BR112015022004B1

BR112015022004B1 - Processos para remoção de gás contaminante da fonte de gás e recuperação do referido gás e para a remoção de dióxido de enxofre de fonte de gás contendo dióxido de enxofre e recuperação do dióxido de enxofre

Info

Publication number: BR112015022004B1
Application number: BR112015022004-5A
Authority: BR
Inventors: Ernesto Vera- Castaneda
Original assignee: Mecs, Inc
Priority date: 2013-03-15
Filing date: 2014-03-14
Publication date: 2021-11-16
Also published as: US20160263522A1; AU2014228907B2; EP2969136A4; EA201591811A1; BR112015022004A2; US20140322118A1; CA3126768A1; KR20150131157A; US9884289B2; WO2014144618A1; AU2014228907A1; EP2969136A1; CN108325340A; CA3126768C; CA2902732A1; CL2018001526A1; EP2969136B1; MX2015012112A; JP2016515930A; JP7174651B2

Abstract

PROCESSOS PARA REMOÇÃO DE GÁS CONTAMINANTE DA FONTE DE GÁS E RECUPERAÇÃO DO REFERIDO GÁS, PARA A REMOÇÃO DE DIÓXIDO DE ENXOFRE DE FONTE DE GÁS CONTENDO DIÓXIDO DE ENXOFRE E RECUPERAÇÃO DO DIÓXIDO DE ENXOFRE E PARA REMOÇÃO DE GÁS CONTAMINANTE DE FONTE DE GÁS QUE CONTÉM CONTAMINANTE E RECUPERAÇÃO DO REFERIDO GÁS. Um gás contaminante é removido de um gás de alimentação em dois circuitos de dessorção e limpeza operados em conjunto. O gás é passado primeiro através de um absorvedor de gás rico produzindo um licor de absorção rico do qual gás contaminante é retirado em um dessorvente de licor rico. Um gás pobre saindo do absorvedor de gás rico é passado através de um absorvedor de gás pobre, produzindo um licor de absorção pobre do qual gás contaminante é dessorvente em um dessorvente de licor pobre. Meios de absorção regenerados que saem dos respectivos dessorventes são recirculados para os respectivos absorvedores.

Description

CAMPO DA INVENÇÃO

[001] Esta invenção diz respeito a processos para a remoção seletiva de contaminantes dos gases efluentes. Mais particularmente, várias modalidades da presente invenção referem-se à remoção seletiva e recuperação de dióxido de enxofre dos gases efluentes em um processo de absorção/dessorção regenerativa de dióxido de enxofre que alcança eficiência energética favorável. Os regimes de recuperação da invenção são aplicáveis para a remoção e recuperação de outros gases ácidos, tais como sulfeto de hidrogênio, dióxido de carbono e cloreto de hidrogênio, bem como outros gases contaminantes, como amônia.

ANTECEDENTES DA INVENÇÃO

[002] Efluentes gasosos que contêm gases contaminantes são produzidos por uma variedade de operações. Por exemplo, dióxido de enxofre é gerado em vários produtos químicos e operações metalúrgicas, incluindo processos de ácido sulfúrico de queima de enxofre, usinas de ácido sulfúrico residual, ustulação ou fusão de minérios metálicos sulfídricos, usinas e concentrados de Claus e a combustão de combustíveis contendo enxofre (por exemplo, gases de combustão de usinas a carvão). Combustíveis de carbono desempenham um papel significativo na geração de eletricidade, fornecimento de energia para aquecimento e combustíveis para transporte. A maioria dos combustí veis de carbono contêm enxofre, que quando queimado se transforma em dióxido de enxofre. O dióxido de Segue-se folha 1a/103 enxofre emitido contribui para uma ampla gama de problemas ambientais e de saúde. À medida que aseconomias emergentes se expandem, suas demandas de energia aumentam rapidamente e conforme os combustíveis de carbono com menor teor de carvão com níveis de enxofre cada vez mais elevados serão utilizadas, levando a emissões maiores de dióxido de enxofre.

[003] Existem também crescentes pressões reguladoras para re-duzir as emissões de dióxido de enxofre ao redor do mundo. O método mais comumente utilizado para remover o dióxido de enxofre é através de técnicas de absorção ou adsorção. Uma abordagem comum é colocar o dióxido de enxofre em contato com uma corrente aquosa que contém uma base de baixo custo. O dióxido de enxofre se dissolve em água, formando ácido sulfuroso (H2SO3), que, por sua vez, reage com a base para formar um sal. Bases comuns são hidróxido de sódio, car-bonato de sódio e cal (hidróxido de cálcio, Ca(OH)2). O pH começa em cerca de 9 e é reduzido para cerca de 6 após a reação com o dióxido de enxofre. Um sistema separador úmido de um estágio geralmente remove mais de 95% do dióxido de enxofre. Separadores úmidos e abordagens similares de separação seca exigem um investimento de capital, custos variáveis, devido à eliminação de sólidos e consumo de cal, além do consumo de energia e de serviços para operar o sistema de remoção de dióxido de enxofre.

[004] Em vez de reagir com uma base como cal, o dióxido de en-xofre nos gases efluentes que pode de outra maneira ser emitido para a atmosfera pode ser recuperado para ser vendido como um produto refinado de dióxido de enxofre, usado como parte do gás de alimentação para uma usina de contato de ácido sulfúrico e recuperado como ácido sulfúrico e/ou ácido sulfúrico fumante para atender à crescente demanda global da indústria de fertilizantes, ou alimentado em uma usina de Claus para preparação de enxofre elementar. Além de abordar os problemas ambientais e de saúde associados às emissões de dióxido de enxofre, esta abordagem recupera os valores de enxofre do carvão e outros combustíveis de carbono contendo enxofre. No entanto, essas correntes de gás frequentemente têm concentração relativa- mente baixa de dióxido de enxofre e uma alta concentração de vapor d'água. Onde a concentração de dióxido de enxofre no gás alimentado em uma usina de ácido sulfúrico é inferior a cerca de 4 a 5 por cento em volume, podem surgir problemas no que diz respeito tanto ao equilíbrio hídrico e ao equilíbrio energético na usina de ácido. Mais particularmente, o equilíbrio dos materiais de uma usina convencional de ácido sulfúrico requer que a razão molar do H2O/SO2 na corrente de gás contendo dióxido de enxofre alimentado à usina não seja superior à razão molar do H2O/SO3 no ácido do produto. Se a concentração de ácido do produto desejada é de 98,5% ou mais, esta razão não pode ser mais do que cerca de 1,08 na corrente de gás contendo dióxido de enxofre alimentado à usina. Conforme são gerados, gases efluentes de processos metalúrgicos e gases da combustão de combustíveis sulfurosos muitas vezes têm um teor de vapor d'água bem acima da razão 1.1, que não pode ser suficientemente reduzida pelo resfriamento do gás sem um capital significativo e gastos de energia. Além disso, se a força do gás de dióxido de enxofre dos gases de origem for inferior a cerca de 4 a 5 por cento em volume, pode não ser suficiente para a operação auto-térmica do conversor catalítico. Ou seja, o calor da conversão de dióxido de enxofre em trióxido de enxofre pode não ser grande o suficiente para aquecer os gases de entrada para a tempera-tura de funcionamento do catalisador e, como consequência, deve ser fornecido calor de uma fonte externa. Isto, por sua vez, também aumenta a ambos os custos operacionais e requisitos de capital para a instalação de ácido sulfúrico.

[005] Uma maneira de reforçar a força do dióxido de enxofre de efluentes gasosos é absorver seletivamente o dióxido de enxofre em um solvente adequado e posteriormente retirar o dióxido de enxofre absorvido para produzir solvente regenerado e um gás enriquecido em teor de dióxido de enxofre. Uma variedade de solventes aquosos e or- gânicos tem sido utilizada em processos de absorção/dessorção regenerativa de dióxido de enxofre. Por exemplo, soluções aquosas de metais alcalinos (por exemplo, solução de sulfito/bissulfito de sódio), aminas (por exemplo, alcanolaminas, tetrahidroxietilalquilenediaminas, etc.), sais de aminas e sais de vários ácidos orgânicos têm sido utilizados como absorvedores regeneráveis de dióxido de enxofre.

[006] Soluções-tampão aquosas inorgânicas também são efica-zes na absorção de dióxido de enxofre. Fung et al. (2000) fornece dados sobre a solubilidade do dióxido de enxofre para uma solução 1 Molar de ácido fosfórico e carbonato de sódio na razão de cerca de 1,57 Na/PO4 em função da temperatura. Os dados são para a mistura virgem e a mistura onde 1.000 ppm de ácido adípico são adicionados para aumentar a solubilidade do dióxido de enxofre. Fung et al. também indica que, quando levado a uma temperatura de ebulição, 95% e 65% do dióxido de enxofre são removidos da solução. Cálculos no pH da solução mostram que o pH muda de 6 para cerca de 3 uma vez que o dióxido de enxofre é absorvido. Como com solventes orgânicos há uma ligeira reação de dióxido de enxofre com oxigênio, formando trió- xido de enxofre. Esta reação é muito limitada e quando Na2CO3 é usado, ele é mais inibido por sua reação com os radicais livres formados durante a oxidação. O trióxido de enxofre é formado leva à formação de sulfato de sódio, que, caso seja removido pela cristalização, é removido como decahidrato de sulfato de sódio (Na2SO4-10H2O) também conhecido como sal de Glauber. Este sal pode ser removido por um turbilhão e refrigerando-o para forçar a precipitação do sal de Glauber, que facilmente é cristalizado e removido por uma tela, filtração, centrifugação, ou outra técnica de separação de sólido-líquido.

[007] A Patente n° US 4.133.650 (Gamerdonk et al.) divulga um processo regenerativo para recuperar o dióxido de enxofre de gases de escape usando um ácido dicarboxílico regenerável aquoso (por exemplo, ácido ftálico, ácido maleico, ácido malônico e ácido glutárico e suas misturas) esfregando solução tamponada em um pH de cerca de 2, 8 a 9. O dióxido de enxofre recuperado pode ser usado na produção de ácido sulfúrico.

[008] Da mesma forma, A Patente n° US 2.031.802 (Tyrer) sugere o uso de sais de ácidos substancialmente não voláteis tendo uma constante de dissociação situada entre 1 x 10-2 e 1 x 10-5 medido em uma diluição de 40 litros por molécula de grama e uma temperatura de 25DC (por exemplo, ácido láctico, ácido glicólico, ácido cítrico e ácido ortofosfórico) em um processo regenerativo para a recuperação de dióxido de enxofre dos gases efluentes.

[009] A Patente n° US 4.366.134 (Korosy) revela um processo de dessulfuração de gás de combustão regenerativo que utiliza uma solução aquosa de citrato de potássio em tampão para um pH de cerca de 3 a 9.

[0010] Solventes orgânicos usados em processos de absor- ção/dessorção de dióxido de enxofre incluem dimetilanilina, tetraetile- no glicol dimetil éter e dibutil butil fosfonato. Como a maioria dos solventes, a capacidade de solventes orgânicos é reforçada por altas pressões e temperaturas mais baixas. O gás de dióxido de enxofre é então recuperado (e o solvente regenerado) diminuindo-se a pressão e/ou aumentando da temperatura. Estes solventes orgânicos requerem o uso de construção metálica e muitas vezes exigem regeneração do solvente, devido à formação de ácido sulfúrico e em alguns casos devido à reação do solvente com trióxido de enxofre, formado pela síntese química do dióxido de enxofre com o oxigênio durante o processo de absorção/dessorção e geralmente são mais caros que os meios de absorção inorgânicos. As taxas de corrente de gás de combustão sig-nificativamente altas emitidas de uma usina de geração de energia de carvão levam a um tamanho de equipamento muito grande para recu- perar o dióxido de enxofre. Solventes orgânicos que requerem construção metálica geralmente não competem bem economicamente com os separadores úmidos que comumente usam construção de plástico de fibra reforçada (FRP), recipientes revestidos ou ligas de baixo custo.

[0011] Solventes orgânicos convencionais também são dificultados por uma ou mais deficiências no que se refere às características desejáveis em um absorvedor usado em um ciclo de absorção/dessorção de dióxido de enxofre. Muitos dos solventes utilizados atualmente têm capacidade de absorção de dióxido de enxofre relativamente baixa, especialmente nas pressões parciais de dióxido de enxofre normalmente encontradas em efluentes fracos contendo dióxido de enxofre (por exemplo, de cerca de 0,1 a cerca 5 kPa). Solventes orgânicos convencionais muitas vezes absorvem quantidades substanciais de vapor de água do efluente contendo dióxido de enxofre, resultando em uma redução significativa da capacidade de absorção do dióxido de enxofre do solvente. Como resultado, as taxas de corrente molar de solventes convencionais necessárias para satisfazer a eficiência de absorção de dióxido de enxofre desejada são aumentadas. Além disso, a absorção de grandes quantidades de vapor de água no solvente pode levar à corrosão excessiva do equipamento utilizado no processo de absorção/dessorção de dióxido de enxofre. Além disso, alguns solventes orgânicos convencionais são suscetíveis à degradação excessiva, tais como hidrólise, ou outras sínteses químicas ou decomposição quando o solvente é exposto a altas temperaturas em ambientes ácidos e/ou sofrem de alta volatilidade, levando a grandes perdas de solventes.

[0012] A patente no de série U.S. 13/283,671 co-pendente e coa- tribuída, depositada em 28 de outubro de 2011 descreve um processo de recuperação de dióxido de enxofre que utiliza uma solução de ab- sorção aquosa tamponada compreendendo certos fracos inorgânicos ou ácidos orgânicos ou seus sais, de preferência certos ácidos carbo- xílicos polipróticos ou seus sais, para absorver seletivamente o dióxido de enxofre dos gases efluentes. Posteriormente, o dióxido de enxofre absorvido é retirado para regenerar a solução de absorção e produzir um gás enriquecido em teor de dióxido de enxofre. O gás enriquecido com dióxido de enxofre pode ser usado como parte dos gases de alimentação para uma usina de ácido sulfúrico de contato, ou uma usina de Claus para a preparação de enxofre elementar, ou pode ser usado para a produção de dióxido de enxofre refinado. O processo n° de série US 13.283.671 é particularmente útil na produção de um gás enriquecido com dióxido de enxofre de gases efluentes relativamente fracos em teor de dióxido de enxofre. O processo também descreve pro-cessos para a remoção simultânea de dióxido de enxofre e óxidos de nitrogênio (NOx) a partir de gases efluentes e recuperação de dióxido de enxofre. O processo utiliza uma solução de absorção aquosa tam- ponada que inclui ainda um metal quelato para absorver o dióxido de enxofre e NOx do gás e, subsequentemente, reduzindo o NOx absorvido para formar nitrogênio.

[0013] Embora o processo n° de série US 13/283.671 opere em alta eficiência energética, manteve-se uma necessidade para mais economia no uso de energia em processos de recuperação de dióxido de enxofre regenerativos.

SUMÁRIO DA INVENÇÃO

[0014] A presente invenção é direcionada para novos processos com funcionalidades que melhoram a eficiência energética em ciclos de adsorção/dessorção regenerativa para a recuperação de dióxido de enxofre e outros contaminantes de efluentes gasosos. Em determinadas modalidades do processo, a energia é recuperada de uma corrente de gás contaminante úmido produzido no ciclo de dessorção. Nes- tas e em outras modalidades, a zona de absorção pode opcional e vantajosamente ser resfriada para aumentar a capacidade de um meio aquoso de absorção para absorção de um gás contaminante, diminuindo assim o volume do meio aquoso absorção e do licor de absorção enriquecido com contaminantes, que deve ser bombeado, manipulado, aquecido e arrefecido no ciclo de absorção/dessorção.

[0015] Uma aplicação proeminente dos processos da invenção está na recuperação de dióxido de enxofre a partir de vários gases efluentes químicos e metalúrgicos, como mencionado acima. No entanto, as melhorias aqui descritas são também aplicáveis à recuperação de outros gases ácidos, tais como, por exemplo, H2S, CO2, NOx, ou HCl e também para a recuperação de outros gases contaminantes, tais como amônia.

[0016] Brevemente, portanto, a presente invenção é direcionada a um processo para a remoção de um contaminante de um gás fonte contendo contaminantes e recuperação do contaminante no qual uma corrente de gás de alimentação compreendendo o gás fonte é posto em contato em um absorvedor de contaminantes com um meio de absorção aquosa compreendendo um adsorvente para contaminantes, desse modo, absorvendo o contaminante da corrente de gás de ali-mentação no meio de absorção e produzindo um gás de exaustão a partir do qual o contaminante foi removido e um licor de absorção enriquecido com contaminantes. O licor de absorção enriquecido em con- taminantes é contatado com vapor purificador em um separador de licor de absorção adsorver contaminante do licor de absorção enriquecido em contaminantes e, assim, produzir um meio de absorção de contaminante regenerado e um efluente de gás separador primário composta por vapor d'água e contaminantes. O meio de absorção regenerada é retirado de uma saída de líquido do separador de licor de absorção e o efluentes de gás do separador primário é retirado de uma saída de vapor do separador do licor de absorção. Água é condensada a partir do efluente de gás do separador primário por transferência indireta de calor do efluente de gás do separador primário para um meio de resfriamento em um resfriador/condensador de gás do separador primário para, assim, produzir um condensado com contaminante. O condensado com contaminante que sai do resfriador/condensador de gás do separador primário é contatado com vapor em um separador de condensado para produzir um condensado depurado e um efluente de gás de separador de condensado contendo vapor d'água e conta- minantes. O meio de resfriamento para o qual o calor é transferido do efluente de gás do separador primário no resfriador/condensador de gás do separador primário é composto pelo menos por uma parte do condensado depurado, gerando assim vapor a partir do condensado depurado. O vapor gerado a partir do condensado depurado no resfri- ador/condensador de gás do separador primário é introduzido no separador do licor de absorção como vapor purificador para contato com o licor de absorção enriquecido com contaminantes para adsorver o con- taminante dele.

[0017] Em determinadas modalidades da presente invenção o efluente de gás do separador primário retirado separador do licor de absorção é comprimido e água é condensada a partir do efluente de gás do separador primário por transferência indireta de calor do efluente de gás do separador primário comprimido para o meio de refrigeração, compreendendo pelo menos uma parte do condensado depurado no resfriador/condensador de gás do separador primário, gerando assim vapor a partir do condensado depurado a uma pressão superior à pressão dentro do separador do licor de absorção na saída de líquido do mesmo. O vapor gerado a partir do condensado depurado no res- friador/condensador de gás do separador primário é então introduzido no separador do licor de absorção como vapor purificador para contato com o licor de absorção enriquecido com contaminantes, para adsor- ver contaminantes dele.

[0018] De acordo com outras modalidade da presente invenção, o vapor gerado a partir do condensado depurado no resfria- dor/condensador de gás do separador primário é comprimido a uma pressão superior à pressão dentro do separador do licor de absorção na saída de líquido dele. O vapor comprimido é então introduzido no separador do licor de absorção como vapor purificador para contato com o licor de absorção enriquecido com contaminantes para adsorver contaminantes dele.

[0019] Nestas e em outras modalidades, a zona de absorção pode ser arrefecida para aumentar a capacidade de um meio aquoso de absorção para a absorção de um gás contaminante. Nestas modalidades uma parte do licor de absorção de gás enriquecido com contaminantes é distribuída entre o absorvedor e um trocador de calor onde o calor de absorção é removido pela transferência para um fluido de resfriamento.

[0020] É divulgado aqui um processo para remover um gás con- taminante de um gás fonte e recuperar o gás contaminante. No processo, um gás de alimentação compreendendo o gás fonte é contatado em um absorvedor de gás rico com um meio de absorção aquosa de gás rico compreendendo um adsorvente para um gás contaminan- te, absorvendo assim gás contaminante da corrente de gás de alimentação no meio de absorção e produzindo um gás pobre do qual gás contaminante foi removido e um licor de absorção rico contendo con- taminante adsorvido. O gás pobre que sai do separador de gás rico é contatado em um absorvedor de gás pobre com um meio de absorção aquosa de gás pobre compreendendo um adsorvente para o gás con- taminante, desse modo, absorvendo o gás residual contaminante do gás pobre no meio de absorção de gás pobre e produzindo um gás de escape a partir do qual gás contaminante adicional foi removido e um licor de absorção pobre contendo contaminante adsorvido. O licor de absorção rico é aquecido em um separador de licor rico para adsorver o contaminante a partir do licor rico e, assim, produzir um meio de absorção de gás rico regenerado e um efluente de gás do separador de licor rico a partir do separador de licor rico, o gás do separador de licor rico sendo composto por vapor de água e gás contaminante. O licor de absorção pobre é aquecido em um separador de licor pobre para ad- sorver gás contaminante do licor pobre e, assim, produzir um meio de absorção de gás pobre regenerado e um efluente de gás do separador de licor pobre proveniente do separador de licor pobre, sendo o referido gás do separador pobre composto por vapor de água e pelo gás contaminante. O meio de absorção de gás rico regenerado é recircula- do no absorvedor de gás rico para remoção de gás contaminante da corrente adicional do gás de alimentação e o meio de absorção de gás pobre regenerado é recirculado no absorvedor de gás pobre para remoção de gás contaminante da corrente adicional de gás pobre.

[0021] Também é descrito aqui um processo para remover dióxido de enxofre de um gás fonte contendo dióxido de enxofre e recuperar o dióxido de enxofre, em que uma corrente de alimentação compreendendo o gás fonte é contatado em um absorvedor de gás rico com um meio de absorção de gás rico compreendendo um adsorvente para dióxido de enxofre, absorvendo assim o dióxido de enxofre da corrente de gás de alimentação no meio de absorção e produzindo um gás pobre do qual o dióxido de enxofre foi removido e um licor de absorção rico que contém dióxido de enxofre adsorvido. O gás pobre que sai do absorvedor de gás rico é posto em contato com um meio de absorção de gás pobre compreendendo um adsorvente para dióxido de enxofre, desse modo, absorvendo o dióxido de enxofre residual do gás pobre no meio de absorção de gás pobre e produzindo um gás de exaustão do qual foi removido o dióxido de enxofre adicional e um licor de absorção pobre contendo dióxido de enxofre sorvido. O licor de absorção rico é posto em contato com um vapor purificador em um separador de licor rico para adsorver dióxido de enxofre do licor rico e, assim, produzir um meio de absorção de gás rico regenerado e um gás de separação rico a partir do licor rico, o gás de separação rico sendo composto por vapor d'água e dióxido de enxofre e vapor. O licor de absorção pobre é posto em contato com vapor purificador em um separador de licor pobre para adsorver dióxido de enxofre do licor pobre e, assim, produzir um meio de absorção de gás pobre regenerado e um efluente de gás do separador pobre do separador de licor pobre, o gás do separador pobre sendo composto por vapor d'água e dióxido de enxofre. O meio de absorção de gás rico regenerado é recirculado no absorve- dor de gás rico para remoção de dióxido de enxofre da corrente adicional dos gases de alimentação e o meio de absorção de gás pobre regenerado é recirculado no absorvedor pobre para remoção de dióxido de enxofre da corrente adicional do referido gás pobre.

