確に組み込まれる。以下の説明では、多価カルボン酸の塩を含む好ましい吸収媒体、ならびにテトラエチレングリコールジメチルエーテル（テトラグライム）を含む吸収媒体に対して参照がなされる。しかしながら、本明細書で説明される過程の種々の特徴は、他の吸収媒体が用いられるシステムに容易に適応されることを理解されたい。上で述べられるように、本明細書で説明される改善は、当技術分野で知られている適切な従来の汚染物質吸収媒体を使用した、他の酸性ガス及び汚染物質の除去及び回収のためのシステムにも同様に適用することができることも理解されたい。例えば、本明細書で説明される過程は、硫化水素、二酸化炭素、及び塩化水素、窒素酸化物、ならびにアンモニア等の他の汚染物質ガスを含む、排ガスストリームからの種々の汚染物質の再生吸収及び脱着に使用することができる。

図１で示されるように、二酸化硫黄含有原料ガスを含む、随意に調整される過程供給ガスストリーム１０は、１つ以上の理論段階を有する二酸化硫黄吸収器１１の中へ導入され、そこで、二酸化硫黄を吸収するための二酸化硫黄の吸着剤を含む水性吸収媒体と接触する。二酸化硫黄吸収器１１は、サドルもしくはリング等のランダムなパッキング、構造化パッキング、または他の接触デバイスのベッドを備え得る、ガス相と液体相との間の質量移動を促進するための手段を備える、ガス／液体接触ゾーン１３を含有する垂直カラムまたは塔１２を備える。好ましくは、二酸化硫黄の移動を最大にするために、過程供給ガスストリームは、水性吸収溶液と向流的に接触する。図１で示されるように、過程供給ガスストリーム１０が、塔１２の底部近くのガス入口１４を通して導入され、ガス／液体接触ゾーン１３の底部に進入する一方で、二酸化硫黄ストリッパ３０から再循環される再生した水性吸収媒体を含むストリーム１５が、塔の頂部近くの液体入口１６を通して導入され、ガス／液体接触ゾーンの頂部の上に分配され、そして、そこに進入する。ガス／液体接触ゾーン１３の底部を出る二酸化硫黄富化吸収液ストリーム１７は、塔１２の底部近くの液体出口１８から取り出され、ゾーン１３の頂部を出る、二酸化硫黄を実質的に含まない排気ガスストリーム１９は、塔の頂部近くのガス出口２０から取り出される。従来のランダムにパックした塔が吸収器１１として用いられ得るが、当業者は、他の構成が好適に用いられ得ることを認識するであろう。例えば、塔１２は、構造化パッキングを含有し得、またはトレイ塔を備え得、どちらにおいても、好ましくは、過程ストリームが向流的に流れる。吸収器における過程供給ガスストリーム１０と水性吸収媒体との間には、向流が好ましいが、吸収器は、並流的に動作され得る。しかしながら、そのような配設は、吸収能力及び効率に悪影響を及ぼす傾向があり、全般的に、あまり好ましくない。

二酸化硫黄と化学的に結合させる酸性塩吸収剤または他の種が、主要な吸着剤として水性吸収媒体中に存在する場合、吸収媒体中の吸着剤濃度及び吸収媒体流量は、吸収器の液体出口で一般的な温度で、余剰の吸収能力が吸収液に残る程度にするべきである。好ましくは、残りの能力は、吸収器に進入する合計吸収能力の少なくとも１０％、好ましくは、少なくとも２０％である。この目的のために、吸着剤濃度及び吸収器に進入する吸収媒体の流量は、二酸化硫黄が過程供給ガスストリームから回収される割合に対して、吸収器を通って流れる吸着剤の化学量論的に過剰な割合を提供するのに、好ましくは、供給ストリームの合計二酸化硫黄含有量に対して過剰に提供するのに十分でなければならず、したがって、その再生後に吸収媒体に残る二酸化硫黄含有量、二酸化硫黄富化ストリッパガス中の二酸化硫黄の濃度、二酸化炭素等の弱酸性成分の可能性のある存在等のいくつかの因子を補償するのに十分でなければならず、そして主に、水性多価カルボン酸／塩吸収システム等の、好ましい吸着剤の望ましくは比較的弱い吸収親和性を補償するのに十分でなければならない。穏やかな温度上昇及び／または圧力の低減を介して、二酸化硫黄のその後の脱着を促進するために、比較的弱い吸収親和性が好まれる。故に、所望の除去効率を達成するために必要な水性吸収媒体中の吸着剤濃度は、用いられる酸、処理されるガス中の二酸化硫黄濃度、ならびに吸収器の質量移動特性によって変動し、また、当業者によって容易に決定することができる。一般的に、吸収溶液において多価カルボン酸塩１モルあたりに吸収される二酸化硫黄の化学量論的当量比は、約０．１〜約１の範囲である。約２６００ｐｐｍｖの二酸化硫黄を含むガスを処理する際に使用される吸収溶媒としてリンゴ酸ナトリウム塩を含む水性吸収媒体の事例において、吸収溶液中のリンゴ酸塩濃度は、好適には、約１モル％〜約７モル％の範囲とすることができる。

原料ガスから吸収媒体への二酸化硫黄の相当な移動を達成するために必要な、水性吸収溶液ストリーム１５と、二酸化硫黄吸収器１１の中へ導入される過程供給ガスストリーム１０との質量流量比（Ｌ／Ｇ）は、従来の設計実践によって決定され得る。より具体的には、Ｌ／Ｇは、吸収器に進入するガスストリームの汚染物質含有量、水性吸収媒体中の吸着剤濃度、及び吸収器において一般的な液体／ガス温度での吸着剤の単位吸収能力に基づいて選択することができる。典型的には、Ｌ／Ｇは、吸収器への吸着剤の流れが、吸収器への汚染物質ガスの流れを少なくとも１０〜２０％超えるように選択される。最適な超過の程度は、ガス／液体接触ゾーンにおける物質移動率及び熱移動率に依存する。

好ましくは、二酸化硫黄吸収器は、吸収器を出る排気ガスストリーム１９の二酸化硫黄含有量が約５００ｐｐｍｖ未満、より好ましくは、約２００ｐｐｍｖ未満（例えば、１０〜２０ｐｐｍｖの低さ）であるように設計及び動作される。過程供給ガスストリームに含有される二酸化炭素、酸素、窒素、及び他の不活性成分に加えて、この微量の二酸化硫黄が、吸収器の頂部から通気される排気ガスストリームの一部として、システムから排除される。排気ガスは、吸収溶液と実質的に平衡であり、吸収器に供給される過程供給ガスストリームの水蒸気含有量、及び吸収器の状態によっては、吸収器における水の正味獲得及び損失があり得る。必要であれば、ガスを排気筒に駆動するために、ブロワー２１が使用される。満足な排出基準を達成するために、排気ガスストリーム１９は、排気筒を通して放出される前に同伴液体を回収するために、ミスト除去器または類似するデバイスを通過し得る。加えてまたは代替として、いくつかの事例において、排気ガスストリーム１９は、排気筒を通して排出された後に任意のプルームが下降する傾向を有しないように、過程供給ガスの流入によって熱交換器２２において、または他の熱媒体を使用して、または下で説明される熱交換器６４内において、間接的に熱交換することによって加熱され得る。

図１で示されるように、吸着剤が多価カルボン酸を含む場合、水酸化ナトリウム、水酸化カリウム、炭酸ナトリウム等の金属塩基２３の構成源は、吸収器塔１２の頂部近くに導入される前に、溶媒タンク２４において、再生した水性吸収媒体を含むストリーム１５と結合させる。金属塩基は、多価カルボン酸と反応し、金属塩吸収剤を形成する。同時係属の米国特許出願第１３／２８３，６７１号の開示によれば、酸群の少なくともいくつかを中和するために、十分な金属塩基が導入され、よって、酸は、２５℃で約３〜約１０、好ましくは、２５℃で約４〜約７のｐＫａ値を有する酸解離の当量点の約２０％以内に、より好ましくは、約１０％以内に中和される。当業者は、既知のｐＨ制御技術及び計装を使用して、ｐＫａ値の当量点に対して所望の程度の中和を維持するために、吸収器において二酸化硫黄含有ガスと接触する前に、再生した吸収媒体に塩基を加えることができる。さらに、金属イオン濃度を維持するために、十分な塩基を加えるべきである。例えば、下で説明されるように、金属イオンの一部は、晶析器の動作において除去される硫酸塩とともに失われる。除去される硫酸ナトリウムの１モルあたり、２モルの塩基（例えば、水酸化ナトリウム）が加えられる。金属イオン濃度は、プラント実験室においてサンプルを取り、金属分析を行うことによって好適に監視及び制御することができる。

吸収器１１を出る二酸化硫黄富化吸収液１７は、中間温度（下で説明される）まで加熱され、予熱した吸収液は、二酸化硫黄ストリッパ３０の中へ導入され、そこでは、二酸化硫黄が吸着剤から解離され、吸収液から脱着される。ストリッパ３０は、ガス相と液体相との間の質量移動を促進するための手段を含む、蒸気／液体接触ゾーン３２を含有する垂直カラムまたは塔３１を備える。吸収器１１と同様に、ストリッパ３０は、従来のランダムなパッキングのベッド、構造化パッキング、トレイ、または任意の他のガス−液体接触デバイスを含有するパックした塔の形態で構成することができる。塔３１内の蒸気／液体接触ゾーン３２の下（ストリッピング）区域は、（下で説明されるように）本発明に従って発生する生スチームとともに供給され得、吸収液からの二酸化硫黄の除去に使用され得る。水蒸気によって実質的に飽和した二酸化硫黄を含む、１次二酸化硫黄富化ストリッパガス排出物３３は、蒸気／液体接触ゾーン３２の上側にあるストリッパ３０の塔頂において生成され、塔３１の頂部で蒸気出口３４から取り出され、蒸気／液体接触ゾーンを出る再生した吸収媒体１５は、塔の底部の液体出口３５から取り出され、吸収器１１に戻して再循環されてサイクルを完了する。図１で示されるようなストリッパにおいて、二酸化硫黄富化吸収液とストリッピングスチームとの間には、向流が望ましいが、ストリッパは、並流的に動作され得る。しかしながら、そのような配設は、ストリッピング効率に悪影響を及ぼす傾向があり、全般的に、あまり好ましくない。

吸収器１１における二酸化硫黄吸収媒体の平均温度は、全般的に、約１０℃〜約７０℃の範囲に維持される。本発明によれば、吸収器における二酸化硫黄吸収液の平均温度は、好ましくは、約２０℃〜約６０℃に維持される。全般に、二酸化硫黄の吸収は、より低い吸収媒体温度で高められるが、吸収液は、二酸化硫黄を解放するために、吸収温度から十分に高い温度まで加熱する、及び／または減圧下にする必要があり、この顕熱を提供することは、より高いエネルギー需要につながる。また、再生中には、消費エネルギーを低下させ、二酸化硫黄吸着剤（例えば、弱ポリカルボン酸または塩）の析出を引き起こし得る、吸収媒体中の低い水濃度を回避するために、蒸発する水の量を低減させることも望ましい。二酸化硫黄の吸収／脱着過程の全体的な効率は、吸収が温度に比較的強く依存するとき、及びサイクルの吸収段階と脱着段階との間の温度がより狭い範囲内にあるときに向上する。

ストリッパ３０の二酸化硫黄吸収液の平均温度は、全般的に、約６０℃から最高でストリッパの動作圧力での吸収溶液の沸点までの範囲に維持される。

二酸化硫黄の吸収及び脱着は、吸収器１１及びストリッパ３０の動作圧力をそれぞれ増加または減少させることによって高められ得る。吸収器１１における適切な動作圧力は、約７０〜約２００ｋＰａの絶対圧力である。必要に応じて、最高で約７００ｋＰａ以上のより高い圧力を使用することができる。吸収器における圧力の増加は、吸収媒体が吸収することができる二酸化硫黄の画分を増加させるが、吸収は、好ましくは、比較的低い圧力によって実行され、それによって、装置費用を低減する。同様に、ストリッパ３０における適切な動作圧力は、約４０〜約２００ｋＰａ絶対圧であるが、より高いまたはより低い動作圧力が用いられ得る。

吸収器１１及びストリッパ３０内の温度制御は、これらの動作に供給される種々の過程ストリームの温度及び量を制御することによって達成され得る。好ましくは、ストリッパ３０の温度は、二酸化硫黄富化吸収液１７の温度、及び蒸気／液体接触ゾーン３２のストリッピング区域においてストリッパの底部近くに導入されるスチームの温度を制御することによって、所望の範囲内に維持される。図１を再度参照すると、約１０℃〜約７０℃、より好ましくは、約２０℃〜約６０℃の温度で吸収器１１を出る二酸化硫黄富化吸収液１７は、熱交換器４０を通過し、そこで、ストリッパ３０から二酸化硫黄吸収器に再循環される再生した吸収媒体１５からの間接的な熱移動によって中間温度まで予熱される。交換器内での再生した吸収媒体から吸収液への熱移動は、再生した吸収媒体の吸収能力を増加させ、吸収液を加熱して、そこからの二酸化硫黄のストリッピングの促進を補助する。ストリッパにおける所望の温度を達成するためにさらなる加熱が必要とされる場合、二酸化硫黄富化液１７は、溶媒加熱器４１を通過し得、そこで（例えば、過程を出る回収した二酸化硫黄生成物ストリームからの間接的な熱移動によって）予熱され、及び／またはスチームもしくは高温の凝縮液ストリーム７０との間接的な熱交換によってさらに加熱される。ある特定の有益な実施形態において、二酸化硫黄富化吸収液は、外部から熱を加えることなく、過程供給ガスストリーム及び／または再生した二酸化硫黄吸収媒体から熱を移動させることによって加熱される。そのような実施形態において、過程供給ガスストリームの温度は、好ましくは、約５０℃未満に低下させず、ストリッパに導入される二酸化硫黄富化吸収液と再生した吸収媒体との間の温度差は、約４０℃未満である。

約６０℃〜約１４０℃の温度でストリッパ３０の底部を出る再生した水性吸収媒体１５は、二酸化硫黄吸収器１１を出る二酸化硫黄富化吸収液１７への熱移動によって、交換器４０において冷却される。同様に、吸収器を所望の温度に維持するために、さらなる冷却が必要とされる場合、交換器４０を出る再生した吸収媒体が溶媒冷却器４２を通過し、そして、冷却塔の水との間接的熱交換によってさらに冷却され得る。熱交換器４０の使用は、溶媒加熱器及び／または溶媒冷却器の使用が必要とされ得ない程度に、システムのエネルギー需要を低減させる。

本発明の好ましい実施形態において、多価カルボン酸の塩を含む水性吸収溶液における硫酸塩汚染物質レベルは、硫酸塩を除去する処理のために、随意に、ストリッパ３０を出る再生した吸収媒体１５の少なくともパージ画分９０を分流することよって、許容可能なレベルに維持される。パージ画分の相対量は、再生した吸収媒体中の吸着剤濃度、ならびに吸収及びストリッピングの過程における二酸化硫黄の酸化に対する感受性によって変動する。一般的に、吸収剤としてリンゴ酸塩を使用する動作において、パージ画分は、再生した吸収媒体ストリームの約１０．１％未満を示し得る。

パージ画分の処理は、硫酸塩中に過飽和した濃縮溶液を生成するために、蒸発晶析器９２においてパージ画分９０から水を蒸発させることを含む。次いで、沈殿した硫酸塩結晶及び母液を含む結晶化スラリー９４を生成するために、晶析器において、濃縮水性吸収溶液から硫酸塩結晶を沈殿させる。硫酸ナトリウム結晶は、真空フィルタまたは遠心分離器等の従来の固体／液体分離デバイス９６においてスラリーから分離され、溶媒タンク２４に再循環される母液画分９８、そこで、吸収器１１に戻すために、再生した吸収媒体の主ストリームと混合される。水性吸収溶液の濃度は、水をフラッシュ蒸発させるための加熱及び／または減圧、または再沸器へのスチーム流量の増加によって、好適に達成することができる。一般的に、水性吸収溶液は、硫酸ナトリウム十水塩またはグラウバー塩（Ｎａ_２ＳＯ_４・１０Ｈ_２Ｏ）の形成及び析出を抑制するために、濃縮中に、少なくとも約４０℃、より好ましくは、少なくとも約６０℃の温度まで、好ましくは、ストリッパ動作圧力での吸収溶液の沸点まで加熱される。グラウバー塩は、遠心分離または濾過によって母液から容易に分離されない、ゼラチン状または粘着性の沈殿物を形成する傾向がある。

晶析器は、大気圧または真空下で動作され得る。遠心分離または濾過による硫酸ナトリウム塩の結晶の分離に代わるものとして、晶析器は、結晶化スラリーから母液を連続的にデカントするように設計することができる。さらに、硫酸塩結晶は、水で、及び吸収器に戻すために同様に溶媒タンクに向けられる多価カルボン酸塩吸収剤を含む、結果として生じる洗浄水で洗浄され得る。晶析器からの塔頂蒸気ストリームは、凝縮され、吸収器に戻され得る。あるいは、晶析器からの塔頂ストリームは、ストリッピングスチームの供給源としてストリッパを経由し得る。

上で説明される処理は、循環する吸収溶液中の許容可能な硫酸塩レベルを維持するのに効果的であるが、本発明のいくつかの実施形態によれば、亜硫酸水素塩及び硫黄の、硫酸水素塩及び硫黄汚染物質へのそれぞれの酸化を低減するために、酸化抑制剤を吸収溶液中に含むことができる。本発明の実践に際して有用であり得る、ｐ−フェニレンジアミン及びヒドロキノン等の脱酸素剤及び遊離基捕捉剤、アスコルビン酸等のＮＯ_ｘ触媒酸化の抑制剤、ならびに金属触媒酸化を隔離し、抑制するエチレンジアミン四酢酸（ＥＤＴＡ）等のキレート化剤を含む、いくつかの異なるタイプの酸化抑制剤が存在する。そのような酸化抑制剤は、個々にまたは種々の組み合わせで用いることができ、また、必要に応じて、吸収器に導入される再生した水性吸収溶液に加えることができる。用いられる抑制剤（複数可）のタイプによって、吸収溶液中の濃度は、一般的に、数ｐｐｍ〜、約１〜約１０重量パーセントの範囲である。抑制剤は、酸化によって徐々に消費されるので、一般的に、余剰分（例えば、少なくとも約１０００ｐｐｍ）が典型的に加えられる。アスコルビン酸及びヒドロキノンは、リンゴ酸ナトリウム吸収溶液における酸化を抑制する際に特に効果的である。ＥＤＴＡは、吸収溶液中に金属が存在するときの酸化抑制剤として効果的であると期待される。

