CN105209157B

CN105209157B - 废气中污染物的再生回收

Info

Publication number: CN105209157B
Application number: CN201480027375.5A
Authority: CN
Inventors: E·维拉-卡斯塔尼达
Original assignee: MECS Inc
Current assignee: MECS Inc
Priority date: 2013-03-15
Filing date: 2014-03-14
Publication date: 2018-05-01
Anticipated expiration: 2034-03-14
Also published as: BR112015022004B1; SA515361089B1; EP2969136B1; JP7174651B2; EA201591811A1; MX2015012112A; CN105209157A; CA3126768C; CA2902732C; JP6912197B2; BR112015022004A2; US9884289B2; EP2969136A4; KR20150131157A; US20140322118A1; US9266059B2; ES2898386T3; MY183705A; KR102180252B1; BR112015022004B8

Abstract

将污染物气体在串联操作的两个吸收和汽提环路中从进料气中除去。所述气体首先穿过富气吸收器中，产生富吸收液，在富液汽提塔中使富吸收液中的所述污染物气体汽提。离开富气吸收器的贫气穿过贫气吸收器，产生贫吸收液，在贫液汽提塔中使贫吸收液中的污染物气体汽提。离开各自汽提塔的再生的吸收介质再循环到各自吸收器中。

Description

废气中污染物的再生回收

发明领域

本发明涉及从废气中选择性除去污染物的方法。更具体地，本发明的各种实施方案涉及在再生二氧化硫吸收/解吸方法中从废气中选择性除去和回收二氧化硫，所述方法可实现有利的能效。本发明的回收方案适用于其它酸性气体，如硫化氢、二氧化碳和氯化氢，以及其它污染物气体如氨气的除去和回收。

发明背景

各种操作产生含有污染物气体的气态流出物。例如，在各种化学和冶金操作中产生二氧化硫，所述化学和冶金操作包括燃硫制硫酸处理、废硫酸厂、硫化物金属矿石的焙烧或熔炼、Claus设备和浓含硫燃料(例如燃煤电厂的烟道气)的浓缩和燃烧。碳燃料在电力生产中起重要作用，用于提供加热的能源和运输燃料。大多数碳燃料含硫，当燃烧时硫变成二氧化硫。排放的二氧化硫造成众多种环境和健康问题。随着新兴经济发展，能量需求也迅速增涨，并随着低硫含量的碳燃料耗尽，越来越多的具有增加的较高水平的硫的石油和煤炭储量将被利用，导致二氧化硫排放量增加。

对于减少全世界二氧化硫排放量的监管压力同样日益增大。最常用的除去二氧化硫的方法是通过吸收或吸附技术。一种常见的方法是使二氧化硫与含廉价碱的含水流接触。二氧化硫溶解在水中形成亚硫酸(H₂SO₃)，进而再与碱反应形成盐。常见的碱是氢氧化钠、碳酸钠和石灰(氢氧化钙Ca(OH)₂)。pH值开始为约9，在与二氧化硫反应后降低至约6。一级湿式洗涤系统通常除去超过95％的二氧化硫。湿式洗涤器和类似的干式洗涤方法需要资金投资，因石灰消耗和固体处理加上用于操作二氧化硫除去系统的能量消耗和效用消耗而费用可变。

替代与如石灰的碱反应，原本可能被排放到大气中的废气中的二氧化硫可以被回收作为精制二氧化硫产品出售，可用作进料气的一部分供给接触法硫酸厂，和回收为硫酸和/或发烟硫酸以满足化肥工业中不断增长的全球需求量，或供给Claus厂用于制备元素硫。除了解决与二氧化硫排放相关的环境和健康问题，这种方法从煤和其它含硫碳燃料中回收硫值。然而，这些气流通常具有相对低的二氧化硫浓度和高浓度的水蒸汽。其中，供给硫酸厂的气体中二氧化硫的浓度按体积计小于约4％至5％，在硫酸厂中关于水平衡和能量平衡均可能出现问题。更具体地，常规硫酸厂的物料平衡要求供给工厂的含二氧化硫气流中的H₂O/SO₂的摩尔比不大于产品酸中的H₂O/SO₃的摩尔比。如果所要产品酸浓度为98.5％或以上，则在供给工厂的含二氧化硫气流中这个比率不能超过比率约1.08。产生时，来自冶金过程的废气和来自硫燃料燃烧的烟气通常具有的水蒸汽含量远高于1.1的比率，该比率无法在无大量资金和能源支出的情况下通过冷却气体而充分降低。而且，如果源气的二氧化硫气体强度按体积计低于约4％至5％，则它可能不足以使催化转化器自热操作。即，二氧化硫转换成三氧化硫的热量可能不足以高到将进入的气体加热到催化剂工作温度，并且结果是，必须提供一些来自外部能源的热。继而也增加了用于硫酸设施的运营成本和资本要求。

提高气态流出物中二氧化硫强度的一种方式是通过在合适的溶剂中选择性吸收二氧化硫，随后汽提所吸收的二氧化硫以产生再生的溶剂和富含二氧化硫含量的气体。多种水性和有机溶剂用于再生二氧化硫吸收/解吸方法中。例如，碱金属水溶液(如亚硫酸钠/亚硫酸氢盐溶液)、胺(例如链烷醇胺，四羟基乙基亚烷基二胺等)、胺盐和各种有机酸盐已用作可再生二氧化硫吸收剂。

无机含水缓冲溶液在吸收二氧化硫中也有效。Fung等(2000)提供了关于二氧化硫在1摩尔磷酸和碳酸钠溶液(比率为约1.57Na/PO₄)中溶解度随温度变化的数据。数据是针对未经处理的混合物以及为了提高二氧化硫的溶解度而加入1,000ppm己二酸的混合物。Fung等还指出，当采取沸腾温度时，95％和65％的二氧化硫从溶液中除去。溶液pH的计算结果显示，一旦二氧化硫被吸收，pH便从6变为约3。至于有机溶剂，有二氧化硫与氧形成三氧化硫的轻微反应。这个反应是很有限的，并且当使用Na₂CO₃时，通过与氧化过程中形成的自由基反应进一步受到抑制。所形成的三氧化硫导致硫酸钠的形成，如果通过结晶除去硫酸钠，则它作为硫酸钠十水合物(Na₂SO₄·10H₂O)(也称为芒硝)被除去。这种盐可以通过采取滑流并使其冷却以迫使容易结晶的芒硝沉淀来除去，并且通过筛网、过滤、离心或其它固液分离技术来除去。

美国专利号4,133,650(Gamerdonk等人)公开了一种用于从废气中回收二氧化硫的再生方法，其使用可再生含水二元羧酸(例如邻苯二甲酸、马来酸、丙二酸和戊二酸以及它们的混合物)洗涤液，该洗涤液被缓冲至pH为约2.8至9。回收的二氧化硫可以在硫酸的生产中使用。

同样地，美国专利号2,031,802(Tyrer)建议在从废气回收二氧化硫的再生方法中使用基本上不挥发的酸的盐，所述酸在40升/克分子的稀释液和25℃下测量具有在1×10^-2和1×10^-5之间的解离常数(例如乳酸、乙醇酸、柠檬酸和正磷酸)。

美国专利号4,366,134(Korosy)公开了一种再生烟道气脱硫方法，其利用被缓冲至pH为约3至约9的柠檬酸钾水溶液。

在二氧化硫吸收/解吸方法中所用的有机溶剂包括二甲基苯胺、四甘醇二甲基醚和丁基膦酸二丁酯。像大多数溶剂一样，有机溶剂的容量通过更高的压力和更低的温度而提高。然后通过降低压力和/或增加温度回收(和溶剂再生)二氧化硫气体。这些有机溶剂需要使用金属构造，并且通常由于硫酸的形成并且在某些情况下由于在吸收/解吸方法中溶剂与二氧化硫与氧的副反应所形成的三氧化硫反应而要求溶剂再生，并且通常比无机吸收介质更昂贵。从燃煤发电厂排放的烟气流速相当大，导致非常大的设备尺寸以回收二氧化硫。要求金属构造的有机溶剂通常不与湿式除尘器在经济竞争良好，所述湿式洗涤器通常使用纤维增强塑料(FRP)构造，经涂布容器或低成本合金。

常规有机溶剂也受制于与在二氧化硫吸收/解吸循环中使用的吸附剂中期望的特性有关的一个或多个缺点。许多目前使用的溶剂具有相对低的二氧化硫吸收容量，特别是在含少量二氧化硫的流出物遇到的二氧化硫分压下(例如，约0.1至约5kPa)。常规有机溶剂通常从含二氧化硫的流出物中吸收相当大量的水蒸汽，导致溶剂的二氧化硫吸收容量显著降低。因此，增加需要满足期望二氧化硫吸收效率的常规溶剂的摩尔流率。此外，在溶剂中的大量的水蒸汽的吸收可能导致在二氧化硫吸收/解吸方法中使用的工艺设备的过度腐蚀。此外，当溶剂在酸性环境中暴露于高温下和/或遭受高挥发性时，一些常规有机溶剂易于过度降解，如水解、或其它副反应或分解，导致大量溶剂损失。

2011年10月28日提交的共同待决和共同转让的美国序列号13/283,671描述了一种二氧化硫回收工艺，其利用包含某些弱无机或有机酸或它们的盐的缓冲含水吸收溶液，优选某些多元羧酸或它们的盐的缓冲含水吸收溶液，以选择性地吸收废气中的二氧化硫。随后将所吸收的二氧化硫汽汽提以使吸收溶液再生并产生富含二氧化硫含量的气体。富含二氧化硫的气体可以用作进料气的一部分供给接触法硫酸厂或Claus厂用于元素硫的制备，或可以用于精制二氧化硫的生产。美国序列号13/283,671的方法特别适用于从二氧化硫含量相对低的废气制备富含二氧化硫的气体。该申请还描述了一种用于从废气中同时除去二氧化硫和氮氧化物(NO_x)并回收二氧化硫的方法。该方法利用缓冲含水吸收溶液，所述溶液还包含金属螯合物以从气体中吸收二氧化硫和NO_x，随后将所吸收的NO_x还原以形成氮气。