[0022] Também é divulgado um processo para remover um gás contaminante de um gás fonte contendo contaminantes e recuperar o gás contaminante. No processo, uma corrente de gás de alimentação composto por um gás fonte é contatado em um absorvedor de gás contaminante com um meio de absorção aquosa compreendendo um adsorvente para o gás contaminante, absorvendo assim gás contami- nante da corrente de gás de alimentação no meio de absorção e pro-duzindo um gás de escape do qual gás contaminante foi removido e um licor de absorção enriquecido com contaminantes. O licor de absorção enriquecido com contaminantes é contatado com vapor purificador em um separador de licor de absorção para adsorver o contami- nante do licor de absorção enriquecido com contaminantes e, assim, produzir um meio de absorção de contaminante regenerado e um eflu- ente de gás do separador primário composto por vapor d'água e gás contaminante. O meio de absorção regenerada é retirado de uma saída de líquido do separador do licor de absorção e do efluente de gás do separador primário de uma saída de vapor do separador de licor de absorção. O pH do meio de absorção é ajustado no absorvedor para um valor que difere do pH que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção, mas no qual o consumo de vapor no separador para reduzir o teor de gás contaminante do meio de absorção regenerada para um nível-alvo é menor do que o consumo de vapor para reduzir o teor de gás contaminante do meio de absorção regenerada a tal nível em uma operação comparativa realizada sob condições essencialmente idênticas às condições sob as quais o processo é conduzido, exceto que na operação comparativa o pH do meio de absorção é mantido em um valor que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção.

[0023] Outros objetos e recursos serão em parte aparentes e em parte apontados adiante.

BREVE DESCRIÇÃO DAS FIGURAS

[0024] As Figs. 1 e 2 são diagramas esquemáticos alternativos dos processos de adsorção/dessorção para remover seletivamente e recuperar dióxido de enxofre de um gás fonte contendo dióxido de enxofre, em que a dessorção de dióxido de enxofre a partir do licor de absorção é alcançada pelo contato com vapor vivo em uma coluna de separação e o vapor vivo é gerado pela transferência indireta de calor do gás do separador superior para um meio de resfriamento compreendendo uma corrente de água fervente em um resfria- dor/condensador de gás do separador;

[0025] As Figs. 3 e 4 são curvas traçando a solubilidade do dióxido de enxofre em certos solventes de absorção em função da temperatura;

[0026] A Fig. 5 é um diagrama de um processo de absor- ção/dessorção para remover seletivamente e recuperar dióxido de enxofre de um gás contendo dióxido de enxofre no qual licor de absorção é circulado entre o absorvedor e um ou mais trocadores de calor externos para esfriar o licor de absorção e aumentar a capacidade do meio de absorção para a transferência de dióxido de enxofre da fase gasosa;

[0027] A Fig. 6 traça o teor de dióxido de enxofre na fase gasosa e a recuperação percentual de dióxido de enxofre da fase de gás em função da distância da parte inferior de um absorvedor de contracor- rente para várias combinações de composição de gás, composição de meio de absorção e taxa de vazão de líquidos; e

[0028] A Fig. 7 retrata a perfis de temperatura do licor de absorção e mole por cento de dióxido de enxofre na fase de vapor para um processo de absorção/dessorção para recuperação de dióxido de enxofre em que diferentes números de ciclos de resfriamento são fornecidos para o absorvedor.

[0029] As Figs. 8 e 9 são diagramas alternativos de um processo em que a absorção de dióxido de enxofre a partir de um gás de alimentação é dividida entre um circuito de absorção de gás rico compreendendo um absorvedor de gás rico acoplado a um separador de licor de absorção rico e um circuito de absorção de gás pobre compreendendo um absorvedor de gás pobre acoplado a um separador de licor de absorção de gás pobre;

[0030] A Fig. 10 é uma representação em escala linear de SO2 residual nos gases de escape de um absorvedor em função da razão de vapor alimentado ao separador para SO2 removido no absorvedor em um sistema de absorção que contém um circuito único de absorção e separação;

[0031] A Fig. 11 é uma representação semelhante da Fig. 10, mas com o teor de SO2 residual dos gases de escape plotado em uma es- cala logarítmica;

[0032] A Fig. 12 é uma representação que se correlaciona às Fig. 10 e 11, em que o SO2 residual no gás de escape do absorvedor é plo- tado em uma escala logarítmica em função do teor de SO2 residual do meio de absorção regenerada reciclado a partir do separador para o absorvedor, plotado em escala linear.

[0033] A Fig. 13 é um diagrama semelhante à Fig. 5, mas confor-me implementado em um processo tendo absorção separada de gás pobre e rico e circuitos de separação em conjunto, como ilustrado na Fig. 8.

[0034] A Fig. 14 é uma representação do efeito do pH na base de um absorvedor de malato SO2 no uso de vapor necessário para recuperar SO2 em um processo constituído por um circuito único absorve- dor/separador, mantendo cada um dos vários níveis discretos de emissões no gás de escape absorvedor onde o teor de SO2 do gás de alimentação é de 0,24% em volume e o licor de absorção separado é reciclado para o absorvedor como meio de absorção de SO2.

[0035] A Fig. 15 é baseada em um modelo matemático simulando a operação de um circuito único de absorção e separação para recuperação de SO2 e ambos: (i) plota a razão de vapor para SO2 no separador que é necessária para produzir uma corrente de exaustão contendo 1 ppm SO2 a partir de uma corrente de gás de alimentação contendo 2.400 ppm SO2 em função da razão cáustica/málica em um solvente de absorção compreendendo um sódio malato adsorvente (sólidos 20% em peso); e (ii) para a mesma tarefa, correlaciona a taxa de corrente de solvente por unidade SO2 removida com a razão de va- por/SO2 necessária no separador;

[0036] A Fig. 16 também refere-se à operação matematicamente simulada de um circuito único de absorção e separação e plota o vapor à relação de SO2 comparado à razão cáustica/málica e ao pH na base do separador para produzir uma corrente de exaustão contendo 1 ppm SO2 a partir de uma corrente de gás de alimentação contendo 2.400 ppm SO2 utilizando um solvente de absorção compreendendo um adsorvente de malato de sódio contendo sólidos 20% em peso;

[0037] A Fig. 17 representa ambos o teor de SO2 do gás de escape ("emissões SO2 (ppm)") e o pH na base do separador em função da razão cáustica/málica na simulação matemática de um circuito único de absorção e separação em que um gás de exaustão que contém 1 ppm SO2 é produzido a partir de um gás de alimentação contendo 2.400 ppm SO2 usando um solvente de absorção que contém malato de sódio na concentração de adsorvente de sólidos 20% em peso, uma razão de solvente de 36,29 kg/kg de SO2 (80 lbs./lb. de SO2) e uma fonte de vapor para o separador de 2,72 kg/kg de SO2 (6 lbs./lb. de SO2) recuperado;

[0038] A Fig. 18 inclui as representações da Fig. 17, mas sobre-põe uma representação das emissões de SO2 e pH em função da razão cáustica para málica em uma operação experimental sob as mesmas condições e para a mesma tarefa que a operação simulada da qual obteve-se os dados para as representações da Fig. 17;

[0039] A Fig. 19 representa a mesma relação que a Fig. 17 para operação simulada de um circuito de absorção e separação sob as mesmas condições e para a mesma tarefa que é simulado na Fig. 17, exceto que a Fig. 19 inclui uma família de curvas para operações separadas em uma série de razões discretas de vapor para SO2;

[0040] A Fig. 20 apresenta duas famílias de curvas obtidas a partir de um processo de simulação para a mesma tarefa e sob as mesmas condições que a Fig. 19, uma família de curvas sendo para as emissões de SO2 em comparação com a razão cáustica/málica em três razões discretas diferentes de vapor para SO2 onde o licor de absorção contém sulfato 0% e a outra família de curvas sendo para as emissões de SO2 nas mesmas três razões discretas de vapor para SO2, mas para um licor de absorção contendo íons de sulfato 7% em peso;

[0041] A Fig. 21 apresenta duas famílias de curvas retiradas das mesmas seis simulações que as da Fig. 19, exceto que as emissões de SO2 são plotadas contra o pH na base do separador, em vez de contra a razão cáustica/málica;

[0042] A Fig. 22 apresenta duas famílias de curvas representando a fração em massa de SO2 na base do separador em comparação com o pH na base do separador para as mesmas seis simulações a que se referem as curvas das Figs. 20 e 21;

[0043] A Fig. 23 apresenta duas famílias de curvas representando a fração em massa de SO2 na base do separador em comparação com a razão cáustica/málica para as mesmas seis simulações a que se referem as curvas das Figs. 20-22;

[0044] A Fig. 24 apresenta duas famílias de curvas representando as emissões de SO2 em comparação com a razão cáustica/málica na base do separador para seis simulações de processo sob as mesmas condições que as das Figs. 20-23, exceto que o teor de sólidos do solvente foi apenas 10% em peso, mas a razão de solvente para SO2 foi de 63,50 kg/kg de SO2 (140 lbs./lb. de SO2);

[0045] A Fig. 25 apresenta duas famílias de curvas representando emissões de SO2 em comparação com pH na base do separador para as mesmas seis simulações que aquelas da Fig. 24; e

[0046] A Fig. 26 apresenta duas famílias de curvas representando a fração em massa de SO2 na base do separador em comparação com o pH na base do separador para as mesmas seis simulações de processo a que se referem as Figs. 24 e 25.

[0047] Numerais de referência correspondentes indicam compo-nentes correspondentes em todos os desenhos.

DESCRIÇÃO DAS MODALIDADES PREFERENCIAIS

[0048] De acordo com a invenção, vários esquemas de novos de processo foram desenvolvidos para a recuperação de um gás conta- minante a partir de um gás fonte em eficiência energética relativamente alta. Os processos da invenção são particularmente aplicáveis para a recuperação de gases ácidos, tais como dióxido de enxofre, óxidos de nitrogênio, sulfeto de hidrogênio, dióxido de carbono e afins, mas também são úteis e valiosos na recuperação de outros gases contami- nantes, tais como, por exemplo, amônia. O termo genérico "contami- nante" é usado aqui porque normalmente os processos da invenção são usados na limpeza de correntes de gases efluentes de instalações químicas, metalúrgicas ou de geração de energia, a fim de minimizar as emissões de gases ácidos ou outros componentes de gás que seriam contaminantes na atmosfera. No entanto, como foi reconhecido por aqueles versados na técnica, os gases contaminantes que são retirados das correntes de gases efluentes são muitas vezes valiosos eco-nomicamente e são recuperados pelos processos da invenção e depois aplicados aos usos comercialmente valiosos, tais como, por exemplo, conversão de dióxido de enxofre em trióxido de enxofre e ácido sulfúrico, recuperação de enxofre elementar a partir de dióxido de enxofre e sulfeto de hidrogênio, recuperação de ácido clorídrico ou amônia aquosa para uso no processamento químico, recuperação e conversão de cloreto de hidrogênio em cloro elementar e hidrogênio, etc.

[0049] Os processos da invenção podem ser ilustrados pelo caso particular de recuperação de dióxido de enxofre. Na prática da presente invenção, uma variedade de solventes aquosos e orgânicos pode ser usada como meio de absorção de dióxido de enxofre. Por exemplo, o meio de absorção pode incluir soluções aquosas de metais alcalinos (por exemplo, solução de sulfito/bissulfito de sódio), aminas (por exemplo, alcanolaminas, tetrahidroxietilalquilenediaminas, etc.), sais de amina ou sais de ácidos orgânicos diversos. Alternativamente, o meio de absorção de dióxido de enxofre pode incluir um solvente orgânico, incluindo, por exemplo, anilina de dimetil, tetraetileno glicol di- metil éter, ou dibutil butil fosfonato. Alguns solventes orgânicos requerem o uso de construção metálica e muitas vezes exigem regeneração do solvente devido à formação de ácido sulfúrico e, em alguns casos, devido à reação do solvente com trióxido de enxofre formado pela síntese química de dióxido de enxofre com oxigênio durante o processo de absorção/dessorção e geralmente são mais caros que os meios de absorção inorgânicos. As taxas de corrente de gás de combustão sig-nificativamente altas emitidas a partir de uma usina de geração de energia a carvão levam a equipamentos de tamanho muito grande para recuperar o dióxido de enxofre. Solventes orgânicos convencionais também podem ser prejudicados por uma ou mais deficiências no que se refere às características desejáveis em meios de absorção de dióxido de enxofre, incluindo: capacidade de absorção de dióxido de enxofre relativamente baixa, especialmente nas pressões parciais de dióxido de enxofre encontradas em efluentes contendo dióxido de enxofre fracos; capacidade reduzida de absorção de dióxido de enxofre como resultado da absorção de quantidades substanciais de vapor d'água do efluente contendo dióxido de enxofre, o que também pode levar à corrosão excessiva do equipamento de processo; susceptibilidade a degradação excessiva, tal como a hidrólise, ou outras reações secundárias ou decomposição quando o solvente é exposto a altas temperaturas em ambientes ácidos; e/ou alta volatilidade, levando a grandes perdas de solventes.

[0050] Tendo em conta estas e outras considerações, de acordo com uma modalidade preferencial da presente invenção conforme implementada na recuperação de dióxido de enxofre, o meio de absor- ção de dióxido de enxofre é composto por uma solução aquosa tam- ponada de um sal de um ácido carboxílico poliprótico relativamente fraco (por exemplo, malato de sódio) conforme descrito na patente no de série U.S.13/283.671, intitulada RECUPERAÇÃO REGENERATIVA DE DIÓXIDO DE ENXOFRE DE GASES EFLUENTES e depositada em 28 de outubro de 2011, cujo todo teor é expressamente incorporado aqui por referência. Na seguinte descrição, remete-se ao meio de absorção preferencial, composto por um sal de um ácido carboxílico poliprótico, bem como um meio de absorção compreendendo tetraeti- leno glicol dimetil éter (tetraglyme). No entanto, deve ser entendido que as várias características dos processos aqui descritos são facilmente adaptáveis para sistemas em que outros meios de absorção são empregados. Tal como referido acima, também deve ser entendido que as melhorias aqui descritas da mesma forma são aplicáveis aos sistemas de remoção e recuperação de outros gases ácidos e contaminantes usando meios de absorção de contaminantes adequados convencionais conhecidos na técnica. Por exemplo, os processos descritos aqui podem ser usados na absorção e dessorção regenerativa de vários contaminantes de correntes de gases efluentes, incluindo sulfeto de hidrogênio, dióxido de carbono e cloreto de hidrogênio, óxidos de nitrogênio, bem como outros gases contaminantes, como amô- nia.

[0051] Como mostrado na Fig. 1, o processo condicionado opcionalmente de corrente de gás 10 compreendendo o gás fonte contendo dióxido de enxofre é introduzido em um absorvedor de dióxido de enxofre 11 tendo uma ou mais fases teóricas onde ele é posto em contato com um meio de absorção aquosa compreendendo um adsorvente para dióxido de enxofre, a fim de absorver o dióxido de enxofre. O ab- sorvedor de dióxido de enxofre 11 é composto por uma coluna vertical ou torre 12 contendo uma zona de contato gás/líquido 13 para promo ver a transferência de massa entre as fases gasosa e líquida, que pode compreender uma placa de base de embalagens aleatórias, como selas ou anéis, enchimento estruturada, ou outro dispositivo de contato. De preferência, a fim de maximizar a transferência de dióxido de enxofre, a corrente de gás de alimentação do processo é contatado contracorrente com a solução de absorção aquosa. Como mostrado na Fig. 1, a corrente de gás de alimentação do processo 10 é introduzido através de uma entrada de gás 14 na parte inferior da torre 12 e entra no fundo da zona de contato gás/líquido 13, enquanto uma corrente 15 compreendendo meio de absorção aquosa regenerado recirculado do separador de dióxido de enxofre 30 é introduzido através de uma entrada de líquido 16 perto do topo da torre e é distribuído sobre e entra no topo da zona de contato de gás/líquido. Uma corrente de licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre 17 que sai da parte inferior da zona de contato de gás/líquido 13 é retirado de uma saída de líquido 18 perto da parte inferior da torre 12 e uma corrente de gás de exaustão 19 substancialmente livre de dióxido de enxofre que sai da parte superior da zona 13 é retirado de uma saída de gás 20 perto do topo da torre. Embora uma torre convencional aleatoriamente embalada possa ser empregada como absorvedor 11, aqueles versados na técnica irão apreciar que outras configurações podem ser adequadamente empregadas. Por exemplo, a torre 12 pode conter enchimento estruturada, ou compreender uma torre de plataforma, em que ambos as correntes de processo preferencialmente fluem contracorrente. Embora a corrente contracorrente entre a corrente de gás de alimentação do processo 10 e o meio de absorção aquosa no absorvedor seja preferencial, o absorvedor pode ser operado a favor da corrente. No entanto, esse arranjo tende a afetar negativamente a eficiência e a capacidade de absorção e é geralmente menos preferível.

[0052] Onde um absorvedor de sal ácido ou outra espécie que combina quimicamente com o dióxido de enxofre está presente como o principal adsorvente no meio aquoso de absorção, a concentração do adsorvente no meio de absorção e a taxa de corrente médio de absorção devem ser tais que, à temperatura prevalecente na saída líquida do absorvedor, a capacidade de absorção em excesso permaneça no licor de absorção. De preferência, a capacidade restante é pelo menos 10%, de preferência pelo menos 20% da capacidade total de absorção entrando no absorvedor. Para este fim, a concentração de adsorvente e a taxa de corrente do meio de absorção entrando no ab- sorvedor devem ser suficientes para fornecer excesso estequiométrico na taxa de adsorvente que flui através do absorvedor em relação à taxa na qual dióxido de enxofre deve ser recuperado a partir da corrente de gás de alimentação do processo, de preferência em excesso em relação ao teor total de dióxido de enxofre da corrente de alimentação, para assim compensar vários fatores, como o teor de dióxido de enxofre restante no meio de absorção após a regeneração, a concentração de dióxido de enxofre no gás do separador enriquecido com dióxido de enxofre, a eventual presença de componentes ligeiramente ácidos, como dióxido de carbono e principalmente para compensar a afinidade de absorção desejavelmente relativamente fraca de solventes preferenciais, tais como um sistema de absorção aquoso de ácido carboxí- lico poliprótico/sal. Uma afinidade de absorção relativamente fraca é preferida para facilitar a posterior dessorção de dióxido de enxofre através de um aumento de temperatura suave e/ou redução de pressão. Por conseguinte, a concentração do adsorvente no meio de absorção aquosa necessária para atingir a eficiência de remoção desejada varia com o ácido empregado, a concentração de dióxido de enxofre no gás a ser tratado, bem como as características de transferência de massa do absorvedor e pode ser facilmente determinada por aquele versado na técnica. Normalmente, a razão de equivalentes estequi- ométricos de dióxido de enxofre absorvidos por mol de sal de ácido carboxílico poliprótico na solução de absorção varia de cerca de 0,1 a cerca de 1. No caso de um meio de absorção aquosa compreendendo o sal sódico do ácido málico como o solvente de absorção utilizado no tratamento de um gás que compreende cerca de 2.600 ppmv de dióxido de enxofre, a concentração de malato na solução de absorção pode variar apropriadamente de cerca de 1 mol% a cerca de 7 mole por cento.

[0053] A razão de taxa de corrente de massa (L/G) da corrente de solução aquosa de absorção 15 e a corrente de gás de alimentação do processo 10 introduzidos no absorvedor de dióxido de enxofre 11 necessário para alcançar substancial transferência de dióxido de enxofre a partir do gás fonte para o meio de absorção pode ser determinada pela prática de desenho convencional. Mais particularmente, a L/G pode ser selecionada com base no teor de contaminante da corrente de gás que entra no absorvedor, a concentração do adsorvente no meio aquoso de absorção e a capacidade de absorção de unidade do ad- sorvente na temperatura líquido/gás prevalecente no absorvedor. Normalmente, a L/G é selecionada de tal forma que a corrente de ad- sorvente para o absorvedor seja de pelo menos 10 a 20% em excesso sobre a corrente de gás contaminante para o absorvedor. O ponto ideal de excesso depende da taxa de transferência de massa e da transferência de calor na zona de contato gás/líquido.

[0054] De preferência, o absorvedor de dióxido de enxofre é projetado e operado de forma que o teor de dióxido de enxofre da corrente de gás de escape 19 saindo do absorvedor seja menos de cerca de 500 ppmv, mais preferencialmente menos de cerca de 200 ppmv (por exemplo, tão baixo quanto 10-20 ppmv). Esta pequena quantidade de dióxido de enxofre, juntamente com dióxido de carbono, oxigênio, nitrogênio e outros gases inertes contidos na corrente de gás de alimen- tação do processo são eliminados do sistema como parte da corrente de gás de exaustão exalado do topo do absorvedor. O gás de escape está em equilíbrio substancial com a solução de absorção e dependendo do teor de vapor d'água da corrente de gás de alimentação do processo alimentado ao absorvedor e as condições do absorvedor, pode haver um ganho líquido ou perda de água no absorvedor. Se necessário, um soprador 21 é usado para conduzir os gases para a pilha. Para alcançar padrões de emissão satisfatórios, a corrente de gás de escape 19 pode ser passado através de um eliminador de névoa ou dispositivo similar para a recuperação do líquido arrastado antes de ser descarregado através da pilha. Além disso, ou em alternativa, em alguns casos a corrente de gás de escape 19 pode ser aquecido por troca de calor indireto em um trocador de calor 22 com a corrente de entrada do gás de alimentação de processo, ou usando outros meios de aquecimento, ou no trocador de calor 64, conforme descrito abaixo, para que nenhuma coluna de fumaça tenha a tendência a descer depois de ser emitido através da pilha.

[0055] Como mostrado na Fig. 1, onde o adsorvente é composto por um ácido carboxílico poliprótico, uma fonte de composto de base do metal 23, tal como hidróxido de sódio, hidróxido de potássio, carbonato de sódio, etc., é combinada com corrente 15 composto por meio aquoso de absorção regenerada em um tanque de solvente 24 antes de ser introduzida perto do topo da torre do absorvedor 12. A base do metal reage com o ácido carboxílico poliprótico e forma o absorvedor de sal de metal. De acordo com a divulgação co-pendente No de Série U.S. 13/283.671, base de metal suficiente é introduzida para neutrali-zar pelo menos alguns dos grupos ácidos, tal que o ácido é neutralizado para cerca de 20%, mais preferencialmente cerca de 10% do ponto de equivalência da dissociação ácida, tendo um valor de pKa de cerca de 3 a 10 a 25°C, de preferência de cerca de 4 a ce rca de 7 a 25°C. Aquele versado na técnica pode usar técnicas de controle de pH conhecidas e instrumentação para adicionar base ao meio de absorção regenerada antes do contato com o gás contendo dióxido de enxofre no absorvedor para manter o nível desejado de neutralização em relação ao ponto de equivalência do valor pKa. Além disso, deve-se adicionar base suficiente para manter a concentração do íon do metal. Por exemplo, conforme descrito abaixo, alguns dos íons metálicos são perdidos com o sal de sulfato removido em uma operação de cristali- zador. Dois mols da base (por exemplo, hidróxido de sódio), são adici-onados por mol de sulfato de sódio removido. A concentração de íon do metal pode ser devidamente monitorada e controlada tomando-se amostras e executando análise de metal no laboratório da usina.

[0056] O licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre 17 que sai do absorvedor 11 é aquecido a uma temperatura intermediária (conforme descrito abaixo) e o licor de absorção pré-aquecido é introduzido no separador de dióxido de enxofre 30 onde o dióxido de enxofre é dissociado do adsorvente e dessorvido do licor de absorção. O separador 30 compreende uma coluna vertical ou torre 31 contendo uma zona de contato vapor/líquido 32 compreendendo um meio para promover a transferência de massa entre as fases líquida e gasosa. Como o absorvedor 11, o separador 30 pode ser configurado na forma de uma torre embalada contendo uma placa de base de enchimento convencional aleatória, enchimento estruturada, bandejas ou qualquer outro dispositivo de contato gás-líquido. A seção inferior (separação) da zona de contato vapor/líquido 32 dentro da torre 31 pode ser alimentada com vapor vivo gerado de acordo com a presente invenção (conforme descrito abaixo) e usada para remover o dióxido de enxofre do licor de absorção. Um efluente de gás do separador primário enriquecido com dióxido de enxofre 33, composto por dióxido de enxofre substancialmente saturado com vapor d'água, é produzido no topo do separador 30 acima da zona de contato vapor/líquido 32 e retirado da saída de vapor 34 no topo da torre 31; e o meio de absorção regenerada 15 que sai da zona de contato vapor/líquido é retirado de uma saída de líquido 35 na parte inferior da torre e recirculado para o ab- sorvedor 11, completando o ciclo. Embora a corrente de contracorren- te entre o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre e o vapor de separação no separador, conforme mostrado na Fig. 1 seja preferido, o separador pode ser operado a favor da corrente. No entanto, esse arranjo tende a afetar negativamente a eficiência da separação e é geralmente menos preferido.