吸収溶液における酸性度の増加は、二酸化硫黄のストリッピング効率を高める効果を有する。したがって、低濃度の溶解した二酸化硫黄を残すこと、または吸収溶液中にいくらかの硫黄を維持することは、ストリッパのより高い効率につながる。例えば、ストリッパ中の低濃度の硫酸ナトリウム及び／または硫酸は、吸収溶液の再生をより低いエネルギー消費型にする。しかしながら、再生した吸収媒体中のＳＯ_２の存在は、吸収器の平衡に悪影響を及ぼす。故に、循環する吸収媒体／吸収液の成分の蓄積を可能にすることによって、酸性度が調節される場合は、任意の評価可能な定常状態レベルのＳＯ_２を蓄積するよりも、硫酸イオンを蓄積することを可能にすることによってこれを達成することが好ましい。本発明の種々の実施形態によれば、硫酸塩の濃度が、吸収溶液中で約０．５〜約１１重量パーセント、好ましくは、約３〜約１１重量パーセントに維持され、ごく僅かな二酸化硫黄が、再生水吸収溶液に残され、したがって、溶液を僅かに酸性にし、結果的に、二酸化硫黄の脱着をより低いエネルギー消費型にする。

ストリップした凝縮液からのストリッピングスチームの発生
ストリッピングスチームを発生させるためのエネルギー源を提供するために、吸収液ストリッパ３０からの１次ストリッパガス排出物３３を、１次ストリッパガス排出物の圧力を増加させるのに適切な装置において圧縮する。適切な装置としては、機械圧縮器及び熱圧縮器（すなわち、スチームジェットエジェクタ）が挙げられる。図１で示されるように、１次ストリッパガス排出物は、好適にはスチームジェットエジェクタ３６を通過することによって圧縮される。接触式硫酸プラントの排ガスから二酸化硫黄が回収される場合、三酸化硫黄の吸収熱回収において発生するスチームが、エジェクタの駆動スチームを提供し得る。

二酸化硫黄を回収するための吸収／脱着システムでは、湿潤二酸化硫黄ストリッパガスを圧縮し、水蒸気の凝縮潜熱が、圧縮したガスから二酸化硫黄富化吸収液に移動することが知られているが、そのようなシステムにおいて、凝縮液は、二酸化硫黄で飽和されてシステムを出る。凝縮液から生じる二酸化硫黄が別のシステムで捕捉されない限り、このスキームは、二酸化硫黄値の損失に等しくもある、許容できない排出を引き起こす。

米国特許出願第１３／２８３，６７１号で説明される過程において、二酸化硫黄は、凝縮液ストリッピングカラムにおいて凝縮液から回収されるが、これは、追加的なエネルギー消費を伴う。

好ましい本発明の過程によれば、凝縮液をストリップするために必要とされるエネルギーは、ストリップした凝縮液を吸収液ストリッパのストリッピングスチーム源として使用することによってかなり回収される。凝縮液をストリッパの基部の中へ流れ込ませるのに十分な圧力で凝縮液を蒸発させるために、さらなるエネルギー入力を必要とする。本発明の過程において、ストリッパガスの水蒸気成分中の潜熱は、そのエネルギー源を提供する。吸収液ストリッパを出るストリッパガスの適度な圧縮は、圧縮したストリッパガスからストリップした凝縮液への熱移動に十分な適度の温度差を生じさせ、それによって、結果として生じるスチームをストリッパの中へ駆動するのに十分な圧力で、ストリップした凝縮液を蒸発させる。

ストリッパからの湿潤二酸化硫黄含有ガス排出物の圧縮は、好ましくは、約３０ｋＰａ〜約６５ｋＰａの増加量だけ、ストリームの圧力を増加させる。より高い圧力増加量は、機械圧縮器を使用して容易に達成されることができる。二酸化硫黄の分離は、ストリッパ３０をより低い圧力（例えば、真空下）で動作させて、水に対する二酸化硫黄の相対揮発度を増加させ、脱着を高め、所与の還流に必要とされる理論段階の数を減少させる場合に高められる。加えて、より低い圧力は、システムのより低い温度につながり、二酸化硫黄富化吸収液を加熱するためのより低い圧力のスチームの使用を可能にする。しかしながら、エネルギーの回収は、適度により高い動作圧力で最適化され、これはまた、塔３１の必要直径及び関連する資本費用を低減させる。一例として、僅かな真空下（例えば、約−３５ｋＰａゲージ）でストリッパを動作させること、及びストリッパを出る二酸化硫黄富化ストリッパガスの圧力を適度に（例えば、約２０ｋＰａゲージまで）増加させることは、１つの経済的手法を示す。それでも、大気圧以上の圧力でストリッパを動作させることも魅力的な手法であり得る。経済的最適化は、特定の動作条件を決定することができる。これらの考慮事項を釣り合わせると、吸収液ストリッパを出る１次ストリッパガス排出物の圧力は、最も好ましくは、約４０〜約１７０ｋＰａ絶対圧に維持される。

二酸化硫黄含有ストリッパガスの加圧流は、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０に向けられる。水蒸気のかなりの部分が、冷却媒体への間接的な熱移動によって、冷却器／凝縮器５０において１次ストリッパガス排出物から凝縮される。本発明によれば、凝縮液ストリッパまたは水カラム６０（動作は、下で本明細書で説明される）から冷却器／凝縮器５０に流れるストリーム５１のストリップした凝縮液は、冷却媒体としての役割を果たし、凝縮潜熱は、ストリップした凝縮液に移動し、それによって、吸収液ストリッパ３０においてストリッピング媒体として使用されるスチームを発生させる。図１で示されるように、カラム６０を出るストリップした凝縮液ストリーム５１は、蒸気液体分離器５２に向けられ、分離器と冷却器／凝縮器５０との間のライン５４を介して循環し、そこで、１次ストリッパガスからの熱移動がストリッパのスチームを発生させる。ストリップした凝縮液及びスチームは、分離器５２において分離され、スチームは、ストリッパ３０に向けられ、凝縮液の少なくとも一部分は、ライン５４を介して、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０に循環させ、別の部分は、随意に、ライン５５を介して、再循環され、再生した二酸化硫黄吸収溶液１５と結合され得、そして、吸収器１１に戻され得、及び／または一部分５６が、システムからパージされ得る。代替として、ストリッパガス冷却器／凝縮器５０の凝縮液側は、熱交換器自体内の水からのスチームの解放を可能にするように設計され得、別個の蒸気／液体分離器を必要とすることなく、同伴水を含まないスチーム流量が、冷却器／凝縮器から吸収器に直接流れることを可能にする。

１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０において発生するスチームは、ライン５７を介してストリッパ３０に導入され、そこで、該スチームは、蒸気／液体接触ゾーン３２において吸収液と接触し、双方が熱を吸収液に供給し、液体相から二酸化硫黄を除去するためのストリッピングガスとして機能する。吸収液ストリッパにおける液体相の加熱は、その中の二酸化硫黄の平衡濃度を低減させ、二酸化硫黄を蒸気相に移動させる駆動力を高める。熱が液体相に移動する際に、冷却器／凝縮器５０においてストリップした凝縮液から発生するスチームは、ストリッパ内で部分的に凝縮し、したがって、本質的に、凝縮可能なストリッピングガスとして機能する。随意に、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器においてストリップした凝縮液から発生するスチームによって供給されるストリッピング熱は、吸収液ストリッパからの液体相が循環される再沸器３７において外部供給源から供給される熱によって補充され得る。補助再沸器は、本過程の水収支の制御において十分な柔軟性を提供する。一般的に、再沸器を通過する吸収液は、ストリッパの液溜から取り出され、液溜の上側の蒸気／液体接触ゾーン３２の下部分に戻される。

１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０では、１次ストリッパガス排出物３３の水蒸気含有量の大部分が凝縮され、したがって、凝縮液ストリッパ６０から戻るストリップした凝縮液への移動によって除去される潜熱の大部分。１次ストリッパガス排出物からの水蒸気を凝縮させることによって得られる水性凝縮液は、溶解した二酸化硫黄を含む。この凝縮液は、冷却器／凝縮器５０から除去され、ライン５８を介してして凝縮液ストリッパまたは水カラム６０に供給され、そして、（例えば、スチームまたは再沸器によって）加熱されて、二酸化硫黄を脱着し、水蒸気、及び水性凝縮液から脱着された二酸化硫黄を含む凝縮液ストリッパガスを生成する。図１で示されるように、凝縮液ストリッパガスは、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０からの湿潤二酸化硫黄含有通気ガス５９と結合される。凝縮液ストリッパカラム６０の頂部を出る、結合した最終凝縮液ストリッパガス６１（湿式回収したＳＯ_２ストリーム）は、水蒸気を凝縮させ、回収した二酸化硫黄を含む生成物ストリーム６３を生成するために、低温凝縮器６２において（例えば、５０℃の冷却水によって）通常、約７０℃以下の温度に冷却される。図１で示されるように、凝縮液ストリッパガスが、吸収器１１を出る排気ガス１９の一部分への熱移動によって冷却される熱交換器６４に、最初にガスを通過させることによって、僅かなさらなる凝縮液を、凝縮液ストリッパガス、または凝縮液ストリッパカラム６０の頂部を出る結合した最終的な凝縮液ストリッパガス６１（湿式回収したＳＯ_２ストリーム）から絞り出すことができる。冷却後に、回収した二酸化硫黄の生成物ストリーム６３は、二酸化硫黄回収過程から除去され、それが使用され得る目的地、例えば、三酸化硫黄への変換のための接触式硫酸プラントの乾燥塔もしくは触媒段階、元素硫黄を発生させるためのクラウス過程の動作、亜硫酸アルカリ金属塩もしくは亜硫酸水素塩の製造過程、製紙過程、または液体二酸化硫黄に液化するための圧縮及び冷却ユニットに向けられる。

二酸化硫黄において使い切ったストリップした凝縮液ストリーム５１は、凝縮液ストリッパカラム６０の底部を出て、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０に向けられ、そこでは、圧縮した１次ストリッパガス排出物３３からの水蒸気の凝縮が熱をストリッパ凝縮液に移動させ、それによって、吸収液ストリッパ３０において、結合した加熱媒体及びストリッピングガス（例えば、凝縮ストリッピング媒体）として使用するためのスチームを発生させる。随意に、一部分は、システムからパージされ得る。

吸収液ストリッパ３０からの１次ストリッパガス排出物３３の圧縮の程度は、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０のストリップした凝縮液を加熱することによって、塔３１内の蒸気／液体接触ゾーン３２の下（ストリッピング）区域の圧力よりも高い圧力を有するスチームを発生させることができる十分に高い温度を、圧縮した蒸気にもたらすのに必然的に十分なものである。しかし、圧縮の程度は、好ましくは、ストリップした凝縮液から発生したスチームがストリッパの中へ流れ込むのに必要最小限に制御される。より具体的には、スチームは、その液体出口３５において、吸収液ストリッパ内の液体相の温度よりも約３０℃以下高い温度で、または、より具体的には、ストリッパ内の蒸気／液体接触ゾーン３２の底部を出る液体相の温度よりも約２０℃以下、または約５〜約１０℃以下高い温度で、ストリップした凝縮液から発生させることが好ましい。ある特定の特に好ましい実施形態において、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０において、ストリップした凝縮液を加熱することによって生成されるスチームの温度は、その液体出口で、または蒸気／液接触ゾーンの底部で、吸収液ストリッパ内の液体相の温度以下であるか、またはそれよりもさらに低くなり得る。より全般的には、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０において発生したスチームの温度の、その液体出口でのストリッパ内の再生した吸収媒体の温度からの変動が、または吸収液ストリッパ内の蒸気／液体接触ゾーンの下（ストリッピング）区域を出る液体相の温度からの変動が、約±１０℃以内であることが好ましい。スチームが吸収液ストリッパの中へ流れ込むための、冷却器／凝縮器５０において発生するスチームの圧力は、ストリッパにおける合計圧力よりも必然的に高く、したがって、蒸気／液体接触ゾーンのストリッピング区域内の、さらには二酸化硫黄の分圧が限度としてゼロに近づくストリッピング区域の液体相出口での、液体相の平衡蒸気圧力よりも高い。

したがって、結果として生じる蒸気相水圧駆動力は、気相と液体相との間の温度差に関係なく、ストリッパにおいて水蒸気の凝縮を引き起こし、蒸気／液体接触ゾーンの中へ導入されるスチームが液体相の温度以下、さらにはそれよりも僅かに低い場合であっても、該ゾーンのストリッピング区域内の液体相の凝縮及び加熱をもたらす。液体相における溶質、すなわち、多価カルボン酸塩等の吸着剤の抑制効果のため、液体相の蒸気圧は、同じ温度で、さらには液体相の温度がスチームの温度よりも僅かに高い場合でも、スチームの圧力よりも僅かに低くなり得る。

これらの好ましい条件を満たすために、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器における対数平均温度差（Δｔ）は、約１．５℃、約２℃、約３℃、約４℃、または約５℃以上であり、また、約１０℃、約８℃、約６℃、または約５℃以下である。例えば、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器における対数平均温度差（Δｔ）は、約１．５℃〜約１０℃、または約２℃〜約９℃、または約２．５℃〜約８℃である。

全体的な過程エネルギー及び水収支に応じて、凝縮液ストリッパ６０からのストリップした凝縮液の量は、吸収液ストリッパ３０におけるスチームに対する需要を超え得る。したがって、ストリップした凝縮液は、（ｉ）ストリッパガスからの水を凝縮するための冷却液として、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器５０に向けられ、それによって、吸収液ストリッパへの導入のために、ストリップした凝縮液を少なくとも部分的にスチームに変換する、凝縮液ストリームと、（ｉｉ）過程から水を除去するための放出水ストリームとの間で、有用に分けられ得る。

放出水としての、凝縮液ストリッパ６０からのストリップした凝縮液の一部分はまた、随意に、二酸化硫黄含有原料ガスまたは供給ガスストリーム１０を調整するためにも使用され得る。図１で示されるように、スチームドラム５２からのストリップした凝縮液は、ライン７０を通過し、供給ガス流に対して二酸化硫黄吸収器１１の上流にある飽和器７１の中へ導入される。飽和器は、１段階接触器（全般的に、ランダムなまたは構造化したパッキングまたはスプレーカラムを含む、パックしたカラムまたは塔で構成される）を備え得、そこでは、ストリップした凝縮液がガスストリームに接触し、それによって、二酸化硫黄吸収器に進入する供給ガスの湿度を増加させる。飽和器を出る水ストリームは、本過程から除去され得る。飽和器はまた、吸収器に進入する前に、蒸発冷却によって二酸化硫黄含有ガスを冷却し、そして、酸性ガス（例えば、硫酸、塩酸、三酸化硫黄）を除去する。飽和器は、より低品質の水を利用した供給ガスストリームの加湿を好都合に可能にし、それは、不純物の蓄積を回避するために、利用する水を脱イオンまたは蒸留しなければならない場合に、吸収器のガスを加湿することと比較して、より一層の費用節減を提供する。飽和器を出る水ストリームは、二酸化硫黄で飽和され、このストリームの量は小さい。さらに、例えば硫酸プラントの排ガスから二酸化硫黄が回収される場合は、飽和器を出る二酸化硫黄含有水ストリームを、ＳＯ_３吸収器における希釈水として使用することができる。パス間プラントにおいて、パス間吸収器における希釈のために水が好都合に使用されるが、最悪の場合でも、関係する二酸化硫黄の最小正味流量は、二酸化硫黄回収ユニットを通って戻り、本過程から失われない。

図１の過程は、温度差を提供するために、１次ストリッパガス排出物を圧縮し、それによって、１次ストリッパガスから水蒸気を凝縮することによって再利用される潜熱が、吸収液ストリッパにおける吸収液のストリップを生じさせるように導入されるスチームを発生させるために、ストリップした凝縮液に移動される。本発明によれば、この温度差を発生させ、ストリッピング動作を駆動するための他の代替物が提供される。

図２は、図１の過程の代替物を示し、ストリップした凝縮液から発生したスチームは、冷却器／凝縮器５０のスチーム出口と吸収液ストリッパ３０との間を流れる間に、圧縮器３９によって圧縮される。図面は、機械圧縮器によるスチームの圧縮を示すが、スチームはまた、必要な圧縮を達成するために、スチームジェットエジェクタのスロートの中へも導入することができる。ガス／蒸気相が上方にゾーンを通過する間の過剰な圧力降下を回避するように、ストリッパ３０の直径がサイズ決定され、ストリッパ３０の蒸気／液体接触ゾーン３２内のパッキングまたは他の質量移動促進構造が設計される。１次ストリッパガス出口３４、及び１次ストリッパガス排出物３３を冷却器／凝縮器５０に輸送するために使用されるラインも、過剰な圧力降下を回避するようにサイズ決定される。その交換器のストリップした凝縮液側に対する圧力よりも高い、冷却器／凝縮器５０の１次ストリッパガス側に対する圧力を保つことによって、水蒸気を１次ストリッパガス排出物から凝縮し、ストリッパ３０で使用するためのスチームを凝縮液側で発生させるときに、それによってストリップした凝縮液に熱が移動される温度差が確立される。冷却器／凝縮器５０において発生したスチームは、ライン５７を介してストリッパの中へ導入するためのスチームを圧縮する圧縮器３９の吸引側に導入される。

ストリッピングガスからの水蒸気の凝縮潜熱を回収するために、圧縮器３９は、１次ストリッパガスが冷却器／凝縮器５０に到達したときに、冷却器／凝縮器のストリッパガス側に対する圧力が、冷却器／凝縮器のストリップした凝縮液側に対する、ストリップした凝縮液から発生したスチームの圧力よりも高くなるようなレベルまで、スチームの圧力を増加させる。より具体的には、圧縮の程度は、冷却器／凝縮器の１次ストリッパガス側で水蒸気を凝縮する水飽和圧力が、冷却器／凝縮器のストリップした凝縮液側でスチームが発生する圧力よりも高くなるのに十分である。