虽然美国序列号13/283,671的方法在高能源效率下操作，但始终需要在再生二氧化硫回收方法中进一步节约能源的使用。

发明概要

本发明涉及一种用于从气态流出物中回收二氧化硫和其它污染物的新颖方法，其包含在再生吸收/解吸循环中提高能效的特征。在所述方法的某些实施方案中，从在解吸循环中产生的湿污染物气流中回收能量。在这些和其它实施方案中，可任选且有利地冷却吸收区以提高用于吸收污染物气体的含水吸收介质的容量，从而降低必须在吸收/解吸循环中被泵送、处理、加热和冷却的含水吸收介质和富含污染物的吸收液的体积。

如上所述，本发明的方法的主要应用是从各种化学和冶金排出气体中回收二氧化硫。然而，本文所述的改进也可适用于回收其它酸性气体，如H₂S、CO₂、NO_x或HCl，并且还适用于其它污染物气体如氨的回收。

因此，简而言之，本发明涉及一种用于从含污染物的源气中除去污染物并回收污染物的方法，其中使包含源气的进料气流在污染物吸收器中与包含污染物吸附剂的含水吸收介质接触，从而将从进料气流中的污染物吸收到吸收介质中，并且产生污染物被已被除去的废气和富含污染物的吸收液。使富含污染物的吸收液与汽提蒸汽在吸收液汽提塔中接触以从富含污染物的吸收液中解吸污染物，由此产生再生污染物吸收介质和包含水蒸汽和污染物的初级汽提气体流出物。再生吸收介质从吸收液汽提塔的液体出口排出，并且初级汽提气体流出物从所述吸收液汽提塔的蒸气出口排出。通过在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中从初级汽提塔气体流出物间接传热到的冷却介质使初级汽提塔气体流出物中的水冷凝，从而产生带有污染物的冷凝物。离开初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的带有污染物的冷凝物与冷凝物汽提塔中的蒸汽接触以产生经汽提冷凝物和含有水蒸汽和污染物的冷凝物汽提塔气体流出物。热量从在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中的所述初级汽提塔气体流出物转移到的冷却介质包含所述经汽提冷凝物的至少一部分，由此从所述经汽提冷凝物中产生蒸汽。从在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中的经汽提冷凝物中产生的蒸汽被引入到吸收液汽提塔中作为汽提蒸汽用于与富含污染物的吸收液接触，以解吸其上面的污染物。

在本发明的某些实施方案中，从吸收液汽提塔排出的初级汽提塔气体流出物被压缩，并且将初级汽提塔气体流出物中的水冷凝，通过从被压缩的初级汽提塔气体流出物间接传热到在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中的包含汽提冷凝物的至少一部分的冷却介质，从而在超过在吸收液汽提塔内其液体出口处的压力的压力下从所述经汽提冷凝物中产生蒸汽。然后，从在所述初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中的所述经汽提冷凝物中产生的蒸汽被引入到吸收液汽提塔中作为汽提蒸汽用于与富含污染物的吸收液接触以解吸其上面的污染物。

根据本发明的其它实施方案，在超过吸收液汽提塔内在其液体出口处的压力的压力下压缩从在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中的经汽提冷凝物中产生的蒸汽。然后，所述经压缩的蒸汽被引入到吸收液汽提塔中作为汽提蒸汽，用于与富含污染物的吸收液接触以解吸其上面的污染物。

在这些和其它实施方案中，可以冷却该吸收区以提高含水吸收介质的吸收污染物气体的能力。在此类实施方案中，富含污染物气体吸收液的一部分在吸收器与热交换器之间循环，在热交换器通过转移到冷却流体除去吸收热。

本文公开了用于从源气中除去污染物气体并回收所述污染物气体的方法。在这个方法中，包含源气的进料气在富气吸收器中与包含污染物气体吸附剂的富气含水吸收介质接触，从而将进料气流中的污染物气体吸收到吸收介质中，并产生污染物气体已被除去的贫气和含有被吸附污染物的富吸收液。离开富气汽提塔的贫气在贫气吸收器中与包含污染物气体吸附剂的贫气含水吸收介质接触，从而将从贫气中的残留污染物气体吸收到贫气吸收介质中，并产生额外污染物气体已被除去的废气和含有被吸附污染物的贫吸收液。在富液汽提塔中加热富吸收液以从富液中解吸污染物，从而产生再生富气吸收介质和来自富液汽提塔的富液汽提塔气体流出物，所述富液汽提塔气体包含水蒸汽和污染物气体。在贫液汽提塔中加热贫吸收液，以从贫液中解吸污染物气体，从而产生再生的贫气吸收介质和源自贫液汽提塔的贫液汽提塔气体流出物，所述贫液汽提塔气体包含水蒸汽和污染物气体。再生富气吸收介质再循环到富气吸收器中，用于从进料气的进一步流动中除去污染物气体，并且再生的贫气吸收介质再循环到所述贫气吸收器中，用于从贫气的进一步流动中除去污染物气体。

此外，本文所述的是一种用于从含二氧化硫的源气中除去二氧化硫和回收二氧化硫的方法，其中包含源气的进料流在富气吸收器中与包含二氧化硫吸附剂的富气吸收介质接触，从而将进料气流中的二氧化硫吸收到吸收介质，并产生二氧化硫已被除去处的贫气和包含被吸附二氧化硫的富吸收液。富气吸收器排出的贫气与包含二氧化硫吸附剂的贫气吸收介质接触，从而将贫气中的残留二氧化硫吸收到贫气吸收介质中，并从产生额外二氧化硫已被除去处的废气和含有被吸附二氧化硫的贫吸收液。富吸收液与汽提蒸汽在富液汽提塔中接触以使二氧化硫从所述富液中解吸，由此产生再生富气吸收介质和来自所述富液的富汽提塔气体，所述富汽提塔气体包含水蒸汽和硫二氧化硫。贫吸收液与汽提蒸汽在贫液汽提塔中接触以使二氧化硫从所述贫液中解吸，由此从所述贫液汽提塔中产生再生贫气吸收介质和贫汽提塔气体，所述贫汽提塔气体包含水蒸汽和二氧化硫。所述再生富气吸收介质再循环到富气吸收器中用于从所述进料气的进一步流动中除去二氧化硫，并且所述再生贫气吸收介质再循环到贫吸收器中以从所述贫气的进一步流动中除去二氧化硫。

更进一步公开了一种用于从含污染物的源气中除去污染物气体并回收所述污染物气体的方法。在这个方法中，包含源气的进料气流在污染物气体吸收器中与包含污染物气体吸附剂的含水吸收介质接触，从而将进料气流中的污染物气体吸收到吸收介质中，并产生污染物气体已被除去的废气和富含污染物的吸收液。所述富含污染物的吸收液在吸收液汽提塔中与汽提蒸汽接触以从富含污染物的吸收液中解吸污染物，从而产生再生的污染物吸收介质和包含水蒸汽和污染物气体的初级汽提气体流出物。所述再生吸收介质从吸收液汽提塔的液体出口排出，并且初级汽提塔气体流出物从吸收液汽提塔的蒸气出口排出。在吸收器中吸收介质的pH值调节到不同于提供最有利的吸收平衡的pH值，但在汽提塔中用于将再生吸收介质的污染物气体含量减少至目标水平的蒸汽消耗量低于在对比操作中用于将再生吸收介质的污染物气体含量减少至这一水平的蒸汽消耗量，对比操作在与所述方法基本上相同的条件下进行，除了在对比操作中所述吸收介质的pH值保持在提供最有利的吸收平衡的值。

其它目的和特征将在下文中部分明显和部分指出。

附图说明

图1和图2是用于从含有二氧化硫的源气中选择性地除去和再生二氧化硫的吸收/解吸方法的备选示意流程图，源气其中从吸收液中吸收二氧化硫通过与流通蒸汽在汽提塔中接触来实现，且流通蒸汽是通过从所述汽提塔的塔顶气间接转移热量到在汽提塔气体冷却器/冷凝器中的包含沸水液流的冷却介质中产生的；

图3和4是在某些吸收溶剂中二氧化硫的溶解度作为随温度变化的曲线；

图5是用于从包含二氧化硫的源气中选择性地除去和再生二氧化硫的吸收/解吸方法的流程图，其中吸收液在吸收器与一个或多个外部热交换器之间循环，以冷却吸收液，并且增强用于转移来自气相的二氧化硫的吸收介质的容量；

图6绘示了气体组成、吸收介质组成和液体流速的各种组合的气相中二氧化硫的含量和气相中二氧化硫的回收百分比随距逆流吸收器底部的距离的变化；并且

图7描绘了用于回收二氧化硫的吸收/解吸方法中吸收液温度和汽相中二氧化硫摩尔百分比的曲线，其中为吸收器提供了不同数目的冷却回路。

图8和图9是备选工艺流程图，其中从进料气中吸收二氧化硫被分开在包含连接到富吸收液汽提塔的富气吸收器的富气吸收回路和包连接到贫吸收液汽提塔的贫气吸收器的贫气吸收回路之间；

图10是在包含单个吸收器和汽提塔回路的吸收系统中吸收器废气中的残留SO₂随进给至汽提塔的蒸气与吸收器中除去的SO₂的比率变化的线性刻度曲线图；

图11是与图10类似的曲线图，但是将废气中的残留SO₂含量绘制在对数刻度上；

图12是与图10和图11关联的绘制在线性刻度上的曲线图，其中吸收器废气中的残留SO₂在经过吸收器的废气中的残留SO₂，作为从汽提塔到吸收器的再生吸收介质残留SO₂含量的函数绘制在对数标度上；