[0057] A temperatura média do meio de absorção de dióxido de enxofre no absorvedor 11 é geralmente mantida na faixa de cerca de 10°C a cerca de 70°C. De acordo com a presente invenção, a temperatura média do licor de absorção de dióxido de enxofre no absorvedor é mantida de preferência entre cerca de 20°C e cerca de 60°C. Embora, em geral, a absorção de dióxido de enxofre seja reforçada a baixas temperaturas do meio de absorção, o licor de absorção precisa ser aquecido desde a temperatura de absorção até uma temperatura sufi-cientemente elevada e/ou sob pressão reduzida para liberar o dióxido de enxofre, e fornecer este calor sensível leva a maiores demandas de energia. Durante a regeneração é igualmente desejável reduzir a quantidade de água vaporizada para reduzir o consumo energético e evitar baixas concentrações de água no meio de absorção, o que pode causar a precipitação do adsorvente de dióxido de enxofre (por exemplo, ácido policarboxílico fraco ou sais). A eficiência global do processo de absorção/dessorção de dióxido de enxofre é melhorada quando a absorção é relativamente fortemente dependente da temperatura e dentro de uma estreita gama de temperaturas entre as fases de absorção e dessorção do ciclo.

[0058] A temperatura média do licor de absorção de dióxido de enxofre no separador 30 é geralmente mantida na faixa de cerca de 60°C, até o ponto de ebulição da solução de absorçã o à pressão de funcionamento do separador.

[0059] Absorção e dessorção de dióxido de enxofre podem ser melhoradas aumentando ou diminuindo as pressões operacionais do absorvedor 11 e do separador 30, respectivamente. Pressões operacionais apropriadas no absorvedor 11 são de cerca de 70 a cerca de 200 kPa absolutos. Pressões mais elevadas podem ser usadas sempre que necessário, até 700 kPa ou mais. O aumento da pressão no absorvedor aumenta a fração de dióxido de enxofre que o meio de absorção pode absorver, mas a absorção é realizada preferencialmente na pressão relativamente baixa, reduzindo assim os custos de equipamento. Da mesma forma, pressões de funcionamento adequadas no separador 30 são de cerca de 40 a cerca de 200 kPa absolutos, mas pressões de funcionamento mais altas ou mais baixas podem ser em-pregadas.

[0060] O controle de temperatura dentro do absorvedor 11 e do separador 30 pode ser conseguido controlando-se a temperatura e o volume de várias correntes de processo alimentados a essas operações. De preferência, a temperatura no separador 30 é mantida dentro do intervalo desejado controlando-se a temperatura do licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre 17 e o vapor introduzido na parte inferior do separador na seção de separação da zona de contato vapor/líquido 32. Novamente referindo-se à Fig. 1, o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre 17 que sai do absorvedor 11 a uma temperatura de cerca de 10°C a cerca de 70°C, mais preferencialmente de cerca de 20°C a cerca 60°C é passado através de um permutador de calor 40, onde é pré-aquecido a uma temperatura intermediária por transferência indireta de calor do meio de absorção regenerada 15 sendo recirculado do separador 30 para o absorvedor de dióxido de enxofre. A transferência de calor do meio de absorção regenerada para o licor de absorção dentro do permutador aumenta a capacidade de absorção do meio de absorção regenerada e aquece o licor de absorção para ajudar a promover a remoção de dióxido de enxofre daí decorrente. Se aquecimento adicional for necessário para atingir a temperatura desejada no separador, o licor enriquecido com dióxido de enxofre 17 pode ser passado através de um aquecedor de solvente 41, onde ele é pré-aquecido (por exemplo, por transferência indireta de calor de uma corrente de produto de dióxido de enxofre recuperado que sai do processo), e/ou ainda aquecido pela troca de calor indireto com vapor, ou com corrente condensado quente 70. Em determinadas modalidades vantajosas, o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre é aquecido através da transferência de calor da corrente de gás de alimentação do processo e/ou regenerado meio de absorção de dióxido de enxofre sem a adição de calor externo. Nesta modalidade a temperatura da corrente de gás de alimentação do processo de preferência não é reduzida abaixo de 50°C e a diferença de temperatura entre o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre introduzido no separador e o meio de absorção regenerada é inferior que cerca de 40°C.

[0061] O meio de absorção aquosa regenerado 15 que sai do fundo do separador 30 a uma temperatura de cerca de 60°C a cerca de 140°C é resfriado no permutador 40 pela transferênc ia de calor para o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre 17 que sai do absorvedor de dióxido de enxofre 11. Da mesma forma, se mais refrigeração for necessária para manter a temperatura desejada no absor- vedor, o meio de absorção regenerada que sai do permutador 40 pode ser passado por resfriador de solvente 42 e ainda mais refrigerado por troca de calor indireta com água da torre de resfriamento. O uso do permutador de calor 40 reduz as demandas de energia do sistema, de modo que o uso de um aquecedor de solvente e/ou resfriador de solvente pode não ser exigido.

[0062] Em modalidades preferenciais da presente invenção, níveis de contaminantes de sal de sulfato em uma solução aquosa de absorção compreendendo um sal de um ácido carboxílico poliprótico são mantidos a um nível aceitável, desviando, opcionalmente, pelo menos uma fração de purga 90 do meio de absorção regenerada 15 que sai do separador 30 para tratamento para remover o sulfato. O volume relativo da fração de purga varia com a concentração do adsorvente no meio de absorção regenerada e a susceptibilidade do dióxido de enxofre para oxidação durante a absorção e a separação. Normalmente, em uma operação usando malato como um absorvedor, a fração de purga pode representar menos do que cerca de 10.1% da corrente do meio de absorção regenerada.

[0063] O tratamento da fração de purga compreende evaporar água da fração de purga 90 em um cristalizador 92 para produzir uma solução concentrada supersaturada no sal sulfato. Cristais de sal de sulfato são então precipitados da solução concentrada de absorção aquosa no cristalizador para formar uma pasta de cristalização 94 compreendendo cristais de sal sulfato precipitados e um licor mãe. Cristais de sulfato de sódio são separados da pasta em um dispositivo de separação de sólido/líquido convencional 96, como um filtro de vácuo ou centrífuga e a fração de licor mãe 98 recirculada para o tanque de solvente 24, onde é misturada com a corrente principal do meio de absorção regenerada para retornar ao absorvedor 11. A concentração da solução aquosa de absorção pode ser devidamente alcançada aquecendo e/ou reduzindo a pressão, ou aumentando a corrente de vapor para o refervedor, para evaporar instantaneamente a água. Normalmente, a solução aquosa de absorção é aquecida a uma temperatura de pelo menos cerca de 40°C, mais preferencialmente pelo menos cerca de 60°C e de preferência ao ponto de ebulição da solução de absorção à pressão de operação do separador durante a concentração, para inibir a formação e precipitação de decahidrato sulfato de sódio ou sal de Glauber (Na2SO4-10H2O). O sal de Glauber tende a formar um precipitado gelatinoso ou pegajoso que não é facilmente separado do licor mãe por centrifugação ou filtração.

[0064] O cristalizador pode ser operado à pressão atmosférica ou sob vácuo. Como alternativa à separação dos cristais de sal de sulfato de sódio por centrifugação ou filtração, o cristalizador pode ser projetado para decantar continuamente o licor mãe da pasta de cristalização. Além disso, os cristais de sal de sulfato podem ser lavados com água e a água de lavagem resultante, compreendendo o absorvedor de sal do ácido carboxílico poliprótico do mesmo modo direcionado para o tanque de solvente, para retornar para o absorvedor. A corrente de vapor superior do cristalizador pode ser condensado e retornado para o absorvedor. Alternativamente, a corrente superior do cristaliza- dor pode ser direcionado para o separador como uma fonte de vapor de separação.

[0065] Embora o tratamento descrito acima seja eficaz para manter os níveis de sal de sulfato aceitáveis na solução de absorção circulante, de acordo com algumas modalidades da presente invenção, um inibidor de oxidação pode ser incluído na solução de absorção para reduzir a oxidação de bissulfito e sulfito para contaminantes bissulfato e sulfato, respectivamente. Existem vários tipos de inibidores de oxidação que podem ser úteis na prática da presente invenção, incluindo: depuradores de oxigênio e caçadores de radicais livres, tais como p- fenilenodiamina e hidroquinona; inibidores de oxidação catalisada por NOx, tais como ácido ascórbico; e agentes quelantes, tais como ácido etilenodiaminotetracético (EDTA), que sequestram e inibem a oxidação catalisada por metais quelantes. Tais inibidores de oxidação podem ser empregados individualmente ou em diversas combinações e podem ser adicionados conforme necessário à solução de absorção aquosa regenerada introduzida ao absorvedor. Dependendo do tipo de inibidor(es) empregado(s), a concentração da solução de absorção normalmente varia de alguns ppm a de cerca de 1 a cerca de 10% em peso. Um excesso normalmente é adicionado (por exemplo, pelo menos cerca de 1000 ppm) pois os inibidores gradualmente serão con-sumidos pela oxidação. Ácido ascórbico e hidroquinona são particularmente eficazes em inibir a oxidação em uma solução de absorção de malato de sódio. EDTA deve ser eficaz como um inibidor de oxidação quando metais estão presentes na solução de absorção.

[0066] O aumento de acidez da solução de absorção tem o efeito de aumentar a eficiência de separação do dióxido de enxofre. Assim, deixar uma pequena concentração de dióxido de enxofre dissolvido, ou manter algum sulfato na solução de absorção leva a uma eficiência mais elevada do separador. Por exemplo, uma pequena concentração de sulfato de sódio e/ou ácido sulfuroso no separador faz a regeneração da solução absorvedor consumir menos energia. No entanto, a presença de SO2 no meio de absorção regenerada afeta negativamente o equilíbrio do absorvedor. Da mesma forma, se a acidez é regula-da, permitindo o acúmulo dos componentes do licor de absorção/meio de absorção circulante, é preferível realizar essa tarefa permitindo que o íon sulfato acumule, em vez de acumular qualquer nível de estado estacionário apreciável de SO2. De acordo com várias modalidades da invenção, a concentração de sal de sulfato é mantida em de cerca de 0,5 a cerca de 11 por cento do peso, de preferência de cerca de 3 a cerca de 11 por cento em peso da solução de absorção e uma pequena fração de dióxido de enxofre é deixada na solução de absorção aquosa regenerada, tornando a solução ligeiramente mais ácida e, consequentemente, fazendo que a dessorção de dióxido de enxofre consuma menos energia. Geração de Vapor de Separação do Condensado Separado

[0067] Para fornecer uma fonte de energia para a geração de va-por de separação, o efluente de gás do separador primário 33 do separador do licor de absorção 30 é compactado em um aparelho adequado para aumentar a pressão do efluente de gás do separador primário. Aparelhos apropriados incluem compressores mecânicos e compressores térmicos (ou seja, ejetores de jato de vapor). Como mostrado na Fig. 1, o efluente de gás do separador primário de preferência é comprimido pela passagem através de um ejetor de jato de vapor 36. Onde o dióxido de enxofre é recuperado do gás residual de uma usina de contato de ácido sulfúrico, o vapor gerado na recuperação de calor de absorção de trióxido de enxofre pode fornecer o vapor primário para o ejetor.

[0068] Embora os sistemas de absorção/dessorção para recuperação de dióxido de enxofre sejam conhecidos, em que o gás do separador de dióxido de enxofre úmido é comprimido e o calor latente de condensação do vapor d'água é transferido do gás comprimido para o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre, nesses sistemas o condensado sai do sistema saturado com dióxido de enxofre. A menos que o dióxido de enxofre que emana do condensado seja capturado em um sistema separado, este regime cria emissões inaceitá-veis que equacionam também a perda dos valores de dióxido de enxofre.

[0069] No processo descrito no n° de série 13/283.671, dióxido de enxofre é recuperado a partir do condensado em uma coluna de separação do condensado, mas isto implica no consumo de energia adicional.

[0070] De acordo com um processo preferencial da presente in-venção, a energia necessária para separar o condensado é substanci- almente recuperada pelo uso do condensado separado como uma fonte de vapor de separação para o separador de licor de absorção. Mais entrada de energia é necessária para vaporizar o condensado a uma pressão suficiente para a fluir para a base do separador. No processo da invenção, o calor latente no componente de vapor d'água do gás do separador fornece essa fonte de energia. A compressão modesta do gás do separador que sai do separador de licor de absorção cria o diferencial de temperatura modesto suficiente para a transferência de calor do gás comprimido do separador para o condensado separado, vaporizando assim o condensado separado a uma pressão suficiente para conduzir o vapor resultante para o separador.

[0071] A compressão do efluente de gás úmido contendo dióxido de enxofre proveniente do separador preferencialmente aumenta a pressão da corrente em um incremento de cerca de 30 kPa a cerca de 65 kPa. Incrementos de pressão mais elevados podem ser conseguidos facilmente usando um compressor mecânico. A separação de dióxido de enxofre é reforçada se o separador 30 funcionar a pressões mais baixas (por exemplo, sob vácuo) para aumentar a volatilidade relativa de dióxido de enxofre em relação à água e aumentar a dessor- ção e diminuir o número de estágios teóricos necessários para um determinado recorrente. Além disso, pressões mais baixas levam a temperaturas mais baixas no sistema, permitindo o uso de vapor de baixa pressão para aquecer o licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre. No entanto, a recuperação de energia é otimizada em pressões de funcionamento moderadamente altas e isso também reduz o diâmetro exigido da torre 31 e o custo do capital associado. A título de exemplo, o separador funcionando sob um ligeiro vácuo (por exemplo, medidor a -35 kPa) e modestamente aumentando a pressão do gás do separador enriquecido com dióxido de enxofre que sai do separador (por exemplo, para medidor a cerca de 20 kPa) representa uma abor- dagem econômica. Não obstante, operar o separador em ou acima da pressão atmosférica pode também ser uma abordagem interessante. A otimização econômica pode determinar as condições de funcionamento específicas. Equilibrando estas considerações, a pressão do efluente de gás do separador primário que sai do separador de licor de ab-sorção é mais preferencialmente mantida de cerca de 40 a cerca de 170 kPa absolutos).

[0072] A corrente sob pressão do gás do separador contendo dióxido de enxofre é direcionado a um resfriador/condensador de gás do separador primário 50. Uma parte substancial do vapor d'água é condensada de efluente de gás do separador primário no resfria- dor/condensador 50 por transferência indireta de calor para um meio de resfriamento. De acordo com a presente invenção, o condensado separado na corrente 51 que segue para o resfriador/condensador 50 de um separador do condensado ou coluna d'água 60 (cujo funcionamento é descrito abaixo) serve como meio de resfriamento e o calor latente de condensação é transferido para o condensado separado, gerando assim vapor que é usado como um meio de separação no separador de licor de absorção 30. Como mostrado na Fig. 1, a corrente do condensado separado 51 que sai da coluna 60 é direcionado para um separador de líquido/vapor 52 e circula através da linha 54 entre o separador e o resfriador/condensador 50, onde a transferência de calor do gás do separador primário gera vapor para o separador. Vapor e o condensado separado são separados no separador 52, o vapor é direcionado ao separador 30, pelo menos uma parte do condensado circula para o resfriador/condensador de gás do separador primário 50 através da linha 54 e outra porção opcionalmente pode ser recirculada e combinada com a solução de absorção de dióxido de enxofre regenerada 15 através da linha 55 e retornada para o absorvedor 11 e/ou uma porção 56 pode ser purgada do sistema. Alternativamente, a late ral do condensado do resfriador/condensador do gás do separador 50 pode ser projetada para permitir a retirada do vapor d'água dentro do permutador de calor em si, permitindo que uma corrente de vapor livre de água entranhada flua diretamente a partir do resfria- dor/condensador para o absorvedor, sem a necessidade de um separador de vapor/líquido à parte.

[0073] O resfriador/condensador de gás do separador primário 50 é introduzido no separador 30 através da linha 57, onde ele entra em contato o licor de absorção na zona de contato vapor/líquido 32, tanto fornecendo calor para o licor de absorção, quanto funcionando como um gás de separação para a remoção de dióxido de enxofre da fase líquida. O aquecimento da fase líquida no separador de líquido de absorção reduz a concentração do equilíbrio de dióxido de enxofre nele e aumenta a força motriz para a transferência de dióxido de enxofre para a fase de vapor. Na transferência de calor para a fase líquida, o vapor gerado a partir do condensado separado no resfriador/condensador 50 condensa-se parcialmente dentro do separador, funcionando assim essencialmente como um gás de separação condensável. Opcionalmente, o calor de separação fornecido pelo vapor gerado a partir do condensado separado no resfriador/condensador de gás do separador primário pode ser completado pelo calor fornecido de uma fonte externa em um refervedor 37 através do qual a fase líquida do separador do licor a absorção é circulada. O refervedor auxiliar proporciona total flexibilidade no controle do equilíbrio de água do processo. Normalmente, o licor de absorção a ser passado através do refervedor é retirado de um depósito do separador e devolvido para a parte inferior da zona de contato líquido/vapor 32 acima do depósito.

[0074] No resfriador/condensador de gás do separador primário 50, maior parte do teor de vapor d'água do efluente de gás do separador primário 33 é condensado e, portanto, a maioria do calor latente removido por transferência para o condensado separado volta do separador do condensado 60. O condensado aquoso obtido pela condensação de vapor d'água do efluente de gás do separador primário é composto por dióxido de enxofre dissolvido. Esse condensado é removido do resfriador/condensador 50 e alimentado através da linha 58 para um separador de condensado ou coluna d'água 60 e aquecido (por exemplo, com vapor ou um refervedor) para dessorver dióxido de enxofre e produzir um gás de separador de condensado composto por vapor d'água e dióxido de enxofre dessorvido do condensado aquoso. Como mostrado na Fig. 1, o gás do separador de condensado é combinado com gás de ventilação úmido contendo dióxido de enxofre 59 do resfriador/condensador de gás do separador primário 50. O gás do separador do condensado final combinado (corrente de SO2 úmido recuperado) 61 que sai do topo da coluna do separador do condensado 60 é resfriado a uma temperatura normalmente abaixo de cerca de 70°C em um condensador de baixa temperatura 62 (por exemplo, com refrigeração a água a 50 DC) para condensar o vapor d'água e produzir uma corrente de produto 63 composto por dióxido de enxofre recuperado. Conforme mostrado na Fig. 1, o condensado adicional marginal pode ser torcido do gás do separador de condensado, ou o gás do separador de condensado final combinado (corrente de SO2 úmido recuperado) 61 que sai do topo da coluna do separador de condensado 60, passando o gás primeiro através de um trocador de calor 64 em que o gás do separador de condensado é resfriado pela transferência de calor para uma parte do gás de escape 19 que sai do absorvedor 11. Após o resfriamento, a corrente de produto do dióxido de enxofre recuperado 63 é removido do processo de recuperação de dióxido de enxofre e direcionado para um destino onde pode ser usado, por exemplo, para a torre de secagem, ou uma fase catalítica de uma usina de contato de ácido sulfúrico para conversão em trióxido de enxo- fre, para um uma operação de processo de Claus a fim de gerar enxofre elementar, para o processo de fabricação de um metal alcalino sulfito ou bissulfito, para uma operação de fabricação de papel, ou para uma unidade de compressão e refrigeração para liquefação de dióxido de enxofre líquido.

[0075] A corrente de condensado separado 51 empobrecido em dióxido de enxofre sai do fundo da coluna do separador de condensado 60 e é direcionado para o resfriador/condensador de gás do separador primário 50, onde a condensação do vapor d'água a partir do efluente de gás do separador primário 33 transfere calor para o condensado do separador, gerando assim vapor para uso como meio de aquecimento combinado e gás de separação (por exemplo, como um meio de separação de condensação) no separador do licor de absorção 30. Opcionalmente, uma parte pode ser purgada do sistema.

[0076] A extensão da compressão de efluentes de gás do separador primário 33 a partir do separador do licor de absorção 30 é necessariamente suficiente para trazer o vapor comprimido a uma temperatura alta o suficiente para que vapor com uma pressão mais elevada do que a pressão na seção inferior (separação) da zona de contato vapor/líquido 32 dentro da torre 31 possa ser gerado por aquecimento do condensado de separação no resfriador/condensador de gás do separador primário 50. Mas a extensão da compressão é preferencialmente controlada ao mínimo necessário para que o vapor gerado a partir do condensado separado flua para o separador. Mais particularmente, é preferível que o vapor seja gerado a partir do condensado separado a uma temperatura não superior a cerca de 30°C a mais do que a temperatura da fase líquida dentro do separador de licor de absorção na saída líquida 35, ou, mais particularmente, não mais de cerca de 20°C ou não mais de cerca de 5 a aproximadame nte 10°C a mais que a temperatura da fase líquida saindo do fundo da zona de contato vapor/líquido 32 dentro do separador. Em determinadas modalidades particularmente preferidas, a temperatura do vapor produzido pelo aquecimento do condensado separado no resfriador/condensador de gás do separador primário 50 é não mais do que igual a, ou pode ser até mesmo inferior à temperatura da fase líquida dentro do separador de licor de absorção na saída líquida, ou na parte inferior da zona de contato vapor/líquido. Em geral, é preferível que a temperatura do vapor gerado no resfriador/condensador de gás do separador primário 50 varie entre a temperatura do meio de absorção regenerada dentro do separador na respectiva saída líquida, ou a partir da temperatura da fase líquida que sai da seção inferior (separação) da zona de contato vapor/líquido dentro do separador de licor de absorção, por não mais do que cerca de ±10°C. Para o vapor fluir para o separador de licor de absorção, a pressão do vapor gerado no resfria- dor/condensador 50 é necessariamente maior do que a pressão total no separador e, portanto, superior à pressão de vapor de equilíbrio da fase líquida dentro da seção de separação da zona de contato va- por/líquido, mesmo na saída da fase líquida da seção de separação, onde a pressão parcial de dióxido de enxofre se aproxima de zero como um limite.

[0077] A força motriz da pressão d'água da fase de vapor conse-quente causa, portanto, a condensação do vapor d'água no separador, independentemente de diferenças de temperatura entre a fase de vapor e a fase líquida, resultando em condensação e aquecimento da fase líquida dentro da seção de separação da zona de contato va- por/líquido, mesmo se o vapor for introduzido na zona a uma temperatura não maior do que, ou até mesmo um pouco abaixo da temperatura da fase líquida. Por causa do efeito depressor do soluto, ou seja, um adsorvente como um sal ácido carboxílico poliprótico, na fase lí-quida, a pressão de vapor da fase líquida pode ser ligeiramente inferior à pressão do vapor à mesma temperatura, ou mesmo onde a temperatura da fase líquida é ligeiramente superior à temperatura do vapor.