図２の過程で達成される温度及び圧力差は、好ましくは、図１の実施形態における冷却器／凝縮器５０において一般的なものと本質的に同じであり、１次ストリッパガス排出物は、ストリッパのガス出口から冷却器／凝縮器のガス入口に流れる間に圧縮される。蒸気／液体接触ゾーンで見られる絶対圧力も、好ましくは、図１及び図２で示される実施形態のそれぞれと同じ範囲にある。どちらの事例においても、ストリッパにおいて、大気圧よりも僅かに高い圧力、例えば約１５〜約１８ｐｓｉａ（約１００〜約１２５ｋＰａ絶対圧）に維持することが望ましい。しかしながら、図２の過程ではスチームだけが圧縮されるので、図２の過程における吸収液ストリッピングゾーン内の最適な圧力は、図１の過程における最適な圧力よりも僅かに低くなり得、１次ストリッパガスの二酸化硫黄成分はまた、水蒸気の分圧を冷却器／凝縮器５０のストリップした凝縮液側の沸騰水温度よりも高い温度で水蒸気が凝縮するレベルにしながら、圧縮しなければならない。

図２の過程の残りは、図１に関して上で説明される過程と実質的に同一の様式で動作する。

図１及び図２の過程は、比較可能なエネルギー効率を提供するが、図２の過程の利点は、圧縮を受けるストリームからの二酸化硫黄が実質的にないことである。これは、圧縮されている流体が、全般的に、図１の過程で圧縮される流体よりも腐食性が小さく、したがって、圧縮器またはエジェクタの構築材料の維持管理及び選択の双方における節減を提供することを意味する。

吸収液から二酸化硫黄をストリップするための唯一のエネルギー源として、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器におけるストリップした凝縮液から発生する飽和スチームに依存することは、吸収器に循環させて戻される再生した吸収媒体において、また最終的には、吸収器とストリッパとの間の吸着剤媒体回路において、水の正味増加をもたらす可能性がある。実際に、生スチームだけに依存するあらゆるストリッパの動作は、二酸化硫黄の蒸発熱を提供するために加えなければならないスチームの増加、及び環境への熱損失から生じる増加のため、必然的にこの効果を有する。したがって、この回路における水収支の制御は、別の場合ではこの動作のスキームで得られ得る水画分の除去のためのいくつかの手段を必要とする。種々の選択肢がこの目的に利用可能である。例えば、再沸器３７において外部供給源から供給されるエネルギーは、１次ストリッパガスが僅かに高い水蒸気負荷を持つように、その温度を僅かに増加させ得、１次ストリッパガス冷却器／凝縮器は、十分な増加分の水蒸気を除去して、水収支を維持するために、僅かに高いΔｔ及び僅かに高い通気ガス温度で動作させることができる。これは、図１の実施形態における１次ストリッパガスの僅かに高い圧縮、または図２の実施形態におけるストリッピングスチームの僅かに高い圧縮を必要とし得る。代替として、再生した吸収液の一部または全ては、交換器４０及び／またはトリム冷却器４２を迂回することができ、それによって、吸収器が、収支を維持するために排気ガスの水蒸気含有量を漸増的に増加させる、僅かに高い温度で動作することを可能にする。

図１の過程の代表的な動作において、吸収器／ストリッパ回路の全てのターンオーバー中に、水分量の約２％のゲインが認められた。石炭の硫黄含有量を反映するレベルの二酸化硫黄を含有する燃焼ガスが２７℃で吸収器に送達される実施形態において、交換器４０及びトリム冷却器４２の周りの再生した吸収媒体を迂回すること、及び吸収媒体を４０℃で吸収器に供給することによって、収支を達成することができる。３５℃で吸収器を出る排気ガスは、吸収液ストリッパの吸収液から二酸化硫黄を蒸発させるために必要なスチームの増加によって生じる、ゲインの収支を保つのに十分な水蒸気を持つ。

濃厚ガスストリームからの二酸化硫黄の回収
本発明の過程は、接触式硫酸プラントの排ガスからの二酸化硫黄の回収に適する。しかしながら、本過程は、比較的濃厚な二酸化硫黄ガスストリームを発生させる動作を含む、二酸化硫黄の回収を必要とする他の過程動作に適用することができる。供給ガスから二酸化硫黄を吸収する反応は、一般的に発熱性であるので、本過程が、ガスストリームを含む、例えば２〜４容量％以上の二酸化硫黄を含有する濃厚ガスから二酸化硫黄を回収するために使用される場合、吸収器においてかなりの反応熱が発生し、二酸化硫黄含有量は、１０容量％、１５容量％、２０容量％、２５容量％、３０容量％、４０容量％の高さに、またはさらに高くなり得る。例えば、二酸化硫黄濃度は、少なくとも約４容量％、または少なくとも約５容量％、または少なくとも約１０容量％、または少なくとも約１５容量％、または少なくとも約２０容量％、または少なくとも約３０容量％であり得る。

本発明の過程は、そのような濃厚二酸化硫黄含有ガスストリームから二酸化硫黄を回収することに極めて容易に適合可能である。しかしながら、ガスストリームの二酸化硫黄含有量が高い場合、発熱吸収反応で発生する顕熱は、いくつかの事例では、循環吸収媒体の吸収効率及び／または吸収能力を著しく損なうおそれのあるレベルまで、吸収液の温度を急激に上昇させ得る。例えば、吸着剤としてテトラグライムを使用する吸収システムにおいて、流入供給ガスの二酸化硫黄濃度が２．９容量％に達する場合、吸収液の温度は、一般的に好ましい温度の１７℃〜他の場合の適切な吸収器におけるＬ／Ｇ比での温度の３０℃に上昇する可能性がある。流入ガスの二酸化硫黄含有量が４３モル％である場合、温度は、一般的に、１７℃〜４９℃に上昇する可能性がある。テトラグライム吸収システムについて、そのような温度上昇は、吸収媒体が二酸化硫黄を吸収する能力を著しく損ない得る。

図３及び図４は、２つの既知の二酸化硫黄吸収溶媒の平衡吸収能力に対する温度の悪影響を例示する。図３で例示されるように、ガス中に４モル％のＳＯ_２（１００Ｓ）で純粋なテトラグライム（１００Ｓ）を使用することで、２０℃〜３０℃の狭い範囲であっても、水性吸収媒体の吸着能力は、温度が上昇するにつれて、約１３重量％〜約８重量％減少する。４０℃で、吸収能力は、約５重量％まで低下し、５０℃では、約４重量％まで低下する。図４で例示されるように、供給ガスが３０モル％のＳＯ_２を含有する場合、吸収能力は、２０℃で約２５重量％〜３０℃で約２１重量％減少し、４０℃で約１７重量％まで低下し、また、５０℃で約１４重量％未満まで低下する。同じく図３及び図４で示されるように、別のテトラグライム吸着剤、すなわち、９５Ｓ＿５Ｗ（９５％テトラグライム）を使用することで、吸収能力における同程度の減少が生じる。したがって、２容量％を超える二酸化硫黄を含有する濃厚ガスについて、硫黄富化吸収液中の比較的低い濃度の二酸化硫黄濃度をもたらす、吸収器を通過する液体相における温度上昇の程度を減少させるために、全般的に、水性吸収媒体の流量の増加が必要とされる。

吸収媒体及び吸収液の流量の増加は、２つの重要な方法において吸収液ストリッパに負担を課す。それは、そこから二酸化硫黄をストリップするための適切な温度に吸収液を加熱するためのエネルギー需要を増加させ、したがって、過程のエネルギー効率を低減させる。しかし、それはまた、ストリッピングカラムの全体にわたる質量流量の増加も課し、それは、蒸気／液体接触ゾーンを浸水させることなく、液体流量に適合するために必要とされるカラム全体の直径を増加させる。より高い液体相流量はまた、吸収カラム柱の直径の増加にも影響する。

二酸化硫黄吸収過程のさらに好ましい特徴によれば、吸収媒体が吸収（すなわち、ガス／液体接触）ゾーンを通過する際の該吸収媒体の温度上昇を低減させるために、吸収器の基部に冷却が提供され、したがって、吸収器及びストリッパ双方が、比較的低いＬ／Ｇ比で動作することを可能にする。吸収媒体における、特に吸収ゾーンの下部分における温度上昇を制御することは、吸収媒体の平衡能力を保存し、したがって、吸収ゾーン内でのガス相から液体相への二酸化硫黄の質量移動のための駆動力、ならびに液体相における二酸化硫黄と吸着剤との反応のための駆動力を保存する。比較的低い液体相温度はまた、二酸化硫黄と吸着剤との反応が発熱性平衡反応である場合に、液体相内での二酸化硫黄付加物への変換の程度にも有利に働く。好ましくは、吸収液は、吸収器内のガス／液体接触ゾーンから取り出され、外部熱交換器を通して循環され、そして、吸収ゾーンに戻される。より具体的には、循環吸収液は、冷却した循環吸収液がガス／液体接触ゾーンに戻される領域の下側に離間される領域の中の該ゾーンから除去され、したがって、好ましくは、二酸化硫黄の吸収の大部分が生じ、そして、吸収熱の大部分が発生する、冷却した吸収液が戻される領域の下側の吸収ゾーン内の区域を画定する。

例えば、図５で例示されるように、高温の二酸化硫黄富化吸収液１７の一部分は、液体出口１８から取り出され、または吸収器１１の中の垂直ガス／液体接触ゾーン１３の底部近くの領域１３．１から取り出され、そして、冷却液への移動によって吸収熱が除去される外部熱交換器８０を通して循環される。冷却した吸収液は、高温の吸収液が取り出される領域の上側に離間されるが、ガス／液体接触ゾーンの頂部の下側に離間される、ガス／液体接触ゾーンの領域１３．２において吸収器に戻される。より好ましくは、冷却した循環吸収液が戻される領域１３．２は、ガス／液体接触ゾーンの下部分にある。

二酸化硫黄吸収器と外部熱交換器との間の吸収液の循環は、質量流量の増加、及び領域１３．１と１３．２との間を下る吸収ゾーンの循環区域における吸収液の不可避な逆混合を引き起こし、これは、このゾーンの区域における二酸化硫黄の除去のための質量移動におけるゲインを僅かに相殺する可能性がある。したがって、好ましくは、戻り領域１３．２は、ガス／液体接触ゾーンの頂部の下側に少なくとも移動ユニット１つ分の高さだけ離間され、それによって、ゾーンの頂部の下側に少なくとも１つの移動ユニットを備える吸収ゾーン精留区域を画定する。好ましくは、精留区域は、少なくとも２つの移動ユニットを備える。また、戻り領域１３．２が、取り出し領域１３．１の上側に、少なくとも移動ユニット１つ分、より好ましくは、少なくとも２つ分の高さだけ離間されることも好ましい。戻り領域１３．２と取り出し領域１３．１との間の吸収ゾーンの循環区域、及び戻り領域１３．２と吸収ゾーンの頂部との間の精留区域の双方において、十分な質量移動能力に適応するために、吸収ゾーンは、全体として、好ましくは、少なくとも３つ、より好ましくは、少なくとも４つの移動ユニットを備える。ガス及び液体のストリームはどちらも、精留区域内の実質的なプラグ流の中にあるので、質量移動のための最大の駆動力がその区域に提供され、排気ガス中の二酸化硫黄濃度を、排出基準を満たすレベルまで低減させることを可能にする。循環液体戻り領域１３．２の場所の適切な選択は、そこから上方に流れるガスにおける二酸化硫黄レベルが、水性吸収媒体の吸収能力に対して、または精留区域における物質移動駆動力に対してかなりの悪影響を有する吸収／反応熱を精留区域において発生させるほど高くない、領域の選択に基づく。

好ましくは、吸着剤がテトラグライムである場合、冷却した循環吸収液がガス／液体接触ゾーンに戻される領域１３．２は、約４０℃以下、より好ましくは、約３０℃以下、最も一般的には、約１５℃〜約２５℃の温度に維持される。テトラグライムシステムにおいて、高温の循環吸収液がガス／液体接触ゾーンから除去される領域１３．１の温度は、好ましくは、約４５℃以下、より好ましくは、３５℃以下、より一般的には、約１５℃〜約３０℃の温度に維持される。当業者は、異なる、いくつかの事例ではかなり異なる温度範囲が、他の吸着剤に最適であることを認識するであろう。例えば、吸着剤がリンゴ酸ナトリウムである場合、冷却した循環吸収液がガス／液体接触ゾーンに戻される領域１３．２は、約４５℃以下、より好ましくは、約４５℃以下、最も一般的には、約２０℃〜約４０℃の温度に維持される。この事例において、高温の循環吸収液がガス／液体接触ゾーンから除去される領域１３．１の温度は、好ましくは、約５０℃以下、より好ましくは、４０℃以下、より一般的には、約２５℃〜約３５℃の温度に維持される。各事例において、領域１３．１と１３．２との間の循環速度は、これらの温度制約、及び吸収過程の単位エネルギー発生によって決定される。

好都合に、高温の二酸化硫黄富化吸収液１７の前方流れ画分は、外部熱交換器８０の上流の循環吸収液ストリームから取り出され、そして、吸収液ストリッパ３０に向けられる。

循環吸収液戻り領域１３．２の場所は、二酸化硫黄吸収ゾーンの吸収プロファイルに基づいて選択することができる。異なる吸収媒体を使用した代表的なプロファイルは、図６で例示される。

ガス／液体接触ゾーンにおける供給ガスと吸収媒体との接触時に、吸収が即時的で実質的に定量的である場合、吸収効率を保存し、吸収液ストリッパにおける効率的なエネルギー使用量と一致するレベルまで吸収液の容量流量を制御するために、通常は、単一の吸収液冷却回路で十分である。しかしながら、二酸化硫黄に対する吸着剤の親和性がより制限される場合には、吸収液ストリッパの効率的な動作の目的にも所望されるように、吸収ゾーンを通した二酸化硫黄の濃度勾配、すなわち、ガスストリーム（及び液体ストリーム）中の二酸化硫黄の濃度が吸収ゾーンに対するガス入口の上側の距離とともに減少する割合は、僅かであり得る。そのような状況では、吸収ゾーン内のガス流路に沿って垂直に離間された２つ以上の冷却ループを使用することによって、吸収器及びストリッパの動作におけるより高い効率が実現され得る。例えば、図５で例示されるように、２つのそのような冷却ループが示される。第２の冷却ループにおいて、吸収器１１のガス／液体接触ゾーン１３を下る高温の二酸化硫黄富化吸収液の第２の部分は、領域１３．２の上側の領域１３．３から取り出され、該領域１３．３では、冷却した循環吸収液が第１の冷却ループにおいてガス／液接触域に戻され、そして、冷却流体への移動によって吸収熱が除去される外部熱交換器８１を通して循環される。冷却した吸収液は、高温の吸収液が取り出される領域１３．３の上側に離間されるが、ガス／液体接触ゾーンの頂部の下側に離間される、ガス／液体接触ゾーンの領域１３．４において吸収器に戻される。

図７は、二酸化硫黄が吸着剤に対して僅かな親和性を有し、よって、二酸化硫黄勾配が比較的緩い、吸収器／ストリッパシステムの動作を例示する。図７は、冷却ループのない、１つの冷却ループ、２つの冷却ループ、及び３つの冷却ループを、それぞれを含有するシステムの異なる曲線によって、頂部からの、すなわち、吸収ゾーンのガス出口からの移動ユニットにおける距離として表される吸収ゾーンにおける場所の関数として、それぞれの事例において、吸収ゾーン内のガスストリームにおける吸収液の温度及び二酸化硫黄の濃度をプロットする。１つ、２つ、または３つの冷却ループの効果に関するデータは、下で表１においても説明される。

表１：スチーム要件に対する冷却ループの影響

図７でプロットされ、表１に作表されるデータは、吸収器が（基本的に移動ユニットに対応する）１５の段階を備える、二酸化硫黄吸収システムによるものである。循環吸収液が冷却される各事例において、取り出し領域が段階１５であり、戻り領域が段階１３である少なくとも１つのループがあり、すなわち、戻り領域は、吸収ゾーンの底部から本質的に移動ユニット２つ分の高さだけ離間され、また、該吸収ゾーンの頂部から１２ユニット分の高さだけ離間される。第２のループが加えられた場合、取り出し領域は、段階１０であり、戻り領域は、段階８であり、第３のループが使用される場合、取り出し領域は、段階５であり、戻り領域は、段階３である。

これらのプロット及び作表は、過程の全体的なエネルギー効率に寄与する１つ以上の冷却ループの数値をグラフィカルに例示する。表１で示されるように、１つの冷却ループは、冷却のない動作と比較して、吸収液ストリッパにおけるスチームの使用量を約１５％減少させる。２つの冷却ループによる動作は、冷却のない動作と比較して、スチームの消費量を２４％減少させ、３つの冷却ループによる動作は、冷却のない動作と比較して、スチームの消費を２５％減少させる。冷却のない場合、温度は、最高で３１℃に到達する。最高温度は、１つ、２つ、または３つの冷却回路の導入によって、それぞれ、２７℃、２２．５℃、及び１９℃に低下する。

その動作が図７及び表１に反映されるシステムと比較すると、一般的に、吸着剤としてリンゴ酸ナトリウム等の多価酸を使用する二酸化硫黄吸収過程においては、単一冷却ループだけが理にかなう。

図５で例示される過程の残りは、実質的に、図１または図２に関して上で説明される様式で動作される。しかしながら、本発明による吸収器１１内の吸収媒体における温度上昇を制御することは、ストリップした凝縮液から発生する１次ストリッパガス排出物またはスチームを圧縮することによってストリッピングスチームを発生させるためのエネルギー源を提供することとは無関係に実践され得ることを理解されたい（すなわち、本過程は、吸収液ストリッピングカラム３０のエネルギー源として、再沸器３７に全面的に依存し得る）。

タンデム型濃厚及び希薄ガス吸収及びストリッピング回路
図８は、タンデムに動作する２つの別個の吸収回路及びストリッピング回路間で汚染物質ガスの吸収負荷を分けることによって、かなりのエネルギーの節減と同時に大幅に低い排出の達成が実現されるシステムを例示する。図８に関連して説明されるように、本過程は、二酸化硫黄の回収に適用される。しかしながら、本過程は、吸収したガスと溶媒、一般的に水との間に揮発度の総計差がある吸収液を生成するために、水性システムにおいて吸収を受ける他のガスの回収に適用することができる。そのような吸収システムでは、同時係属の米国特許出願第１３／２８３，６７１号で開示されるように、吸収反応は、一般的に、非ゼロ次である。図１０及び図１１で例示されるように、吸収器における任意の所与のＬ／Ｇ及び溶媒とＳＯ_２との比率で、吸収器の排気ガス中の残留ＳＯ_２濃度は、スチームと、ＳＯ_２が吸収液から回収されるストリッパとの比率によって変動する。図１２で例示されるように、その理由は、スチームとストリッパとの比率が低下するにつれて、吸収器に再循環される再生した吸収媒体中の残留ＳＯ_２濃度が増加し、それによって、ＳＯ_２を吸収するための駆動力が低減することにある。ガス流に対して直列である２つの吸収器の間で吸収負荷を分けることで、二酸化硫黄の大部分を、第１の濃厚ガス吸収器における適度のＬ／Ｇ及び溶媒とＳＯ_２との比率で、供給ガスから除去することを可能にし、非常に低減された二酸化硫黄含有量を有する希薄ガスを生成するが、一般的に、排出基準を満たす、及び／または目標の硫黄収率を満たすレベルまでは低減されない。次いで、許容可能な残留設計目標の濃度まで下がった、残りの二酸化硫黄が、同じく比較的適度のＬ／Ｇであるが比較的高い吸着剤とＳＯ_２との比率で、ガス流の方向で濃厚ガス吸収器の下流の希薄ガス吸収器において希薄ガスから除去され得る。