图13是类似于图5的流程图，但是在如图8有分开富气和贫气吸收和汽提的串联回路的过程中实现的。

图14是在包括单个吸收器/汽提塔回路的方法中在苹果酸盐SO₂吸收器的底部处pH值对回收SO₂同时维持吸收器废气中若干分立水平各自的排放量所需蒸汽用量的影响的曲线图，其中进料气中SO₂含量为0.24体积％，并且所述汽提吸收液再循环到吸收器作为SO₂吸收介质。

图15是基于模拟用于回收SO₂的单个吸收操作和汽提回路的数学模型，并且：(i)绘出从包含2,400ppm SO₂的进料气流中产生含有1ppm的SO₂的废气流所需的汽提塔中蒸汽与SO₂的比率随包含苹果酸钠吸附剂(20重量％固体)的吸收液中的苛性碱/苹果酸的比率的变化；和(ii)对于相同职责，将每单位除去的SO₂的溶剂流速与汽提塔中所需蒸汽/SO₂比率相关联；

图16也涉及数学模拟单个吸收和汽提回路的操作，并且针对使用包含含有20重量％固体的苹果酸钠吸附剂的吸收溶剂从含有2,400ppm SO₂的进料气流中产生含有1ppmSO₂的废气流，绘出了蒸汽与SO₂的比率对蒸汽与苛性碱/苹果酸的比率和汽提塔底部pH的曲线图；

图17绘出在单个吸收和汽提回路的数学模拟中废气中的SO₂含量(“SO₂排放量(ppm)”)和在汽提塔底部的pH随苛性碱/苹果酸的比率的变化，其中使用吸附剂浓度为20重量％固体的包含苹果酸钠的吸收溶剂，80磅/磅SO₂的溶剂比率和6磅汽提塔蒸汽供应量/磅回收的SO₂下从含有2,400ppm SO₂的进料气中产生包含1ppm SO₂的废气。

图18包含图17的曲线图，但叠加了在相同条件的实验操作下并且针对与获得图17的曲线图的数据的模拟操作相同的任务的SO₂排放量和pH随苛性碱与苹果酸的比率的变化的曲线图；

图19绘制了与图17相同的关系，其针对在相同条件的条件下吸收和汽提回路的模拟操作并针对与图17的曲线图中所模拟的相同任务，不同之处在于图19包含关于在一系列离散蒸汽与SO₂比率下单独操作的曲线族；

图20显示针对相同任务并在与图19相同的条件下从过程模拟获得的两个曲线族，一个曲线族关于在三个不同的离散蒸汽与SO₂比率下SO₂排放量对苛性钠/苹果酸比率，其中吸收液含有0％的硫酸盐；而另一个曲线族关于在同三个离散蒸汽与SO₂比率下的SO₂排放量，只是吸收液包含7重量％硫酸根离子；

图21显示取自与图19相同的六个模拟(不同之处在于SO₂排放量是针对在汽提塔底部的pH值绘制，而不是针对苛性碱/苹果酸比率绘制)的两个曲线族；

图22显示针对与图20和21的曲线相关的同六个模拟绘制在汽提塔底部的SO₂质量分数对在汽提塔底部的pH值的两个曲线族；

图23显示针对与图20-22的曲线相关的同六个模拟绘制在汽提塔底部的SO₂质量分数对苛性碱/苹果酸比率的两个曲线族；

图24显示针对与图20-23相关的模拟相同的条件下的六个过程模拟绘制SO₂排放量对在汽提塔底部的苛性碱/苹果酸比率的两个曲线族，不同之处在于溶剂的固体含量仅为10重量％，但溶剂与SO₂的比率为140磅/磅SO₂；

图25显示针对与图24相关的模拟相同的六个模拟绘制SO₂排放量对在汽提塔底部的pH的两个曲线族；和

图26显示针对与图24和25相关的同六个模拟绘制在汽提塔底部的SO₂质量分数对在汽提塔底部的pH两个曲线族。

相应的参考标号表示整个附图中相应的部件。

具体实施方式

根据本发明，已经开发了数种新颖工艺方案用于以相对高的能效从源气中回收污染物气体。本发明的方法特别适用于回收酸性气体，如二氧化硫、氮氧化物、硫化氢、二氧化碳等，但在其它污染物气体例如氨的回收中也是有用和有价值的。在本文中使用通用术语“污染物”，因为典型地，本发明的方法用于清理化学、冶金或发电设施中的废气流，以将酸性气体或其它气体组分的排放减至最少，否则其将成为大气中的污染物。然而，本领域技术人员公知，从气体流出物流除去的污染物气体往往具经济价值，并可以通过本发明的方法回收，然后应用到商业上有价值的用途，例如，二氧化硫转化为三氧化硫和硫酸、从二氧化硫和硫化氢回收元素硫、回收盐酸或氨水用于化学处理、回收氯化氢并转化为元素氯和氢。

本发明的方法可以通过二氧化硫回收的具体情况进行说明。在本发明的实践中，多种水性和有机溶剂可以用作二氧化硫吸收介质。例如，所述吸收介质可以包括碱金属的水溶液(例如亚硫酸钠/亚硫酸氢盐溶液)、胺(例如链烷醇胺，四羟基乙基亚烷基二胺等)、胺盐和各种有机酸盐。可选地，二氧化硫吸收介质可以包含有机溶剂，包括例如二甲基苯胺、四甘醇二甲基醚或丁基膦酸二丁酯。在吸收/解吸过程中，一些有机溶剂要求使用金属构造，并且由于硫酸的形成，并且在一些情况中由于溶剂与因二氧化硫与氧的副反应而形成的三氧化硫的反应而常常要求溶剂再生，并且所述有机溶剂通常比无机吸收介质昂贵。燃煤发电厂排放的大量的烟道气流速导致了非常大的设备尺寸以回收二氧化硫。常规有机溶剂也可受制于与二氧化硫吸收介质所需的特性相关的一个或多个缺点，所述特性包括：相对低的二氧化硫吸收容量，尤其是在含少量二氧化硫的流出物遇到的二氧化硫分压下；降低二氧化硫吸收容量，由于从含二氧化硫的流出物中吸收大量的水蒸汽，这也可能导致工艺设备的过度腐蚀；当溶剂在酸性环境中暴露于高温时易遭受过度降解如水解或其它副反应或分解；和/或高挥发性，导致大量溶剂损失。

鉴于这些和其它的考虑，根据如在二氧化硫的回收中所实行的本发明优选实施方案，二氧化硫吸收介质包含相对较弱多元羧酸的盐(例如苹果酸钠)的缓冲水溶液，如2011年10月28日提交的题目为REGENERATIVE RECOVERY OF SO₂FROM EFFLUENT GASES的美国序列号13/283,671中所描述的，该案明确地以引用的方式并入本文。在下面的描述中，参照包含多元羧酸的盐的优选吸收介质以及包含四乙二醇二甲醚(四甘醇二甲醚)的吸收介质。然而，应理解本文描述的方法的各种特征易于适合采用其它吸收介质的系统。如上所述，还应理解本文所述的改进同样地可适用于使用本领域已知的适合的常规污染物吸收介质的除去和回收其它酸性气体和污染物的系统。例如，本文所述的方法可用于从排出气流中再生吸收和解吸各种污染物，所述污染物包括硫化氢、二氧化碳和氯化氢、氮氧化物以及其它污染物气体(如氨气)。

如图1所示，将包含含有二氧化硫的源气的任选调节的工艺进料气10引入具有一个或多个理论级数的二氧化硫吸收器11，在此其与包含用于二氧化硫吸附剂的含水吸收介质接触以吸收二氧化硫。二氧化硫吸收器11包含含有气/液接触区13的立式柱或塔12，所述立式柱或塔包含用于促进气相与液相之间质量转移的装置，所述装置可包括如鞍行填料或环形填料等不规整填料的床、规整填料或其它接触设备。优选地，为了将二氧化硫的转移最大化，将工艺进料气与含水吸收液逆流接触。如图1所示，通过靠近塔12底部的气体入口14引入工艺进料气10，并且进入气/液接触区13的底部，同时通过靠近塔顶部的液体入口16引入包含从二氧化硫汽提塔30再循环的再生含水吸收介质的流15并且分布和进入气/液接触区的顶部。从靠近塔12底部的液体出口18排出离开气/液接触区13底部的富含二氧化硫的吸收液流17，并且从靠近塔顶部的气体出口20排出离开区13顶部的基本上不含二氧化硫的废气流19。虽然可采用常规不规整填充的塔作为吸收器11，但本领域技术人员应了解，可合适地采用其它构造。例如，吸收器12可含规整填料或可包括盘式塔，在它们的任一者中，工艺流优选逆流流动。虽然优选在吸收器中工艺进料气体流10与含水吸收介质之间逆流流动，但可并流操作吸收器。然而，这种布置易于负面地影响吸收容量和效率，并且通常不优选。

在与二氧化硫化学结合的酸式盐吸收剂或其它物质作为含水吸收介质中的主要吸附剂存在的情况下，吸收介质中吸附剂的浓度和吸收介质流动的速率应该是这样的，在吸收器液体出口的常用温度下，多余的吸收容量保留在吸收液中。优选地，剩余的容量为进入吸收器的总吸收容量的至少10％，优选至少20％。出于这个目的，进入吸收器的吸附剂浓度和吸收介质的流速应足以提供相对于二氧化硫从工艺进料气体流中回收的速率，吸附剂流过吸收器的速率化学计量过量，优选超过相对于进料流的总二氧化硫含量，从而补偿若干因素，如：在吸收介质的再生之后吸收介质中剩余的二氧化硫含量；富含二氧化硫的汽提塔气体中二氧化硫的浓度；微酸性组分(如二氧化碳)的可能存在；但主要在于补偿优选吸附剂(如含水多元羧酸/盐吸收系统)所需的相对弱的吸收亲和力。为了通过温和温度升高和/或压力降低来促进二氧化硫的后续解吸，相对弱的吸收亲和力为优选。因此，达到所需除去效率所必要的吸附剂在含水吸收介质中的浓度随所采用的酸、二氧化硫在待处理气体中的浓度以及吸收器的质量转移特性而变化，并且可易于由本领域技术人员决定。通常，吸收液中每摩尔多元羧酸盐所吸收的二氧化硫的化学计量当量比在约0.1至约1的范围内。在用包含苹果酸的钠盐的含水吸收液来处理包含约2600ppmv二氧化硫的气体的情况下，吸收液中苹果酸盐的浓度可适合地在约1摩尔％至约7摩尔％的范围内。