[0078] Para atender estas condições preferenciais, o diferencial de temperatura média de log (Δt) no resfriador/condensador de gás do separador primário não é menos de cerca de 1,5°C, cerca de 2°C, cerca de 3°C, cerca de 4°C, ou cerca de 5°C e não supe rior a cerca de 10°C, cerca de 8°C, cerca de 6°C ou cerca de 5°C. P or exemplo, o diferencial de temperatura média de log (Δt) no resfriador/condensador de gás do separador primário é de cerca de 1,5° a c erca de 10°C, ou de cerca de 2° a cerca de 9°C, ou de cerca de 2,5° a cerca de 8°C.

[0079] Dependendo da energia de processo global e do equilíbrio d'água, o volume de condensado separado de separador de condensado 60 pode exceder a demanda de vapor no separador de licor de absorção 30. Assim, o condensado separado pode ser utilmente dividido entre (i) uma corrente de condensado direcionado para o resfria- dor/condensador de gás do separador primário 50 como um fluido de refrigeração para condensação de água do gás do separador, desse modo, convertendo o condensado separado, pelo menos em parte, para vapor para a introdução ao separador de licor de absorção; e (ii) uma corrente d'água de descarga para remoção de água do processo.

[0080] Uma porção de condensado separado do separador de condensado 60 como água de descarga também pode opcionalmente ser usada para condicionar o gás fonte contendo dióxido de enxofre, ou a corrente de gás de alimentação 10. Como mostrado na Fig. 1, o condensado separado do tambor de vapor 52 é passado através da linha 70 e introduzido em um saturador 71 a montante 11 do absorve- dor de dióxido de enxofre em relação aa corrente de gás de alimentação. O saturador pode incluir um contator de uma fase (geralmente constituído por uma coluna embalada ou torre contendo enchimento aleatória ou estruturada, ou uma coluna de pulverizador), onde o con- densado separado entra em contato com a corrente de gás, aumentando assim a umidade do gás de alimentação que entra no absorve- dor de dióxido de enxofre. A corrente d'água que sai do saturador pode ser removido do processo. O saturador também resfria o gás contendo dióxido de enxofre por resfriamento evaporativo e remove gases ácidos (por exemplo, ácido sulfúrico, ácido clorídrico, trióxido de enxofre) antes de entrar no absorvedor. O saturador permite vantajosamente a umidificação da corrente de gás de alimentação utilizando água de qualidade inferior, o que proporciona uma economia de custo adicional em comparação com a umidificação do gás no absorvedor, onde a água utilizada deve ser deionizada ou destilada para evitar o acúmulo de impurezas. Embora a corrente de água que sai do saturador esteja saturado com dióxido de enxofre, o volume da corrente é pequeno. Além disso, onde, por exemplo, dióxido de enxofre é recuperado a partir do gás residual de uma usina de ácido sulfúrico, a corrente d'água carregada de dióxido de enxofre que sai do saturador pode ser usado como água de diluição em um absorvedor de SO3. Em uma usina de interpasse, a água é vantajosamente utilizada para diluição no absor- vedor de interpasse, mas na pior das hipóteses, a corrente líquido mí-nimo de dióxido de enxofre envolvido volta através da unidade de recuperação de dióxido de enxofre e não é perdido no processo.

[0081] O processo da Fig. 1 comprime o efluente de gás do separador primário a fim de proporcionar o diferencial de temperatura pelo qual o calor latente recuperado pela condensação do vapor d'água do gás do separador primário é transferido para o condensado separado para geração de vapor que é introduzido para efetuar a separação do licor de absorção no separador de licor de absorção. De acordo com a invenção, outras alternativas são fornecidas para gerar este diferencial de temperatura e direcionar a operação de separação.

[0082] A Fig. 2 ilustra uma alternativa ao processo da Fig. 1 em que o vapor gerado a partir do condensado separado é comprimido por um compressor 39 durante a corrente entre a saída de vapor do resfriador/condensador 50 e o separador de licor de absorção 30. O desenho mostra a compressão do vapor por um compressor mecânico, mas o vapor também poderia ser introduzido na garganta de um ejetor de jato de vapor para atingir a compressão necessária. O diâmetro do separador 30 é dimensionado e o enchimento ou outra transferência de massa promovendo a estrutura dentro da zona de contato va- por/líquido 32 do separador 30, para evitar a queda de pressão excessiva durante a passagem da fase de gás/vapor ascendente através da zona. A saída de gás do separador primário 34 e a linha usada para transferir o efluente de gás do separador primário 33 para o resfria- dor/condensador 50 também são dimensionadas para evitar queda de pressão excessiva. Preservando uma pressão no lado do gás do separador primário do resfriador/condensador 50 que é maior que a pressão do lado do condensado separado do permutador, um diferencial de temperatura é estabelecido pelo qual calor é transferido para o condensado separado conforme o vapor d'água condensa a partir do efluente de gás do separador primário e vapor é gerado no lado do condensado para uso no separador 30. O vapor gerado no resfria- dor/condensador 50 é introduzido ao lado de sucção do compressor 39, que comprime o vapor para introdução no separador através da linha 57.

[0083] Para recuperar o calor latente de condensação do vapor d'água do gás de separação, o compressor 39 aumenta a pressão do vapor a um nível tal que, quando o gás do separador primário atinge o resfriador/condensador 50, a pressão no lado do gás do separador do resfriador/condensador é maior do que a pressão do vapor gerado a partir do condensado separado do lado do condensado separado do resfriador/condensador. Mais particularmente, a extensão da compres- são é suficiente tal que a pressão de saturação de água na qual vapor d'água condensa-se no lado do gás do separador primário do resfria- dor/condensador é maior que a pressão em que vapor é gerado no lado do condensado separado do resfriador/condensador.

[0084] A temperatura e a pressão diferencial alcançadas no pro-cesso da Fig. 2 é de preferência essencialmente a mesma que prevalece no resfriador/condensador 50 na modalidade da Fig. 1 em que o efluente de gás do separador primário é compactado durante a corrente de saída do gás do separador para a entrada de gás do resfria- dor/condensador. A pressão absoluta predominante na zona de contato vapor/líquido está de preferência também na mesma faixa para cada uma das modalidades respectivamente mostradas nas Figs. 1 e 2. Em ambos os casos, é desejável manter uma pressão ligeiramente acima da atmosférica, por exemplo, cerca de 15 a cerca de 18 psia (cerca de 100 a cerca de 125 kPa absolutos), no separador. No entanto, como somente vapor é comprimido no processo da Fig. 2, a pressão ideal dentro da zona de separação do licor de absorção no processo da Fig. 2 pode ser ligeiramente inferior à pressão ideal no processo da Fig. 1, em que o componente de dióxido de enxofre do gás do separador primário também deve ser compactado ao trazer a pressão parcial do vapor d'água para um nível no qual o vapor d'água condensará a uma temperatura superior à temperatura de água fervente no lado do condensado separado do resfriador/condensador 50.

[0085] O restante do processo da Fig. 2 é operado de forma substancialmente idêntica ao descrito acima com respeito à Fig. 1.

[0086] Embora os processos das Figs. 1 e 2 forneçam eficiência energética comparável, uma vantagem do processo da Fig. 2 é a substancial ausência de dióxido de enxofre da corrente sujeito a compressão. Isso significa que o fluido a ser compactado é geralmente menos corrosivo do que o fluido comprimido no processo da Fig. 1 e, portanto, proporciona economia na manutenção e seleção de materiais de construção para o compressor ou ejetor.

[0087] A dependência do vapor saturado gerado a partir do con-densado separado no resfriador/condensador de gás do separador primário como fonte de energia exclusiva para a separação de dióxido de enxofre do licor de absorção pode resultar em um acréscimo líquido de água no meio de absorção regenerada circulado de volta para o absorvedor e, finalmente, no circuito do meio adsorvente entre o ab- sorvedor e o separador. Na verdade, qualquer operação do separador que se baseie exclusivamente em vapor vivo necessariamente tem este efeito devido ao incremento de vapor que deve ser adicionado para fornecer o calor de vaporização do dióxido de enxofre e o incremento resultante da perda de calor para o ambiente. Assim, o controle do equilíbrio hídrico neste circuito exige alguma medida para a remoção da fração d'água que pode ser adquirida neste esquema de operação. Várias opções estão disponíveis para esta finalidade. Por exemplo, a energia fornecida a partir de uma fonte externa no referve- dor 37 pode marginalmente aumentar a temperatura do gás do separador primário para que ele carregue uma carga ligeiramente mais ele-vada de vapor d'água, e o resfriador/condensador de gás do separador primário pode ser operado em um Δt marginalmente superior e temperatura de gás de ventilação marginalmente mais alta para remover um incremento suficiente de vapor d'água para manter o equilíbrio de água. Isso pode exigir marginalmente maior compressão do gás do separador primário na modalidade da Fig. 1, ou marginalmente maior compressão do vapor de separação na modalidade da Fig. 2. Como alternativa, algum ou todo o licor de absorção regenerada pode contornar o permutador 40 e/ou o refrigerador 42, permitindo assim que o absorvedor opere a uma temperatura ligeiramente mais elevada, que aumenta progressivamente o teor de vapor d'água do gás de escape para manter o equilíbrio.

[0088] Em uma operação típica do processo da Fig. 1, cerca de 2% de ganho em volume d'água é experimentado durante resultado do circuito absorvedor/separador. Em uma modalidade em que o gás de combustão contendo dióxido de enxofre em níveis que refletem o teor de enxofre do carvão é entregue para o absorvedor a 27°C, um equilíbrio pode ser alcançado contornando-se o meio de absorção regenerada no permutador 40 e no refrigerador 42 e alimentando-se o absor- vedor no meio de absorção 40°C. O gás de escape que sai do absor- vedor a 35°C carrega bastante vapor d'água suficien te para equilibrar o ganho resultante do incremento de vapor necessário para vaporizar o dióxido de enxofre do licor de absorção no separador de licor de absorção. Recuperação de Dióxido de Enxofre de Correntes de Gás Rico

[0089] O processo da invenção é adequado para a recuperação de dióxido de enxofre do gás residual de uma usina de contato de ácido sulfúrico. No entanto, é aplicável a outras operações de processo que requerem recuperação de dióxido de enxofre, incluindo operações que geram correntes de gás de dióxido de enxofre relativamente ricos. Como as reações de absorção de dióxido de enxofre de um gás de alimentação são normalmente exotérmicas, calor de reação significativo é gerado no absorvedor onde o processo é usado para recuperar dióxido de enxofre de gases ricos contendo, por exemplo, 2 a 4% em volume de dióxido de enxofre ou mais, incluinda correntes de gás em que o teor de dióxido de enxofre pode ser tão elevado como 10% em volume, 15% em volume, 20% em volume, 25% em volume, 30% em volume, 40% em volume, ou ainda maior. Por exemplo, a concentração de dióxido de enxofre pode pelo menos cerca de 4% em volume, ou pelo menos cerca de 5% em volume, ou pelo menos cerca de 10% em volume, ou pelo menos cerca de 15% em volume, ou pelo menos cerca de 20% em volume, ou pelo menos cerca de 30% em volume.

[0090] O processo da invenção é muito facilmente adaptável para recuperar dióxido de enxofre de tais correntes de gás ricos contendo dióxido de enxofre. Contudo, onde o teor de dióxido de enxofre da corrente de gás é alto, o calor sensível gerado na reação exotérmica de absorção pode aumentar agudamente a temperatura do licor de absorção, em alguns casos, a níveis que podem comprometer seriamente a eficiência de absorção e/ou a capacidade de absorção do meio de absorção de circulação. Por exemplo, em um sistema de absorção usando tetraglyme como adsorvente, onde a concentração de dióxido de enxofre do gás de alimentação de entrada atinge 2,9% em volume, a temperatura do licor de absorção pode aumentar de uma temperatura normalmente preferida de 17°C para uma temperatu ra de 30°C em razões de L/G apropriadas no absorvedor. Onde o teor de dióxido de enxofre do gás de entrada é 43 mol%, a temperatura normalmente pode aumentar de 17°para 49°C. Para um sistema de abs orção de tetraglyme, tais aumentos de temperatura podem comprometer seriamente a capacidade do meio de absorção para absorver dióxido de enxofre.

[0091] As Figs. 3 e 4 ilustram o efeito adverso da temperatura sobre a capacidade de absorção de equilíbrio de dois solventes de absorção de dióxido de enxofre conhecidos. Conforme ilustrado na Fig. 3, usando tetraglyme puro (100S) a SO2 4 mol% (100S) no gás, a capacidade sortiva do meio de absorção aquosa cai de cerca de 13% em peso para cerca de 8% em peso, conforme a temperatura sobe até na faixa estreita de 20° a 30°C. A 40°C, a capacidade de absorção cai para cerca de 5% em peso, e a 50°C, cai para cerca de 4% em peso. Conforme ilustrado na Fig. 4, onde a alimentação de gás contém SO2 30 mol%, a capacidade de absorção cai de cerca de 25% em peso a 20°C para cerca de 21% em peso a 30°C, cai para cer ca de 17% em peso a 40°C e para menos de cerca de 14% em peso a 50°C. Tam- bém como é mostrado nas Figs. 3 e 4, declínios comparáveis na capacidade de absorção ocorrem usando outro adsorvente de tetraglyme, ou seja, 95S_5 W (95% tetraglyme). Assim, para gases ricos contendo mais de 2% em volume de dióxido de enxofre, correntes do meio de absorção aquosa aumentado geralmente são necessários para reduzir o grau de aumento da temperatura na fase líquida passando pelo ab- sorvedor, o que resulta em concentrações de dióxido de enxofre relativamente baixas no licor de absorção enriquecido com dióxido de enxo-fre.

[0092] A corrente aumentada do meio de absorção e do licor de absorção sobrecarrega o separador do licor de absorção em dois aspectos importantes. Aumenta a demanda de energia para aquecimento do licor de absorção até a temperatura adequada para separar o dióxido de enxofre, reduzindo assim a eficiência energética do processo. Mas ele também impõe um maior corrente de massa aumentado em toda a coluna de separação, o que aumenta o diâmetro da coluna inteira, necessário para acomodar a corrente de líquido sem inundar a zona de contato vapor/líquido. As maiores taxas de corrente de fase líquida também ditam um maior diâmetro da coluna de absorção.

[0093] De acordo ainda com um recurso preferencial do processo de absorção de dióxido de enxofre, o resfriamento é fornecido na base do absorvedor para reduzir o aumento de temperatura no meio de absorção em sua passagem pela zona de absorção (ou seja, contato gás/líquido) e, assim, permitir que o absorvedor e o separador sejam utilizados em índices de L/G relativamente baixos. Controlar o aumento da temperatura no meio de absorção, especialmente na parte inferior da zona de absorção, preserva a capacidade de equilíbrio do meio de absorção e, portanto, preserva a força motriz para transferência de massa de dióxido de enxofre da fase gasosa para a fase líquida dentro da zona de absorção, bem como a força motriz para a reação de dió- xido de enxofre com o adsorvente na fase líquida. Temperaturas de fase líquida relativamente baixas também favorecem a extensão da conversão para o aduto de dióxido de enxofre dentro da fase líquida, onde a reação entre dióxido de enxofre e adsorvente é uma reação de equilíbrio exotérmica. De preferência, o licor de absorção é retirado da zona de contato gás/líquido dentro do absorvedor, circulado através de um trocador de calor externo e devolvido para a zona de absorção. Mais particularmente, o licor de absorção circulante é removido da zona de contato gás/líquido em uma região espaçada abaixo da região a qual o licor de absorção circulante é retornado à zona, definindo assim uma seção dentro da zona de absorção abaixo da região a qual o licor de absorção resfriado é retornado, dentro do qual ocorre preferencialmente a maior parte da absorção do dióxido de enxofre e a maior parte do calor de absorção é gerada.

[0094] Por exemplo, conforme ilustrado na Fig. 5, uma porção de licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre quente 17 é retirada da saída de líquido 18, ou retirada de uma região 13.1 perto da parte inferior da zona de contato gás/líquido vertical 13 no absorvedor 11 e circulada através de um trocador de calor externo 80 onde o calor de absorção é removido pela transferência para um fluido de resfriamento. O licor de absorção resfriado é devolvido para o absorvedor na região 13.2 da zona de contato gás/líquido que é espaçada acima da região da qual o licor de absorção quente é retirado, mas espaçado abaixo do topo da zona de contato gás/líquido. Mais preferencialmente, a região 13.2 para a qual o licor de absorção resfriado circulante é devolvido é na parte inferior da zona de contato gás/líquido.

[0095] A circulação do licor de absorção entre o absorvedor de dióxido de enxofre e o trocador de calor externo provoca aumento da corrente de massa e inevitável mistura do licor de absorção na seção de circulação da zona de absorção que cai entre as regiões 13.1 e 13.2 e isto pode compensar marginalmente o ganho em transferência de massa para a remoção de dióxido de enxofre nesta seção da zona. De preferência, portanto, a região de retorno 13,2 é espaçada pela altura de pelo menos uma unidade de transferência abaixo do topo da zona de contato gás/líquido, definindo assim uma seção de retificação da zona de absorção que compreende pelo menos uma unidade de transferência abaixo do topo da zona. De preferência, a seção de retificação é composta pelo menos por duas unidades de transferência. Também é preferível que a região de retorno 13.2 seja espaçada pela altura de pelo menos uma unidade de transferência, mais preferencialmente pelo menos duas unidades de transferência acima da região de retirada 13.1. Para acomodar capacidade de transferência de massa adequada em ambas a seção de circulação da zona de absorção entre a região de retorno 13.2 e a região retirada 13.1 e a seção de retificação entre a região de retorno 13.2 e a parte superior da zona de absorção, a zona de absorção como um todo compreende, de preferência, pelo menos três, mais preferencialmente pelo menos quatro unidades de transferência. Como as correntes de gás e líquido estão em substancial corrente constante dentro da seção de retificação, uma força motriz máxima para transferência de massa é fornecida nessa seção, permitindo a redução da concentração de dióxido de enxofre no gás de escape a um nível que satisfaça as normas de emissão. A seleção adequada do local para a região de retorno do líquido circulante 13.2 baseia-se na seleção de uma região onde o nível de dióxido de enxofre no gás que flui ascendentemente daí não é alto o suficiente para gerar calor de reação/absorção na seção de retificação que teria um efeito adverso significativo na capacidade de absorção do meio aquoso de absorção, ou na força motriz da transferência de massa na seção de retificação.

[0096] Preferencialmente, onde o adsorvente é tetraglyme, a regi- ão 13.2 para a qual o licor de absorção circulante resfriado é devolvido para a zona de contato gás/líquido é mantido a uma temperatura não maior que cerca de 40°C, mais preferencialmente não maior que cerca de 30°C, mais normalmente de cerca de 15° a cerca d e 25°C. Em um sistema de tetraglyme, a temperatura da região 13.1 a partir da qual o licor de absorção circulante quente é removido da zona de contato gás/líquido é preferencialmente mantida a uma temperatura não maior que cerca de 45°C, mais preferencialmente não maior que 35°C, mais normalmente de cerca de 15° a cerca de 30°C. Aquele s versados na técnica reconhecerão que escalas de temperatura diferentes, em alguns casos substancialmente diferentes, são ideais para outros solventes. Por exemplo, onde o adsorvente malato de sódio, a região 13.2 para a qual o licor de absorção circulante resfriado é devolvido para a zona de contato gás/líquido é mantida a uma temperatura não maior que cerca de 45°C, mais preferencialmente não maior que cerca de 45°C, mais normalmente de cerca de 20° a cerca d e 40°C. Neste caso, a temperatura da região 13.1 da qual o licor de absorção circulante quente é removido da zona de contato gás/líquido é preferenci-almente mantida a uma temperatura não maior que cerca de 50°C, mais preferencialmente não maior que 40°C, mais nor malmente de cerca de 25° a cerca de 35°C. Em cada caso, a taxa de circulação en-tre as regiões 13.1 e 13.2 é ditada por essas restrições de temperatura e a geração de energia da unidade do processo de absorção.

[0097] Convenientemente, uma fração da corrente dianteira do li-cor de absorção quente enriquecido com dióxido de enxofre 17 é retirada da corrente do licor de absorção circulante a montante do trocador de calor externo 80 e direcionada para o separador do licor de absorção 30.

[0098] A localização da região de retorno do licor de absorção circulante 13.2 pode ser escolhida com base no perfil de absorção para a zona de absorção de dióxido de enxofre. Perfis típicos usando meios de absorção diferentes são ilustrados na Fig. 6.

[0099] Onde a absorção é imediata e substancialmente quantitativa no contato do gás de alimentação com o meio de absorção na zona de contato gás/líquido, um circuito de resfriamento único de licor de absorção é normalmente suficiente para preservar a eficiência de absorção e controlar a corrente volumétrica do licor de absorção para um nível consistente com uso eficiente de energia no separador do licor de absorção. No entanto, onde a afinidade do adsorvente para dióxido de enxofre é mais limitada, como também é desejável para fins de funcionamento eficiente do separador de licor de absorção, o gradiente de concentração de dióxido de enxofre pela zona de absorção, ou seja, a taxa na qual a concentração de dióxido de enxofre na corrente de gás (e na corrente de líquido) diminui com a distância acima da entrada de gás para a zona de absorção, pode ser apenas modesta. Em tais cir-cunstâncias, maior eficiência na operação do absorvedor e do separador pode ser alcançada por meio do uso de dois ou mais ciclos de resfriamento espaçados verticalmente ao longo do caminho de corrente de gás na zona de absorção. Por exemplo, conforme ilustrado na Fig. 5, dois destes ciclos de resfriamento são mostrados. No segundo ciclo de resfriamento, uma segunda porção de licor de absorção quente enriquecido com dióxido de enxofre descendo a zona de contato gás/líquido 13 do absorvedor 11 é retirada de uma região 13.3 acima da região 13.2 para a qual licor de absorção resfriado circulante é de-volvida à zona de contato gás/líquido no primeiro circuito de resfriamento e circulada através de um trocador de calor externo 81, onde o calor de absorção é removido pela transferência de um fluido de resfriamento. O licor de absorção resfriado é devolvido para o absorvedor na região 13.4 da zona de contato gás/líquido que é espaçada acima da região 13.3 da qual o licor de absorção quente é retirado, mas es- paçado abaixo do topo da zona de contato gás/líquido.

[00100] A Fig. 7 ilustra o funcionamento de um sistema absorve- dor/separador em que dióxido de enxofre tem apenas uma modesta afinidade com o adsorvente, de modo que o gradiente de dióxido de enxofre é relativamente raso. A Fig. 7 representa a temperatura do licor de absorção e a concentração de dióxido de enxofre na corrente de gás dentro da zona de absorção, em cada instância em função da localização na zona de absorção expressada como a distância em unidades de transferência a partir do topo, ou seja, saída de gás da zona, com diferentes curvas para sistemas contendo respectivamente nenhum ciclo de resfriamento, um ciclo de resfriamento, dois ciclos de resfriamento e três ciclos de resfriamento. Dados sobre o efeito de um, dois ou três ciclos de resfriamento são também descritos abaixo na Tabela 1.

[00101] Tabela 1: Impacto de Ciclos de Resfriamento nos Requisitos de Vapor

[00102] Os dados plotados na Fig. 7 e tabulados na Tabela 1 são de um sistema de absorção de dióxido de enxofre no qual o absorve- dor compreende 15 fases (essencialmente correspondentes a unidades de transferência). Em cada caso em que licor de absorção circulante é resfriado, existe pelo menos um ciclo no qual a região de retirada é fase de 15 e a região de retorno é fase 13, ou seja, a região de retorno é espaçada pela altura de essencialmente duas unidades de transferência do fundo da zona de absorção e espaçada pela altura de 12 unidades da parte superior da zona. Onde é adicionado um segundo ciclo, a região de retirada é fase 10 e a região de retorno é fase 8, e onde um terceiro ciclo é usado, a região de retirada é fase 5 e a região de retorno é fase 3.