図８を参照すると、各吸収器が、吸収器を出る吸収液から二酸化硫黄を除去するためのストリッパと関連付けられることが分かるであろう。本過程の動作において、原料ガスを含む供給ガスストリーム１１０は、濃厚ガス吸収器１０１において、水性濃厚ガス吸収媒体１０３と接触する。供給ガス中の大部分の二酸化硫黄がガスストリームから除去され、残留二酸化硫黄を含有する希薄ガス１１３、及び吸着した二酸化硫黄を含有する濃厚吸収液１０５を生成する。濃厚ガス吸収液は、濃厚吸収液ストリッパ１０７に移動され、そこで、好ましくは、ストリッパにおいて吸収液をスチームと接触させることによって、二酸化硫黄が濃厚吸収液からストリップされる。好ましくは、濃厚ガス吸収器１０１は、ガス相と液体相との間の質量移動を促進するためのパッキング、トレイ、または他の手段を含有する、垂直ガス／液体接触ゾーン１０１．１を含有するカラムを備える。供給ガスが底部に進入し、希薄ガスがガス／液体接触ゾーンの頂部を出て、吸収器のガス出口を通して取り出され、一方で、濃厚ガス水性吸収媒体が該ゾーンの頂部に進入し、濃厚吸収液が底部を出る。すなわち、吸収媒体及びガス相が該ゾーンを通って向流的に流れる。濃厚ガス吸収ゾーンの底部を出る濃厚吸収液１０５は、吸収器の液体出口を介して取り出され、そして、濃厚吸収液ストリッパ１０７に移動される。

濃厚液ストリッパ１０７へのその通過において、濃厚ガス吸収液１０５は、好ましくは、種々の他の過程ストリームのいずれかからのエネルギーの回収によって予熱され、それによって、そのようなストリームが生じる他の過程動作において過程の中へ導入される熱を保存する。主な実施例として、吸収液は、交換器１４７を通過し得、そこでは、濃厚液ストリッパから濃厚ガス吸収器１０１に戻されている再生した濃厚ガス吸収媒体１０３から熱が移動される。交換器１４７に進入する前に、吸収液は、随意に、別の熱交換器１４９を通過し得、そこで、該吸収液は、下で参照されるような別の好都合な供給源からの熱移動によって加熱される。

濃厚液ストリッパ１０７はまた、好ましくは、液体相と蒸気相との間の質量移動を促進するためのパッキング、トレイ、または他の手段を含有する垂直蒸気／液体接触ゾーン１０７．１を備えるストリッピングゾーンを含有するカラムも備える。ストリッパはまた、好ましくは、ゾーンの頂部に導入される濃厚吸収液及び底部に導入されるスチームと向流的に動作する。随意に、スチームの代わりに、またはスチームに加えて、液体相は、そこから二酸化硫黄をストリップするための熱を液体相に与える再沸器（図示せず）を通して、ゾーンの底部またはその近くから循環され得る。再生した濃厚ガス吸収媒体１０３は、蒸気／液体接触ゾーンの底部を出て、濃厚液ストリッパ１０７の液体出口を通して取り出され、そして、供給ガスのさらなる流れから二酸化硫黄を除去するための濃厚ガス吸収器１０１に再循環される。有利には、再生した濃厚ガス吸収媒体は、その戻り時に、熱交換器１４７における濃厚ガス吸収液１０５への熱移動によって冷却される。硫酸が濃厚ガスシステムの吸収媒体回路に蓄積した場合、該硫酸は、再生した濃厚ガス吸収媒体のスリップストリームを、熱交換器１１１において、次いでフィルタまたは遠心分離器１５１によって除去することができる硫酸ナトリウムを結晶化させるのに十分な温度まで冷却することによって除去することができる。

濃厚ガス吸収器において除去されなかったＳＯ_２を含有する希薄ガス１１３は、濃厚ガス吸収ゾーン１０１．１の頂部を出て、濃厚ガス吸収器１０１のガス出口から取り出され、そして、希薄ガス吸収器１１５のガス入口に向けられる。希薄ガス吸収器はまた、好ましくは、パッキングまたはトレイ等の質量移動を促進するための手段を含有するガス／液体接触ゾーン１１５．１を備える垂直吸収ゾーンを含有する、カラムも備える。希薄ガスは、ガス／液体接触ゾーンの底部に進入し、一方で、希薄ガス吸収媒体は、該ゾーンの頂部に進入し、ガス相及び液体相は、好ましくは、該ゾーンを通って向流的に流れる。希薄ガス中の残留二酸化硫黄は、希薄ガス吸収器において除去され、そして、吸収媒体に移動されて、希薄ガス吸収液１１７を得るが、該希薄ガス吸収液は、希薄ガス吸収ゾーン１１５．１の底部を出て、その液体出口を通して希薄ガス吸収器１１５から取り出される。過程及び／または硫黄収率による許容可能な排出レベルに対する目標仕様を満たす清浄なガスストリームは、希薄ガス吸収ゾーンの頂部を出て、そのガス出口を通して希薄ガス吸収器から取り出される。上で説明されるように、このガスは、ミスト除去器を通過し、そして、僅かに加熱されて、プルームの形成を抑制し得る。

希薄吸収液１１７は、希薄液ストリッパ１１９に向けられる。希薄液ストリッパはまた、好ましくは、液体相と蒸気相との間の質量移動を促進するためのパッキング、トレイ、または他の手段を含有する垂直蒸気／液体接触ゾーン１１９．１を含有するカラムも備える。ストリッパはまた、好ましくは、ゾーンの頂部に導入される希薄吸収液及び底部に導入されるスチームと向流的に動作する。随意に、スチームの代わりに、またはスチームに加えて、液体相は、そこから二酸化硫黄をストリップするための熱を液体相に与える再沸器１０９を通して、ゾーンの底部またはその近くから循環され得る。再生した希薄吸収媒体１２１は、蒸気／液体接触ゾーンの底部を出て、ストリッパの液体出口を通して取り出され、そして、希薄ガス吸収器に再循環される。希薄ガス吸収器１１５に戻る通過において、再生した希薄ガス吸収媒体は、随意に、例えば、塔の水または他の好都合な冷却流体への熱移動によって熱交換器１５３において冷却され得る。例えば、図８で示されるように、熱交換器１５３は、再生した希薄ガス吸収媒体から移動された熱が、希薄液ストリッパへのその通過時に希薄吸収液を予熱するために使用される交換器であり得る。

硫酸ナトリウムが再生した希薄ガス吸収媒体に蓄積した場合、または蓄積するにつれて、パージストリームが、硫酸ナトリウムが除去される結晶化及び濾過システムに分流され得る。一般的な晶析器／フィルタ回路は、濃厚及び希薄吸収器／ストリッパ回路の双方の役割を果たすことができる。そのような場合、再生した希薄ガス吸収媒体のパージ画分は、好ましくは、晶析器に送達される再生した濃厚ガス吸収媒体のパージ画分と混合される。一般的な晶析器は、双方の回路の役割を果たすことができるが、それぞれの再生した吸収媒体の過程貯蔵、そのｐＨの調整、及び吸着剤の構成のための別個の溶媒タンクが維持される。

図８で例示される好適な過程において、双方のストリッパからのストリッパガスは、好都合に結合させて、ストリッパ過程ガス１２３を提供し得、該ストリッパ過程ガスは、好ましくは、スチームエジェクタまたは圧縮器（図示せず）において圧縮され、次いで、冷却器／凝縮器１２５において、水蒸気の凝縮のために冷却される。冷却器／凝縮器からの凝縮液は、該凝縮液を残留ＳＯ_２のストリッピングのためのスチームと接触させる、凝縮液ストリッパ１２７に向けられる。冷却器／凝縮器１２５からの通気ガスは、凝縮液ストリッパ１２７からの凝縮液ストリッパガスと結合させて、最終的な結合したストリッパガス（湿式回収したＳＯ_２ストリーム）１３３を生成し、該結合したストリッパガスは、一般的に、例えば熱交換器１３５及び１３７において、さらに冷却され、そして、過程から除去される。熱交換器１３５及び１３７において、湿式回収したＳＯ_２ストリームを冷却することによって形成されるさらなる水性凝縮液が、凝縮液ストリッパ１２７に戻される。回収したＳＯ_２の冷却器／凝縮器１３５における冷却媒体は、例えば、希薄ガス吸収器１１５からの排気ガスであり得、回収したＳＯ_２の冷却器／凝縮器１３７は、濃厚ガス吸収器１０１を出る充満した濃厚ガス吸収液であり得、その場合、熱交換器１３７及び熱交換器１４９は、同一である。排気ガスの加熱は、排気筒でのプルームの形成を防止するのを補助し、一方で、吸収液の予熱は、濃厚液ストリッパにおけるエネルギーを保存する。回収したＳＯ_２ストリームからの水を冷却し、凝縮することは、下流の動作のためにこのストリームを調整することを補助し、例えば、凝縮することは、回収したＳＯ_２が接触式硫酸プラントの変換器の中へ導入される前に通過し得る乾燥塔に対する負荷を低減させ得る。

図８で例示される過程の好ましい実施形態において、希薄液ストリッパからのストリッパガス排出物は、希薄液ストリッパの頂部区域における希薄吸収液の温度で水蒸気によって本質的に飽和され、濃厚液ストリッパのためのストリッピングスチームの供給源として使用される。この流れパターンは、濃厚ガス吸収器に進入するガスストリームが、例えば、約４０容量％を超える、好ましくは、約３０容量％を超える、より一般的には、約０．２〜約１０容量％の、比較的高いＳＯ_２または他の汚染物質ガスの含有量を有する場合に特に有益であり得る。流入ガスストリームが、例えば、約５重量％未満、または約０．１〜約２容量％の、比較的低いＳＯ_２含有量を有する場合、濃厚液ストリッパのための再沸器に対して間接的に、またはストリッピングカラム自体の中へ直接注入される生スチームを介して直接的に、濃厚液ストリッパに対する別個の熱源を提供することが必要であり得る。

別の好ましい実施形態において、好ましくは、希薄ストリッパ過程ガス１３１よりも低いＳＯ_２含有量の、より好ましくは、ＳＯ_２を実質的に含まない、別の供給源からの生スチーム１２９ａは、濃厚液ストリッパ１０７内でガス／液体接触ゾーン１０７．１の底部の中へ導入される。この実施形態において、希薄液ストリッパ１１９を出る希薄ストリッパガス１３１は、好ましくは、濃厚液ストリッパガス／液体接触ゾーン１０７．１の底部の液体出口の周りを迂回し、そして、液体相（再生した吸収媒体）出口の上側に十分離間された地点でゾーン１０７．１の中へ導入されて、ＳＯ_２を実質的に含まずに進入するスチーム１２９ａによる液体相からのＳＯ_２のストリッピングを可能にする。この実施形態において、希薄ストリッパガスをストリッパ１０７に送達するための導管１３１ａは、ストリッパ１１９のガス相出口と、希薄ストリッパガスが濃厚液ストリッパ接触ゾーン１０７．１の中へ進入する地点との間の圧力降下を最小にするように十分にサイズ決定しなければならない。

さらに随意の実施形態において、希薄ストリッパガス１３１は、導管１３１ｂを介して濃厚液ストリッパ１０７を完全に迂回することができ、よって、濃厚吸収液のためのストリッピングスチームは、濃厚液ストリッピングゾーン１０７．１において濃厚吸収液から移動されるもの以外、ＳＯ_２を実質的に含まない。次いで、濃厚ストリッパガス１２２は、希薄ストリッパガス１３１と結合されて、ストリッパ過程ガスストリーム１２３を形成し得る。したがって、この実施形態において、２つのストリッパは、直列ではなく完全に並列に動作するが、排ガスは、それでも結合されてストリッパ過程ガスストリーム１２３を形成する。柔軟性を提供するために、ストリッパ１０７及びストリッパ１１９はどちらも、一方または他方のストリッピングカラムを運転休止しなければならない場合に、動作を維持するために、完全にストリップする負荷を担持するようにサイズ決定される。この機能は、例えば硫酸の製造または石油精製動作の脱硫ユニットにおいて、最小の過程の中断または休止時間で高い生産量のときに確実に動作しなければならない高い資本設備において特に重要であり得る。そのような動作モードにおいて、ストリッピングカラムの１つを運転休止しなければならない場合、過程の動作は、単一の吸収及びストリッピング回路に切り換えられ、該回路において、例えば、再生した吸収媒体は、吸収器１１５の頂部に再循環され、吸収器１１５を出る液体相は、吸収器１０１の頂部の液体入口に送達され得、そして、吸収器１０１を出る吸収液は、機能している単一のストリッパに送達され得る。

さらに別の実施形態（図示せず）では、第３のストリッピングカラムが提供され、よって、図８のフローシートに従って１度に任意の２つのストリッパを動作させることができ、もう１つが運転を待機するようにサイズ決定されるか、または、所望であれば、ストリッパ１０７または１１９と並列に動作して、高いスループットの濃厚／希薄動作中に、濃厚または希薄吸収液のいずれかをストリップするための追加的な能力を提供する。

さらなる好ましい実施形態において、ストリッパ過程ガスからの水蒸気の凝縮は、濃厚液及び希薄液ストリッパの一方または双方のためのストリッピングスチームを発生するために使用される。ストリッパ過程ガスは、濃厚液ストリッパ１０７からの濃厚ストリッパガス排出物、希薄液ストリッパ１１９からの希薄ストリッパガス、または、上で述べられるように、双方のストリームの結合を含み得る。特に好ましい実施形態において、図８で例示されるように、ストリッパ過程ガスは、本質的に、濃厚液ストリッパ１０７から取り出される濃厚ストリッパガス１２３から成り、それは、濃厚液及び希薄液の双方からストリップされたＳＯ_２を含む。代替として、ストリッパ過程ガス１２３は、濃厚液ストリッパ１０７を出る濃厚液ストリッパガス１２２と濃厚液ストリッパ１０７の周りを迂回する希薄液ストリッパガス１３１ｂとを結合させることによって形成され、そして、ガス相の流れに対してストリッパ１０７の下流の濃厚ストリッパガス１２２と混合され得る。ストリッパ過程ガスは、ストリッパ過程ガス冷却器１２５において冷却されて、そこからの水を凝縮し、図１及び図２の凝縮ストリッパと本質的に同じ様式で動作する凝縮液ストリッパ１２７に向けられる凝縮液を提供する。また、凝縮液ストリッパ１２７を出るストリップした凝縮液の少なくとも僅かは、ストリッパガスから水を凝縮するための冷却流体として、ストリッパ過程ガス冷却器１２５に戻されることも好ましい。ストリッパ過程ガス冷却器が、ストリップした凝縮液からスチームを発生するように動作すること、及びそのように発生したスチーム１２９の少なくとも一部分が、ストリッピングスチームの供給源として、導管１２９ａ及び１１９を介し、導管１２９を介して、吸収液ストリッパ１０７の一方または双方に向けられることがなおさらに好ましい。特に好ましい実施形態において、図８の固体流れラインで例示されるように、ストリッパ過程ガスとストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器１２５におけるストリップした凝縮液との間の熱交換によって発生するスチーム１２９は、主に、希薄液ストリッパ１１９の蒸気入口に向けられ、また、図８でさらに例示されるように、濃厚液ストリッパのスチーム１３１の供給源は、主に、希薄液ストリッパのガス排出物から取り出される。したがって、さらなるエネルギー効率が実現される。濃厚システムストリッパ１０７の脱着のための駆動力は、希薄液ストリッパ１１９においてストリップされるＳＯ_２が寄与する、ガス相ＳＯ_２含有量の僅かな増加によって著しく損なわれ得ないが、冷却器／凝縮器１２５において発生するスチームの一部分を、ライン１２９ａを介して濃厚液ストリッパに直接的に向け、そして、希薄ストリッパガスを、濃厚液ストリッパゾーン１０７．１から液体相出口の上側に離間された地点で、濃厚液ストリッパの中へ導入することによって、いくらかの悪影響を回避することができる。

同じく図８で例示されるように、濃厚液ストリッパを出るストリッパ過程ガス１２３が、例えばスチームジェットエジェクタ１５５を介して、ストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器１２５においてストリップした凝縮液からスチームを発生させるために使用することができる十分な圧力まで圧縮されることがさらに好ましい。濃厚液ストリッパ、蒸気圧縮、及びストリッパ過程ガス冷却器−凝縮器／ストリッパ凝縮液ボイラの動作条件は、実質的に、図１に関して上で説明した通りである。

図８で示されるように、凝縮液ストリッパ１２７を出るストリップした凝縮液ストリーム１３９は、蒸気／液体分離器１４１に向けられ、分離器と冷却器／凝縮器１２５との間でライン１４３を介して循環させ、そこで、ストリッパ過程ガスからの熱移動が希薄液ストリッパ１１９のためのスチーム１２９を発生する。ストリップした凝縮液及びスチームは、分離器１４１において分離され、スチーム１２９は、好ましくは、ストリッパ１１９に向けられ、そして、ストリップした凝縮液の少なくとも一部分は、ストリップしたスチームへの変換のために、ライン１４３を介して、希薄液ストリッパガス冷却器／凝縮器１２５に循環させる。蒸気／液体分離器１４１を出るストリップした凝集液の他の部分は、随意に、再循環され得、そして、希薄ガス吸収器１１５、濃厚ガス吸収器１０１、または双方に戻すために、（図示しないラインを介して）再生した希薄ガス吸収媒体１２１または濃厚ガス吸収媒体１０３と結合され得、ストリップした凝縮液１４５の残りは、システムからパージされ得る。