可通过常规设计实践来测定含水吸收液流15和引入至二氧化硫吸收器11的工艺进料气10的质量流速比率(L/G)，所述比率对于实现二氧化硫从源气到吸收液的实质性转移是必要的。更具体地，可基于进入吸收器的气流的污染物含量、含水吸收介质中吸附剂的浓度和在吸收器中液体/气体的常用温度下吸附剂的单元吸收容量来选择L/G。通常选择L/G以使得进入吸附器的吸附剂的流量超过进入吸收器的污染物气体的流量的至少10％至20％。最佳的超过程度取决于气/液接触区中质量转移和热量转移的速率。

优选地，对二氧化硫吸收器进行设计并且操作，以使得离开吸收器的废气流19的二氧化硫含量小于约500ppmv，更优选小于约200ppmv(例如低至10-20ppmv)。这种痕量的二氧化硫连同含在工艺进料气中的二氧化碳、氧气、氮气和其它惰性物质被作为从吸收器的顶部放出的废气流的一部分而从系统消除。废气流与吸收液基本上平衡，并且根据进给至吸收器的工艺进料气体流中水蒸气的含量和吸收器的条件，可能在吸收器中存在水的净增益或损耗。如果必要，可使用鼓风机21以将气体驱动至烟囱。为了实现满意的排放标准，可使废气流19通过除雾器或相似的设备以在通过烟囱被排放之前回收夹带的液体。此外或可选地，在一些情况下，可通过与工艺进料气的来流在换热器22中的间接热交换或者使用其它加热介质或如下所述在换热器64中加热废气流19，以使得在通过烟囱排出后，任何烟羽都不具有降落的倾向。

如图1所示，其中吸附剂包含多元羧酸，金属碱(如氢氧化钠、氢氧化钾、碳酸钠等)的补充源23，与包含再生含水吸收介质的流15在其从靠近吸收器塔体12的顶部被引入之前，在吸附剂罐24中合并。金属碱与多元羧酸反应形成金属盐吸收剂。根据待决的美国序列号13/283,671中的公开内容，引入足够的金属碱以中和至少一些酸基团，以使得酸被中和至酸解离当量点的约20％内，更优选约10％内，所述酸解离具有在25℃时约3至约10，优选在25℃时约4至约7的pKa值。本领域的技术人员可使用已知的pH控制技术和仪器，以将碱将碱在与含二氧化硫气体在吸收器中接触之前添加至再生吸收液，以相对于PKa值的当量点维持所需的中和程度。此外，应添加足够的碱来维持金属离子浓度。例如，如下所述，随着在结晶器操作中除去硫酸盐，一些金属离子将被损耗。每除去一摩尔的硫酸钠，就添加两摩尔的碱(例如氢氧化钠)。通过取样并且在工厂实验室中进行金属分析，可适合地监测并且控制金属离子浓度。

将离开吸收器11的富含二氧化硫的吸收液17加热至中温(如下所述)，并且将预热的吸收液引入二氧化硫汽提塔30，在其中二氧化硫从吸附剂中解离并且从吸收液中解吸。汽提塔30包括含有蒸气/液接触区32的立式柱或塔31，所述立式柱或塔31包括用于促进气相与液相之间质量转移的装置。类似于吸收器11，汽提塔30被构造为填充塔的形式，其包含常规不规整填料的床、规整填料、盘或任何其它气液接触设备。塔31内蒸气/液体接触区32的下(汽提)段可根据本发明产生(如下所述)的流通蒸汽来进料并且可用于从吸收液中除去二氧化硫。。包含基本上用水蒸气饱和的二氧化硫的初级富含二氧化硫的汽提塔气体排出物33产生于蒸气/液接触区32上方汽提塔30的塔顶，并且从塔31顶部的蒸气出口34排出；并且离开蒸气/液接触区的再生吸收液15从塔底部的液体出口35排出并且再循环回吸收器11，以完成循环。虽然优选如图1中所示的汽提塔中富含二氧化硫的吸收液与汽提蒸汽之间逆流流动，但也可并流操作汽提塔。然而，这种布置易于负面地影响汽提效率，并且通常不优选。

吸收器11中二氧化硫吸收介质的平均温度通常保持在约10℃至约70℃的范围内。根据本发明，吸收器中二氧化硫吸收液的平均温度优选保持为约20℃至约60℃。虽然通常在较低吸收介质温度下，二氧化硫的吸收得到增强，但吸收液需要从吸收温度加热至足够高的温度，并且/或在减压下，以释放二氧化硫，并且提供这种显热导致了更高的能量要求。在再生期间，同样合乎需要的是，减小水的蒸发量以降低所消耗的能量并且避免吸收介质中的低水浓度，水浓度低可能引起二氧化硫吸附剂(例如弱多元羧酸或盐)的沉淀。当吸收相对强烈地依赖于温度并且循环的吸收和解吸级数之间的温度处于更窄的范围时，二氧化硫吸收/解吸方法的总体效率得以改善。

汽提塔30中二氧化硫吸收液的平均温度通常保持在约60℃直至在汽提塔操作压力下所述吸收液沸点的范围内。

分别通过增大或减小吸收器11和汽提塔30的操作压力可增强二氧化硫的吸收和解吸。吸收器11中适合的操作压力为约70kPa至约200kPa绝对压力。需要时可使用较高压力(多达700kPa或更高)。吸收器中增大的压力增大了吸收介质可吸收的二氧化硫的分数，但优选在相对低的压力下进行吸收，从而降低设备成本。相似地，汽提塔30中适合的操作压力为约40kPa至约200kPa绝对压力，但可采用更高或更低的操作压力。

通过控制进给至这些操作的各种工艺流的温度和体积，可实现吸收器11和汽提塔30内的温度控制。优选地，通过控制富含二氧化硫的吸收液17和靠近汽提塔的底部的蒸气/液体接触区32的汽提段引入的蒸汽的温度将汽提塔30的温度保持在所需范围内。再次参照图1，温度为约10℃至约70℃，更优选为约20℃至约60℃的离开吸收器11的富含二氧化硫的吸收液17通过热交换器40，在此其通过热量自从汽提塔30再循环而来的再生吸收介质15间接转移至二氧化硫吸收器而被预热至中温。在交换器内热量从再生吸收介质转移至吸收液增大了再生吸收介质的吸收容量，并且加热吸收液以有助于促进二氧化硫从中汽提。如果需要进一步加热以便在汽提塔中实现所需的温度，可使富含二氧化硫的液体17通过溶剂加热器41，在此其被预热(例如通过热量从离开工艺的回收的二氧化硫产物流的间接转移)，并且/或者通过与蒸汽的间接热交换或与热的冷凝物流70的间接热交换而被进一步加热。在某些有利的实施方案中，在不添加外部热量的情况下，通过使自工艺进料气流和/或再生二氧化硫吸收介质转移热量来加热富含二氧化硫的吸收液。在这种实施方案中，工艺进料气的温度优选不降低至约50℃以下，并且引入汽提塔的富含二氧化硫的吸收液与再生吸收介质之间的温度差低于约40℃。

温度为约60℃至约140℃的离开汽提塔30底部的再生含水吸收介质15在交换器40中通过将热量转移至离开二氧化硫吸收器11的富含二氧化硫的吸收液17而被冷却。相似地，如果需要进一步冷却以便保持吸收器中所需的温度，可使离开交换器40的再生吸收介质通过溶剂冷却器42，并且通过与冷却塔水的间接热交换而被进一步冷却。换热器40的使用减少了系统的能量需求，使得可能不需要使用溶剂加热器和/或溶剂冷却器。

在本发明的优选实施方案中，通过任选转移离开汽提塔30以处理除去硫酸盐的再生吸收介质15的至少清除部分90，将包含多元羧酸盐的含水吸收液中的硫酸盐污染物水平保持在可接受的水平。清除部分的相对体积随再生吸收介质中吸附剂的浓度和吸收和汽提过程中二氧化硫对氧化的敏感性而变化。通常，在将苹果酸盐用作吸收剂的操作中，清除部分可占低于再生吸收介质流的约10.1％。

清除部分的处理包括在蒸发结晶器92中从清除部分90中蒸发水以产生硫酸盐过饱和的浓缩溶液。然后，在结晶器中，硫酸盐晶体从浓缩含水吸收液中沉淀，以形成包含沉淀的硫酸盐晶体和母液的结晶浆液94。在常规的固/液分离设备96(如真空过滤器或离心机)中，从浆液中分离出硫酸钠晶体，并将母液部分98再循环至溶剂罐24中，在此其与再生吸收介质的主要流混合以返回吸收器11。通过加热和/或降低压力或者增大至再沸器的蒸汽流量以闪蒸水，可适合地实现含水吸收液的浓缩。通常，在浓缩期间，在汽提塔操作压力下，将含水吸收液加热到至少约40℃、更优选至少约60℃的温度并且优选加热至吸收液的沸点，以抑制十水硫酸钠或格劳伯氏盐(Na₂SO₄·10H₂O)的形成和沉淀。格劳伯氏盐倾向于形成胶状或粘稠的沉淀物，其不易于通过离心或过滤与母液分离。

可在大气压或真空下操作结晶器。作为通过离心或过滤分离硫酸钠盐晶体的替代性方法，结晶器可被设计为从结晶浆液连续地倾析母液。此外，可用水洗涤硫酸盐晶体，并且同样将所得的包含多元羧酸盐吸收剂的洗涤水传导至溶剂罐以返回吸收器。来自结晶器的塔顶蒸气流可被冷凝并且返回吸收器。或者，来自结晶器的塔顶流可作为汽提蒸汽源而被输送到汽提塔。