[00103] Estas representações e tabulações ilustram graficamente o valor de um ou mais ciclos de resfriamento para contribuir com a eficiência energética global do processo. Conforme indicado na Tabela 1, um ciclo de resfriamento diminui o uso de vapor no separador de licor de absorção em cerca de 15% em comparação com a operação sem refrigeração. A operação com dois ciclos de resfriamento reduz o consumo de vapor em 24% comparada à operação com sem refrigeração; e a operação com três ciclos reduz o consumo de vapor em 25% comparada à operação sem refrigeração. Sem refrigeração, a temperatura atinge um máximo de 31°C. A temperatura máxima cai para 27°C, 22.5 e 19°C, respectivamente, com a introdução de um, do is ou três ciclos de resfriamento.

[00104] Em comparação com o sistema cujo funcionamento é refletido na Fig. 7 e na Tabela 1, somente um único ciclo de resfriamento normalmente se justificaria em um processo de absorção de dióxido de enxofre que utiliza um ácido poliprótico, como malato de sódio, como adsorvente.

[00105] O restante do processo, conforme ilustrado na Fig. 5, é operado substancialmente da forma descrita acima com referência à Fig. 1 ou Fig. 2. No entanto, deve ser entendido que o controle do aumento da temperatura no meio de absorção dentro do absorvedor 11 de acordo com a presente invenção pode ser praticado independentemente de fornecer uma fonte de energia para a geração de vapor de separação comprimindo o efluente de gás do separador primário, ou o vapor gerado a partir do condensado separado (ou seja, o processo pode depender inteiramente do refervedor 37 como fonte de energia para a coluna de separação do licor de absorção 30). Absorção de Gás Rico e Pobre e Circuitos de Separação em Conjunto

[00106] A Fig. 8 ilustra um sistema em que economias de energia substanciais ao conseguir emissões significativamente menores realizam-se dividindo a tarefa de absorção de gás contaminante entre dois circuitos de absorção e separação distintos que operam em conjunto. Conforme descrito em conexão com as Figs. 8, o processo é aplicado à recuperação de dióxido de enxofre. No entanto, o processo é aplicável à recuperação de outros gases sujeitos a absorção em um sistema aquoso para produzir um licor de absorção em que há uma diferença bruta de volatilidade entre o gás absorvido e o solvente, normalmente água. Em tais sistemas de absorção, conforme divulgado na patente co-pendente n° de série 13/283.671, a reação de absorção é normalmente de ordem diferente de zero. Conforme ilustrado nas Figs. 10 e 11, em qualquer razão de L/G e adsorvente sobre SO2 no absorvedor, a concentração de SO2 residual no gás de escape do absorvedor varia com a taxa de vapor para o separador em que o SO2 é recuperado do licor de absorção. Conforme ilustrado na Fig. 12, isso ocorre porque a concentração de SO2 residual no meio de absorção regenerada reciclado para o absorvedor aumenta conforme a taxa de vapor para o separador diminui, reduzindo assim a força motriz para a absorção de SO2. Dividir a tarefa de absorção entre dois absorvedores que estão em série em relação aa corrente de gás permite que a maior parte do dióxido de enxofre a seja retirado do gás de alimentação em razões modestas de L/G e adsorvente sobre SO2 em um primeiro absorvedor de gás rico, produzindo um gás pobre com um teor de dióxido de enxofre que é muito reduzido, mas normalmente não reduzido a um nível que satisfaça as normas de emissão e/ou os rendimentos pretendidos de enxofre. O restante do dióxido de enxofre, até uma concentração residual aceitável, pode então ser retirado do gás pobre em um absor- vedor de gás pobre a jusante do absorvedor de gás rico na direção da corrente do gás, novamente no L/G relativamente modesto, apesar da razão relativamente alta de adsorvente sobre SO2.

[00107] Referindo-se à Fig. 8, será visto que cada absorvedor é associado a um separador para remover o licor de absorção que sai do absorvedor de dióxido de enxofre. Na operação do processo, uma corrente de gás de alimentação 110 compreendendo o gás fonte é contatado no absorvedor de gás rico 101 com um meio de absorção de gás rico aquoso 103. A maior parte do dióxido de enxofre no gás de alimentação é removida da corrente de gás, produzindo um gás pobre 113 contendo residual de dióxido de enxofre e um licor de absorção rico 105 contendo dióxido de enxofre sorvido. O licor de absorção de gás rico é transferido para um separador de licor de absorção rico 107 onde dióxido de enxofre é separado do licor de absorção rico, de preferência contatando o licor de absorção com o vapor no separador. De preferência, o absorvedor de gás rico 101 é composto por uma coluna que contém uma zona de contato gás/líquido vertical 101.1 que con-tém enchimentos, bandejas, ou outros meios para promover a transferência de massa entre a fase gasosa e a fase líquida. O gás de alimentação entra no fundo e gás pobre sai pela parte superior da zona de contato gás/líquido e é retirado através de uma saída de gás para o absorvedor, enquanto o meio de absorção aquoso de gás rico entra no topo da zona e licor de absorção rico sai pelo fundo, ou seja, o meio de absorção médio e fase de gás fluem contracorrente através da zona. O licor de absorção rico 105 que sai da parte inferior da zona de absorção de gás rico é retirado através de uma saída de líquido do ab- sorvedor e transferido para um separador de licor de absorção rico 107.

[00108] Em sua passagem para o separador de licor rico 107, o licor de absorção de gás rico 105 é preferencialmente pré-aquecido pela recuperação de energia de qualquer um dos vários outras correntes de processo, conservando assim o calor introduzido o processo em outras operações de processo de que emanam tais correntes. Como um exemplo principal, o licor de absorção pode ser passado através de um permutador 147, onde calor é transferido do meio de absorção de gás rico regenerado 103, sendo devolvido a partir do separador de licor rico para o absorvedor de gás rico 101. Antes da entrada no per- mutador 147, o licor de absorção pode, opcionalmente, ser passado por outro permutador de calor 149, onde é aquecido através de transferência de calor de outra fonte conveniente, conforme referenciado abaixo.

[00109] O separador de licor rico 107 de preferência também é composto por uma coluna que contém uma zona de separação constituída por uma zona de contato vertical vapor/líquido 107.1 que contém enchimento, bandejas, ou outros meios para promover a transferência de massa entre a fase líquida e a fase de vapor. O separador de preferência também opera contracorrente com o licor de absorção rico introduzido na parte superior da zona e vapor introduzido na parte inferior. Opcionalmente, em vez de vapor, ou além de vapor, a fase líquida pode ser circulada de, ou próxima à parte inferior da zona através de um refervedor (não mostrado) que transmite calor para a fase líquida para a remoção de dióxido de enxofre. O meio de absorção de gás rico regenerado 103 que sai da parte inferior da zona de contato va- por/líquido é retirado através de uma saída de líquido do separador de licor rico 107 e reciclado para o absorvedor de gás rico 101 para remoção de dióxido de enxofre de uma corrente adicional de gás de ali-mentação. Vantajosamente, o meio de absorção de gás rico regenerado é resfriado em seu retorno pela transferência de calor para o licor de absorção de gás rico 105 no trocador de calor 147. Se sulfato acumular-se no circuito do meio de absorção do sistema de gás rico, ele pode ser removido por um turbilhão de refrigeração do meio de absorção de gás rico regenerado em um trocador de calor 111 a uma temperatura suficiente para cristalizar o sulfato de sódio, que pode então ser removido através de um filtro ou centrífuga 151.

[00110] O gás pobre 113 contendo SO2 que não foi removido no absorvedor de gás rico sai na parte de cima da zona de absorção de gás rico 101.1, é retirado de uma saída de gás do absorvedor de gás rico 101 e direcionado para a entrada de gás do absorvedor de gás pobre 115. O absorvedor de gás pobre preferencialmente também é composto por uma coluna que contém uma zona de absorção vertical, constituída por uma zona de contato gás/líquido 115.1 que contém meios para promover a transferência de massa, tais como enchimento ou bandejas. O gás pobre entra na parte inferior da zona de contato gás/líquido enquanto o meio de absorção de gás pobre entra no topo da zona, as fases de gás e líquido de preferência fluindo contracorren- te através da zona. O dióxido de enxofre residual no gás pobre é removido no absorvedor de gás pobre e transferido para o meio de absorção, rendendo um licor de absorção de gás pobre 117 que sai do fundo da zona de absorção de gás pobre 115.1 e é retirado do absor- vedor de gás pobre 115 através de uma saída de líquido. Uma corrente de gás limpo de acordo com uma especificação para um nível aceitável de emissões do processo e/ou rendimento de enxofre sai da parte superior da zona de absorção de gás pobre e é retirado do absorve- dor de gás pobre através de uma saída de gás. Conforme descrito acima, este gás pode ser passado através de um eliminador de névoa e aquecido ligeiramente para suprimir a formação de uma coluna de fumaça.

[00111] O licor de absorção pobre 117 é direcionado para um sepa- rador de licor pobre 119. O separador de licor pobre de preferência também é composto por uma coluna que contém uma zona de contato vapor/líquido vertical 119.1 que contém enchimento, bandejas, ou outros meios para promover a transferência de massa entre a fase líquida e a fase de vapor. O separador de preferência também opera con- tracorrente com o licor de absorção pobre introduzido na parte superior da zona e vapor introduzido na parte inferior. Opcionalmente, em vez de vapor, ou além de vapor, a fase líquida pode ser circulada de ou na parte inferior da zona através de um refervedor 109 que transmite calor para a fase líquida para a remoção de dióxido de enxofre. O meio de absorção pobre regenerado 121 sai da parte inferior da zona de contato vapor/líquido, é retirado através de uma saída de líquido do separador e reciclado para o absorvedor de gás pobre. Em sua passagem de volta para o absorvedor de gás pobre 115, o meio de absorção de gás pobre regenerado opcionalmente pode ser arrefecido, por exemplo, no trocador de calor 153 por transferência de calor para a torre d'água ou outro líquido de resfriamento conveniente. Por exemplo, como mostrado na Fig. 8, o trocador de calor 153 pode ser um permutador com calor transferido do meio de absorção de gás pobre regenerado sendo usado para pré-aquecer o licor de absorção pobre na sua passagem para o separador de licor pobre.

[00112] Se, e visto que o sulfato de sódio acumula-se no meio de absorção de gás pobre regenerado, uma corrente de purga pode ser desviado para um sistema de cristalização e filtração onde o sulfato de sódio é removido. Um circuito de filtro/cristalizador comum pode servir a ambos os circuitos do absorvedor/separador rico e pobre. Neste caso, uma fração do expurgo do meio de absorção de gás pobre regenerado de preferência é misturada com uma fração de expurgo do meio de absorção de gás rico regenerado que é entregue para o cristaliza- dor. Embora um cristalizador comum possa servir a ambos os circui- tos, tanques de solvente separados são mantidos no processo de armazenamento do respectivo meio de absorção regenerada, ajuste do respectivo pH e formação do adsorvente.

[00113] Em um processo preferencial, conforme ilustrado na Fig. 8, o gás do separador de ambos separadores pode convenientemente ser combinado para fornecer um gás de processo separador 123 que é preferencialmente comprimido em um ejetor do vapor ou compressor (não mostrado) e depois resfriado para a condensação do vapor d'á- gua em um condensador resfriador 125. O condensado do resfria- dor/condensador é direcionado para um separador de condensado 127 onde ele é posto em contato com vapor para remoção de SO2 residual. O gás de ventilação do resfriador/condensador 125 é combinado com gás do separador de condensado a partir do separador de condensado 127 para produzir um gás separador combinado final (corrente de SO2 úmido recuperado) 133 que é normalmente ainda mais resfriado, por exemplo, em trocadores de calor 135 e 137 e removido do processo. O condensado aquoso adicional formado pelo resfriamento da corrente de SO2 úmido recuperado nos trocadores de calor 135 e 137 é devolvido para o separador de condensado 127. O meio de resfriamento no resfriador/condensador de SO2 recuperado 135 pode ser, por exemplo, o gás de escape do absorvedor de gás pobre 115 e o meio de resfriamento no resfriador/condensador de SO2 recuperado 137 pode ser o licor de absorção de gás rico que sai do absorvedor de gás rico 101, nesse caso o permutador 137 e o trocador de calor 149 podem ser o mesmo. O aquecimento do gás de escape ajuda a prevenir a formação de coluna de fumaça na pilha, enquanto pré-aquecer o licor de absorção economiza energia no separador de licor rico. Resfriar e condensar a água da corrente de SO2 recuperado ajuda a condicionar este corrente para operações a jusante, por exemplo, pode reduzir a carga sobre a torre de secagem através da qual o SO2 recuperado pode ser passado antes de ser introduzido no conversor de uma usina de ácido sulfúrico de contato.

[00114] Em uma modalidade preferencial do processo, conforme ilustrado na Fig. 8, o efluente de gás do separador a partir do separador de licor pobre, que compreende dióxido de enxofre essencialmente saturado com vapor d'água à temperatura do licor de absorção pobre na seção superior do separador de licor pobre, é usado como uma fonte de vapor de separação para o separador de licor rico. Este padrão de corrente pode ser particularmente vantajoso onde a corrente de gás que entra no absorvedor de gás rico tem um SO2 relativamente elevado ou outro teor de gás contaminante, por exemplo, maior que cerca de 40% em volume, de preferência maior que cerca de 30% em volume, mais normalmente entre cerca de 0,2 e cerca de 10% em volume. Onde a corrente de gás de entrada tem teor de SO2 relativamente baixo, por exemplo, menos que cerca de 5% em peso, ou entre cerca de 0,1 e cerca de 2% em volume, pode ser necessário fornecer uma fonte separada de calor para o separador de licor rico, seja indiretamente para um refervedor para o separador de licor rico, ou diretamente através de vapor vivo injetado diretamente na coluna de separação em si.

[00115] Em outra modalidade preferencial, vapor vivo 129a de outra fonte, de preferência de teor de SO2 mais baixo do que o gás de processo do separador pobre 131 e preferencialmente mais substancialmente isento de SO2, é introduzido na parte inferior da zona de contato gás/líquido 107.1 dentro do separador de licor rico 107. Na presente modalidade, o gás do separador pobre 131 que sai do separador de licor pobre 119 preferencialmente contorna a saída de líquido na parte inferior da zona de contato gás/líquido do separador de licor rico 107.1 e é introduzido na zona 107.1 em um ponto suficientemente espaçado acima da saída (meio de absorção regenerada) de fase líquida para permitir a remoção de SO2 da fase líquida com vapor 129a que entra substancialmente isento de SO2. Nesta modalidade, o conduto 131a para entrega de gás do separador pobre 107 deve ser amplamente dimensionado para minimizar a queda de pressão entre a saída da fase de gás do separador 119 e o ponto de entrada do gás do separador pobre na zona de contato do separador de licor rico 107.1.

[00116] Em outra modalidade opcional, o gás do separador pobre 131 pode contornar inteiramente o separador de licor rico 107 através do conduto 131b, de modo que o vapor de separação para o licor absorção rico fique substancialmente isento de SO2, em vez daquele transferido do licor de absorção rico na zona de separação de licor rico 107.1. O gás do separador rico 122 então pode ser combinado com gás do separador pobre 131 para formar uma corrente de gás de pro-cesso do separador 123. Assim, nesta modalidade, os dois separadores operam inteiramente em paralelo em vez de em série, mas os gases efluentes ainda são combinados para formar a corrente de gás de processo do separador 123. Para fornecer flexibilidade, tanto o separador 107 quanto o separador 119 são dimensionados para transportar a carga de separação inteiramente, a fim de manter operações se uma ou outra coluna de separação precisar ser retirada de serviço. Esse recurso pode ser de particular importância em instalações de capital elevado que devem ser operadas confiavelmente em elevados volumes de produção com tempo mínimo de inatividade ou de interrupção do processo, por exemplo, na produção de ácido sulfúrico, ou em unidades de dessulfuração de uma operação de refinação de petróleo. Em tal modo de operação, quando uma das colunas de separação precisa ser retirada de serviço, a operação do processo é convertida em um circuito de absorção e separação único em que, por exemplo, o meio de absorção regenerada pode ser recirculado para o topo do ab- sorvedor 115, o absorvedor que sai da fase líquida 115 pode ser entregue para a entrada de líquido na parte superior do absorvedor 101 e o licor de absorção que sai do absorvedor 101 pode ser entregue para o separador único que está funcionando.

[00117] Em outra modalidade (não mostrada), uma terceira coluna de separação é fornecida e dimensionada, de modo que quaisquer dois dos separadores podem ser operados ao mesmo tempo, de acordo com o diagrama da Fig. 8, com o outro em serviço de espera; ou, se desejado, operado em paralelo com o separador 107 ou 119, para fornecer capacidade adicional de separação do licor de absorção pobre ou rico durante operações de alto rendimento rico/pobre.

[00118] Em outra modalidade preferencial, a condensação de vapor d'água de um gás de um gás de processo do separador é usada para gerar vapor de separação para um ou ambos os separadores de licor pobre e rico. O gás de processo do separador pode incluir o efluente de gás do separador rico do separador de licor rico 107, o gás do separador pobre do separador de licor pobre 119, ou, como mencionado acima, uma combinação de ambos as correntes. Em uma modalidade particularmente preferencial, conforme ilustrado na Fig. 8, o gás de processo do separador consiste essencialmente no gás do separador rico 123 extraído do separador de licor rico 107, que inclui SO2 retirado de ambos o licor rico e o licor pobre. Alternativamente, o gás de processo do separador 123 pode ser formado pela combinação do gás do separador de licor rico 122, deixando o separador de licor rico 107 com o gás do separador de licor pobre 131b contornando o separador de licor rico 107 e misturado com o gás do separador rico 122 a jusante do separador 107 no que se refere aa corrente da fase de gás. O gás de processo do separador é resfriado no resfriador de gás de processo do separador 125 para condensar água dele e fornecer um condensado que é direcionado a um separador de condensado 127 operado essencialmente da mesma maneira que o separador de condensado das Figs. 1 e 2. Também é preferido que pelo menos uma fração do con- densado separado que sai do separador de condensado 127 seja direcionada de volta para o resfriador do gás de processo do separador 125 como um fluido de refrigeração para condensação de água a partir do gás do separador. É ainda preferido que o resfriador do gás de processo do separador seja operado para gerar vapor a partir do condensado separado e que pelo menos uma parte do vapor 129 então gerado seja direcionado para um ou ambos os separadores de licor de ab-sorção 107 através do conduto 129a e 119 através do conduto 129 como fonte de vapor de separação. Em uma modalidade particularmente preferencial, conforme ilustrado por linhas de corrente contínuo na Fig. 8, o vapor 129 gerado pela troca de calor entre o gás de processo do separador e o condensado separado no resfria- dor/condensador de gás de processo do separador 125 é direcionado principalmente para a entrada de vapor do separador de licor pobre 119 e que a fonte de vapor 131 para o separador de licor rico seja extraída principalmente do efluente de gás do separador de licor pobre, como ilustrado na Fig. 8. Assim, ainda mais eficiência energética é alcançada. Embora a força motriz para dessorção no separador do sistema rico 107 não possa ser materialmente comprometida pelo pe-queno incremento no teor de SO2 da fase de gás contribuído pelo SO2 separado no separador de licor pobre 119, qualquer efeito adverso pode ser evitado direcionando-se uma parte do vapor gerado no resfria- dor/condensador 125 diretamente para o separador de licor rico através da linha 129a e introduzindo o gás do separador de licor rico num ponto espaçado acima da saída da fase líquida pobre da zona do separador de licor rico 107.1.

[00119] Como também ilustrado na Fig. 8, é preferencial que o gás de processo do separador 123 que sai do separador de licor rico seja comprimido, por exemplo, através de um ejetor de jato de vapor 155, a uma pressão suficiente que possa ser usada para gerar vapor do con- densado separado no resfriador/condensador de gás de processo do separador 125. As condições de operação do separador de licor rico, compressão de vapor e do resfriador/condensador de gás de processo do separador/fervedor de condensado do separador são substancialmente conforme descritas acima com respeito à Fig. 1.

[00120] Como mostrado na Fig. 8, a corrente do condensado separado 139 que sai do separador de condensado 127 é direcionado para um separador de vapor/líquido 141 e circula através da linha 143 entre o separador e o resfriador/condensador 125, onde a transferência de calor entre o gás de processo do separador gera vapor 129 para o se-parador de licor pobre 119. Vapor e condensado separado são separados no separador 141, o vapor 129 é preferencialmente direcionado ao separador 119 e pelo menos uma parte do condensado separado circula para o resfriador/condensador de gás do separador de licor pobre 125 através da linha 143 para conversão em vapor de separação. Outras porções do condensado separado que sai do separador de va- por/líquido 141 opcionalmente podem ser recirculadas e combinadas com o meio de absorção regenerada de gás pobre 121 ou com o meio de absorção de gás rico 103 (através da linha, não mostrada) para retornar ao absorvedor de gás pobre 115, absorvedor de gás rico 101, ou ambos e o restante do condensado separado 145 pode ser purgado do sistema.

[00121] Alternativamente, o lado do condensado separado do res- friador/condensador de gás do separador 125 pode ser projetado para permitir a retirada de vapor d'água dentro do permutador de calor em si, permitindo que uma corrente de vapor substancialmente isento de água passe diretamente a partir do resfriador/condensador para o ab- sorvedor, sem a necessidade de um separador de vapor/líquido à parte. Neste exemplo, o condensado separado que sai do fervedor de condensado separado 125 pode ser distribuído da mesma maneira que o condensado separado que sai de um separador de va- por/líquido, conforme descrito acima, tendo como referência o separador 141.

[00122] Vapor gerado no resfriador/condensador de gás do separador primário 125 é introduzido ao separador 119 através da linha 129, onde entra em contato com o licor de absorção pobre na zona de contato vapor/líquido 119.1, tanto fornecendo calor para o licor de absorção pobre quanto funcionando como um gás de separação para a remoção de dióxido de enxofre da fase líquida. O aquecimento da fase líquida no separador de líquido de absorção pobre reduz a concentração de equilíbrio do dióxido de enxofre na fase líquida e aumenta a força motriz para a transferência de dióxido de enxofre para a fase de vapor. Na transferência de calor para a fase líquida, o vapor gerado a partir do resfriador/condensador de condensado separado 125 parcialmente condensa-se dentro do separador de licor pobre, funcionando assim essencialmente como um gás de separação condensável. Opcionalmente, o calor de separação fornecido pelo vapor gerado a partir do condensado separado no resfriador/condensador de gás de processo do separador pode ser completado pelo calor fornecido de uma fonte externa em um refervedor 109, através do qual a fase líquida do separador de licor de absorção é circulada. O refervedor auxiliar pro-porciona total flexibilidade no controle do equilíbrio d'água do processo. Normalmente, o licor de absorção a ser passado através do refer- vedor é retirado de um depósito do separador e devolvido para a parte inferior da zona de contato vapor/líquido do separador de licor pobre 119.1 acima do depósito.