代替として、ストリッパガス冷却器／凝縮器１２５のストリップした凝縮液側は、熱交換器自体内の水からのスチームの解放を可能にするように設計され得、別個の蒸気／液体分離器を必要とすることなく、同伴水を実質的に含まないスチーム流量が、冷却器／凝縮器から吸収器に直接通過することを可能にする。この場合、ストリップした凝縮液ボイラ１２５を出るストリップした凝縮液は、分離器１４１を参照して上で説明されるように、蒸気／液体分離器を出るストリップした凝縮液と同じ様式で分配され得る。

１次ストリッパガス冷却器／凝縮器１２５において発生するスチームは、ライン１２９を介してストリッパ１１９に導入され、そこで、該スチームは、蒸気／液体接触ゾーン１１９．１において希薄吸収液と接触し、どちらも熱を希薄吸収液に供給し、液体相から二酸化硫黄を除去するためのストリッピングガスとして機能する。希薄吸収液ストリッパにおける液体相の加熱は、液体相中の二酸化硫黄の平衡濃度を低減させ、二酸化硫黄を蒸気相に移動させる駆動力を高める。熱が液体相に移動する際に、冷却器／凝縮器１２５においてストリップした凝縮液から発生するスチームは、希薄液ストリッパ内で部分的に凝縮し、したがって、本質的に凝縮可能なストリッピングガスとして機能する。随意に、ストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器においてストリップした凝縮液から発生するスチームによって供給されるストリッピング熱は、吸収液ストリッパからの液体相が循環される再沸器１０９において外部供給源から供給される熱によって補充され得る。補助再沸器は、本過程の水収支の制御において十分な柔軟性を提供する。一般的に、再沸器を通過する吸収液は、ストリッパの液溜から取り出され、液溜の上側の希薄液ストリッパ蒸気／液体接触ゾーン１１９．１の下部分に戻される。

別個の濃厚ガス及び希薄ガス吸収及びストリッピング回路を備えるシステムの動作は、ＳＯ_２とＨ_２Ｏとの間の揮発度の総計差を利用することによって、エネルギーを大幅に節減する機会を提供する。したがって、濃厚ガス吸収器は、二酸化硫黄の定量的除去を達成する必要がなく、このことは、大部分の二酸化硫黄を除去するために、比較的少量の水性濃厚ガス吸収媒体、及び吸着剤とＳＯ_２との比較的低い等量比が効果的であり、希薄ガス吸収器の吸収能力に対して僅かな負荷を課すだけで十分であることを意味する。例えば、リンゴ酸塩等の多価カルボン酸塩吸収剤におけるＳＯ_２吸収の場合、吸着剤が濃厚ガス吸収器の中へ導入される割合と、ＳＯ_２が吸収器の中へ導入される割合との化学量論比は、好ましくは約０．６以下であり、より好ましくは、約０．３〜約０．５である。濃厚ガス吸収器における質量比Ｌ／Ｇは、一般的に、約０．１〜約５０、より一般的には、０．１〜４０、好ましくは、０．１〜３０である。これらの範囲の下限は、全般的に、入口のＳＯ_２濃度が比較的低い〜適度である、例えば５容量％以下である場合に好ましく、一方で、該範囲の上限は、ＳＯ_２濃度が高い、例えば３０〜４０％またはそれ以上である場合に好ましい。比較的低いＬ／Ｇとともに、濃厚ガス吸収器において一般的である最大駆動力は、一般的に、少なくとも約０．５重量％のＳＯ_２、より一般的には、約０．８〜約１５量％のＳＯ_２を含有する濃厚ガス吸収液を生成し得る。類似する過程のパラメータを、リンゴ酸塩以外のＳＯ_２吸着剤に、及びＣＯ_２、ＮＯ_ｘ、Ｈ_２Ｓ、またはＨＣｌ等の他の酸性ガスの吸着に、ならびにＮＨ_３等の他の吸収可能なガスに適用する。

濃厚ガス吸収液は、比較的濃縮されるので、ＳＯ_２は、僅かなスチームの消費量で、濃厚液ストリッパにおいて容易に回収される。いくつかの理由で、濃厚液ストリッパには、比較的低いスチームと吸収液体との流量比しか必要とされない。比較的高い濃厚吸収液中の二酸化硫黄濃度は、濃厚液ストリッパの蒸気相における平衡二酸化硫黄分圧を増加させ、したがって、蒸気相への質量移動に好都合である。同時に、濃厚液吸収器を出る希薄ガスは、希薄液吸収器において浄化することができるので、再生した濃厚ガス吸収媒体中に比較的高い残留濃度の二酸化硫黄を許容することができる。水と二酸化硫黄との間の揮発度の総計差を与えることで、濃厚ガスＳＯ_２吸収器に戻される脱着した溶媒の必要なＳＯ_２吸収能力に対していかなる重大な影響も及ぼさないレベルまで下げた、ＳＯ_２のほぼ定量的な除去を達成するために、比較的低いスチームと濃厚吸収液との比率しか必要としない。したがって、例えば、濃厚液ストリッパの中へ導入されるスチームとＳＯ_２との質量比は、約８以下、より一般的には、約０．２〜約８、なおさらに一般的には、約０．３〜約６、好ましくは、約０．３〜約４の値で制御され得る。これは、濃厚液吸収器に進入するスチームとＳＯ_２との実質的に同じ比率に等しい。濃厚液ストリッパにおいて、再生した吸収媒体中の残留ＳＯ_２濃度は、一般的に、約０．０２重量％以上、または約０．０２重量％〜約１．５重量％、または約０．０２重量％〜約０．５重量％、または約０．０３重量％〜約０．３重量％のレベルまで低減され、ここで、原料ガスのＳＯ_２含有量は、４％未満である。より高い供給ガス中のＳＯ_２含有量で、再生した吸収媒体のＳＯ_２含有量は、かなり高い範囲、例えば、少なくとも約０．３重量％、または約０．２〜約８重量％、または約０．４〜約７重量％、または約０．５〜約６重量％、または約０．８〜約１５重量％に入り得る。

濃厚ガス吸収器を比較的粗い条件下で維持する場合であっても、濃厚ガス及び希薄ガス吸収器の組み合わせた動作によって除去されるガスの和の高い比率、例えば、少なくとも８５％、またはより一般的には、９０％、９５％、さらには９９％を濃厚ガス吸収器単独で除去することができ、濃厚ガス吸収器において、本質的に同じ割合の合計流入汚染物質ガス含有量も除去することができる。例えば、リンゴ酸塩またはテトラグライム吸着剤溶液におけるＳＯ_２吸収の場合、濃厚ガス吸収器を出る希薄ガスは、一般的に、約０．５容量％以下、より一般的には、約０．４容量％以下、好ましくは、約０．０１〜約０．３容量％、より好ましくは、約２，０００以下、及び最も好ましくは、約１００〜約１，５００容量ｐｐｍのＳＯ_２を含有する。濃厚ガス吸収器においてＳＯ_２のレベルを極端に低くすることは、再生した濃厚ガス吸収媒体のＳＯ_２含有量を、全体的な過程の効率には必要とされない非常に低いレベルまで低減させる必要があり得るが、それには、濃厚液ストリッパにおける最適消費を超えるスチームを必要とすることを理解されたい。

濃厚液ストリッパを出る濃厚ストリッパガスのＳＯ_２含有量は、好ましくは、少なくとも１５容量％、より好ましくは、少なくとも約２０容量％、さらにより好ましくは、少なくとも約２５容量％である。濃厚ストリッパガスは、一般的に、１０容量％〜約６０容量％、または２０容量％〜５０容量％、または好ましくは、約２５容量％〜約４０容量％のＳＯ_２を含有し得る。さらなる例として、濃厚ストリッパガスのＳＯ_２含有量は、濃厚ガス吸収器に対する供給ガスのＳＯ_２含有量、及び再生した吸収媒体のＳＯ_２含有量に相関させることができる。したがって、供給ガスの二酸化硫黄含有量が約１０００ｐｐｍ〜約４０００ｐｐｍであり、再生した濃厚ガス吸収媒体の二酸化硫黄含有量が約０．５〜約２重量％である場合、濃厚液ストリッパからの濃厚ストリッパガス排出物の二酸化硫黄含有量は、約２５容量％〜約４５容量％であり、これは、単一の吸収器／ストリッパ回路において発生するストリッパガスにおける水蒸気負荷よりも実質的に低い水蒸気負荷に相当する。別の例を挙げれば、供給ガスのＳＯ_２含有量が非常に多く、すなわち、約４０容量％であり、再生した濃厚ガス吸収媒体のＳＯ_２含有量が約１．５〜約８．０重量％である場合、濃厚液ストリッパからの濃厚ストリッパガス排出物の二酸化硫黄含有量は、約４０容量％〜約６０容量％である。再生した濃厚ガス吸収媒体における二酸化硫黄のそのような比較的高い残留レベルは、再生した吸収媒体が、原料ガス及び供給ガス中の過程に進入する高い割合のＳＯ_２を除去する能力に悪影響を与えない。

吸着剤とＳＯ_２とのより高い比率は、排出仕様を満たすために、または硫黄収率目標を満たすために、濃厚ガス吸収器よりも希薄ガス吸収器で必要とされ得るが、米国特許出願第１３／２８３，６７１号で説明されるように、希薄ガス吸収器における質量比Ｌ／Ｇは、全般的に、単一の吸収器における質量比以下であり、例えば、約０．８以下、約０．０２〜約０．６、約０．４〜約０．４、０．０５〜約０．３、より好ましくは、約０．０８〜約０．２５、または約０．１〜約０．２である。しかし、供給ガスが高いＳＯ_２含有量、例えば３０〜４０％以上を有する場合、希薄ガス吸収器における質量比４Ｇは、２．５以上の高さになり得る。希薄ガス吸収器にはまた、一般的に、吸着剤とＳＯ_２との比較的高い等量比、例えば、約１〜約６、より一般的には、約２〜約４も必要とされるが、濃厚ガス吸収器において既に大部分のＳＯ_２が除去されているので、Ｌ／Ｇも、希薄ガス吸収器への絶対的な吸着剤の流れも、より高くする必要はなく、また、全般に、単一の吸収器／ストリッパ回路に基づく過程において吸収器に必要とされるものよりも大幅に低くすることができる。したがって、吸着剤が希薄ガス吸収器に導入される割合と、二酸化硫黄が濃厚ガス吸収器の中へ導入される割合との化学量論比は、全般的に、約０．８以下、好ましくは、約０．０２〜約０．６、より好ましくは、約０．０４〜約０．４である。これらの低い吸着剤の流れであっても、吸収器を出る希薄吸収液の二酸化硫黄含有量は、一般的に、約１０重量％以下、または約９重量％以下、または約８重量％以下、または約７重量％以下、または約６重量％以下、または約５重量％以下、または約４．５重量％以下、または約４重量％以下、一般的には、約０．１〜約８重量％、または約０．１％重量〜約５重量％である。

排気基準及び／または収率目標を満たすように、希薄ガス吸収器における吸収のための十分な質量移動及び反応平衡駆動力を保証するために、再生した希薄ガス吸収媒体の二酸化硫黄含有量を低いレベルに低減させることが重要であり、したがって、希薄吸収液から残留ＳＯ_２をストリップするために、スチーム相と液体相との高い比率が必要とされる。好ましくは、再生した希薄ガス吸収媒体の残留二酸化硫黄含有量は、約１００ｐｐｂ〜約０．５重量％、または約５００ｐｐｂ〜約０．２重量％、または約７００ｐｐｂ〜約５００ｐｐｍである。より具体的には、再生した希薄ガス吸収媒体のＳＯ_２含有量は、約５００ｐｐｍ未満、または約１００ｐｐｍ未満、より好ましくは、５０ｐｐｍ未満、さらにより好ましくは、約１０重量ｐｐｍ未満、一般的には、０．１〜２５または０．１〜１０重量ｐｐｍであることが好ましい。

希薄液ストリッパＳＯ_２が濃厚液ストリッパへのスチーム供給としての役割を果たす図８の過程において、希薄液ストリッパに供給されるスチームと希薄吸収液との比率は、約０．０５〜約０．８、より一般的には、約０．１〜約０．５である。独立したスチーム供給が濃厚液ストリッパに提供される場合、より低いスチームと希薄液との比率で十分であり得る。これは、依然として、希薄液ストリッパにおいてスチームとＳＯ_２との高い比率をもたらすが、希薄液ストリッパに対する二酸化硫黄の負荷が非常に低いので、希薄吸収液ストリッパにおけるスチーム負荷は、原料ガス及び供給ガスを伴うシステムの中への二酸化硫黄の流れの関数として低い状態を維持する。

全般的に、希薄ストリッパガスのＳＯ_２含有量は、約０．１％〜約１０％、または約０．２％〜約６容量％である。

濃厚吸収液ストリッパ及び希薄吸収液ストリッパからの蒸気排出物（ストリッパガス）は、凝縮前または凝縮後に、好都合に結合させて、凝縮液ストリッパへの移動のための単一の凝縮液ストリームを発生させる。しかしながら、２つのストリームは、所望であれば、凝縮液ストリッパに別々に供給すること、さらには別個のストリッパに供給することができる。

希薄吸収液から残留ＳＯ_２をストリップするために、スチームとＳＯ_２との比較的高い比率が必要とされるが、希薄液から除去される少量のＳＯ_２は、希薄吸収液の流れに対するストリッピングスチームの僅かな流れ、及び、上で述べられるように、流入供給ガスにおける二酸化硫黄負荷と濃厚ガス吸収器との低い比率を必要とする。さらに、ＳＯ_２が、濃厚ガス吸収器において、ほぼ定量的に除去された後に残る、比較的最小の吸収負荷を考慮すると、希薄吸収液の流量容量は、比較的低い。比較的低い容量流量の希薄ガス吸収媒体とともに、濃厚液ストリッパを出る再生した濃厚ガス吸収媒体において許容され得る、高い残留ＳＯ_２レベルのため、２つのストリッパの組み合わせた動作に対する合計スチーム需要は、同じ排出物に対して単一の吸収器／ストリッパ回路だけしか利用しない過程における吸収液ストリッパに対するスチーム需要よりも大幅に低い。

したがって、凝縮液の合計流量は、適度であり、それに応じて、凝縮液ストリッパ（複数可）に対する負荷は、適度である。凝縮液ストリッパにおいて得られた少ないスチーム需要は、タンデム型濃厚及び希薄吸収及びストリッピング回路の低減された正味スチーム需要とともに、比較的高いＳＯ_２含有量を有する最終的な結合したストリッパガス（湿式回収したＳＯ_２ストリーム）の生成をもたらす。単一の吸収器／ストリッパ回路だけを有する過程からのストリッパガスと比較して、ストリッパ過程ガスにおけるＳＯ_２と水とのより高い比率のため、凝縮液の平衡ＳＯ_２含有量は、単一の回路の過程からの凝縮液のＳＯ_２含有量よりも僅かに高くなり得る。水カラム（凝縮液ストリッパ）におけるスチームと水との僅かに高い比率で、ストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器から凝縮液をストリップすることによって、依然として高い硫黄収量が保証され得るが、この比率が比較的高い場合であっても、凝縮液ストリッパへのスチーム流量の任意の漸増的増加は、濃厚吸収液ストリッパを通って流れる溶媒液からのＳＯ_２の定量的除去を達成する必要性を除去することによって実現されるスチーム流量の漸増的低減よりもはるかに少ない。水とＳＯ_２との揮発度における総計差を利用することによって、濃厚液ストリッパに対するストリッピングスチーム、希薄液ストリッパに対するストリッピングスチーム、凝縮液ストリッパに対するストリッピングスチーム、及び供給ガスの二酸化硫黄含有量に対するストリッパ過程ガスを圧縮するためのジェットエジェクタに対するスチームを含む、全体的な過程のスチーム需要は、全般的に、濃厚ガス吸収器への供給ガス中に１０００〜２０００ｐｐｍのＳＯ_２レベルで１５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２以下、または好ましくは、約５〜約１０ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、ガス中に２０００ｐｐｍ〜２容量％のＳＯ_２レベルで８ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２以下、または好ましくは、約１．５〜約５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、ガス中に２〜４容量％のＳＯ_２４ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２以下、または好ましくは、約０．８〜約３ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、及び４容量％を超えるＳＯ_２レベルで３ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２以下、または好ましくは、約０．５〜約２．５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２である。再生した吸収媒体を除去するための追加的なスチームが晶析器によって必要とされ得るが、この増加分は、濃厚／希薄システムにおいて、従来の単一の吸収／ストリッピングシステムにおけるものと実質的に同じでなければならない。これらのスチーム需要率で、タンデム型濃厚／希薄システムは、希薄ガス吸収器からの排気ガスのＳＯ_２含有量を、２０ｐｐｍ以下、さらには１０ｐｐｍ以上に低下させることができる。ストリッパ過程ガスの圧縮は、これらの排出レベルのさらなる低減も可能にすることができる。

上で論じられるエネルギー節減の原理は、以下のように要約され、詳しく説明され得る。濃厚液ストリッパに必要とされる比較的低いスチーム流量のため、濃厚液ストリッパからの蒸気排出物は、再生した吸収媒体におけるより低い定常状態のＳＯ_２含有量を達成するように動作させなければならない単一の吸収器／ストリッパシステムからの蒸気排出物よりも高いＳＯ_２含有量を有する。希薄液ストリッパにおいて除去されないままのＳＯ_２の比較的僅かな画分、及び適度の希薄ガス吸収液流量のため、希薄液ストリッパのエネルギー及びスチーム流量需要も低い。したがって、（図８においてストリッパ過程ガスとして機能する）２つの吸収液ストリッパからの結合したガス排出物のＳＯ_２含有量もまた、図８で例示される好ましい実施形態において、希薄液ストリッパからのガス排出物が全て濃厚液ストリッパの蒸気入口に向けられ、希薄ストリッパガスが濃厚液ストリッパのストリッピングスチームの供給源として使用される場合であっても、濃厚液ストリッパガス排出物のＳＯ_２含有量と同じように、単一のストリッパシステムからの蒸気排出物よりも高い。このスキームは、希薄ガス吸収器１１５においてガスストリームから除去されるＳＯ_２のさらなる増加分を回収し、また、濃厚液ストリッパのストリッピングガスとして希薄液ストリッパからのガス／蒸気排出物の蒸気成分を使用することによって、さらなるエネルギー効率を達成する。希薄システム吸収器において希薄ガスストリームから除去されたＳＯ_２のさらなる増加分は、希薄ガスストリッパにおいて希薄液から除去され、そして、例えば冷却器／凝縮器１２５からの通気ガスとして、最終的な回収のために濃厚システムストリッパを通過する。