虽然上述处理有效保持在循环吸收液中可接受的硫酸盐水平，但根据本发明的一些实施方案，可在吸收液中包含氧化抑制剂，以分别降低亚硫酸氢盐和亚硫酸盐至硫酸氢盐和硫酸盐污染物的氧化。存在着若干不同类型的可用于本发明的实践的氧化抑制剂，包括：氧清除剂和自由基捕捉剂，如对苯二胺和对苯二酚；NOx催化氧化的抑制剂，如抗坏血酸；以及螯合剂，如隔离并且抑制金属催化氧化的乙二胺四乙酸(EDTA)。此类氧化抑制剂可单独或以不同组合的方式采用，并且可根据需要添加到引入吸收器的再生含水吸收液中。取决于所采用的抑制剂的类型，通常吸收液中的浓度范围为几个ppm到约1重量％至约10重量％。由于抑制剂将逐渐被氧化消耗，因此通常过量添加(例如至少约1000ppm)。抗坏血酸和对苯二酚对在苹果酸钠吸收液中抑制氧化特别有效。当金属存在于吸收液中时，预期EDTA为有效的氧化抑制剂。

在吸收液中增大的酸性具有增大二氧化硫汽提效率的作用。因此，在吸收液中留下小浓度的溶解的二氧化硫或保留一些硫酸盐导致了汽提塔中更高的效率。例如，在汽提塔中小浓度的硫酸钠和/或亚硫酸使吸收液的再生消耗较少能量。然而，在再生吸收介质中存在SO₂对吸收器内的平衡产生不利影响。因此，如果通过使循环的吸收介质/吸收液的组分累积来调节酸度，则优选地通过使硫酸根离子积累，而不是积累任何明显的稳态水平的SO₂来做到这一点。根据本发明的各实施方案，将吸收液中硫酸盐的浓度保持在约0.5重量％至约11重量％，优选约3重量％至约11重量％，并且将小部分二氧化硫保留在再生含水吸收液中，从而使溶液略微更具酸性并且因此使二氧化硫的解吸消耗较少能量。

从经汽提的冷凝物的冷凝物产生汽提蒸汽

为了提供能量源以用于产生汽提蒸汽，在适合增大初级汽提塔气体流出物压力的设备中压缩来自吸收液汽提塔30的初级汽提塔气体流出物33。适合的设备包括机械压缩机和热压缩机(即蒸汽喷射器)。如图1所示，优选通过蒸汽喷射器36来压缩初级汽提塔气体流出物。在从接触法硫酸厂的尾气中回收二氧化硫的情况下，产生于三氧化硫吸收热回收的蒸汽可为喷射器提供动力蒸汽。

虽然已知用于回收二氧化硫的吸收/解吸系统，其中湿二氧化硫汽提塔气体被压缩并且水蒸气冷凝的潜热从压缩气体转移至富含二氧化硫的吸收液，但是在此种系统中，饱含二氧化硫的冷凝物离开系统。这个方案造成不可接受的排放，所述排放也等同于损耗二氧化硫值，除非在独立的系统中捕捉从冷凝物中排出的二氧化硫。

在美国序列号13/283,671中所描述的方法中，从冷凝物汽提柱中的冷凝物回收二氧化硫，但这需要额外的能耗。

根据本发明的优选方法，经汽提的冷凝物通过将经汽提的冷凝物用作用于吸收液汽提塔的汽提蒸汽的来源，基本上回收了用于经汽提的冷凝物所需的能量。需要进一步的能量输入以在足够使冷凝物流进汽提塔基底的压力下蒸发冷凝物。在本发明的方法中，汽提塔气体的水蒸气组分中的潜热提供了该能量源。对离开吸收液汽提塔的汽提塔气体的适度压缩造成适度温度差，该温度差足以将热量从压缩的汽提塔气体转移至经汽提的冷凝物，从而在足以将所得蒸汽驱动至汽提塔中的压力下蒸发经汽提的冷凝物。

对汽提塔中湿含二氧化硫的气体流出物进行压缩优选地将流的压力增大了约30kPa至约65kPa的增量。较高压力的增量可以容易地使用机械压缩机来实现。如果在较低的压力下(例如在真空下)操作汽提塔30以增大二氧化硫相对于水的相对挥发性并且增强解吸并且减小给定回流所需的理论级数的数目，则二氧化硫的分离得到增强。此外，较低的压力导致系统中较低的温度，允许使用较低压力的蒸汽来加热富含二氧化硫的吸收液。然而，在适度较高的操作压力下，能量回收被优化，并且这也降低了塔31的必需直径和相关资金成本。举例来说，在轻微真空(例如-35kPa表压)下操作汽提塔并且适度增大离开汽提塔的富含二氧化硫的汽提塔气体的压力(例如至约20kPa表压)代表了一种经济方法。不过，在大气压或大气压以上的压力下操作汽提塔也可能是有吸引力的方法。经济优化可确定具体的操作条件。综合这些考虑，离开吸收液汽提塔的初级汽提气体流出物的压力最优选保持在约40kPa至约170kPa绝对压力)。

将含有二氧化硫的汽提塔气体的加压流体传导至初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50。通过将热量间接转移至冷却介质，在冷却器/冷凝器50中使大部分水蒸气自初级汽提塔气体流出物冷凝。根据本发明，从冷凝物汽提塔或水柱60流向冷却器/冷凝器50经汽提的冷凝物(其操作在下文描述)的流51中经汽提的冷凝物用作冷却介质，并且冷凝潜热被转移至经汽提的冷凝物，从而产生在吸收液汽提塔30中用作汽提介质的蒸汽。如图1所示，将离开柱60的经汽提的冷凝物的冷凝物流51传导至蒸气-液体分离器52并且经由管线54在分离器与冷却器/冷凝器50之间循环，在此来自初级汽提塔气体的热量转移产生了用于汽提塔的蒸汽。在分离器52中分离经汽提的冷凝物和蒸汽，所述蒸汽被传导至汽提塔30，冷凝物的至少一部分经由管线54循环至初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50，并且另一部分可经由管线55任选被再次循环并且与再生二氧化硫吸收液15合并，并且返回吸收器11，并且/或者可将部分56从系统中清除。可选地，汽提塔气体冷却器/冷凝器50的冷凝物侧可被设计成允许在换热器本身内部将蒸汽与水脱离，从而允许不含夹带的水的蒸汽流体从冷却器/冷凝器直接流向吸收器，而无需独立的蒸气/液体分离器。

在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽经由管线57引入汽提塔30，在此所述蒸气与吸收液在蒸气/液接触区32接触，向吸收液供应热量并且用作用于从液相中除去二氧化硫的汽提气体。加热吸收液汽提塔中的液相降低了其中二氧化硫的平衡浓度并且增强了用于将二氧化硫转移至蒸气相的驱动力。在将热量转移至液相时，由冷却器/冷凝器50中经汽提的冷凝物产生的蒸汽部分地在汽提塔内冷凝，从而基本上用作可冷凝的汽提气体。任选地，由产生于初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中经汽提的冷凝物的蒸汽供应的汽提热可由再沸器37中的外部来源供应的热量补充，使来自吸收液汽提塔的液相循环通过再沸器37。辅助再沸器为所述方法的水平衡控制提供完全的灵活性。通常，待通过再沸器的吸收液被从汽提塔的贮槽中排出，并且返回贮槽上方的蒸气/液接触区32的下部。

在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中，初级汽提塔气体流出物33的水蒸气含量中的大部分被冷凝，并且因此大部分潜热通过转移至从冷凝物汽提塔60返回的经汽提的冷凝物而被除去。通过使水蒸气自初级汽提塔气体流出物冷凝获得的含水冷凝物包含溶解的二氧化硫。将此冷凝物从冷却器/冷凝器50中除去，并且经由管线58进给至冷凝物汽提塔或水柱60并且加热(例如用蒸汽或再沸器)，以使二氧化硫解吸并且产生包含水蒸气和解吸自含水冷凝物的二氧化硫的冷凝物汽提塔气体。如图1所示，冷凝物汽提塔气体与来自初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50的湿含二氧化硫的排放气59合并。离开冷凝物汽提塔柱60的顶部的合并的最终冷凝物汽提塔气体(湿回收SO₂流)61在低温冷凝器62中冷却至通常低于约70℃的温度(例如在50℃用冷却水)，以冷凝水蒸气并且产生包含回收的二氧化硫的产物流63。如图1所述，通过首先使气体通过换热器64，可从冷凝物汽提塔气体，或从离开冷凝物汽提塔柱60的顶部的合并的最终冷凝物汽提塔气体(湿回收SO₂液流)61中分离出少量额外的冷凝物，在所述换热器64中通过将热量转移至离开吸收器11的废气19的一部分来冷却冷凝物汽提塔气体。冷却后，从二氧化硫回收方法中除去所回收的二氧化硫产物流63，并且将其传导至其可被使用的去向，例如引入用于转化为三氧化硫的接触法硫酸厂的干燥塔或催化阶段、用于产生元素硫的Claus厂操作、碱金属亚硫酸盐或亚硫酸氢盐的制造工艺、造纸操作或用于液化为液体二氧化硫的压缩和致冷单元。

耗尽二氧化硫的经汽提的冷凝物流51离开冷凝物汽提塔柱60的底部，并且被传导至初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50，其中使水蒸气自压缩的初级气提塔气体流出物33冷凝将热量转移至汽提塔冷凝物，从而在吸收液汽提塔30中产生蒸汽用作合并的加热介质和汽提气体(例如作为冷凝汽提介质)。优选地，可将部分56从系统中清除。