[00123] A operação de um sistema que compreende circuitos de absorção e separação de gás pobre e gás rico separados oferece a oportunidade de maior economia de energia, capitalizando sobre a diferença bruta de volatilidade entre SO2 e H2O. Assim, o absorvedor de gás rico não precisa alcançar uma remoção quantitativa de dióxido de enxofre, o que significa que um volume relativamente modesto de meio de absorção aquosa de gás rico e uma razão de equivalentes relativamente baixa de adsorvente sobre SO2 é eficaz para remover a maior parte do dióxido de enxofre, suficiente para impor apenas uma modesta carga sobre a capacidade de absorção do absorvedor de gás pobre. Por exemplo, no caso de absorção de SO2 em um absorvedor de sal de ácido carboxílico poliprótico, como malato, a razão estequi- ométrica da taxa na qual o adsorvente é introduzido no absorvedor de gás rico sobre a taxa na qual SO2 é introduzido ao absorvedor é de preferência não maior que cerca de 0,6, mais preferencialmente entre cerca de 0,3 e cerca de 0,5. A razão de massa de L/G no absorvedor de gás rico é normalmente entre cerca de 0,1 e cerca de 50, mais normalmente 0,1 a 40, preferencialmente 0,1 a 30. A extremidade inferior desses intervalos geralmente seria preferida onde a concentração de SO2 de entrada é de relativamente baixa a modesta, por exemplo, <5% em volume, enquanto a extremidade superior do intervalo seria preferida a uma alta concentração de SO2, por exemplo, 30-40% ou superior. Juntamente com o L/G relativamente baixo, a máxima força motriz que prevalece no absorvedor de gás rico normalmente pode produzir um licor de absorção de gás rico contendo pelo menos cerca de 0,5% em peso SO2, mais normalmente entre cerca de 0,8 e cerca de 15% em peso SO2. Parâmetros de processo semelhantes aplicam- se para adsorventes de SO2 diferentes de malato e para sorção de outros gases ácidos, tais como CO2, NOx, H2S, ou HCl, bem como para outros gases absorvíveis, tais como NH3.

[00124] Como o licor de absorção de gás rico é relativamente concentrado, SO2 é facilmente recuperado no separador de licor rico com apenas um modesto consumo de vapor. Por várias razões, apenas uma razão relativamente baixa de vapor sobre corrente de líquido de absorção é necessária no separador de licor rico. A concentração relativamente elevada de dióxido de enxofre no licor de absorção rico aumenta a pressão parcial de dióxido de enxofre de equilíbrio na fase de vapor do separador de licor rico e, assim, favorece a transferência de massa para a fase de vapor. Ao mesmo tempo, pois o gás pobre que sai do absorvedor de licor rico pode ser limpo no absorvedor de licor pobre, uma concentração residual relativamente alta de dióxido de enxofre no meio de absorção de gás rico regenerado pode ser tolerada. Dada a diferença bruta de volatilidade entre água e dióxido de enxofre, apenas uma razão relativamente pequena de vapor sobre licor de absorção rico é necessária para atingir remoção quantitativa do SO2 a um nível que não tem nenhum impacto material sobre a necessária capacidade de absorção de SO2 do solvente dessorvido retornado ao absorvedor de SO2 de gás rico. Assim, por exemplo, a razão de massa de vapor sobre SO2 introduzido no separador de licor rico pode ser controlada em um valor não maior que cerca de 8, mais normalmente entre cerca de 0,2 e cerca de 8, ainda mais normalmente entre cerca de 0,3 e cerca de 6, preferencialmente entre cerca de 0,3 e cerca de 4. Isso equivale a substancialmente as mesmas razões de vapor sobre SO2 que entra no absorvedor de licor rico. No separador de licor rico, a concentração de SO2 residual no meio de absorção regenerada é normalmente reduzida a um nível não inferior que cerca de 0,02% em peso, ou entre cerca de 0,02% em peso e cerca de 1,5% em peso, ou entre cerca de 0,02% em peso e cerca de 0,5% em peso ou entre cerca de 0,03% em peso e cerca de 0,3% em peso, onde o teor de SO2 do gás fonte é inferior a 4%. Em um teor maior de SO2 no gás de alimentação, o teor de SO2 do meio de absorção regenerada pode cair em um intervalo substancialmente mais alto, por exemplo, pelo menos cerca de 0,3% em peso, ou entre cerca de 0,2 e cerca de 8% em peso, ou entre cerca de 0,4 e cerca de 7% em peso, ou entre cerca de 0,5 e cerca de 6% em peso, ou entre cerca de 0,8 e cerca de 15% em peso.

[00125] Mesmo sob as condições relativamente grosseiras mantidas no absorvedor de gás rico, uma elevada proporção, por exemplo, pelo menos 85%, ou mais normalmente 90%, 95% ou até 99% da soma dos gases removidos pela operação combinada dos absorvedores de gás pobre e gás rico pode ser removida no absorvedor de gás rico sozinho e, essencialmente, proporções idênticas do teor total de entrada de gás contaminante também podem ser removidas no absorve- dor de gás rico. Por exemplo, no caso de absorção de SO2 em solução de adsorvente malato ou tetraglyme, o gás pobre que sai do absorve- dor de gás rico normalmente contém não mais que cerca de 0,5% em volume, mais normalmente não mais que cerca de 0,4% em volume, preferencialmente entre cerca de 0,01 e cerca de 0,3% em volume, mais preferencialmente não mais que cerca de 2.000 e mais preferencialmente entre cerca de 100 e cerca de 1.500 ppm SO2 em volume. Deve ser compreendido que baixar o nível de SO2 em excesso no ab- sorvedor de gás rico pode exigir a redução do teor de SO2 do meio de absorção de gás rico regenerado a um nível muito baixo que não é ne-cessário para a eficiência do processo global, mas que exige mais do que o consumo ideal de vapor no separador de licor rico.

[00126] O teor de SO2 do gás do separador rico que sai do separador de licor rico é preferencialmente pelo menos 15%, mais preferencialmente pelo menos cerca de 20%, ainda mais preferencialmente pelo menos cerca de 25% em volume. Normalmente, o gás do separador rico pode conter entre 10% e cerca de 60%, ou entre 20% e 50%, ou preferencialmente entre cerca de 25% e cerca de 40% SO2 em volume. A título de exemplo, o teor de SO2 do gás do separador rico pode ser correlacionado com o teor de SO2 do gás de alimentação para o absorvedor de gás rico e o teor de SO2 do meio de absorção regenerada. Assim, onde o teor de dióxido de enxofre do gás de alimentação está entre cerca de 1000 ppm e cerca de 4000 ppm e o teor de dióxido de enxofre do meio de absorção de gás rico regenerado está entre cerca de 0,5 e cerca de 2% em peso, o teor de dióxido de enxofre do efluente de gás do separador rico do separador de licor rico está entre cerca de 25% e cerca de 45% em volume, o que corresponde a uma carga de vapor d'água significativamente menor do que a carga de vapor d'água no gás do separador gerado em um circuito absorve- dor/separador único. Tomando outro exemplo, onde o teor de SO2 do gás de alimentação é muito mais alto, ou seja, cerca de 40% em volume e o teor de SO2 do meio de absorção de gás rico regenerado é entre cerca de 1,5 e cerca de 8,0% em peso, o teor de dióxido de enxofre do efluente de gás do separador rico do separador de licor rico é entre cerca de 40% e cerca de 60% em volume. Tais níveis residuais relativamente elevados de dióxido de enxofre no meio de absorção de gás rico regenerado não afetam negativamente a capacidade do meio de absorção regenerada para remover uma alta proporção do SO2 que entra no processo no gás fonte e no gás de alimentação.

[00127] Uma razão maior de adsorvente sobre SO2 pode ser ne-cessária no absorvedor de gás pobre e não no absorvedor de gás rico, a fim de satisfazer as especificações de emissões ou cumprir as metas de rendimento de enxofre, mas a razão de massa de L/G no absorve- dor de gás pobre geralmente não é maior do que seria em um único absorvedor, conforme descrito no n° de série 13/283.671, por exemplo, não maior que cerca de 0,8, entre cerca de 0,02 e cerca de 0,6, entre cerca de 0,4 e cerca de 0,4, 0,05 e cerca de 0,3, mais preferencialmente entre cerca de 0,08 e cerca de 0,25, ou entre cerca de 0,1 e cerca de 0,2. Mas onde o gás de alimentação tem um alto teor de SO2, por exemplo, 30-40% ou superior, a razão de massa 4G no absorvedor de gás pobre pode ser tão alta como 2,5 ou superior. Uma razão relativamente elevada de equivalentes de adsorvente sobre SO2 também normalmente é necessária no absorvedor de gás pobre, por exemplo, entre cerca de 1 e cerca de 6, mais normalmente entre cerca de 2 e cerca de 4, mas como a maior parte do SO2 já foi removido no absor- vedor de gás rico, nem o L/G nem a corrente de adsorvente absoluto para o absorvedor de gás pobre precisa ser mais alto e pode, em geral, ser significativamente inferior do que o que é necessário para um absorvedor em um processo baseado em um circuito absorve- dor/separador único. Assim, a razão estequiométrica da taxa de introdução de adsorvente no absorvedor de gás pobre em relação à taxa em que dióxido de enxofre é introduzido no absorvedor de gás rico em geral não é mais que cerca de 0,8, preferencialmente entre cerca de 0,02 e cerca de 0,6, mais preferencialmente entre cerca de 0,04 e cerca de 0,4. Mesmo nestes baixas correntes de adsorvente, o teor de dióxido de enxofre do licor de absorção pobre que sai do absorvedor é normalmente não maior que cerca de 10% em peso, ou não maior que cerca de 9% em peso, ou não maior que cerca de 8% em peso, ou não maior que cerca de 7% em peso ou não maior que cerca de 6% em peso, ou não maior que cerca de 5% em peso, ou não maior que cerca de 4,5% em peso, ou não maior que cerca de 4% em peso normalmente entre cerca de 0,1 e cerca de 8%, ou entre cerca de 0,1% e cerca de 5% em peso.

[00128] É importante reduzir o teor de dióxido de enxofre do meio de absorção de gás pobre regenerado para um nível baixo, a fim de assegurar uma força motriz de equilíbrio de reação e transferência de massa suficiente para a absorção no absorvedor de gás pobre para que as metas de rendimento e/ou os padrões de emissões sejam cumpridos e, portanto, uma alta razão de vapor sobre fase líquida é necessária para separar SO2 residual do licor de absorção pobre. Preferencialmente, o teor residual de dióxido de enxofre do meio de absorção de gás pobre regenerado é entre cerca de 100 ppb e cerca de 0,5% em peso, ou entre cerca de 500 ppb e cerca de 0,2% em peso, ou entre cerca de 700 ppb e cerca de 500 ppm. É mais particularmente preferido que o teor de SO2 do médio de absorção de gás regenerado pobre seja menor que cerca de 500 ppm, ou menor que cerca de 100 ppm, mais preferencialmente menor que cerca de 50 ppm, ainda mais preferencialmente menor que cerca de 10 ppm em peso, normalmente 0,1 a 25 ou 0,1 a 10 ppm em peso.

[00129] No processo da Fig. 8 onde o SO2 do separador de licor pobre serve como fornecimento de vapor para o separador de licor rico, a razão de vapor sobre licor de absorção pobre alimentado ao separador de licor pobre está entre cerca de 0,05 e cerca de 0,8, mais normalmente entre cerca de 0,1 e cerca de 0,5. Razões mais baixas de vapor sobre licor pobre podem ser suficiente onde uma fonte de vapor independente é fornecida para o separador de licor rico. Isto ainda dá uma razão elevada de vapor sobre SO2 no separador de licor pobre, mas como a carga de dióxido de enxofre no separador de licor pobre é muito baixa, a carga de vapor no separador de licor de absorção pobre permanece baixa em função da corrente de dióxido de enxofre no sistema com o gás fonte e o gás de alimentação.

[00130] Geralmente, o teor de SO2 do gás do separador pobre está entre cerca de 0,1% e cerca de 10%, ou entre cerca de 0,2% e cerca de 6% em volume.

[00131] Efluentes de vapor (gás do separador) do separador de licor de absorção rico e o separador de licor de absorção pobre são vantajosamente combinados antes ou após a condensação para gerar uma corrente de condensado único para transferência para o separador de condensado. No entanto, os dois correntes podem ser alimentados separadamente ao separador de condensado, ou mesmo alimentados a separadores diferentes, se desejado.

[00132] Embora uma razão de vapor sobre SO2 relativamente alta seja necessária para retirar SO2 residual do licor de absorção pobre, o baixo volume de SO2 a ser removido do licor pobre requer apenas um modesta corrente de vapor de separação em relação aa corrente do licor de absorção pobre e, como mencionado acima, uma baixa razão para a carga de dióxido de enxofre no gás de alimentação de entrada para o absorvedor de gás rico. Além disso, o volume de corrente do licor de absorção pobre também é relativamente baixo, dada a carga de absorção relativamente mínima que permanece após o SO2 ter sido quase quantitativamente removido no absorvedor de gás rico. Devido aos altos níveis de SO2 residual que podem ser tolerados no meio de absorção de gás rico regenerado que sai do separador de licor rico, juntamente com a taxa de corrente volumétrica relativamente baixa do meio de absorção de gás pobre, a demanda total de vapor para a operação combinada dos dois separadores é significativamente menor do que a demanda de vapor para o separador de licor de absorção em um processo que utiliza apenas um circuito absorvedor/separador único para as mesmas emissões.

[00133] Assim, a corrente total de condensado é modesto e a carga sobre o(s) separador(es) do condensado é correspondentemente modesta. A baixa demanda resultante de vapor no separador de condensado, juntamente com a demanda líquida de vapor reduzida dos circuitos de absorção e separação pobre e rico em conjunto, resulta na produção de um gás separador combinado final (corrente de SO2 úmido recuperado) tendo um teor relativamente alto de SO2. Por causa da razão de SO2 sobre água mais alta no gás de processo do separador em comparação com o gás do separador de um processo tendo apenas um circuito absorvedor/separador único, o teor de SO2 de equilíbrio do condensado pode ser marginalmente superior ao teor de SO2 do condensado do processo de circuito único. O rendimento alto de enxofre pode ainda ser assegurado separando-se o condensado do resfriador/condensador de gás de processo do separador em uma razão de vapor sobre água marginalmente superior na coluna d'água (separador de condensado), mas mesmo onde esta razão é relativamente elevada, qualquer aumento incremental da taxa de corrente de vapor para o separador de condensado é muito menor que a redução incremental na corrente de vapor realizada prevenindo a necessidade de alcançar a remoção quantitativa de SO2 do licor do solvente que flui através do separador de licor de absorção rico. Capitalizando sobre a diferença bruta de volatilidade entre água e SO2, a demanda global de vapor do processo, incluindo a remoção de vapor para o separador de licor rico, a remoção de vapor para o separador de licor pobre, a remoção de vapor para o separador de condensado e vapor para um ejetor de jato para comprimir o gás de processo do separador em relação ao teor de dióxido de enxofre do gás de alimentação é geralmente não mais que 6,80 kg/kg de SO2 (15 lbs de SO2) ou preferencialmente entre cerca de 2,27 e cerca de 4,53 kg/kg de SO2 (cerca de 5 e cerca de 10 lbs./lb. de SO2) a um nível de SO2 de 1000 a 2000 ppm no gás de alimentação para o absorvedor de gás rico, não mais que 3,63 kg/kg de SO2 (8 lbs./lb. de SO2) ou preferencialmente entre cerca de 0,68 e cerca de 2,27 kg/kg de SO2 (cerca de 1,5 e cerca de 5 lbs./lb. de SO2) a um nível de SO2 de 2000 ppm a 2% em volume no gás, não mais que 1,81 kg/kg de SO2 (4 lbs./lb. de SO2) ou preferencialmente entre cerca de 0,36 e cerca de 1,36 kg/kg de SO2 (cerca de 0,8 e cerca de 3 lbs./lb. de SO2) a um nível de SO2 de 2 a 4% em volume no gás, e não mais que 1,36 kg/kg de SO2 (3 lbs./lb. de SO2) ou preferencialmente entre cerca de 0,23 e cerca de 1,13 kg/kg de SO2 (cerca de 0,5 e cerca de 2,5 lbs./lb. de SO2) a um nível de SO2 superior a 4% em volume. Vapor adicional pode ser necessário pelo cristalizador para a remoção de sulfato do meio de absorção regenerada, mas este incremento deve ser substancialmente o mesmo em um sistema rico/pobre como em um sistema único convencional de absorção/separação. A estas taxas de demanda de vapor, o sistema rico/pobre em conjunto pode diminuir o teor de SO2 do gás de escape do absorvedor de gás pobre para <20 ppm, ou mesmo >10 ppm. A compressão de gás de processo do separador pode permitir uma redução ainda maior nesses níveis de emissão.

[00134] Os princípios discutidos acima de economia de energia podem ser resumidos e elaborados da seguinte forma. Por causa da taxa de corrente relativamente baixa de vapor necessária para o separador de licor rico, o efluente de vapor do separador de licor rico tem um maior teor de SO2 que o efluente de vapor de um sistema absorve- dor/separador único que deve ser operado para atingir um estado de teor de SO2 constante inferior no meio de absorção regenerada. Por causa da fração de SO2 restante relativamente pequena a ser removida no separador de licor pobre e do modesto volume de corrente de licor de absorção de gás pobre, as demandas de corrente de energia e vapor do separador de licor pobre também são baixas. Assim, o teor de SO2 de efluentes de gás combinado dos dois separadores de licor de absorção (que funcionam na Fig. 8 como o gás de processo do separador) é também maior do que o efluente de vapor do sistema separador único, como é o teor de SO2 do efluente de gás do separador de licor rico, mesmo onde o efluente de gás do separador de licor pobre é todo direcionado para a entrada de vapor do separador de licor rico e o gás do separador pobre é usado como a origem de vapor de separação para o separador de licor rico, como a modalidade preferencial ilustrada na Fig. 8. Este esquema recupera o incremento adicional de SO2 que é removido da corrente de gás no absorvedor de gás pobre 115 e alcança mais eficiência energética usando o componente de vapor do efluente de gás/vapor do separador de licor pobre como o gás de separação para o separador de licor rico. O incremento adicional de SO2 que tinha sido removido da corrente de gás pobre no absorvedor do sistema pobre é removido do licor pobre no separador de gás pobre e passa pelo separador de sistema rico para recuperação final, por exemplo, como o gás de ventilação do resfriador/condensador 125.

[00135] Por causa da economia resultante no consumo de vapor ao separar as correntes de licor de absorção rico e pobre, o condensado obtido no resfriamento dos efluentes de vapor combinado tem um teor de SO2 correspondentemente alto. Como observado, isto pode exigir uma razão de corrente de vapor sobre condensado um pouco maior no separador de condensado 129 do que no processo de circuito absor- vedor/separador único ilustrado na Fig. 1. No entanto, devido ao volume relativamente baixo de condensado no processo da Fig. 8 e à diferença bruta de volatilidade entre SO2 e água, o SO2 ainda é prontamente removido do condensado em uma corrente de vapor que é baixo em relação aa corrente de gás de alimentação e ao teor de SO2 do mesmo. A compressão térmica do vapor contribui ainda para a eficiência energética. Conforme ilustrado na Fig. 8, o gás de processo do separador é compactado em um ejetor de jato de vapor 155, preferenci-almente aumentando a pressão de gás de processo do separador entre cerca de 82,74 e cerca de 124,10 kPa (cerca de 12 e cerca de 18 psi) acima da pressão na parte superior do separador de licor rico, que é preferencialmente entre cerca de 110,32 e cerca de 137,89 kPa absolutos (cerca de 16 e cerca de 20 psia).

[00136] As Figs. 10 a 12 ilustram a capacidade de alcançar uma recuperação de 85-90% de SO2 no separador de sistema de gás rico em um consumo modesto de vapor de 5-10 lbs de vapor por libra de SO2 e alcançar a recuperação quantitativa de SO2 no separador do sistema pobre em uma razão de vapor sobre SO2 significativamente superior, mas em uma taxa absoluta muito mais baixa de consumo de vapor. As Figs. 10 a 12 todas refletem a operação de um processo em que SO2 é removido de um gás de alimentação contendo 0,24% em volume de SO2 em um circuito absorvedor/separador único. A Fig. 10 é uma representação linear do SO2 residual no gás de escape do absor- vedor em função da razão de vapor alimentado ao separador sobre o SO2 que entra no absorvedor, enquanto a Fig. 11 representa o SO2 residual em uma escala logarítmica comparado à razão de vapor sobre SO2 em uma escala linear. A Fig. 12 representa SO2 residual no gás de escape em função do teor de SO2 do meio de absorção, uma variável inversamente correlacionada à razão de vapor/SO2 sobre a abscissa das Figs. 10 e 11. Ambos os parâmetros da Fig. 10 estão em uma escala linear. As três representações demonstram que: (i) uma grande fração de SO2 pode ser removida com baixo gasto de vapor em um processo que consiste em um circuito absorvedor/separador único, mas isso ainda deixa uma concentração inaceitavelmente elevada de SO2 no gás de escape; (ii) um dispêndio muito elevado de vapor por unidade de SO2 de entrada é necessário num sistema de circuito ab- sorvedor/separador único para baixar o teor de SO2 do gás de escape para níveis aceitáveis de acordo com as normas de emissões típicas; e (iii) esses fenômenos refletem a natureza de ordem diferente de zero da operação de reação de absorção e separação.

[00137] Por comparação, maior eficiência no consumo de vapor e energia é alcançada no processo da Fig. 8 em que a carga de absorção é dividida entre um circuito absorvedor/separador de gás rico, operado a baixa razão de vapor entregue para o separador de licor rico em relação ao SO2 que entra no absorvedor de gás rico no gás de alimentação e um circuito absorvedor/separador de gás pobre operando a uma razão elevada de vapor entregue para o separador de licor pobre em relação ao teor de SO2 do gás pobre que flui a partir da saída do absorvedor de gás rico para a entrada do absorvedor de gás pobre. As Figs. 10 e 11 confirmam e ilustram graficamente que, como uma fração elevada, embora relativamente bruta, do dióxido de enxofre de entrada é removida no absorvedor de gás rico, um teor relativamente alto de SO2 pode ser deixado permanecer no meio de absorção de gás rico regenerado devolvido ao absorvedor de gás rico, permitindo assim que o separador de licor rico seja operado em uma razão relativamente baixa de vapor sobre SO2 de entrada, proporcionando a conservação líquida de vapor neste circuito. Já que somente uma fração muito menor do SO2 de entrada continua a ser removido no separador de licor pobre, mesmo a eficiência muito modesta na operação do absor- vedor de gás rico, a carga de remoção de SO2 no separador de licor pobre é muito baixa. Enquanto uma razão elevada de vapor sobre o teor de SO2 do gás pobre e o licor de absorção pobre precisa fornecer um meio de absorção de gás pobre regenerado capaz de satisfazer as normas de emissão e/ou rendimento de enxofre pretendido pela remoção de SO2 residual no absorvedor de gás pobre, a taxa absoluta de corrente de vapor necessária para o separador de licor pobre é baixa, por causa da carga muito baixa de SO2 imposta no circuito absorve- dor/separador pobre. Isso se traduz em uma baixa taxa de corrente de massa do meio de absorção de gás pobre para o absorvedor de gás pobre, uma taxa de vapor correspondentemente modesta a baixa para o separador de licor pobre e uma baixa razão de consumo de vapor total em relação ao teor de SO2 do gás de alimentação que entra no absorvedor de gás rico.