濃厚及び希薄吸収液ストリームをストリッピングする際のスチーム消費において結果として生じる経済性のため、結合した蒸気排出物を冷却する時点で得られる凝縮液は、それに応じて、高いＳＯ_２含有量を有する。述べられるように、これは、図１で例示される単一の吸収器／ストリッパ回路過程よりも、凝縮液ストリッパ１２９における凝縮液流量に対するスチームのいくらか高い比率を必要とし得る。しかしながら、図８の過程における比較的少ない凝縮液の量、及びＳＯ_２と水との揮発度の総計差のため、ＳＯ_２は、依然として、供給ガスの流量及びそのＳＯ_２含有量に対して低いスチーム流量で、凝縮液から容易に除去される。塔頂蒸気の熱圧縮は、エネルギー効率にさらに寄与する。図８で例示されるように、ストリッパ過程ガスは、スチームジェットエジェクタ１５５において圧縮され、好ましくは、約１６〜約２０ｐｓｉａである濃厚液ストリッパの頂部での圧力を、好ましくは、約１２〜約１８ｐｓｉ超えてストリッパ過程ガスの圧力を増加させる。

図１０〜図１２は、５〜１０ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２の適度のスチーム消費量で、濃厚ガスシステムストリッパにおいて８５〜９０％のＳＯ_２の回収を達成し、一方で、スチームとＳＯ_２との大幅に高い比率であるが、はるかに低い絶対スチーム消費率で、希薄システムストリッパにおいて定量的ＳＯ_２回収を達成する機能を例示する。図１０〜図１２は全て、単一の吸収器／ストリッパ回路において、０．２４容量％のＳＯ_２を含有する供給ガスからＳＯ_２が除去される過程の動作を反映する。図１０は、ストリッパに供給されるスチームと、吸収器に進入するＳＯ_２との比率の関数としての、吸収器からの排気ガスにおける残留ＳＯ_２の直線プロットであり、一方で、図１１は、対数スケールの残留ＳＯ_２と対比した、直線スケールのスチームとＳＯ_２との比率をプロットする。図１２は、吸収媒体のＳＯ_２含有量の関数としての、排気ガスにおける残留ＳＯ_２をプロットし、変数は、図１０及び図１１の横軸上のスチームとＳＯ_２との比率に逆相関する。図１０のどちらのパラメータも直線スケールである。３つのプロットは、（ｉ）ＳＯ_２の大部分を、単一の吸収器／ストリッパ回路から成る過程において、低いスチームの消費量で除去することができるが、依然として、排気ガス中に許容できない程に高い濃度のＳＯ_２が残ること、（ｉｉ）排気ガスのＳＯ_２含有量を代表的な排出基準に従う許容可能なレベルまで下げるために、非常に高い流入ＳＯ_２の単位あたりのスチームの消費量が、単一の吸収器／ストリッパ回路システムにおいて必要であること、及び（ｉｉｉ）これらの現象が、吸収反応及びストリッピング動作の非ゼロ次の性質を反映すること、を実証する。

比較すると、スチーム及びエネルギー消費の主な効率は、図８の過程において達成され、該過程において、吸収負荷は、濃厚液ストリッパに送達されるスチームと、供給ガスにおいて濃厚ガス吸収器に進入するＳＯ_２との低い比率で動作する濃厚ガス吸収器／ストリッパ回路、及び希薄液ストリッパに送達されるスチームと、濃厚ガス吸収器の出口から希薄ガス吸収器の入口に流れる希薄ガスのＳＯ_２含有量との高い比率で動作する希薄ガス吸収器／ストリッパ回路に分けられる。図１０及び図１１は、高いが比較的粗い画分の流入二酸化硫黄が濃厚ガス吸収器において除去されるので、比較的高いＳＯ_２含有量を、濃厚ガス吸収器に戻される再生した濃厚ガス吸収媒体において維持することを可能にすることができ、したがって、濃厚液ストリッパが、スチームと流入ＳＯ_２との比較的低い比率で動作することを可能にし、この回路におけるスチームの正味保存をもたらす。流入ＳＯ_２の非常に僅かな画分だけが希薄液ストリッパにおいて除去されないままであるので、濃厚ガス吸収器の動作において非常に適度の効率であっても、希薄液ストリッパに対するＳＯ_２の除去負荷は、非常に低い。希薄ガス吸収器における残留ＳＯ_２の除去によって、排出基準及び／または目標の硫黄収率を達成することができる再生した希薄ガス吸収媒体を提供するために、希薄ガス及び希薄吸収液のスチームとＳＯ_２との高い含有量比率が必要とされるが、希薄吸収器／ストリッパ回路に課される非常に低いＳＯ_２負荷のため、必要なスチーム流量と希薄液ストリッパとの絶対割合は、低い。これは、希薄ガス吸収媒体と希薄ガス吸収器との低い質量流量、それに応じて希薄液ストリッパに対するスチームの適度な〜低い割合、及び合計スチーム消費量と濃厚ガス吸収器に進入する流入供給ガスのＳＯ_２含有量との低い比率につながる。

したがって、例えば、図８で例示される過程において、希薄ガス１１３におけるＳＯ_２含有量を１００〜２００ｐｐｍに低減させるために、濃厚液ストリッパに進入するスチームと、濃厚ガス吸収器に進入するＳＯ_２との必要な比率は、濃厚ガス吸収器への供給ガス中に１０００〜２０００ｐｐｍのＳＯ_２レベルで約４〜約１５、好ましくは、約５〜約１０ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、供給ガス中に２０００ｐｐｍ〜２容量％のＳＯ_２レベルで約２〜約８ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、供給ガス中に２容量％〜４容量％のＳＯ_２レベルで約１〜約４ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、及び供給ガス中に４容量％を超えるＳＯ_２レベルで、約１〜約３ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２である。２００ｐｐｍから希薄ガス１１３のＳＯ_２含有量を低減させて、希薄ガス吸収器からの排気ガス１８において５０ｐｐｍの一般的な排出基準を達成するために、希薄液ストリッパに進入するスチームと、希薄ガス吸収器に進入するＳＯ_２との比率は、濃厚ガス吸収器／ストリッパ回路における対応する比率よりもはるかに高い。例えば、希薄液ストリッパのスチーム需要は、一般的に、希薄ガス中に少なくとも約１５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、例えば、希薄ガス吸収器への希薄ガス中に２００ｐｐｍのＳＯ_２レベルで、約１５〜約１００、より一般的には、約１０〜約８０ｌｂｓスチーム／ｌｂ．希薄ガスＳＯ_２、または希薄ガス中に１００ｐｐｍのＳＯ_２レベルで約２０〜約１２０ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２である。しかしながら、希薄ガスの非常に低いＳＯ_２含有量のため、吸収媒体と希薄ガス吸収器との必要な流量は、比較的に低く、希薄液ストリッパにおける正味スチーム需要は、絶対条件において、及び濃厚ガス吸収器に進入する供給ガスのＳＯ_２含有量の関数として、依然として極めて適度であり、すなわち、供給ガス中に約０．２〜約５、より一般的には、約０．２〜約３ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２である。

さらに、特に、希薄液ストリッパガス１３１が濃厚吸収液のストリッピングスチームとして機能するように濃厚液ストリッパに向けられ、濃厚液ストリッパを出るストリッパガスが、ストリッパ過程ガス冷却器１２５においてストリッピングスチームを発生するためのエネルギーを提供するストリッパ過程ガスとして機能する場合、正味合計スチーム需要は、濃厚ガスストリッパ単独のスチーム需要以下であり、すなわち、濃厚ガス吸収器への供給ガス中に１０００〜２０００ｐｐｍのＳＯ_２レベルで約４〜約１４ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、供給ガス中に２０００ｐｐｍ〜２容量％のＳＯ_２レベルで約２〜約８ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、供給ガス中に２容量％〜４容量％のＳＯ_２レベルで約１〜約４ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２及び供給ガス中に４容量％を超えるＳＯ_２レベルで約１〜約３ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２である。

より全般的には、ガスストリームのＳＯ_２または他の汚染物質ガス含有量は、濃厚ガス吸収器において１〜３桁低減され、そして、希薄ガス吸収器においてさらに１〜３桁低減され、濃厚／希薄吸収システムを通して３〜６桁の全体的な低減をもたらす。スチーム消費量は、ガスストリームの汚染物質ガス含有量が低減される程度に対してあまり変動しない。供給ガス中のＳＯ_２の低い濃度、例えば、１０００〜２０００ｐｐｍで、ＳＯ_２含有量を３〜５桁低減させるためのスチーム需要は、除去されるＳＯ_２の１ｌｂあたり約５〜約１５、また約７〜約１２ｌｂｓの範囲であり、供給ガス中の幾分高い濃度、すなわち、２０００ｐｐｍ〜２容量％で、ＳＯ_２含有量における同じ比例的低減量に対するスチーム需要は、除去されるＳＯ_２の１ｌｂあたり約３〜約１０、または約３〜約８ｌｂｓの範囲で変動し、供給ガス中に２〜４容量％のＳＯ_２濃度で、同じ比例的低減量は、除去されるＳＯ_２の１ｌｂあたり約２．５〜約４ｌｂｓのスチームを必要とし、供給ガス中に４〜２０容量％のＳＯ_２濃度で、スチーム需要は、除去されるＳＯ_２の１ｌｂあたり約１〜約３．５、または約２〜約３．５ｌｂｓの範囲で低下し、供給ガス中に２０〜４０容量％のＳＯ_２濃度で、スチーム要件は、除去されるＳＯ_２の１ｌｂあたり約１〜約３、または約０．８〜約２．５ｌｂｓであり、供給ガス中に４０容量％以上のＳＯ_２濃度で、スチーム需要は、除去されるＳＯ_２の１ｌｂあたり僅か０．８〜２．５、または約０．５〜約２．５ｌｂｓである。各事例において、回収したＳＯ_２ストリームは、供給ガス中のＳＯ_２の濃度に対して２〜２０倍以上の範囲のＳＯ_２含有量を有する。二重吸収接触式二酸化硫黄プラントからの排ガス等の代表的なＳＯ_２含有廃棄物ストリームについて、リンゴ酸塩吸着剤を使用する濃厚／希薄過程は、５ｐｐｍｖ未満、さらには１ｐｐｍｖ未満の残留ＳＯ_２含有量を有する、希薄吸収器からの排気ガスを経済的にもたらすことができる。

上で示されるように、正味（合計）スチーム需要は、外部供給源から過程に供給される全てのスチームの和を含み、該スチームとしては、（ｉ）濃厚液ストリッパのためのストリッピングスチーム、（ｉｉ）希薄液ストリッパのためのストリッピングスチーム、（ｉｉｉ）ストリッパ過程ガスを冷却する際に得られた凝縮液のためのストリッピングスチーム、（ｉｖ）吸収液ストリッパ（複数可）の出口と、吸収液ストリッピングスチームを発生するためのボイラとして機能するストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器との間でストリッパ過程ガスを圧縮するためのジェットエジェクタのためのスチーム、及び／または１つ以上の吸収液ストリッパにおいてストリッピングスチームとして使用するために、ストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器においてストリップした凝縮液から発生するスチームを圧縮するためのジェットエジェクタのためのスチーム、が挙げられる。

図９は、図８で例示されるようにストリッパ過程ガスを圧縮することを除いて、図８で描写され、説明されるものと、全く同じ原理で動作し、同じパラメータに従い、同じフローシートに基づき、また、同じ装置を使用する過程を例示し、代わりに、図９の過程は、上で説明される図２の過程と全く同等の様式で、ストリッパ過程ガス冷却器／凝縮器１２５において発生するスチームを圧縮する。図２及び図９の双方に関して、当業者は、スチームの圧縮がストリッパガスの圧縮の変形例であるが、２つは、相互に排他的ではないことを理解するであろう。したがって、本発明は、図１及び図８のストリッパガスの圧縮を、図２及び図９のスチームの圧縮と組み合わせたハイブリッドシステムを含む。

タンデム型濃厚／希薄吸収／ストリッピング回路は、吸収ステップが化学反応を含む場合に、より具体的には、吸収反応が非ゼロ次である場合に、最良の利点を提供し、例えば図１０及び図１１で間接的に例示されるように、ガス入口の近くの吸収器のあたりで特に急な傾斜を有する、非直線の動作ライン（吸収器を通る流体流路に沿った液体及びガスのＳＯ_２含有量プロファイル）をもたらす。タンデム型の過程はまた、化学反応を伴わない吸着過程でも使用することができるが、これらの大部分において、吸収器の動作ラインは、より直線的であり、スチームの消費量をそれほど節減しない。

本明細書で提供される開示に基づいて、当業者は、２つを超えるタンデム型の吸収／ストリッピング回路を備える過程において、汚染物質ガスの吸収及び回収が行われ得ることを認識するであろう。大部分ではないにしても、多くにおいて、この様式で達成可能な増加分のスチーム節減は、必要とされるさらなる設備投資を正当化しない場合がある。しかしながら、原料ガス中の汚染物質の濃度が特に高く、かつ吸収反応におけるゼロ次からの逸脱が特に大きい場合は、３つ、さらにはそれ以上のタンデム型の吸収器／ストリッパ回路を使用することが有効であり得る。ほぼ希薄から段階的に濃厚になる液体ストリッパまで直列にスチーム／ストリッパガスストリームを経路指定することで、追加的な利点を提供することができるが、熱損失が、実際には、追加のスチームを必要とし得る。

本発明の濃厚／希薄過程が基礎を置く原理に従って、他の過程フローシートを実現することができる。

濃厚／希薄吸収概念の実現形態において、上で説明されるような過程は、比較的低いＬ／Ｇで、一般的には、濃厚ガス吸収器における吸着剤と入口汚染物質ガスとの比較的低い比率でも動作し、したがって、濃厚吸収液中の比較的高い汚染物質濃度をもたらす。液体相中の高い汚染物質濃度は、濃厚液ストリッパにおける脱着のための相当な駆動力を提供し、それによって、ストリッピングスチームと吸収器に進入する汚染物質ガスとの比較的低い比率での、汚染物質ガスの相当な回収をもたらす。

吸着が、酸／塩基反応を含む場合、濃厚液ストリッパにおける液体相と蒸気相との間の汚染物質の平衡分布に影響を及ぼす別の変数は、濃厚吸収液のｐＨである。酸性ガスの吸着に適用されるときに、「酸／塩基」反応は、酸性ガスと、アルカリ性である必要はないが、汚染物質ガスが無水物である酸性物のｐＫ_ａよりもかなり高いｐＫ_ａを有する吸着剤との反応、または求核ガスと、酸性である必要はないが、汚染物質求核原子が無水物であるアルカリ性溶液よりも低いｐＫ_ａを有する吸着剤との反応を含むことが理解されるであろう。ｐＨの調整は、そのような反応にも適用する。

例えば、リンゴ酸またはリンゴ酸塩等の吸着剤を使用したＳＯ_２の吸着において、濃厚吸収液のｐＨは、濃厚液ストリッパにおける液体相と蒸気相との間のＳＯ_２の平衡分布に影響を及ぼす。ｐＨが低下するにつれて、平衡は、液体相中の所与の濃度のＳＯ_２及び吸着剤で、比較的高いＳＯ_２の画分をガス相に分配するように変化する。したがって、吸収器における任意の所与の入口ガス組成、Ｌ／Ｇ、及び吸着剤とＳＯ_２との比率で、濃厚液ストリッパにおいてＳＯ_２の所与の画分を除去し、回収するために必要とされるスチームの消費量は、濃厚ガス吸収器を出る希薄ガスストリーム中のＳＯ_２の逆相関的な濃度を達成するために必要とされるスチーム消費量と同様に、吸収器を出て、ストリッパに入る濃厚吸収液のｐＨによって直接的に変動する。

この影響は、図１４で例示される。円形のデータ点によって定義される曲線は、吸収器を出る吸収液のｐＨと、濃厚ガス吸収器を出る希薄ガスが４５０容量ｐｐｍのＳＯ_２含有量を有するように、再生した吸収液から十分なＳＯ_２を除去するために、ストリッパにおいて消費されるスチームとの関係を例示する。三角形のデータ点によって定義される曲線は、ｐＨの関数として、希薄ガスストリームのＳＯ_２含有量を２００ｐｐｍに低減させるために必要とされるスチームとＳＯ_２との比率をプロットし、ダイヤモンド形のデータ点によって定義される曲線は、希薄ガスストリームのＳＯ_２含有量を１００ｐｐｍまで低減させるために必要とされるスチームとＳＯ_２との比率と対比したｐＨをプロットし、星形のデータ点によって定義される曲線は、希薄ガスストリームのＳＯ_２含有量を１７ｐｐｍまで低減させるために必要とされるスチームとＳＯ_２との比率と対比したｐＨをプロットする。図１４のデータプロットにおいて例示される関係に基づいて、吸収媒体のｐＨは、濃厚及び希薄吸収及びストリッパ回路がタンデムに動作する吸収システムで、または単一の吸収器及びストリッパを備える標準的な吸収システムで最適化することができる。

単一の吸収及びストリッピング回路だけから成る過程において、少なくとも、吸収器内の酸の導入によってｐＨを独立して制御するための、及び吸収器に戻される再生した吸収媒体の中への塩基の増加分を相殺するための手段のない状態で、通常、吸収器に進入する再生した吸収媒体のより低いｐＨと相関するので、ストリッパの効率に対する濃厚吸収液におけるより低いｐＨの有益な効果は、代償を伴う。再生した吸収媒体のより低いｐＨは、濃厚ガス吸収器における吸収効率を僅かに低減させる。吸収器の上区域及び下区域において独立してｐＨを制御することによる吸収効率の保存は、随意の動作モードとして実行可能で、本発明の範囲内であるが、同じく、ｐＨ調整に使用される酸及びアルカリ材料の消費において代償を伴う。