来自吸收液汽提塔30的初级汽提塔气体流出物33的压缩程度必须足以使被压缩的蒸气的温度足够高，以使可通过加热初级汽提气体冷却器/冷凝器50中经汽提的冷凝物来产生压力比塔31内蒸气/液接触区32的下(汽提)段的压力高的蒸汽。但是优选将压缩程度控制为由经汽提的冷凝物产生的蒸汽流入汽提塔所需的最小值。更具体地，优选的是，在不高于吸收液汽提塔内其液体出口35的液相温度约30℃的温度下经汽提的冷凝物，或更具体地，不高于离开汽提塔内蒸气/液接触区32的底部的液相温度约20℃或不高于其约5℃至约10℃下，由经汽提的冷凝物产生蒸汽。在某些特别优选的实施方案中，通过加热初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中经汽提的冷凝物而产生的蒸汽的温度不高于、等同于或甚至可低于吸收液汽提塔内其液体出口处或蒸气/液接触区底部的液相的温度。更一般来说，优选在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽的温度与汽提塔内在其液体出口处的再生吸收介质的温度，或与离开吸收液汽提塔内的蒸气/液接触区的下(汽提)段的液相的温度相比变化不超过约±10℃。为了使蒸汽流入吸收液汽提塔，在冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽的压力必须高于汽提塔中的总压力，并且因此高于蒸气/液接触区汽提段内液相的，甚至高于汽提段的液相出口处液相的平衡蒸气压力，汽提段中二氧化硫的分压作为极限接近零。

不考虑蒸气相与液相之间的温差，后续蒸气相水压力驱动力由此导致水蒸气在汽提塔中发生冷凝，导致液相在蒸气/液接触区的汽提段内的冷凝和加热，即使蒸汽在不高于、或甚至稍微低于液相温度的温度下引入所述区。由于液相中溶质(即吸附剂，如多元羧酸盐)的抑制效果，因此液相的蒸气压力可略低于相同温度下蒸汽的压力，或甚至有时液相温度略高于蒸汽温度。

为了满足这些优选条件，初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的对数平均温差(Δt)不低于约1.5℃、约2℃、约3℃、约4℃或约5℃，并且不高于约10℃、约8℃、约6℃或约5℃。例如，初级汽提塔气体冷却器/冷凝器的对数平均温差(Δt)为约1.5℃至约10℃、或约2℃至约9℃、或约2.5℃至约8℃。

取决于总工艺能量和水平衡，来自冷凝物汽提塔60的经汽提的冷凝物的体积可超过吸收液汽提塔30中蒸汽的需求。因此，可在(i)传导至初级汽提塔气体冷却器/冷凝器50的作为用于使水从汽提塔气体中冷凝的冷凝物流，从而将经汽提的冷凝物至少部分地转化为蒸汽以用于引入吸收液汽提塔的冷却流体；和(ii)用于从工艺中除去水的排放水流之间，有效地分开经汽提的冷凝物。

作为排放水来自冷凝物汽提塔60的经汽提的冷凝物的一部分还可任选地用于调节含二氧化硫的源气或工艺进料气10。如图1所示，来自蒸气-液体分离器52的经汽提的冷凝物通过管线70并且被引入针对进料气的流动而言在二氧化硫吸收器11上游的饱和器71中。饱和器可包含单级接触器(例如通常由包含不规整或规整填料的填充柱或塔、或喷雾柱组成)，其中经汽提的冷凝物与气流接触，从而增大了进入二氧化硫吸收器的进料气的湿度。离开饱和器的水流可从工艺中除去。饱和器还可通过蒸发冷却来冷却含二氧化硫的气体并且在其进入吸收器之前除去酸性气体(例如硫酸、盐酸、三氧化硫)。饱和器有利地准许采用较低品质的水润湿进料气，这与在吸收器中所采用的水应被去离子或蒸馏以避免杂质堆积的情况下来润湿气体相比，提供了显著的成本节约。虽然离开饱和器的水饱含二氧化硫，但此流的体积非常小。此外，例如在从硫酸工厂的尾气中回收二氧化硫的情况下，离开饱和器的负载二氧化硫的水流可被用作SO₃吸收器中的稀释水。在层间工厂中，水有利地用于层间吸收器中的稀释，但是在最坏情况下，涉及的二氧化硫的最小净流量通过二氧化硫回收单元返回并且在工艺中无损耗。

图1中的方法压缩初级汽提塔气体流出物以提供温差，借此将通过使水蒸气自初级汽提塔气体冷凝所回收的潜热转移至经汽提的冷凝物以产生蒸汽，引入蒸汽以影响吸收液汽提塔中吸收液的汽提。根据本发明，提供了用于产生这种温差并且驱动汽提操作的其它替代方案。

图2示出了图1中的工艺的替代方案，其中由经汽提的冷凝物的冷凝物产生的蒸汽在冷却器/冷凝器50的蒸汽出口与吸收液汽提塔30之间的流动期间被压缩机39压缩。该图示出了通过机械压缩机压缩蒸汽，但还应将蒸汽引入蒸汽喷射器的喉部以实现需要的压缩。设置汽提塔30直径的尺寸，并且设计汽提塔30的蒸气/液接触区32内的质量转移填料或其它质量转移促进结构，以在气相/蒸气相向上通过该区期间避免过度压降。还设置了用于将初级汽提塔气体流出物33转移至冷却器/冷凝器50的初级汽提塔气体出口34和管线的尺寸，以避免过度压降。通过在冷却器/冷凝器50的初级汽提塔气体侧保留高于该交换器的经汽提的冷凝物侧压力的压力，通过经汽提的冷凝物随着水蒸气从初级汽提塔气体流出物冷凝并且蒸汽在冷凝物侧产生以用于汽提塔30将热量转移至经汽提的冷凝物来建立温差。将在冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽引入压缩机39的抽吸侧，压缩机39压缩蒸汽以将其经由管线57引入汽提塔。

为了回收来自汽提气体的水蒸气冷凝的潜热，压缩机39将蒸汽的压力增大到这样的水平，当初级汽提塔气体到达冷却器/冷凝器50时，冷却器/冷凝器的汽提塔气体侧的压力高于由冷却器/冷凝器的经汽提的冷凝物侧上经汽提的冷凝物产生的蒸汽的压力。更具体地，压缩程度足以使水饱和压力(在此压力下，水蒸气在冷却器/冷凝器的初级汽提塔气体侧上冷凝)高于在冷却器/冷凝器的经汽提的冷凝物侧上产生蒸汽时的压力。

优选在图2工艺中实现的温差和压力差与图1的实施方案中冷却器/冷凝器50中常用的基本相同，其中初级汽提塔气体流出物在从汽提塔的气体出口流至冷却器/冷凝器的气体入口期间被压缩。同样优选地，蒸气/液接触区中常用的绝对压力在与图1和图2中分别示出的每一个实施方案相同的范围内。在这两种情况下，在汽提塔中保持压力稍微高于大气压，例如约15psia至18psia(约100kPa至约125kPa绝对压力)是理想的。然而，因为图2工艺中仅压缩了蒸汽，图2工艺的吸收液汽提区域内的最佳压力可略低于图1工艺中的最佳压力，其中水蒸气将在冷却器/冷凝器50的经汽提的冷凝物侧，在高于沸水温度下冷凝，在使水蒸气的分压达到所述水蒸气冷凝的水平的同时，也必须压缩初级汽提塔气体的二氧化硫组分。

图2工艺的其余部分以基本上等同于上述关于图1的方式操作。

虽然图1和图2的工艺提供了相当的能量效率，但是图2工艺的优点在于经过压缩的流基本上不含二氧化硫。这意味着经过压缩的流体的腐蚀性通常低于图1工艺中压缩的流体，并且因此在维护压缩机或喷射器和选择构造其的材料方面实现了节约。

依赖由初级汽提塔气体冷却器/冷凝器中经汽提的冷凝物产生的饱和蒸汽，作为用于自吸收液汽提二氧化硫的单一能量源，会导致水在循环回吸收器的再生吸收介质中的吸收器净吸积，并且导致最终在吸收器与汽提塔之间的吸附剂介质线路中的净吸积。实际上，由于蒸汽的增量，必须添加该蒸汽以提供二氧化硫蒸发的热和由于热损耗到环境的增量，故仅依赖流通蒸汽的任何汽提塔操作需要具有这种效果。因此，在此线路中控制水平衡要求一些除去水部分的指标，否则所述水部分可在此操作方案中获得。出于此目的，可使用各种选择。例如，再沸器37中由外部来源供应的能量可略增大初级汽提塔气体的温度，以使得初级汽提塔气体携带了稍微较高的水蒸气负载量，并且初级汽提塔气体冷却器/冷凝器可在略高于Δt并且略高于排放气温度下操作，以除去足够增量的水蒸气以保持水平衡。这可要求图1实施方案中对初级汽提塔气体略高的压缩，或图2实施方案中对汽提蒸汽略高的压缩。可选地，一些或全部再生吸收液可绕开交换器40和/或调温冷却器42通过，从而允许吸收器在略高的温度下操作以递增地增大废气的水蒸气含量来保持平衡。

在图1工艺的典型操作中，在吸收器/汽提塔线路的每一个周转期间，水的体积经受了约2％的增加。在一个实施方案中，其中烟道气在反映煤炭或其它含硫碳燃料中硫含量的水平下包含二氧化硫，在27℃下将所述烟道气输送至吸收器，通过使再生吸收介质绕开交换器40和调温冷却器42周围通过，并且在40℃下将吸收介质进给至吸收器，可实现平衡。在35℃下离开吸收器的废气携带了足以平衡来自蒸汽增量增加的水蒸气，该蒸汽增量是蒸发吸收液汽提塔的吸收液的二氧化硫所需的。

富气流中的二氧化硫的回收

本发明的方法适合于从接触法硫酸厂的尾气中回收二氧化硫。然而，其可适用于要求回收二氧化硫的其它工艺操作，包括产生相对富含二氧化硫的气流的操作。因为用于从进料气吸收二氧化硫的反应通常为放热反应，因此大量反应热在吸收器中产生，其中该工艺被用于从包含例如约2体积％至约4体积％或更高的二氧化硫的富气中回收二氧化硫，包括其中二氧化硫含量可高达10体积％、15体积％、20体积％、25体积％、30体积％、40体积％或甚至更高的气流。例如，二氧化硫浓度可为至少约4体积％、或至少约5体积％、或至少约10体积％、或至少约15体积％、或至少约20体积％、或至少约30体积％。