[00138] Assim, por exemplo, para reduzir o teor de SO2 para 100-200 ppm no gás pobre 113 no processo ilustrado na Fig. 8, a razão necessária de vapor que entra no separador de licor rico sobre o SO2 que entra no absorvedor de gás rico é entre cerca 1,81 e cerca de 6,80 (cerca de 4 e cerca de 15) preferencialmente entre cerca de 2,27 e cerca de 4,53 kg vapor/kg de SO2 (cerca de 5 e cerca de 10 lbs. va- por/lb. de SO2) a um nível de SO2 de 1000 a 2000 ppm no gás de ali- mentação para o absorvedor de gás rico, entre cerca de 0,91 e 3,63 kg vapor/kg de SO2 (cerca de 2 e cerca de 8 lbs vapor/lb. de SO2) a um nível de SO2 de 2000 ppm a 2% em volume no gás de alimentação, entre cerca de 0,45 e cerca de 1,81 kg vapor/kg de SO2 (cerca de 1 e cerca de 4 lbs. vapor/lb. de SO2) a um nível de SO2 de 2% em volume a 4% em volume no gás de alimentação, e cerca de 0,45 a cerca de 1,36 kg vapor/kg de SO2 (cerca de 1 a cerca de 3 lbs vapor/lb. de SO2) a um nível de SO2 maior que 4% em volume no gás de alimentação. A fim de reduzir o teor de SO2 de gás pobre 113 de 200 ppm para atingir um padrão típico de emissão de 50 ppm no gás de escape 18 do ab- sorvedor de gás pobre, a razão de vapor que entra no separador de licor pobre sobre o SO2 que entra no absorvedor de gás pobre é muito maior do que a razão correspondente no circuito do separador de ab- sorvedor de gás rico. Por exemplo, a demanda de vapor do separador de licor pobre é normalmente pelo menos cerca de 6,80 kg por kg de SO2 (cerca de 15 lbs. por lb. de SO2) no gás pobre, por exemplo, entre cerca de 6,80 e cerca de 45,36 (cerca de 15 e cerca de 100), mais normalmente entre cerca de 4,53 e cerca de 36,29 kg vapor/kg de SO2 (cerca de 10 e cerca de 80 lbs. vapor/lb de SO2) de gás pobre a um nível de SO2 de 200 ppm no gás pobre para o absorvedor de gás pobre, ou entre cerca de 9,07 e cerca de 54,43 kg de vapor/kg de SO2 (cerca de 20 e cerca de 120 lbs vapor/lb. de SO2) a um nível de SO2 de 100 ppm no gás pobre. No entanto, devido ao teor de SO2 muito baixo do gás pobre, a taxa de corrente necessária do meio de absorção para o absorvedor de gás pobre é relativamente baixa e a demanda líquida de vapor no separador de licor pobre ainda é muito modesta, tanto em termos absolutos como em função do teor de SO2 do gás de alimentação que entra no absorvedor de gás rico, ou seja, entre cerca de 0,091 e cerca de 2,27 (cerca de 0,2 e cerca de 5), mais normalmente entre cerca de 0,091 e cerca de 1,36 kg por kg de SO2 (cer- ca de 0,2 e cerca de 3 lbs. por libra de SO2) no gás de alimentação.

[00139] Além disso, especialmente onde o gás do separador de licor pobre 131 é direcionado para o separador de licor rico para funcionar como vapor de separação para o licor de absorção rico e o gás do separador que sai funciona como o gás de processo do separador que fornece a energia para gerar o vapor de separação no resfriador de gás de processo do separador 125, a demanda líquida de vapor total não é maior que a demanda de vapor para o separador de gás rico sozinho, ou seja, entre cerca de 1,81 e cerca de 6,35 kg/kg de SO2 (cerca de 4 e cerca de 14 lbs./lb. de SO2) a um nível de SO2 de 1000 a 2000 ppm no gás de alimentação para o absorvedor de gás rico, entre cerca de 0,91 e cerca de 3,63 kg/kg de SO2 (cerca de 2 e cerca de 8 lbs/lb. de SO2) a um nível de SO2 de 2000 ppm a 2% em volume no gás de alimentação, entre cerca de 0,45 e cerca de 1,81 kg/kg de SO2 (cerca de 1 e cerca de 4 lbs./lb. de SO2) a um nível de SO2 de 2% em volume a 4% em volume no gás de alimentação, e entre cerca de 0,45 e cerca de 1,36 kg/kg de SO2 (cerca de 1 e cerca de 3 lbs/lb. de SO2) a um nível de SO2 superior a 4% em volume no gás de alimentação.

[00140] Mais genericamente, o SO2 ou outro teor de gás contami- nante da corrente de gás é reduzido a uma das três ordens de magnitude no absorvedor de gás rico e outra das três ordens de magnitude no absorvedor de gás pobre, resultando em uma redução geral de três a seis ordens de magnitude através do sistema de absorção ri- co/pobre. O consumo de vapor varia apenas modestamente no que diz respeito à extensão a qual o teor de gás contaminante da corrente de gás é reduzido. A baixas concentrações de SO2 no gás de alimenta-ção, por exemplo, 1000 a 2000 ppm, a demanda de vapor para reduzir o teor de SO2 em 3 a 5 ordens de magnitude varia entre entre 2,27 e cerca de 6,80 (entre 5 e cerca de 15), ou entre 3,17 e cerca de 5,44 kg/kg de SO2 (cerca de 7 e cerca de 12 lbs./lb. de SO2) removido; nu ma concentração um pouco maior no gás de alimentação, ou seja, 2000 ppm a 2% em volume, a demanda de vapor para a mesma redução proporcional no teor de SO2 varia entre cerca de 1,36 e cerca de 4,53 (cerca de 3 e cerca de 10), ou entre cerca de 1,36 e cerca de 3,63 kg/kg de SO2 (cerca de 3 e cerca de 8 lbs./lb. de SO2) removido; a uma concentração de 2 a 4% em volume SO2 no gás de alimentação, a mesma redução proporcional requer entre cerca de 0,91 e cerca de 1,81 (cerca de 2 e cerca de 4) ou entre cerca de 1,13 e cerca de 1,81 kg vapor/kg de SO2 (cerca de 2,5 e cerca de 4 lbs. vapor/lb. de SO2) removido; a 4 a 20% em volume SO2 no gás de alimentação, a demanda de vapor cai na faixa de entre cerca de 0,45 e cerca de 1,59 (cerca de 1 e cerca de 3,5), ou entre cerca de 0,91 e cerca de 1,59 kg/kg de SO2 (cerca de 2 e cerca de 3,5 lbs./lb. de SO2) removido; a 20 a 40% em volume de SO2 no gás de alimentação, a exigência de vapor é entre cerca de 0,45 e cerca de 1,36 (cerca de 1 e cerca de 3), ou entre cerca de 0,36 e cerca de 1,13 kg/kg de SO2 (cerca de 0,8 e cerca de 2,5 lbs./lb. de SO2) removido; e a >40% em volume de SO2 no gás de alimentação, a demanda de vapor é apenas 0,36 a 1,13 (0,8 a 2,5) ou entre cerca de 0,23 e cerca de 1,13 kg/kg de SO2 (cerca de 0,5 e cerca de 2,5 lbs./lb de SO2) removido. Em cada caso, a corrente de SO2 recuperado tem um teor de SO2 que varia de 2 a 20x ou mais em relação à concentração de SO2 no gás de alimentação. Para correntes residuais típicos com SO2, como o gás residual de uma usina de ácido sulfúrico de contato de dupla absorção, o processo rico/pobre usando adsorvente malato pode render economicamente um gás de exaustão a partir do absorvedor pobre, com um teor de SO2 residual <5 ppmv, ou mesmo <1 ppmv.

[00141] Como indicado acima, a demanda líquida (total) de vapor inclui a soma de todo vapor fornecido ao processo a partir de fontes externas, incluindo: (i) vapor de separação para o separador de licor rico; (ii) vapor de separação para o separador de licor pobre; (iii) vapor de separação para o condensado obtido na refrigeração do gás de processo do separador; e (iv) vapor para um ejetor de jato para comprimir o gás de processo do separador entre a saída do(s) separa- dor(es) de licor de absorção e o resfriador/condensador de gás de processo do separador que funciona como um fervedor para a geração de vapor de separação de licor de absorção e/ou um ejetor de jato para comprimir o vapor gerado a partir do condensado no resfria- dor/condensador de gás de processo do separador para uso como vapor de separação em um ou mais separadores de licor de absorção.

[00142] A Fig. 9 ilustra um processo que opera exatamente no mesmo princípio, de acordo com os mesmos parâmetros, com base no mesmo diagrama e usando o mesmo equipamento conforme representado e descrito na Fig. 8, exceto que, ao invés de comprimir o gás de processo do separador como ilustrado na Fig. 8, o processo da Fig. 9 comprime o vapor gerado no resfriador/condensador de gás de processo do separador 125 de uma forma exatamente comparável ao processo da Fig. 2, como descrito acima. No que diz respeito a ambas a Fig. 2 e a Fig. 9, aquele versado na técnica vai compreender que, embora a compressão do vapor seja uma alternativa à compressão do gás do separador, os dois não são mutuamente exclusivos. Assim, a presente invenção inclui um sistema híbrido combinando a compressão de gás do separador das Figs. 1 e 8 com a compressão de vapor das Figs. 2 e 9.

[00143] Circuitos de absorção/separação rico/pobre em conjunto fornecem a vantagem maior onde a etapa de absorção é composta por uma reação química, mais particularmente onde a reação de absorção é de ordem diferente de zero, resultando em linhas de operação não lineares (perfis de teor de SO2 de líquido e gás ao longo dos caminhos de corrente de fluido através do absorvedor) com uma inclinação es- pecialmente acentuada na região do absorvedor perto da entrada de gás, conforme indiretamente ilustrado, por exemplo, nas Figs. 10 e 11. O processo em conjunto também pode ser usado em processos de sorção que não envolvem uma reação química, mas na maioria destes a linha de operação do absorvedor é mais linear e a economia no consumo de vapor não é tão grande.

[00144] Com base na divulgação fornecida aqui, aqueles versados na técnica irão reconhecer que a absorção e recuperação de um gás contaminante podem ser conduzidas em um processo constituído por mais de dois circuitos de absorção/separação em conjunto. Em muitos casos, se não a maioria dos casos, a economia de vapor incremental realizável dessa maneira pode falhar em justificar o investimento de capital adicional necessário. No entanto, onde a concentração de poluentes no gás fonte é especialmente elevada e o afastamento da ordem zero na reação de absorção é especialmente grande, o uso de três ou mais circuitos absorvedor/separador em conjunto talvez valha a pena. Encaminhar a corrente de gás do vapor/separador em série dos separadores de licor pobre a progressivamente mais rico pode fornecer uma vantagem adicional, embora as perdas de calor possam, como matéria prática, exigir vapor suplementar.

[00145] Outros diagramas de processo podem ser implementados em conformidade com os princípios em que baseia-se o processo ri- co/pobre da invenção.

[00146] Na implementação do conceito de absorção rico/pobre, o processo conforme descrito acima opera em um L/G relativamente baixo e geralmente também em uma razão de adsorvente sobre gás contaminante de entrada relativamente baixa no absorvedor de gás rico, resultando assim em concentrações relativamente altas de con- taminantes no licor de absorção rico. Alta concentração de contami- nante na fase líquida fornece uma substancial força motriz para des- sorção no separador de licor rico e, assim, conduz a uma recuperação substancial de gás contaminante em uma razão relativamente baixa de vapor de separação sobre gás contaminante que entra no absorvedor de separação.

[00147] Onde a sorção é composta por uma reação ácido/base, outra variável que afeta a distribuição de equilíbrio de contaminação entre a fase líquida e a fase de vapor no separador de licor rico é o pH do licor de absorção rico. Conforme aplicado à adsorção de gases ácidos, será entendido que reações "ácido/base" incluem a reação entre um gás ácido e um adsorvente que pode não necessariamente ser alcalino, mas que tem um pKa substancialmente mais alto que o pKa do ácido do qual o gás contaminante é o anidrido, ou a uma reação entre um gás nucleofílico e um adsorvente que pode não necessariamente ser ácido, mas que tem um pKa inferior a uma solução alcalina da qual o nucleófilo contaminante é o anidrido. O ajuste de pH aplica-se a tais reações também.

[00148] Por exemplo, na sorção de SO2 usando um adsorvente como ácido málico ou sal de malato, o pH do licor de absorção rico afeta a distribuição de equilíbrio de SO2 entre a fase líquida e a fase de vapor no separador de licor rico. Quando o pH diminui, o equilíbrio é alterado para distribuir uma fração relativamente maior de SO2 para a fase de gás em uma dada concentração de SO2 e adsorvente na fase líquida. Assim, em qualquer dada composição do gás de entrada, o L/G e a razão de adsorvente sobre SO2 no absorvedor, o consumo de vapor necessário para remover e recuperar uma determinada fração do SO2 no separador de licor rico varia diretamente com o pH do licor de absorção rico que sai do absorvedor e entra no separador, como faz o consumo de vapor necessário para atingir uma concentração inversamente correlativa de SO2 na corrente de gás pobre que sai do absor- vedor de gás rico.

[00149] Este efeito é ilustrado na Fig. 14. A curva definida pelos pontos de dados de círculo ilustra a relação entre pH do licor de absorção que sai do absorvedor e o vapor consumido no separador para remover suficiente SO2 do licor de absorção regenerada, de modo que o gás pobre que sai do absorvedor de gás rico tem um teor de SO2 de 450 ppm em volume. A curva definida pelos pontos de dados triangulares representa, em função do pH, a razão de vapor/SO2 necessária para reduzir o teor de SO2 de corrente de gás pobre para 200 ppm, a curva definida pelos pontos de dados em forma de diamante representa a razão de vapor/SO2 em comparação com o pH necessário para reduzir o teor de SO2 da corrente de gás pobre para 100 ppm e a curva definida pelos pontos de dados em forma de estrela representa a razão de vapor/SO2 em comparação com o pH necessário para reduzir o teor de SO2 da corrente de gás pobre para 17 ppm. Com base nas relações ilustradas nas representações de dados da Fig. 14, o pH do meio de absorção pode ser otimizado em um sistema de absorção em que circuitos de absorção e separador rico e pobre operam em conjunto, ou em um sistema de absorção padrão, formado por um único ab- sorvedor e separador.

[00150] Em um processo que consiste em apenas um único circuito de absorção e separação, o efeito benéfico de pH mais baixo no licor de absorção rico na eficiência do separador tem um preço, já que normalmente se correlaciona com pH inferior no meio de absorção regenerada que entra no absorvedor, pelo menos na ausência de medidas para controlar de forma independente o pH pela introdução de ácido dentro do absorvedor e um incremento de compensação de base no meio de absorção regenerada devolvido para o absorvedor. O pH inferior no meio de absorção regenerada reduz marginalmente a eficiência de absorção no absorvedor de gás rico. A preservação da eficiência de absorção controlando independentemente o pH nas se- ções superior e inferior do absorvedor é viável e está no escopo da invenção como um modo de operação opcional, mas ela também tem um preço no consumo de materiais ácidos e alcalinos utilizados para ajuste do pH.

[00151] As representações da Fig. 14 não refletem o ajuste de pH independente, mas em vez disso, subsumem o efeito favorável de pH inferior na eficiência de separação e o menor efeito negativo sobre a eficiência de absorção. Assim, de acordo com a invenção verificou-se que, dentro de intervalos ideais conforme indicado pela Fig. 14, o pH pode ter permissão para ajustar-se a um nível em que o efeito benéfico sobre o consumo de vapor no separador de licor rico supera o efeito negativo da menor eficiência de absorção no absorvedor de gás rico e o benefício alcançado, fazendo com que o pH saia da linha no valor preferencial sem a adição de ácido ao absorvedor ou o incremento de compensação de base ao meio de absorção regenerada. Por exemplo, para um alvo de emissão de absorvedor de 200 ppm, o consumo de vapor necessário por unidade de massa de SO2 pode ser reduzido de >10:1 para cerca de 7:1 ajustando-se o pH de estado estacionário do meio de absorção na extremidade inferior do absorvedor de um valor de 4,5 para um valor de 4,0. Economias ainda maiores são teorica-mente possíveis permitindo que o pH de estado estacionário ajuste-se a um valor no intervalo de 3,6 a 3,8. A convergência das curvas indica que em um circuito único de absorção e separação pode ser necessário aumentar substancialmente a corrente de solvente para assegurar a remoção adequada de SO2 no absorvedor, tomando vantagem da relação indicada ao reduzir o pH para um nível no qual a razão va- por/SO2 necessária cai significativamente abaixo de cerca de 7 para o sistema particular em que se baseia a Fig. 14. No entanto, em um sistema rico/pobre, o absorvedor de gás pobre pode funcionar estável a L/G e teor de adsorvente do meio de absorção constantes, mesmo no teor de gás contaminante de entrada variando aleatoriamente dentro de um intervalo definido por outros valores indicados pela Fig. 14.

[00152] Assim, embora a otimização do pH possa produzir benefícios no consumo de vapor em um processo que compreende um circuito absorvedor/separador único, vantagem substancial adicionada das relações ilustradas na Fig. 14 pode ser adquirida em um processo com circuitos absorvedor/separador rico e pobre em conjunto, como mostrado, por exemplo, na Fig. 8. No sistema de circuito de absor- ção/separação único do qual a Fig. 14 é derivado, o pH da extremidade inferior do absorvedor pode ser estabelecido ou permitido para ajustar-se a um valor em torno de 4,0 a 4,2 e o vapor para o separador definido em uma razão do SO2 de entrada em um intervalo que varia dependendo do teor de SO2 do gás de alimentação e o nível-alvo de emissões, mas pode ser tipicamente na faixa de 0,91 a 4,53 kg/kg de SO2 (2 a 10 lbs./lb. de SO2). Neste modo de operação, o nível exato de SO2 residual na corrente de gás pobre pode ser um pouco instável, mas volátil dentro de um intervalo relativamente baixo do qual o absor- vedor de gás pobre pode reduzir ainda mais o teor de SO2 para níveis excepcionalmente baixos que satisfaçam o regulamento ambiental mais rigoroso.

[00153] A relação específica entre pH e emissões de gás contami- nante conforme ilustrado na Fig. 14 é específica para a adsorção de SO2 usando um adsorvente que compreende ácido málico ou sal mala- to. No entanto, relacionamentos semelhantes podem se aplicar a outros sistemas de sorção que compõem uma reação ácido/base, como, por exemplo, a recuperação de H2S usando um adsorvente de amina, ou a recuperação de amônia usando um adsorvente acídico. No caso da amônia, o consumo de vapor pode ser reduzido por um aumento marginal ao invés de uma diminuição do pH do meio de absorção.

[00154] Como observado, o conceito de ajuste de pH pode ser apli-cado para otimizar o funcionamento de um sistema de absorção composto por uma reação de sorção ácido/base em um circuito de absor- vedor e separador único. Em um circuito único ou em um circuito de absorção/separação de gás rico de um sistema rico/pobre, o pH do meio de absorção no absorvedor é ajustado para um valor que difere do pH que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção, mas em que o consumo de vapor no separador para reduzir o teor de gás contaminante do meio de absorção regenerada a um nível-alvo é menor do que o consumo de vapor para reduzir o teor de gás contami- nante do meio de absorção regenerada a tal nível em uma operação comparativa em que o pH do meio de absorção é mantido em um valor que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção. Como resultado, o teor de gás contaminante do gás que sai do absorvedor pode não ser significativamente mais elevado e para certos sistemas ácido/base não superiores, que o teor contaminante do gás de saída no sistema comparativo.

[00155] Preferencialmente, a corrente de gás flui contracorrente para a corrente do meio de absorção de gás no absorvedor de gás e o pH do meio de absorção na base do absorvedor é ajustado para um valor que difere do pH que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção. Mais geralmente, o pH é ajustado para o valor desejado em uma região do absorvedor da qual o licor de absorção é retirado. A otimização de rotina pode identificar um pH para tal região em que o benefício do consumo de vapor reduzido excede qualquer penalidade resultante da perda marginal na eficiência de absorção. Em alguns sistemas e especialmente em sistemas rico/pobre em que a perda na eficiência de absorção no absorvedor de gás rico pode ser facilmente compensada na concepção e/ou operação do absorvedor de gás pobre, o benefício do consumo de vapor reduzido é desproporcional à penalidade, se houver, na eficiência de absorção.

[00156] Onde o gás contaminante é composto por um gás ácido, como SO2 ou H2S, o meio de absorção dentro do absorvedor e mais particularmente na base de um absorvedor de contracorrente é preferencialmente ajustado para um valor menor do que o pH que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção. Onde o gás contami- nante é composto por um gás alcalino, como amônia, o meio de absorção dentro do absorvedor é preferencialmente ajustado para um valor maior do que o pH que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção.

[00157] Adsorventes exemplares para gases ácidos incluem ácido málico e sais de malato para absorção de SO2 e aminas para absorção de H2S. Onde SO2 é recuperado usando um adsorvente que abrange o ácido málico ou sal de malato, o pH do meio de absorção dentro do absorvedor adjacente à saída de licor de absorção é mantido, por exemplo, com um valor entre 3,4 e 4,2, ou entre 3,4 e 4,0, ou entre 3,5 e 3,9, ou entre 3,6 e 3,8, ou entre 3,7 e 3,85 ou entre 4,0 e 4,2. Em um sistema rico/pobre, o pH do meio de absorção de sal de malato no ab- sorvedor de gás rico é mais preferencialmente mantido na faixa de 3,4 a 4,2. Durante a inicialização, o pH inicial é preferencialmente estabe-lecido em um valor entre 3,2 e 3,6 por adições relativas de ácido máli- co e um material alcalino, como NaOH ou KOH.

[00158] Por uma questão de controle de processo, pode ser preferível que a variável de controle seja o pH do meio de absorção regenerada que sai do separador de licor de absorção, conforme opcionalmente ajustado pela adição de cáustica e malato a este corrente antes que ele seja devolvido ao absorvedor. Embora este pH possa variar do pH do licor de absorção na saída do absorvedor, os intervalos preferenciais do valor de pH conforme resumidos imediatamente acima se aplicam ao meio de absorção regenerada de gás rico também.

[00159] Onde o pH do meio de absorção é mantido nos intervalos preferenciais listados acima, o consumo de vapor no separador para atingir um nível satisfatório de SO2 no meio de absorção regenerada pode ser não maior que 3,40 kg (7,5 lbs.), ou entre 2,18 e 3,40 kg (4,8 e 7,5 lbs.) ou entre 2,27 e 3,17 kg (5,0 e 7,0 lbs.) por kg de SO2 (lb. de SO2) removido da fase líquida no separador de um processo que compreende um circuito absorvedor/separador único. Conforme ilustrado na Fig. 14, um nível satisfatório de SO2 no meio de absorção regenerada pode ser para produzir uma corrente de gás que sai do absorve- dor com um teor de SO2 menor que 450 ppm, ou menor que 200 ppm, ou menor que 100 ppm, ou mesmo menor que 17 ppm. Normalmente, um nível de 450 ppm SO2 no gás que sai do absorvedor seria aceitável na operação dos novos sistemas de absorções rico/pobre da invenção, conforme ilustrado, por exemplo, na Fig. 8. No entanto, dependendo do volume de gás, do regime regulamentar e outras circunstâncias, níveis de SO2 a 200 ppm ou 100 ppm podem ser aceitáveis como um efluente de gás de escape final e um nível de SO2 não maior do que 17 ppm seria aceitável na maioria das circunstâncias.

[00160] Onde o pH do meio de absorção em um absorvedor de gás rico de um sistema rico/pobre é ajustado para reduzir o consumo de vapor, um pH mais perto do equilíbrio líquido/gás ideal é preferencialmente estabelecido e mantido no absorvedor de gás pobre onde o consumo de vapor é relativamente baixo em todo o caso, porque o conteúdo de gás ácido muito baixa do licor de absorção pobre não cria uma demanda elevada do vapor, independentemente do pH. Assim, por exemplo, em um sistema de recuperação de SO2 usando um ad- sorvente de malato, o pH do meio de absorção no gás pobre pode ser vantajosamente mantido de 0,1 a 0,5 unidade a mais que o pH no ab- sorvedor rico. Para fins de controle de processo, este mesmo intervalo de diferença aplica-se à diferença entre o meio de absorção regenerada de gás pobre e o meio de absorção regenerada de gás rico e a dife- rença de pH entre o licor de absorção pobre e o licor de absorção rico também. Em um sistema de malato, o pH no absorvedor pobre é preferencialmente na faixa de 3,8 a 4,4.