図１４で描写されるプロットは、独立したＰＨ調整を反映していないが、代わりに、ストリッピング効率に対するより低いｐＨの好ましい影響、及び吸収効率に対するより小さい負の影響を包含する。したがって、本発明によれば、図１４によって示されるような最適な範囲内で、濃厚液ストリッパにおけるスチーム消費量に対する有益な効果が、濃厚ガス吸収器におけるより少ない吸収効率という悪影響、及び吸収器に酸を加えることまたは再生した吸収媒体に対する塩基の増加分を相殺することを伴わずに好ましい値にｐＨを調整させることによって達成される利益を上回るレベルになるように、ｐＨを調整することを可能にできることが分かった。例えば、２００ｐｐｍの吸収器排出目標について、ＳＯ_２の単位質量あたりの必要なスチーム消費量は、吸収器の下端部で、吸収媒体の定常状態ｐＨを４．５の値〜４．０の値に調整することによって、１０：１超え〜７：１近辺に低減させることができる。さらに高い経済性は、定常状態ｐＨを３．６〜３．８の範囲の値に調整することを可能にすることによって、理論的に達成することができる。曲線の収束は、単一の吸収及びストリッピング回路において、吸収器におけるＳＯ_２の十分な除去を保証し、一方で、図１４が基づく特定のシステムについて、必要なスチームとＳＯ_２との比率が約７を大幅に下回るレベルまでｐＨを低下させることによって、示される関係を利用するために、溶媒の流れを大幅に拡大することが必要であり得ること示す。しかしながら、濃厚／希薄システムにおいて、希薄ガス吸収器は、図１４によって示される他の値によって定義される範囲内でランダムに変動する入口汚染物質ガス含有量であっても、一定のＬ／Ｇ及び吸収媒体の吸着剤含有量で安定して動作し得る。

したがって、ｐＨの最適化は、単一の吸収器／ストリッパ回路を備える過程におけるスチーム消費量の利益をもたらすことができるが、図１４で例示される関係の実質的な追加の利点は、例えば図８で示されるような、タンデム型の濃厚及び希薄吸収器／ストリッパ回路を有する過程において得ることができる。図１４に由来する単一の吸収／ストリッピング回路システムでは、吸収器の下端部のｐＨを、４．０〜４．２近辺の値に定めること、または調整することを可能にすることができ、また、ストリッパへのスチームを、供給ガスのＳＯ_２含有量及び目標排出レベルに応じて変動するが、一般的に２〜１０ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２の範囲であり得る範囲で、流入ＳＯ_２に対する比率に設定すること、または調整することを可能にすることができる。この動作モードにおいて、希薄ガスストリームにおける残留ＳＯ_２の正確なレベルは、いくらか不安定であり得るが、希薄ガス吸収器はさらに、大部分の厳しい環境規制を満たす非常に低いレベルにＳＯ_２含有量を低減させることができる比較的小さい範囲内で不安定である。

図１４で例示されるようなｐＨと汚染物質ガス排出との特定の関係は、リンゴ酸またはリンゴ酸塩を含む吸着剤を使用するＳＯ_２の吸着に固有である。しかしながら、類似する関係を、例えばアミン吸着剤を使用したＨ_２Ｓの回収または酸性吸着剤を使用したアンモニアの回収等の、酸／塩基反応を含む他の吸着システムに適用することができる。アンモニアの場合、スチーム消費量は、吸収媒体のｐＨの低下ではなく、僅かな上昇によって低減させることができる。

述べられるように、ｐＨ調整の概念は、単一の吸収器及びストリッパ回路における酸／塩基吸着反応を含む吸収システムの動作を最適化することに適用することができる。濃厚／希薄システムの単一の回路または濃厚ガス吸収ストリッピング回路のいずれかにおいて、吸収器における吸収媒体のｐＨは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすｐＨと異なる値であるが、再生した吸収媒体の汚染物質ガス含有量を目標レベルまで低減させるためのストリッパにおけるスチーム消費量が、再生した吸収媒体の汚染物質ガス含有量を、吸収媒体のｐＨが吸着に最も好ましい平衡をもたらす値に維持される比較動作においてそのようなレベルまで低減させるためのスチーム消費量よりも低くなる値に調整される。その結果、吸収器を出るガスの汚染物質ガス含有量は、大幅に高くなり得ず、ある特定の酸／塩基システムについて、比較システムにおける出口ガスの汚染物質含有量以下である。

好ましくは、ガスストリームは、ガス吸収器において、ガス吸収媒体ストリームに対して向流的に流れ、吸収器の基部での吸収媒体のｐＨは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすｐＨと異なる値に調整される。より全般的には、ｐＨは、吸収液が取り出される吸収器の領域において、所望の値に調整される。ルーチンの最適化は、低減したスチーム消費量の利益が吸収効率における僅かな損失から生じる任意のペナルティを上回る、そのような領域のｐＨを識別することができる。いくつかのシステムにおいて、特に、濃厚ガス吸収器における吸収効率の損失が、希薄ガス吸収器の設計及び／または動作において容易に補償され得る濃厚／希薄システムにおいて、低減したスチーム消費量の利益は、該当する場合、吸収効率におけるペナルティに釣り合わない。

汚染物質ガスがＳＯ_２またはＨ_２Ｓ等の酸性ガスを含む場合、吸収器内の、及び最も好ましくは、向流吸収器の基部の吸収媒体は、好ましくは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすｐＨよりも低い値に調整される。汚染物質ガスがアンモニア等のアルカリ性ガスを含む場合、吸収器内の吸収媒体は、好ましくは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすｐＨよりも高い値に調整される。

酸性ガスの例示的な吸着剤としては、ＳＯ_２の吸収のためのリンゴ酸及びリンゴ酸塩、ならびにＨ_２Ｓの吸収のためのアミンが挙げられる。リンゴ酸またはリンゴ酸塩を含む吸着剤を使用してＳＯ_２が回収される場合、吸収液出口に近接する吸収器内の吸収媒体のｐＨは、例えば、３．４〜４．２、または３．４〜４．０、または３．５〜３．９、または３．６〜３．８、または３．７〜３．８５、または４．０〜４．２の値に維持される。濃厚／希薄システムにおいて、濃厚ガス吸収器におけるリンゴ酸塩吸収媒体のｐＨは、最も好ましくは、３．４〜４．２の範囲に維持される。起動中に、初期ｐＨは、好ましくは、リンゴ酸及びＮａＯＨまたはＫＯＨ等のアルカリ性材料の相対追加によって、３．２〜３．６の値に定められる。

過程制御の問題として、ストリームが吸収器に戻される前にこのストリームに苛性剤及びリンゴ酸塩を加えることによって随意に調整するときに、制御変数が、吸収液ストリッパを出る再生した吸収媒体のｐＨであることが好ましくなり得る。このｐＨは、吸収器の出口での吸収液のｐＨと異なり得るが、すぐ上で要約されるように、ｐＨ値の好ましい範囲を、再生した濃厚ガス吸収媒体にも適用する。

吸収媒体のｐＨが上に列記される好ましい範囲に維持される場合、再生した吸収媒体における満足なＳＯ_２レベルを達成するための、ストリッパにおけるスチームの消費量は、単一の吸収器／ストリッパ回路を備える過程のストリッパにおいて液体相から除去される１ｌｂのＳＯ_２あたり７．５ｌｂｓ以下、または４．８〜７．５ｌｂｓ、または５．０〜７．０ｌｂｓであり得る。図１４で例示されるように、再生した吸収媒体における満足なＳＯ_２レベルは、４５０ｐｐｍ未満、２００ｐｐｍ未満、または１００ｐｐｍ未満、さらには１７ｐｐｍ未満のＳＯ_２含有量を有する、吸収器を出るガスストリームをもたらすもの等であり得る。一般的に、吸収器を出るガス中の４５０ｐｐｍのＳＯ_２のレベルは、例えば図８で例示されるように、本発明の新規な濃厚／希薄吸収システムの動作において許容可能である。しかしながら、ガスの容量、規制制度、及び他の環境に応じて、最終的な排気ガス排出物として、２００ｐｐｍまたは１００ｐｐｍのＳＯ_２レベルが許容可能であり、１７ｐｐｍ以下のＳＯ_２レベルは、大部分の環境において許容可能である。

スチーム消費量を低減させるために、濃厚／希薄システムの濃厚ガス吸収器における吸収媒体のｐＨが調整される場合、希薄吸収液の非常に低い酸性ガス含有量がｐＨに関係なく高いスチーム需要を生じさせないので、いかなる場合でもスチーム消費量が比較的低い、希薄ガス吸収器において、好ましくは、ガス／液体平衡のための最適条件により近いｐＨが定められ、維持される。したがって、例えば、リンゴ酸塩吸着剤を使用したＳＯ_２の回収のためのシステムにおいて、希薄ガス吸収器における吸収媒体のｐＨは、有利には、濃厚吸収器のｐＨよりも０．１〜０．５単位高く維持され得る。過程制御の目的で、この同じ差の範囲を、再生した希薄ガス吸収媒体と再生した濃厚ガス吸収媒体との差、及び希薄吸収液と濃厚吸収液とのｐＨの差にも適用する。リンゴ酸塩システムにおいて、希薄吸収器におけるｐＨは、好ましくは、３．８〜４．４の範囲である。

ストリッパのスチーム消費量を最小にするために、吸収器のｐＨが最適条件から外れて調整された場合、犠牲となる吸収効率はまた、吸収器への移動ユニットの追加によって、すなわち、トレイまたはパックした高さの追加によっても補償することができる。

吸収媒体のｐＨを調整することで、システムに加えられる酸または塩基のさらなる増加を必要とする可能性がある場合、これは、必ずしもあてはまらない。ｐＨが、例えばＳＯ_２除去回路における硫黄の形成の結果として、最適なガス／液体平衡で一般的なｐＨを外れる方向にドリフトする傾向があるシステムでは、ｐＨがその方向にドリフトし過ぎることを防止するために、必然的に酸または塩基が加えられ得る。例えば、ＳＯ_２のリンゴ酸塩吸収媒体の動作中に、ＮａＯＨ等の苛性剤が徐々に加えられる。そのような動作において、吸収には最適でないが、スチーム消費量に最適な利益をもたらすｐＨへの調整は、酸または塩基の追加を抑えるだけで、または所望のｐＨレベルが達成されるまで準化学量論的なレベルの酸または塩基を加えるだけで達成され得、該所望のｐＨレベルでは、定常状態ｐＨを所望のレベルに維持するために、化学量論的割合での追加が再開され得る。

ストリッパにおける水性相のｐＨを比較的低いレベルに維持することの利益は、図１５〜２６でさらに例示され、該図は、汚染物質除去の効率を高め、それによって、ストリッピングスチームの最小消費量で低汚染物質ガス排出を達成するための機会をグラフィカルに記録する。

濃厚／希薄システムにおいて、吸収媒体のｐＨの最適制御は、所与の排出レベル、すなわち、希薄ガス吸収器からの排気ガス中の汚染物質ガス濃度を、最小のストリッピングスチームの消費によって、及び／またはストリッパへの所与の割合のスチーム供給で、希薄吸収器の排気における残留汚染物質ガスの最小の排出によって達成することを可能にする。汚染物質ガスが二酸化硫黄を含み、吸収媒体がリンゴ酸塩イオンの水性溶液を含む場合、濃厚ガス吸収媒体が約５〜約３０重量％のリンゴ酸塩イオンを含有し、アルカリ金属水酸化物とリンゴ酸との比率が上で述べられる範囲であり、そして、濃厚ガス吸収器に進入する吸着剤の活性成分の流れと、吸収器に進入するＳＯ_２との比率が約１〜約２０、または約２〜約１５、または約２．５〜約１２である場合に、最適な性能への接近を達成できることが分かった。これは、下で表Ａに反映されるように、入口ガスのＳＯ_２含有量によって変動する、濃厚ガス吸収器の底部でのＬ／Ｇにつながる。

希薄ガス吸収媒体のリンゴ酸塩イオン含有量は、より好ましくは、約５〜約３５重量％の範囲である。リンゴ酸塩イオン含有量がこの範囲に入る場合、アルカリ金属水酸化物とリンゴ酸との比率が再生した吸収媒体のリンゴ酸塩及び硫酸含有量の関数として制御され、そして、希薄ガス吸収器に進入する吸着剤と吸収器に進入するＳＯ_２とのモル流量の比率が約１〜約１５または約２．５〜約１２である場合に、最適な性能への接近を達成できることが分かった。これは、同じく下で表Ｚに反映されるように、入口ガスのＳＯ_２含有量によって変動する希薄ガス吸収器の底部でのＬ／Ｇにつながる。一般的に、希薄液ストリッパの基部（液体相出口）でのｐＨと濃厚液ストリッパの基部でのｐＨとの最適な差は、約０．２〜約０．４である。
表Ａ

（ａ）表に記載されたＬ／Ｇの値は、吸収媒体が２０重量％のＮａリンゴ酸塩を含有した場合の過程に関するものであり、この見出しで表される関係について、Ｌ／Ｇは、リンゴ酸塩含有量の変化に対して比例的に調整される

図面を参照すると、図１５は、２０重量％の固体、すなわち２０重量％のリンゴ酸ナトリウムを含有する水性吸収媒体を使用した、２，４００容量ｐｐｍのＳＯ_２を含有する供給ガスに対する、単一の吸収及びストリッピング回路の性能を描写する。苛性剤とリンゴ酸との比率は、全般的に、１より大きいので、２０％の固体は、実際には、Ｎａ^＋イオン、リンゴ酸塩陰イオン、及び自由水酸基イオンの混合物を含むことが理解されるであろう。苛性剤とリンゴ酸との比率が１．０に向かって押されると、僅かな重リンゴ酸イオンも存在する。しかし、組成は、およそ２０重量％のリンゴ酸ナトリウムである。２つの関係は、図１５においてプロットされる。ダイヤモンド形のデータ点に基づく曲線は、希薄ガス吸収器からの排気ガス中の汚染物質ガスの所与の濃度、この事例では、１容量ｐｐｍを達成するために必要とされる、入口ガスストリームにおける１ｌｂのＳＯ_２あたりのスチーム消費量をプロットする。正方形のデータ点に基づく曲線は、溶媒流量と供給物中のＳＯ_２との比率の関数として、スチームとＳＯ_２との比率、すなわち、

をプロットする。

これらのうちの第１の曲線から、スチーム需要は、比較的広範囲の苛性剤とリンゴ酸との比率、すなわち、１．０〜１．４にわたって、最小レベルで実質的に一定のまま、この事例では、入口ガスにおいて５ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２であることが分かるであろう。最高で約１．４５の比率であっても、相当に満足な性能が達成される。故に、図１５と同じ条件下での性能を反映する、図１６で例示されるように、濃厚液ストリッパの底部（液体出口）で測定したときに、再生した吸収媒体の適度な範囲のｐＨ、すなわち、ｐＨ３．５〜およそｐＨ４．０にわたって、好ましいスチーム効率が保存される。

図１５でプロットされる第２の曲線は、吸収媒体において２０重量％の一定の吸着剤含有量のＬ／Ｇによって制御されたときの、吸着剤とＳＯ_２との比率の影響を反映する。約１１〜約３の吸着剤とＳＯ_２とのモル比に等しい、１３０〜５０の範囲の（Ｌ／Ｇ）／［供給ガスのＳＯ_２含有量］、すなわち、およそ０．３〜０．１２のＬ／Ｇで、希薄ガス吸収器を出る排気ガスにおいて１ｐｐｍを達成するのに十分なスチーム需要は、５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２で本質的に一定のままである。Ｌ／Ｇが０．１２を下回る、すなわちパラメータ（Ｌ／Ｇ）／［供給ガスのＳＯ_２含有量］が５０を下回ると、吸収器における質量移動のための不十分な駆動力のため、スチーム需要が急激に増加する。

図１７は、各事例において、過程の数学モデルに基づいて、ストリッパを出る再生した吸収媒体及び吸収器からのＳＯ_２排出物双方のｐＨと対比した、吸収媒体における苛性剤とリンゴ酸との比率をプロットする。この投影は、水性吸収媒体における２０％の固体、吸収器の（Ｌ／Ｇ）／［ガスのＳＯ_２含有量］が８０ｌｂｓ．／ｌｂであること、及び６ｌｂｓ．／ｌｂの固定したスチームとＳＯ_２との比率であることに基づく。スチーム需要における異なる最適条件（最小）は、３．８を僅かに下回るｐＨに等しい、１．２０〜１．２５の範囲の苛性剤とリンゴ酸との比率で投影されることが分かり得る。より低いｐＨでは、吸収器の効率が悪化する。しかし、図１７はさらに、苛性剤とリンゴ酸との比率が１．２５を大幅に超えて増加したときに、排気ガスの品質が低下することを例示する。より高いｐＨの吸収媒体は、汚染物質酸性ガス（ＳＯ_２）に対するより高い親和性を有するが、排気ガスストリームにおいて最小ＳＯ_２濃度の時点で示される値の３．８を超えてｐＨが増加すると、水性相からＳＯ_２を除去するためのストリッパの機能が急激に衰え始める。過程が例外的に低い排出を達成する能力は、濃厚ガス吸収器に戻される再生した吸収媒体のＳＯ_２含有量に非常に影響されることを発見した。

図１８は、図１７の曲線の上に、Ｌ／Ｇが８０ｌｂｓ．／ｌｂであるときの実際の動作によるデータのプロット、及び６ｌｂｓ．／ｌｂのスチームとＳＯ_２との比率を重ね合わせる。モデルに由来する曲線のように、実際のデータは、１．２〜１．３の苛性剤とリンゴ酸との比率での最小のＳＯ_２排出を反映する。実際のデータに基づく最小は、モデルによって示される最小ほど急激でない、または好ましくないが、依然として定義的である。最適な苛性剤とリンゴ酸との比率は、モデルに基づく最適な比率よりも極めて僅かに高いと思われるが、その差は僅かである。さらに、実際のデータに基づいて最小のＳＯ_２の排出を達成するために示される最適な苛性剤とリンゴ酸との比率はまた、図１５においてプロットされるデータによって最小のスチーム消費量が示される領域の中にもある。

図１９も図１７に類似しているが、図１９が、３つの別々のスチームとＳＯ_２との比率、すなわち、４ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、５ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、及び６ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２でのシミュレーションした動作の一群の曲線を含むことを除く。図１９の曲線の構成は、スチームとＳＯ_２との比率が６ｌｂｓ／ｌｂから５ｌｂｓ／ｌｂ及び４ｌｂｓ／ｌｂに低下するときに、予期される通りに最小のＳＯ_２排出が増加することを除いて、図１７の曲線と同等であることが観察され得る。また、スチームとＳＯ_２との比率が減少するにつれて、苛性剤とリンゴ酸との比率が段階的に低くなるときに最小が見出されることにも留意されたい。しかしながら、全ての事例において、最小のＳＯ_２排出は、図１５に反映されるような所与のＳＯ_２排出レベルを達成するために、最小のスチーム需要が必要とされる領域に入る。