本发明的工艺非常容易地适应于从这类富含二氧化硫的气流中回收二氧化硫。然而，在气流中二氧化硫含量较高的情况下，由放热吸收反应产生的显热可急剧增大吸收液的温度，在一些情况下，该温度增大至严重危及循环吸收介质的吸收效率和/或吸收容量的水平。例如，在使用四甘醇二甲醚作为吸附剂的吸收系统中，其中进入的进料气的二氧化硫浓度达到2.9体积％，吸收液的温度可从通常优选温度17℃增大至吸收器中另外适合的L/G比率下的温度30℃。在进气的二氧化硫含量为43摩尔％的情况下，温度通常可从17℃增至49℃。对于四甘醇二甲醚吸收系统，这种温度升高可严重危及用于吸收二氧化硫的吸收介质的容量。

图3和图4示出了温度对两种已知的二氧化硫吸收溶剂的吸收平衡容量的不良影响。如图3所示，在气体中采用4摩尔％SO2(100S)的纯四甘醇二甲醚(100S)，随着即使在20℃至30℃狭窄的范围内温度的上升。所述含水吸收介质的吸附能力从约13重量％下降至约8重量％。在40℃时，吸收能力下降到约5重量％，并在50℃下，它下降到约4重量％。如图4所示，其中气体进料含有30摩尔％SO₂，吸收能力从在20℃下约25重量％降至在30℃约21重量％，下降到在40℃下约17重量％，和在50℃下少于约14重量％。也如图3和图4所示，使用另一种四甘醇二甲醚吸附剂，即955_5W(95重量％四甘醇二甲醚)，吸收容量发生了相当的下降。因此，对包含高于2体积％二氧化硫的富气，增大吸收介质流动通常要求降低通过吸收器的液相温度升高的程度，这导致了富含二氧化硫的吸收液中二氧化硫的浓度相对较低。

吸收介质和吸收液增大的流动以两种重要的方式使吸收液汽提塔负重荷。它增大了用于将吸收液加热至用于从中汽提二氧化硫的合适的温度的能量需求，从而减少了工艺的能量效率。但是它也强加了贯穿汽提柱增大的质量流动，这增大了整个柱的直径，所述柱的直径被要求适应液体流动而不淹没蒸气/液接触区。更高的液相流速也还要求吸收柱直径增大。

根据二氧化硫吸收工艺的另一优选特征，在吸收器的底部提供冷却以降低吸收介质在其通过吸收(即气/液接触)区时的温升，并且从而使吸收器和汽提塔均可在相对低的L/G比率下操作。对吸收介质，尤其吸收区较低部分的温升的控制，保留了吸收介质的平衡容量，并且从而保留了吸收区内将二氧化硫从气相质量转移至液相的驱动力，也保留了二氧化硫与液相吸附剂反应的驱动力。相对较低的液相温度也有利于液相内转化为二氧化硫加合物的程度，其中二氧化硫与吸附剂之间的反应为热平衡反应。优选地，吸收液在吸收器内从气液/接触区排出，通过外部换热器循环并且返回吸收区。更具体地，在冷却的循环吸收液返回区所处的区域下方隔开的区域中，从气/液接触区中除去循环吸收液，从而在吸收区内冷却的循环吸收液返回区所处的区域的下方界定一个段，在大量二氧化硫吸收优选发生在所述区域中并且产生大量吸收热。

如，如图5所示，热的富含二氧化硫的吸收液17的部分从液体出口18，或从靠近吸收器11的立式气/液接触区13的底部的区域13.1排出，并且通过外部换热器80循环，在此吸收的热量通过将其转移至冷却流体被除去。经过冷却的吸收液在气/液接触区的区域13.2处返回吸收器，所述区域13.2在排出热的吸收液的区域的上方而与其间隔开，但在气/液接触区顶部的下方而与其间隔开。更优选地，经过冷却的循环吸收液返回到区域13.2，区域13.2在气/液接触区较低的部分中。

吸收液在二氧化硫吸收器与外部换热器之间的循环引起增大的质量流动和吸收液不可避免的反混，所述反混在吸收区落入区域13.1和区域13.2之间的循环段中，并且这可略偏移用于除去区中该段中的二氧化硫的质量转移的增加。优选地，因此返回区域13.2在气/液接触区顶部的下方相隔至少一个转移单元的高度，从而限定了吸收区的精馏段，所述精馏段在区顶部的下方包含至少一个转移单元。优选地，精馏段包含至少两个转移单元。返回区域13.2相隔至少一个转移单元的高度也是优选的，更优选在排出区域13.1上方至少两个转移单元。为了适应吸收区的循环段与精馏段两者之间的足够的质量转移容量，作为整体的吸收区优选包含至少三个，更优选至少四个转移单元，所述循环段在返回区域13.2与排出区域13.1之间，所述精馏段在返回区域13.2与吸收区顶部之间。因为气流与液流均在精馏段内的基本活塞流中，在该段中提供用于质量转移的最大驱动力，从而允许废气中二氧化硫的浓度降低至符合排放标准的水平。基于区域的选择对循环液体返回区域13.2的位置进行合理选择，其中从中向上流动的气体的二氧化硫水平不足够高以在精馏段产生吸收/反应热，这可对含水吸收介质的吸收容量或精馏段中质量转移驱动力有显著的负面影响。

优选地，有时吸附剂为四甘醇二甲醚，将气/液接触区中经过冷却的循环吸收液返回所处的区域13.2保持在不高于约40℃，更优选不高于约30℃，通常为约15℃至约25℃的温度下。在四甘醇二甲醚系统中，将气/液接触区中除去热的循环吸收液所处的区域13.1的温度保持在不高于约45℃，更优选不高于约35℃，通常为约15℃至约30℃的温度下。本领域的技术人员将认识到对其它吸附剂，不同的(在一些情况下基本不同的)温度范围是最佳的。例如，在吸附剂为苹果酸钠的情况下，将气/液接触区中经过冷却的循环吸收液返回所处的区域13.2保持在不高于约45℃，更优选不高于约45℃，通常为约20℃至约40℃的温度下。在此情况中，将气/液接触区中除去热的循环吸收液所处的区域13.1的温度保持在不高于约50℃，更优选不高于约40℃，通常为约25℃至约35℃的温度下。在每一种情况下，区域13.1与区域13.2之间的循环速率由这些温度限制和吸收工艺产生的单元能量产生决定。

便利地，热的富含二氧化硫的吸收液17的顺流部分从外部换热器80上游的循环吸收液流中排出并且传导至吸收液汽提塔30。

返回至区域13.2的循环吸收液的位置可以基于二氧化硫吸收区的吸收曲线的来选择。使用不同吸收介质的典型曲线如图6所示可基于二氧化硫吸收区的吸收曲线来选择循环吸收液回流区域13.2的位置。在图6中示出使用不同吸收介质的典型曲线。

在进料气与吸收介质在气/液接触区中接触时，如果吸收是即刻的并且大致定量的，单个吸收液冷却线路通常足以保留吸收效率并且将吸收液的体积流动控制在与吸收液汽提塔中有效能量使用一致的水平。然而，有时用于二氧化硫吸附剂的亲和力是非常受限的，因为其对吸收液汽提塔的有效操作的目的是所需的，通过吸收区的二氧化硫浓度梯度，即气流(和液流)中二氧化硫的浓度的速率随着气体入口上方距吸收区的距离而下降，可能仅是适度的。在这种情况下，通过使用沿着吸收(即气/液接触)区内的气流路径垂直隔开的两个或更多个冷却回路可实现吸收器和汽提塔的操作的更大的效率。例如，如图5所示，其示出了两个这种冷却回路。在第二个冷却回路中，在吸收器11的气/液接触区13中下行的热的富含二氧化硫的吸收液的第二部分从区域13.3中排出，并且循环穿过通过转移至冷却流体除去吸收的热所处的外部换热器81，所述区域13.3在第一冷却回路中气/液接触区中经过冷却的循环吸收液返回所处的区域13.2的上方。经过冷却的吸收液在气/液接触区的区域13.4返回吸收器，所述区域13.4在排出热的吸收液的区域13.3的上方而与其间隔开，但在气/液接触区顶部的下方而与其间隔开。

图7示出了吸收器/汽提塔系统的操作，其中二氧化硫仅对吸附剂具有适度的亲和力，从而二氧化硫梯度相对较浅。图7标绘了在每一种情况下，随着吸收区中位置变化的吸收区内吸收液的温度和气流中二氧化硫的浓度，分别对不含冷却回路、含一个冷却回路、含两个冷却回路和含三个冷却回路的系统使用不同的曲线，将所述位置变化表示为转移单元距顶部(即区的气体出口)的距离。有关一个、两个或三个冷却回路的效果的数据也在表1中列出。

表1：冷却环路对蒸汽要求的影响

图7中标绘的以及表1中列出的数据来自二氧化硫吸收系统，其中吸收器包含15个级数(基本对应于转移单元)。在冷却循环吸收液的每一种情况下，其中排出区域为级数15并且回流区域为级数13，即回流区域主要被吸收区底部的两个转移单元的高度隔开并且被区顶部的12个单元的高度隔开。第二环添加处，排出区域为级数10并且回流区域为级数8，并且第三环使用处，排出区域为级数5并且回流区域为级数3。

这些标绘图和列表示出了有助于工艺总能量效率的一个或多个冷却回路的值。如表1所示，与不进行冷却的操作相比，一个冷却回路将吸收液汽提塔中蒸汽的使用降低了约15％。与不进行冷却的操作相比，具有两个冷却回路的操作将蒸汽消耗量下降了24％；并且与不进行冷却的操作相比，具有三个冷却回路的操作将蒸汽消耗量下降了25％。不进行冷却，温度达到最大值31℃。分别引入一个、两个或三个冷却线路，最高温度降至27℃、22.5℃和19。