[00161] Onde o pH no absorvedor é ajustado longe do ideal para minimizar o consumo de vapor do separador, o sacrifício na eficiência de absorção também pode ser compensado com adição de unidades de transferência ao absorvedor, ou seja, pela adição de bandejas ou altura de enchimento.

[00162] Embora ajustar o pH do meio de absorção possa exigir um maior incremento em ácido ou base adicionados ao sistema, isso não é necessariamente o caso. Em sistemas em que o pH tende a escapar para uma direção longe da prevalecente no equilíbrio ideal de gás/líquido, por exemplo, como resultante da formação de sulfatos em um circuito de remoção de SO2, ácido ou base necessariamente pode ser adicionado para impedir que o pH saia muito nessa direção. Por exemplo, cáustica, como NaOH é constantemente adicionada durante a operação de um meio de absorção de malato para SO2. Nestas operações, o ajuste para um pH que não é ideal para a absorção, mas paga dividendos finais no consumo de vapor, pode ser realizado meramente contendo a adição de ácido ou base, ou adicionando ácido ou base a um nível subestequiométrico até que um nível de pH desejado seja alcançado, no qual a adição de ponto pode ser retomada à taxa estequi- ométrica para preservar o estado estacionário de pH no nível desejado.

[00163] Os benefícios de manter o pH da fase aquosa no separador em um nível relativamente baixo são ilustrados nas Figs. 15-26, que documentam graficamente as oportunidades para melhorar a eficiência de remoção de contaminantes, enquanto se alcança baixas emissões de gás contaminante, com mínimo consumo de vapor de separação.

[00164] Em um sistema rico/pobre, um controle ideal do pH do meio de absorção permite que um nível de emissão determinado, ou seja, concentração de gás contaminante no gás de escape do absorvedor de gás pobre, seja alcançado com o mínimo consumo de vapor de separação e/ou com mínimas emissões de gás contaminante residual no escape do absorvedor a uma dada taxa de abastecimento de vapor para os separadores. Onde o gás contaminante é composto por dióxido de enxofre e o meio de absorção compreende soluções aquosas de íon malato, verificou-se que um desempenho próximo do ideal pode ser alcançado onde o meio de absorção de gás rico contém entre cerca de 5 e cerca de 30% em peso de íon de malato, a razão de hidróxido de metal alcalino sobre ácido málico é no intervalo indicado acima e a razão da corrente de componente ativo do adsorvente que entra no absorvedor de gás rico sobre o SO2 que entra no absorvedor é entre cerca de 1 e cerca de 20, ou entre cerca de 2 e cerca de 15, ou entre cerca de 2.5 e cerca de 12. Isso se traduz em um L/G na parte inferior do absorvedor de gás rico que varia com o teor de SO2 do gás de entrada, como refletido na Tabela A abaixo.

[00165] O teor de íon malato do meio de absorção de gás pobre é mais preferencialmente na faixa de entre cerca de 5 e cerca de 35% em peso. Onde o íon malato cai neste intervalo, concluiu-se que o desempenho próximo do ideal pode ser alcançado onde a razão de hidróxido de metal alcalino sobre ácido málico é controlada em função do teor de malato e sulfato do meio de absorção regenerada e a razão da corrente molar de adsorvente que entra no absorvedor de gás pobre sobre o SO2 que entra no absorvedor é entre cerca de 1 e cerca de 15 ou entre cerca de 2,5 e cerca de 12. Isso se traduz em um L/G na parte inferior do absorvedor de gás pobre que varia com o teor de SO2 do gás de entrada, como também é refletido na Tabela A abaixo. Nor-malmente, a diferença ideal entre o pH na base (saída da fase líquida) do separador de licor pobre e o pH na base do separador de licor rico é entre cerca de 0,2 e cerca de 0,4. Tabela A

(a) os valores de L/G inseridos na tabela são para um processo onde o meio de absorção continha 20% em peso de malato de Na; De acordo com o relacionamento expressado neste cabeçalho, o L/G seria proporcionalmente ajustado para alterações no teor de malato.

[00166] Referindo-se aos desenhos, a Fig. 15 descreve o desem-penho de um circuito de absorção e separação único para um gás de alimentação contendo 2.400 ppm em volume SO2 usando meio de absorção aquosa contendo sólidos de 20% em peso, ou seja, malato de Na de 20% em peso. Será compreendido que como a razão de cáustica sobre o ácido málico é geralmente maior do que um, os sólidos 20% na verdade compreendem uma mistura de íons de Na+, ânions de malato e íons de hidroxila livres. Como a razão de cáustica/málico é empurrada em direção a 1,0, uma fração de íons de bimalato também está presente. Mas a composição é de aproximadamente 20% em peso de malato de sódio. Duas relações são representadas na Fig. 15. A curva com base em pontos de dados na forma de diamante mostra o consumo de vapor por lb. O SO2 na corrente de entrada de gás necessário para alcançar uma dada concentração de gás contaminante no gás de escape do absorvedor de gás pobre, neste exemplo, 1 ppm em volume. A curva com base em pontos de dados quadrados mostra a razão de vapor sobre SO2 em função da razão de taxa de solvente sobre SO2 na alimentação, ou seja.

[00167] A partir da primeira destas curvas, será visto que a demanda de vapor permanece substancialmente constante a um nível mínimo, neste exemplo, 2,27 kg de vapor por kg de SO2 (5 lbs. de vapor por lb. de SO2) no gás de entrada, ao longo de um intervalo relativamente amplo de razões de cáustica sobre ácido málico, ou seja, de 1,0 a cerca de 1,4. Um desempenho razoavelmente satisfatório é alcançado até uma razão de cerca de 1,45. Nesse sentido, conforme ilustrado na Fig. 16, que reflete o desempenho nas mesmas condições que a Fig. 15, a eficiência de vapor favorável é preservada em uma faixa modesta de pH do meio de absorção regenerada, conforme medido na parte inferior (saída de líquido) do separador de licor rico, ou seja, de pH 3,5 a aproximadamente pH 4,0.

[00168] A segunda curva plotada na Fig. 15 reflete o efeito da razão adsorvente/SO2, conforme controlada pelo L/G no teor de adsorvente constante de 20% em peso no meio de absorção. A um nível de (L/G)/[teor de SO2 do gás de alimentação] variando de 130 a 50, ou seja, um L/G de aproximadamente 0,3 a 0,12, igualando a uma razão molar de adsorvente sobre SO2 entre cerca de 11 e cerca de 3, a demanda de vapor suficiente para atingir um nível de 1 ppm no gás de escape que sai do absorvedor de gás pobre permanece essencialmente constante em 2,27 kg/kg de SO2 (5 lbs./lb. de SO2). Conforme o L/G cai abaixo de 0,12, ou seja, o parâmetro (L/G)/[teor de SO2 do gás de alimentação] cai abaixo de 50, a demanda de vapor aumenta bruscamente, devido a uma força motriz insuficiente para transferência de massa no absorvedor.

[00169] A Fig. 17 representa ambos o pH do meio de absorção re- generada que sai do separador e as emissões de SO2 do absorvedor em comparação com a razão cáustica/ácido málico no meio de absorção, em cada caso com base em um modelo matemático do processo. A projeção baseia-se em sólidos de 20% no meio de absorção aquosa, um absorvedor (L/G)/[teor de SO2 do gás] = 36,29 kg/kg (80 lbs./lb). E uma razão de vapor fixo/SO2 de 2,72 kg/kg (6 lbs./lb.). Pode ser visto que um ideal distinto (mínimo) na demanda de vapor é projetado em uma razoa cáustica sobre málica na região de 1,20 a 1,25, igualando a um pH ligeiramente abaixo de 3,8. Em pH mais baixo, a eficiência do absorvedor se deteriora. Mas a Fig. 17 ilustra ainda que a qualidade do gás de escape declina conforme a razão cáustica sobre málica aumenta significativamente acima de 1,25. Embora o meio de absorção de maior pH tenha uma maior afinidade com o gás ácido contaminante (SO2), a capacidade do separador para a remoção de SO2 da fase aquosa começa a declinar acentuadamente à medida que o pH aumenta acima do valor de 3,8 indicado no ponto de concentração mínima de SO2 na corrente de gás de escape. Descobriu-se que a capacidade do processo de atingir emissões excepcionalmente baixas é bastante sensível ao teor de SO2 do meio de absorção regenerada devolvido para o absorvedor de gás rico.

[00170] A Fig. 18 sobrepõe um plano de dados de operação real a um nível de L/G = 36,29 kg/kg (80 lbs./lb.) e razão de vapor/SO2 de 2,72 kg/kg (6 lbs./lb.) nas curvas da Fig. 17. Como na curva derivada do modelo, os dados reais refletem uma emissão de SO2 mínima a uma razão cáustica/málica entre 1,2 e 1,3. O mínimo com base em dados reais não é tão acentuado ou tão favorável quanto o mínimo indicado pelo modelo, mas ainda é definitivo. A razão cáustica/málica ideal aparenta ser muito ligeiramente maior do que a razão ideal, baseada no modelo, mas a diferença é insignificante. Além disso, a razão cáustica/málica ideal indicada para alcançar o mínimo de emissão de

Claims

1. Processo para a remoção de um gás contaminante da fonte de gás e recuperação do gás contaminante, caracterizado pelo fato de que compreende: o contato de uma corrente gasosa de alimentação incluindo o gás fonte em um absorvedor rico em gás com um meio de absorção aquoso rico em gás que inclui um adsorvente para um gás contaminante, absorvendo desse modo o gás contaminante a partir da corrente de gás de alimentação no meio de absorção e produzindo um gás pobre do qual gás contaminante foi removido e um licor rico de absorção contendo contaminante adsorvido; o contato de um gás pobre saindo do referido absorvedor rico em gás em um absorvedor de gás pobre com um meio de absorção aquoso pobre em gás que inclui um adsorvente para um gás contaminante, absorvendo desse modo o gás contaminante a partir do gás pobre no meio de absorção e produzindo um gás de escape do qual gás contaminante adicional foi removido e um licor de absorção pobre contendo contaminante adsorvido; o aquecimento do referido licor de absorção rico em um dessorvente de licor rico para dessorver o referido contaminante do referido licor rico e, assim, produzir um meio de absorção de gás rico regenerado e um efluente de gás de dessorvente de licor rico do referido licor dessorvente de licor rico, o referido efluente de gás de dessorvente de licor rico incluindo vapor de água e gás contaminante; o aquecimento do referido licor de absorção pobre em um dessorvente de licor pobre para dessorver o gás contaminante do referido licor rico e, assim, produzir um meio de absorção de gás pobre regenerado e um efluente de gás de dessorvente de licor pobre do referido licor dessorvente de licor pobre, o referido efluente de gás de dessorvente de licor pobre incluindo vapor de água e gás contaminante; a recirculação do referido meio de absorção de gás rico regenerado ao referido absorvedor de gás rico para remoção de gás contaminante de fluxo adicional do referido gás de alimentação e referido meio de absorção de gás pobre regenerado ao referido absorvedor de gás pobre para a remoção de gás contaminante de fluxo adicional de gás pobre; em que dito gás contaminante compreende dióxido de enxofre; em que o aquecimento do referido licor de absorção rico no referido dessorvente de licor rico inclui o contato do licor de absorção rico com vapor de dessorção; em que o aquecimento do referido licor de absorção pobre no referido dessorvente de licor pobre inclui o contato do referido licor de absorção pobre no referido dessorvente de licor com vapor de dessorção; e em que a demanda total de vapor do processo é de não mais que 6,80 kg/kg de SO2 (15 lbs/lbs de SO2) no gás de alimentação a um nível de SO2 de 1000 a 2000 ppm no gás de alimentação, não mais que 3,63 kg/kg de SO2 (8 lbs./lb. de SO2) no gás de alimentação a um nível de SO2 de 2000 ppm a 2% em volume no gás de alimentação, não mais que 1,81 kg/kg de SO2 (4 lbs./lb. de SO2) no gás de alimentação um nível de SO2 de 2 a 4% em volume no gás, e não mais que 1,36 kg/kg de SO2 (3 lbs./lb. de SO2) no gás de alimentação a um nível de SO2 superior a 4% em volume de gás de alimentação.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que o gás contaminante removido do referido gás de alimentação no referido absorvedor de gás rico representa, pelo menos, 85%, 90%, 95% ou 99% da soma do gás contaminante contido no referido gás de alimentação.

3. Processo de acordo com a reivindicação 1 ou 2, caracterizado pelo fato de que o teor de gás contaminante do gás pobre saindo do absorvedor de gás rico não é maior do que cerca de 0,5% em volume, ou não maior do que cerca de 0,4% em volume, ou preferencialmente entre cerca de 0,01 e cerca de 0,3% em volume, mais preferencialmente entre cerca de 100 e cerca de 1.500 ppm em volume.

4. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 3, caracterizado pelo fato de que as taxas de fluxo relativas do referido meio de absorção de gás rico e o referido gás de alimentação é de tal modo que a razão estequiométrica da taxa em que adsorvente é introduzido no absorvedor de gás rico com a taxa em que gás contaminante é introduzido no absorvedor de gás rico é não maior do que cerca de 0,6.

5. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 4, caracterizado pelo fato de que o gás contaminante compreende adicionalmente um gás contaminante selecionado a partir do grupo consistindo em SO2, CO2, NOx, H2S, HCl e amônia.

6. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 5, caracterizado pelo fato de que o teor de dióxido de enxofre do referido meio de absorção de gás rico regenerado que sai do referido dessorvente de licor rico é entre 0,8 e 15% em peso.

7. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 6, caracterizado pelo fato de que o teor de dióxido de enxofre de dito do meio de absorção de gás regenerado pobre é não mais que cerca de 1% em peso.

8. Processo de acordo com a reivindicação 6 ou 7, caracterizado pelo fato de que a razão em massa de vapor para licor de absorção rico introduzido no referido dessorvente de licor rico é entre 0,01 e 0,15.

9. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 6 a 8, caracterizado pelo fato de que a razão em massa de vapor introduzido no referido dessorvente de licor rico com o fluxo de dióxido de enxofre no referido absorvedor de gás rico é entre cerca de 0,2 e cerca de 8, entre cerca de 0,3 e cerca de 6, ou entre cerca de 0,3 e cerca de 4.

10. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 9, caracterizado pelo fato de que a razão de vapor introduzido no referido dessorvente de licor pobre com o dióxido de enxofre introduzido no referido absorvedor de gás pobre está entre 8 e 20 kg de vapor por kg de SO2.

11. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 6 a 10, caracterizado pelo fato de que o gás de alimentação contém entre cerca de 4% em volume e cerca de 40% em volume de dióxido de enxofre, o teor de dióxido de enxofre do efluente de gás de dessorvente de licor rico do referido dessorvente de licor rico é entre cerca de 40% e cerca de 60% em volume, e o teor de dióxido de enxofre do referido meio de absorção de gás rico regenerado é entre cerca de 1,5 e cerca de 8% em peso.

12. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 10, caracterizado pelo fato de que a razão de vapor que entra no dessorvente de licor rico com SO2 entrando no absorvedor de gás rico é entre cerca de 1,81 e cerca de 6,80 ou entre cerca de 2,27 e cerca de 4,53 kg/kg de SO2 (cerca de 4 e cerca de 15 ou entre cerca de 5 e cerca de 10 libras/libra de SO2) em um nível de SO2 de 1000 a 2000 ppm no gás de alimentação para o absorvedor de gás rico, entre cerca de 0,68 e cerca de 3,63 kg de vapor/kg de SO2 (cerca de 1,5 e cerca de 8 libras de vapor/libra de SO2) em um nível de SO2 de 2.000 ppm a 2% em volume no gás de alimentação, entre cerca de 0,45 e cerca de 1,81 kg de vapor/kg de SO2 (cerca de 1 e cerca de 4 libras de vapor/libra de SO2) em um nível de SO2 de 2% em volume a 4% em volume no gás de alimentação, e entre cerca de 0,45 e cerca de 1,36 kg de vapor/kg de SO2 (cerca de 1 e cerca de 3 libras de vapor/libra de SO2) em um nível de SO2 superior a 4% em volume no gás de alimentação.

13. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 12, caracterizado pelo fato de que adsorvente para o gás contaminante compreende um ácido carboxílico poliprótico ou um sal do mesmo.

14. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 6 a 13, caracterizado pelo fato de que o teor de dióxido de enxofre do referido meio regenerado de absorção de gás pobre não é maior do que cerca de 1% em peso, ou não maior do que cerca de 0,8% em peso, ou não maior do que cerca de 0,6% em peso ou não mais do que cerca de 0,5% em peso, ou não maior do que cerca de 0,4% em peso, ou não maior do que cerca de 0,3% em peso, ou não maior do que cerca de 0,2% em peso.

15. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 6 a 14, caracterizado pelo fato de que a razão estequiométrica da taxa em que o adsorvente é introduzido dentro do absorvedor de gás pobre com a taxa em que o dióxido de enxofre é introduzido dentro do absorvedor de gás pobre é entre cerca de 1 e cerca de 6 ou entre cerca de 2 e cerca de 4.

16. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 6 a 15, caracterizado pelo fato de que a razão em massa L/G no referido absorvedor de gás pobre é não mais do que cerca de 0,8, ou entre 0,02 e 0,6, de preferência entre cerca de 0,04 e cerca de 0,4, mais preferencialmente entre cerca de 0,1 e cerca de 0,2.

17. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 16, caracterizado pelo fato de que compreende ainda: a condensação de água de um gás de processo de dessorvente que inclui o referido efluente gás de dessorvente de licor rico, o referido efluente de gás de dessorvente de licor pobre, ou uma combinação destes, por transferência indireta de calor do gás de processo de dessorvente desde um meio de arrefecimento em um condensador/refrigerador de gás de dessorvente de processo, para assim produzir um condensado com contaminante; o contato do condensado contendo contaminante saindo do referido refrigerador/condensador de gás de dessorvente de processo com vapor em um dessorvente condensado para produzir um condensado dessorvido e um efluente de gás de dessorvente condensado contendo vapor de água e contaminante; em que o meio de resfriamento para o qual o calor é transferido do processo de gás de dessorvente no referido refrigerador/condensador de gás de processo de dessorvente compreende pelo menos uma parte do condensado dessorvido, gerando, assim, vapor a partir do condensado dessorvido; e a introdução de vapor gerado no referido gás de condensador/refrigerador de gás de processo de dessorvente no referido dessorvente de licor rico, no referido dessorvente de licor pobre, ou para ambos referido dessorvente de licor rico e referido dessorvente de licor pobre, como vapor de dessorção para contato com o licor de absorção contendo contaminante para dessorver o contaminante dos mesmos.

18. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 17, caracterizado pelo fato de que a sorção do referido gás contaminante compreende uma reação de ácido/base entre o gás contaminante e o adsorvente, o pH do meio de absorção de gás rico dentro do absorvedor de gás rico sendo ajustado para um valor diferente do pH que proporciona o equilíbrio mais favorável para a absorção, mas no qual o consumo de vapor no dessorvente de licor rico para a redução do teor de gás contaminante do meio de absorção de gás rico regenerado para um nível alvo é menor do que o consumo de vapor para reduzir o teor de gás contaminante do meio de absorção de gás rico regenerado para tal nível em uma operação comparativa realizada sob condições essencialmente idênticas às condições sob as quais o referido processo é conduzido, exceto que na referida operação comparativa o pH do meio de absorção de gás rico é mantido a um valor que proporcione o equilíbrio mais favorável para absorção.

19. Processo de acordo com a reivindicação 18, caracterizado pelo fato de que o gás contaminante compreende dióxido de enxofre, o adsorvente compreende um sal de malato, e o pH do licor de absorção de gás rico saindo do absorvedor de gás rico, ou o pH do meio de absorção de gás rico regenerado saindo do dessorvente de licor rico, é mantido a um valor entre 3,4 e 4,2, ou entre 3,4 e 3,9, ou entre 3,6 e 3,8, ou entre 3,7 e 3,85, ou entre 3,8 e 4,0 ou entre 4,0 e 4,2.

20. Processo para a remoção de dióxido de enxofre de uma fonte de gás contendo o dióxido de enxofre e a recuperação do dióxido de enxofre, caracterizado pelo fato de que compreende: o contato de uma corrente de gás de alimentação compreendendo a fonte de gás em um absorvedor de gás rico com um meio de absorção de gás rico compreendendo um adsorvente para o dióxido de enxofre, absorvendo assim o dióxido de enxofre da corrente de gás de alimentação no meio de absorção e produzindo um gás pobre do qual o dióxido de enxofre foi removido e um licor de absorção rico contêm dióxido de enxofre adsorvido; o contato do gás pobre saindo do referido absorvedor de gás rico em um absorvedor de gás pobre com um meio de absorção de gás pobre que compreende um adsorvente para o dióxido de enxofre, absorvendo, assim, o dióxido de enxofre residual do gás pobre no meio de absorção de gás pobre e produzindo um gás de escape do qual dióxido de enxofre adicional foi removido e um licor de absorção pobre contendo dióxido de enxofre adsorvido; o contato do referido licor de absorção rico com vapor de dessorvente em um dessorvente de licor rico para dessorver o dióxido de enxofre do referido licor rico e, assim, produzir um meio de absorção de gás rico regenerado e um efluente de gás de dessorvente de licor rico a partir do referido licor rico, o referido efluente de gás de dessorvente de licor rico compreendendo vapor de água e dióxido de enxofre; o contato do referido licor de absorção pobre com vapor de dessorvente em um dessorvente de licor pobre para dessorver o dióxido de enxofre do referido licor pobre e, assim, produzir um meio de absorção de gás pobre regenerado e um efluente de gás de dessorvente de licor pobre a partir do referido licor pobre, o referido efluente de gás de dessorvente de licor pobre compreendendo vapor de água e dióxido de enxofre; e a recirculação do referido meio de absorção de gás rico regenerado ao referido absorvedor de gás rico para remoção de dióxido de enxofre de fluxo adicional do referido gás de alimentação e referido meio de absorção de gás pobre regenerado ao referido absorvedor de gás pobre para a remoção de dióxido de enxofre de fluxo adicional de gás pobre.

21. Processo para a remoção de dióxido de enxofre de uma fonte de gás que contém dióxido de enxofre e recuperação do dióxido de enxofre, caracterizado pelo fato de que compreende: o contato de um fluxo de gás de alimentação compreendendo o gás de origem em um absorvedor de gás contaminante com um meio de absorção de dióxido de enxofre aquoso que flui contracorrente a dito fluxo de gás de alimentação e compreendendo um adsorvente de sal de malato para o dióxido de enxofre, absorvendo assim dióxido de enxofre do fluxo de gás de alimentação no meio de absorção e produzindo um gás de escape do qual dióxido de enxofre foi removido e um licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre; o contato do licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre com vapor de dessorção em um dessorvente de licor de absorção para dessorver o referido dióxido de enxofre do licor de absorção enriquecido com dióxido de enxofre e, assim, produzir um meio de absorção de dióxido de enxofre regenerado e um efluente de gás de dessorvente primário compreendendo vapor de água e dióxido de enxofre; retirada do meio de absorção de dióxido de enxofre regenerado de uma saída de líquido do referido dessorvente de licor de absorção e efluente de gás de dessorvente primário de uma saída de vapor do referido dessorvente de licor de absorção; a adição de um ácido ou base ao meio de adsorção de dióxido de enxofre in uma proporção tal que o pH do licor de adsorção enriquecido com dióxido de enxofre na base do adsorvedor é mantido em um valor entre 3,4 e 4,2.