図２０は、図１７〜図１９で示される曲線と同等の曲線のプロットである。図２０の曲線は全て、供給ガス中に２，４００ｐｐｍｖのＳＯ_２濃度、濃厚ガス吸収媒体における２０％のリンゴ酸一ナトリウム、及び吸収器における８０ｌｂｓ／ｌｂの溶媒と入口ＳＯ_２との比率を規定する、過程の数学モデルに基づく。曲線は、それぞれ、４ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、５ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２、及び６ｌｂｓスチーム／ｌｂ．ＳＯ_２での動作について生成される。１つの群の曲線は、溶媒がリンゴ酸吸着剤を含有し、かつ硫酸イオンを含有しない、いくつかの別々のスチームとＳＯ_２との比率についてプロットされ、もう１つの群の曲線は、溶媒がリンゴ酸吸着剤及び７重量％の硫酸イオンの双方を含有する、同じ一連のスチームとＳＯ_２との比率についてプロットされる。０％と対比した７％硫酸の事例に対する明らかに異なる最適条件は、硫黄を含有する溶媒における大幅に低い水分含有量の影響に加えて、リンゴ酸平衡及びそれに伴う自由リンゴ酸塩イオンの含有量と対比した、重リンゴ酸イオン及び非解離リンゴ酸に対する硫酸解離平衡の影響に起因する。最も低い二酸化硫黄の排出を提供するｐＨを（硫酸の事例と比較して）下げるために、より低い苛性剤と酸との比率が必要とされる。

図２１は、曲線群のそれぞれが、濃厚液ストリッパの基部での苛性剤とリンゴ酸との比率ではなく、ＳＯ_２の排出と対比したｐＨをプロットすることを除いて、図２０に類似する。数学モデルによって生成され、図２１で示される曲線は、図２０でプロットしたデータを生成した、同じ別々の一連の条件に基づく。ここでも、スチームの割合は、６ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２、及び４ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２であり、一方の１組の曲線は、０％硫黄に基づくモデルによって生成され、もう一方の１組の曲線は、７重量％硫黄に基づいて生成される。さらにここでも、同じ理由から、ＳＯ_２排出と対比した７％硫黄に関するｐＨの関係は、０％硫黄に関する関係からオフセットされる。

図２２は、図１７〜図２１においてデータが提示される同じシミュレーションに基づく一群の曲線を示すが、この事例では、濃厚液ストリッパの基部における再生した吸収媒体のＳＯ_２の含有量が、ストリッパの基部でのｐＨと相関することを除く。再生した吸収媒体のＳＯ_２含有量は、濃厚ガス吸収器を通り抜ける二酸化硫黄が希薄ガス吸収器において取り出される濃厚／希薄システムにおける濃厚ガス吸収器／ストリッパ回路に対して重要ではないが、再生した吸収媒体のＳＯ_２含有量は、吸収器を出る排気ガスが、吸収器に進入する再生した吸収媒体と平衡状態である濃度以上とすることができる汚染物質ガス含有量を有する、単一の吸収器／ストリッパ回路において重要な変数である可能性がある。

図２２は、硫黄レベルを７重量％の定常状態レベルまで上昇させることを可能にする、ＳＯ_２の除去における大幅な改善が投影されることを示す。

図２３は、図１７〜図２２と同じシミュレーションに基づくが、この事例において、再生した吸収媒体のＳＯ_２含有量は、苛性剤とリンゴ酸との比率に対してプロットされる。図２３上の正方形の点は、０％硫黄及びスチームと６ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２のスチームとＳＯ_２との比率でのシミュレーションと同じ条件下で取り出した実験的データを表す。この事例において、苛性剤とリンゴ酸との比率を下げることの実際の影響は、シミュレーションにおいて投影されるほど印象的ではないが、比率が１．５から１．２５に低下するにつれて大幅な利益が認められることが分かる。ＳＯ_２のレベルは、分析感度の喪失のため、１．２５の比率未満で横ばいになるように見える。

図２４は、図２０の曲線に類似する２つの群の曲線を提示し、どちらも、ＳＯ_２の排出と対比した苛性剤とリンゴ酸との比率がプロットされる。図２４が基づくシミュレーションした動作は、２０重量％ではなく１０重量％のリンゴ酸ナトリウム含有量、及び８０ｌｂｓ／ｌｂの代わりに１４０ｌｂｓ／ｌｂの溶媒とＳＯ_２との比率を指定する点で、図２０の動作と異なる。ここでも、７重量％の吸収媒体の硫酸含有量での動作に関する曲線は、吸収媒体に硫黄を含まない動作に関する対応する曲線からオフセットされる。関係における差異は、クラウディングアウト水における、及びリンゴ酸塩陰イオンのプロトン化の程度の変化における硫黄の影響に起因する。７％硫黄及び０％硫黄の双方の事例について、最適な苛性剤とリンゴ酸との比率は、図２０においてプロットされるシミュレーションについて投影した比率よりも大幅に低いことに留意されたい。最終的な最小値は、１０％固体／１４０ｌｂｓ／ｌｂの事例よりも２０％固体／８０ｌｂｓ／ｌｂの事例に対して極めて僅かに好ましいが、ＳＯ_２の排出基準に関する限り、この差異は、有意になり得ない。図２４の条件はまた、顕熱需要のため、いくらか高いスチーム要件も課す。曲線のオフセットは、図２０に関して識別される同じ要因に起因する。

図２５は、図２４のシミュレーションした動作に関する、ＳＯ_２排出と対比したストリッパの基部でのｐＨの一連の曲線をプロットする。図２１との比較は、１ポンドのＳＯ_２あたりの１０％のリンゴ酸塩／１４０ｌｂｓ溶媒という条件について、明らかにより低いｐＨ最適条件を示す。ここでも、０％硫酸の曲線からの７重量％硫酸のオフセットは、上で説明される理由と同じである。

図２６は、図２４及び図２５が基づくものと同じシミュレーションに図２６が関連することを除いて、図２２の曲線と同等の曲線を提示する。

図２４〜図２６でプロットされるデータと、図１７〜図２３でプロットされるデータとの比較に基づくと、吸収媒体における硫黄とリンゴ酸塩との比率を約０．９〜約１．４の値に、及び吸収媒体のリンゴ酸塩含有量を約１０〜約２０重量％の濃度範囲に制御することが好ましくなり得る。

二酸化硫黄吸収過程のさらに好ましい特徴によれば、吸収媒体が吸収（すなわち、ガス／液体接触）ゾーンを通過する際の該濃厚ガス吸収媒体における温度上昇を低減させるために、濃厚ガス吸収器の基部に冷却が提供され、したがって、濃厚ガス吸収器及び濃厚吸収液ストリッパの双方が比較的低いＬ／Ｇ比で動作する能力を保存する。吸収媒体における、特に濃厚ガス吸収ゾーンの下部分における温度上昇を制御することは、吸収媒体の平衡能力を保存し、したがって、吸収ゾーン内でのガス相から液体相への二酸化硫黄の質量移動のための駆動力、ならびに液体相における二酸化硫黄と吸着剤との反応のための駆動力を保存する。比較的低い液体相温度はまた、二酸化硫黄と吸着剤との反応が発熱性平衡反応である場合に、液体相内での二酸化硫黄付加物への変換の程度にも有利に働く。好ましくは、吸収液は、濃厚ガス吸収器内のガス／液体接触ゾーンから取り出され、外部熱交換器を通して循環され、吸収ゾーンに戻される。より具体的には、循環吸収液は、冷却した循環吸収液がガス／液体接触ゾーンに戻される領域の下側に離間される領域の中の該ゾーンから除去され、したがって、好ましくは、二酸化硫黄の吸収の大部分が生じ、そして、吸収熱の大部分が発生する、冷却した吸収液が戻される領域の下側の吸収ゾーン内の区域を画定する。

例えば、図１３で例示されるように、高温の二酸化硫黄富化吸収液４０５の一部分が、液体出口４１８から取り出され、または吸収器４０１の中の垂直ガス／液体接触ゾーン４０１．１の底部近くの領域４０１．２から取り出され、冷却液への移動によって吸収熱が除去される外部熱交換器４８０を通して循環される。冷却した吸収液は、高温の濃厚吸収液が取り出される領域の上側に離間されるが、ガス／液体接触ゾーンの頂部の下側に離間される、ガス／液体接触ゾーンの領域４０１．３において吸収器に戻される。より好ましくは、冷却した循環吸収液が戻される領域４０１．３は、ガス／液体接触ゾーンの下部分にある。

濃厚ガス吸収器と外部熱交換器との間の吸収液の循環は、質量流量の増加、及び領域４０１．２と４０１．３との間を下る吸収ゾーンの循環区域における吸収液の不可避な逆混合を引き起こし、これは、このゾーンの区域における二酸化硫黄の除去のための質量移動のゲインを僅かに相殺する可能性がある。したがって、好ましくは、戻り領域４０１．３は、ガス／液体接触ゾーンの頂部の下側に少なくとも移動ユニット１つ分の高さだけ離間され、それによって、ゾーンの頂部の下側に少なくとも１つの移動ユニットを備える吸収ゾーン精留区域を画定する。好ましくは、精留区域は、少なくとも２つの移動ユニットを備える。また、戻り領域４０１．３が、取り出し領域４０１．２の上側に、少なくとも移動ユニット１つ分、より好ましくは、少なくとも２つ分の高さだけ離間されることも好ましい。戻り領域４０１．３と取り出し領域４０１．２との間の吸収ゾーンの循環区域、及び戻り領域４０１．３と吸収ゾーンの頂部との間の精留区域の双方において、十分な質量移動能力に適応するために、濃厚ガス吸収ゾーンは、全体として、好ましくは、少なくとも３つ、より好ましくは、少なくとも４つの移動ユニットを備える。ガス及び液体のストリームはどちらも、精留区域内の実質的なプラグ流の中にあるので、質量移動のための最大の駆動力がその区域に提供され、排気ガス中の二酸化硫黄濃度を、希薄ガス吸収器４１５．１における希薄ガスからのＳＯ_２のさらなる吸収が排出基準及び／または目標の硫黄収率を満たすことができる、十分に低いレベルまで低減させることを可能にする。循環液体戻り領域４０１．３の場所の適切な選択は、そこから上方に流れるガスにおける二酸化硫黄レベルが、水性吸収媒体の吸収能力に対して、または精留区域における物質移動駆動力に対してかなりの悪影響を有する吸収／反応熱を精留区域において発生させるほど高くない、領域の選択に基づく。

図５の過程における吸収器の事例のように、図１３の濃厚ガス吸収器４０１には、吸収器内の吸収液の温度の適切な制御を達成するために、必要に応じて、複数の冷却ループを提供することができる。図１３は、２つの冷却ループの存在を例示するが、質量移動速度、吸収熱、吸着剤動力学、吸着剤と汚染物質との反応熱等に応じて、より多い数も可能である。

図１３の過程の残りは、図９に関して十分に例示され、説明されているが、図１３における参照記号は、１００ではなく４００系列である。

好ましくは、吸着剤がテトラグライムである場合、冷却した循環吸収液がガス／液体接触ゾーンに戻される領域４０１．３は、約４０℃以下、より好ましくは、約３０℃以下、最も一般的には、約１５℃〜約２５℃の温度に維持される。テトラグライムシステムにおいて、高温の循環吸収液が濃厚ガス／液体接触ゾーンから除去される領域４０１．２の温度は、好ましくは、約４５℃以下、より好ましくは、３５℃以下、より一般的には、約１５℃〜約３０℃の温度に維持される。当業者は、異なる、いくつかの事例ではかなり異なる温度範囲が、他の吸着剤に最適であることを認識するであろう。例えば、吸着剤がリンゴ酸ナトリウムである場合、冷却した循環吸収液がガス／液体接触ゾーンに戻される領域４０１．３は、約４５℃以下、より好ましくは、約４５℃以下、最も一般的には、約２０℃〜約４０℃の温度に維持される。この事例において、高温の循環吸収液がガス／液体接触ゾーンから除去される領域４０１．２の温度は、好ましくは、約５０℃以下、より好ましくは、４０℃以下、より一般的には、約２５℃〜約３５℃の温度に維持される。各事例において、領域４０１．２と４０１．３との間の循環速度は、これらの温度制約、及び吸収過程の単位エネルギー発生によって決定される。

好都合に、高温の二酸化硫黄富化吸収液４０５の前方流れ画分は、外部熱交換器４８０の上流の循環吸収液ストリームから取り出され、そして、濃厚吸収液ストリッパ４０７に向けられる。

循環吸収液戻り領域４０１．３の場所は、二酸化硫黄吸収ゾーンの吸収プロファイルに基づいて選択することができる。異なる吸収媒体を使用した代表的なプロファイルは、図６で例示される。

ガス／液体接触ゾーンにおける供給ガスと吸収媒体との接触に応じて、吸収が即時的で実質的に定量的である場合、吸収効率を保存し、吸収液ストリッパにおける効率的なエネルギー使用量と一致するレベルまで吸収液の容量流量を制御するために、通常は、単一の濃厚吸収液冷却回路で十分である。しかしながら、二酸化硫黄に対する吸着剤の親和性がより制限される場合には、吸収液ストリッパの効率的な動作の目的にも所望されるように、吸収ゾーンを通した二酸化硫黄の濃度勾配、すなわち、ガスストリーム（及び液体ストリーム）中の二酸化硫黄の濃度が吸収ゾーンに対するガス入口の上側の距離とともに減少する割合は、僅かであり得る。そのような状況では、吸収ゾーン内のガス流路に沿って垂直に離間された２つ以上の冷却ループを使用することによって、濃厚ガス吸収器及び濃厚吸収液ストリッパの動作におけるより高い効率が、実現され得る。例えば、図１３で例示されるように、２つのそのような冷却ループが示される。第２の冷却ループにおいて、吸収器４０１のガス／液体接触ゾーン４０１．１を下る高温の二酸化硫黄富化吸収液の第２の部分は、領域４０１．３の上側の領域４０１．４から取り出され、該領域４０１．４では、冷却した循環吸収液が第１の冷却ループにおいてガス／液接触域に戻され、そして、冷却流体への移動によって吸収熱が除去される外部熱交換器４８１を通して循環される。冷却した吸収液は、高温の吸収液が取り出される領域４０１．４の上側に離間されるが、ガス／液体接触ゾーンの頂部の下側に離間される、ガス／液体接触ゾーンの領域４０１．５において吸収器に戻される。

当業者が理解するように、ストリッパの過程ガスが、好ましくは、冷却器／凝縮器の中へ導入される前に圧縮される、別途図８で例示される過程において実現されるように、図１３で例示される濃厚吸収器冷却システムは、冷却／凝縮器において発生するスチームが、好ましくは、吸収液ストリッパに向けられる前に圧縮される、別途図９で例示される過程で容易に実現することができる。動作のパラメータは、濃厚液吸収器を冷却することに関する限り、図１３と同じであり、また、スチームの圧縮及びスチームのストリッパの中への導入に関する限り、図９と同じである。

本発明の要素またはその好ましい実施形態（複数可）を導入するときに、冠詞「ａ」、「ａｎ」、「ｔｈｅ」、及び「前記（ｓａｉｄ）」は、要素の１つ以上があることを意味することが意図される。「備える（ｃｏｍｐｒｉｓｉｎｇ）」、「含む（ｉｎｃｌｕｄｉｎｇ）」、及び「有する（ｈａｖｉｎｇ）」という用語は、包括的であることが意図され、列記された要素以外の付加的な要素が存在してもよいことを意味する。

以上のことを考慮すると、本発明の複数の目的が達成され、他の有利な結果が得られることが分かるであろう。

前述の成分、及び過程方法には、本発明の範囲から逸脱することなく、種々の変更を行うことができるので、前述の説明に含まれる全ての事項は、例示的なものであり、限定的な意味のものではないと解釈されるべきであることが意図される。

Claims (10)

1. 原料ガスから二酸化硫黄を除去し、そして、二酸化硫黄を回収するためのプロセスであって、
   前記原料ガスを含む供給ガスストリームを、吸収器において、前記供給ガスストリームと向流的に流れると共に、前記二酸化硫黄のリンゴ酸の吸着剤を含む水性の二酸化硫黄吸収媒体と接触させ、それによって、二酸化硫黄を前記供給ガスストリームから前記二酸化硫黄吸収媒体に吸収し、そして、二酸化硫黄が除去された排気ガス、及び二酸化硫黄濃縮吸収液を生成することと、
   前記二酸化硫黄濃縮吸収液を、吸収液ストリッパにおいて、ストリッピングスチームと接触させて、前記二酸化硫黄濃縮吸収液から二酸化硫黄を脱着させ、それによって、再生した二酸化硫黄吸収媒体、ならびに水蒸気及び二酸化硫黄を含むストリッパガス排出物を生成することと、
   前記吸収液ストリッパの液体出口から、再生した二酸化硫黄吸収媒体を取り出し、前記吸収液ストリッパの蒸気出口からストリッパガス排出物を取り出すことと、
   前記吸収器の基部における前記二酸化硫黄濃縮吸収液のｐＨを３．４〜４．２の間に維持するように、前記二酸化硫黄吸収媒体に所定の割合で酸又は塩基を加えることと、
   を含む、プロセス。
2. 前記吸収器を出る前記供給ガスストリームの前記ＳＯ_２含有量は、４５０ｐｐｍ未満である、請求項１に記載のプロセス。
3. 前記吸収器を出る前記供給ガスストリームの前記ＳＯ_２含有量は、２００ｐｐｍ未満である、請求項１に記載のプロセス。
4. 前記吸収器を出る前記供給ガスストリームの前記ＳＯ_２含有量は、１００ｐｐｍ未満である、請求項１に記載のプロセス。
5. 前記吸収器を出る前記供給ガスストリームの前記ＳＯ_２含有量は、１７ｐｐｍ未満である、請求項１に記載のプロセス。
6. 前記二酸化硫黄吸収媒体のｐＨは、前記二酸化硫黄吸収媒体が前記吸収器を出る領域におけるｐＨに維持される、請求項１に記載のプロセス。
7. 前記二酸化硫黄吸収媒体のｐＨは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすｐＨ以下の値に維持される、請求項１に記載のプロセス。
8. 前記二酸化硫黄吸収媒体のｐＨは、吸収に最も好ましい平衡をもたらすｐＨと異なる値に維持される、請求項１に記載のプロセス。
9. 前記吸収器の底部における前記二酸化硫濃厚吸収液のｐＨは、３．４〜４．０の間の値に維持される、請求項８に記載のプロセス。
10. 前記吸収液ストリッパにおける前記スチームの消費は、前記吸収液ストリッパにおいて前記液相から除去されるＳＯ_２に対して４．８〜７．５ｌｂｓ／ｌｂ．ＳＯ_２である、請求項９に記載のプロセス。

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