通过与图7和表1中反映操作的系统相比，在使用多元酸(如苹果酸钠)作为吸附剂的二氧化硫吸收方法中，通常仅单个冷却回路是合理的。

以基本参照图1或图2中描述的方式来操作如图5所示的工艺的其余部分。然而，应理解根据本发明控制吸收器11内吸收介质的温升可独立地于通过压缩初级汽提塔气体流出物或由经汽提的冷凝物产生的蒸汽，来提供用于产生汽提蒸汽的能量源来实施(即此工艺可完全地依靠再沸器37作为用于吸收液汽提柱30的能量源)。

串联富和贫气体吸收和汽提回路

图8示出了一个系统，其中通过在串联操作的两个单独的吸收和汽提回路操作之间分开污染物气体吸收职责来实现大量能源节约并同时实现相当低的排放量。如结合图8所述，所述方法被应用到二氧化硫的回收中。然而，该工艺也适用于其它气体的回收，气体在含水系统中经历吸收以产生吸收液，其中在被吸收气体和溶剂(通常为水)之间的挥发性存在明显差异。在这样的吸收系统中，如共同待决的序列号13/283,671中所公开，吸收反应通常是非零级的。如图10和图11所示，在任何给定的L/G和吸收器中吸附剂与SO₂的比率下，吸收器废气中的残留SO₂浓度随送往汽提塔的蒸汽的速率而变化，SO₂在汽提塔中自吸收液回收。如图12所示，这是因为当送往汽提塔的蒸汽速率下降时，再循环到吸收器中的再生吸收介质中的残留SO₂浓度增加，从而减少了SO₂吸收的驱动力。针对气体流动在串联的两个吸收器之间分开吸收职责允许在第一富气吸收器中以适度的L/G和吸附剂与SO₂的比率从进料气除去大部分二氧化硫，产生具有二氧化硫含量大大减少的贫气，但通常没有减少到满足排放标准和/或符合目标硫产量的程度。，，然后可以在沿气流动方向上位于富气吸收器下游的贫气吸收器中除去二氧化硫的其余部分(降低到可接受的残留设计目标浓度)，同样在相对适度的L/G下，但吸附剂与SO₂的比率相对较高。

参照图8，可以看出每个吸收器都连有汽提塔用于从离开吸收器的吸收液中除去二氧化硫。在该工艺的操作中，包含源气的进料气流110在富气吸收器101中与含水富气吸收介质103接触。进料气中的大部分二氧化硫从气流中除去，产生含有残留二氧化硫的贫气113和含被吸附二氧化硫的富吸收液105。富气吸收液被转移到富吸收液汽提塔107中，在此二氧化硫从富吸收液中汽提，优选通过使吸收液与汽提塔中的蒸汽接触。优选地，富气吸收器101包括含有包含填料、塔盘或其它用于促进气相与液相之间的质量转移的装置的垂直气/液接触区101.1的柱。进料气进入气/液接触区的底部，并且贫气离开气/液接触区的顶部并通过吸收器的气体出口排出，而富气含水吸收介质进入该区的顶部，并且富吸收液离开底部，即吸收介质与气相逆流流动通过该区域。离开富气吸收区底部的富吸收液105经由吸收器的液体出口排出，并转移到富吸收液汽提塔107。

在其送往富液汽提塔107的通道中，优选通过回收自多种其它工艺流中的任一种的能量将富气吸收液105预热，由此保留了在产生其它此类流的工艺操作中引入该过程中的热。作为主要的实例，吸收液可以通过交换器147，在此处自从富气吸收器返回到富气吸收器101的再生富气吸收介质103转移热量。在进入交换器147之前，吸收液可任选地通过另一个热交换器149，其在此处通过来自如下文所引述的另一进料方便来源的热量的转移而被加热。

富液汽提塔107优选地还包括含有汽提区的柱，所述汽提区包括填料、塔盘或其它用于促进液相和气相之间质量转移的装置的垂直气/液接触区107.1。所述汽提塔优选地还逆流地操作被引入到该区域顶部的富吸收液和被引入到底部的蒸汽。任选地，代替蒸汽或连带蒸汽，可以使液相从或靠近所述区域底部循环通过再沸器(未示出)，其赋予液相热量用于从中汽提二氧化硫。再生富气吸收介质103离开气/液接触区的底部，通过富液汽提塔107的液体出口排出并再循环到富气吸收器101用于从进料气的进一步流动中除去二氧化硫。有利的是，再生富气吸收介质在其返回时通过在热交换器147中将热量传给富气吸收液105而被冷却。如果硫酸盐积聚在富气系统吸收介质回路中，则它可以通过如下方式除去：在热交换器111中将再生富气吸收介质的滑流冷却到足以使硫酸钠结晶的温度，结晶的硫酸钠然后可借助过滤器或离心机151除去。

包含尚未在富气吸收器中除去的SO₂的贫气113离开富气吸收区101.1的顶部，从富气吸收器101的气体出口排出，并被传导至贫气吸收器115的气体入口。所述贫气吸收器优选地还包括包含垂直吸收区的柱，所述垂直吸收区包含含有如填料或塔板等用于促进质量转移的装置的气/液接触区115.1。贫气进入气/液接触区的底部，而贫气吸收介质进入所述区域的顶部，气相和液相优选地逆流流动通过所述区域。贫气中的残留二氧化硫在贫气吸收器中被除去并转移到吸收介质，产生贫气吸收液117，其离开贫气吸收区域115.1的底部并从贫气吸收器115通过其液体出口排出。满足可接受的工艺排放量水平和/或硫产量的目标规格的干净气体流离开贫气吸收区的顶部并从贫气吸收器通过其气体出口排出。如上所述，该气体可经传送通过除雾器并稍微加热以抑制烟羽的形成。吸收贫液117被传导到贫液汽提塔119。贫液汽提塔优选还包括含有垂直汽/液接触区119.1的柱，垂直气/液接触区119.1含有填料、塔盘或其它用于促进液相和气相之间质量转移的装置。汽提塔优选地还逆流地操作被引入到所述区域的顶部的贫吸收液和被引入到底部的蒸汽。任选地，代替蒸汽或连带蒸汽，可以使液相通过再沸器109从或靠近该区域的底部循环，再沸器109赋予液相热量用于从中汽提二氧化硫。再生贫吸收介质121离开汽/液接触区的底部，通过汽提塔的液体出口排出并再循环到贫气吸收器。在其返回贫气吸收器115的通道中，再生贫气吸收介质可以任选地被冷却，例如，在热交换器153中通过将热量传递给塔供水或其它方便冷却的流体。例如，如图8中所示，热交换器153可以是利用从再生贫气吸收介质转移的热量来使贫吸收液在在其通往贫液汽提塔的通道中被预热的换热器。

如果与当硫酸钠积聚在再生贫气吸收介质中时，清除流可以被释放到结晶和过滤系统，在此除去硫酸钠。一种常见的结晶器/过滤器回路可以同时服务于富和贫吸收器/汽提塔回路。在这种情况下，再生贫气吸收介质的清除部分优选地与被输送到结晶器中的再生富气吸收介质的清除部分掺混。虽然共用结晶器可以服务于两个回路，但单独的溶剂罐被保留以用于在相应再生吸收介质的过程中储存，调整其pH值以及补充吸附剂。

在如图8所示的优选工艺中，来自两个汽提塔的汽提塔气体可以方便地组合，以提供汽提塔处理气体123，优选在蒸汽喷射器或压缩机中(未示出)经压缩，然后被冷却用于在冷却冷凝器125中使水蒸汽冷凝。来自冷却器/冷凝器的冷凝物被传导到冷凝物汽提塔127中，在此处它与蒸汽接触用于汽提残留的SO₂。来自冷却器/冷凝器125的排出气与来自冷凝物汽提塔127的冷凝物汽提塔气体合并以产生最终合并汽提塔气体(湿的回收SO₂流)133，它通常被进一步冷却，例如在热交换器135和137中，并从该过程中除去。通过在热交换器135和137中冷却湿的回收SO₂流所形成的其它含水冷凝物返回到冷凝物汽提塔127中。回收SO₂冷却器/冷凝器135中的冷却介质可以是例如来自贫气吸收塔115的废气，且回收SO₂冷却器/冷凝器137中的冷却介质可以是离开富气吸收器101的重要的富气吸收液，在这种情况下，热交换器137和热交换器149可以是同一个。加热废气有助于防止在烟囱中形成烟羽，而预加热吸收液节约了富液汽提塔中的能量。冷却和冷凝来自回收的二氧化硫气流的水有助于使该流适应于下游操作的气流，例如，它可以降低干燥塔上的负载量，回收的SO₂在被引入到接触法硫酸厂的转化器之前可被传递通过该干燥塔。

在如图8所示的工艺的优选实施方案中，来自贫液汽提塔的汽提塔气体流出物(其包含基本上用在贫液汽提塔顶段中的贫吸收液温度下的水蒸汽饱和的二氧化硫)用作富液汽提塔的汽提蒸汽的来源。这种流动模式可能是特别有利的，其中进入富气吸收器的气流具有相对高的SO₂或其它污染物气体含量，例如，大于约40体积％，优选大于约30体积％，更典型地在约0.2与约10体积％之间。在进气流具有相对低的SO₂含量(例如小于约5重量％，或在约0.1至约2体积％之间)的情况下，可能需要为富液汽提塔提供单独的热量来源，要么间接地到富液汽提塔的再沸器中，要么经由流通蒸汽直接注入到汽提塔本身。

在另一个优选实施方案中，来自另一来源的流通蒸汽129a(优选SO₂含量低于贫汽提塔处理气体131且更优选基本上不含SO₂)被引入到富液汽提塔107内的气/液接触区107.1的底部。在这个实施方案中，离开贫液汽提塔119的贫汽提塔气体131优选绕开富液汽提塔气/液接触区107.1的底部处的液体出口周围通过，并在液相(再生吸收介质)出口上方而与其充分间隔开的点处被引入到区域107.1中，以能够利用进入的基本上不含二氧化硫的蒸汽129a从液相汽提SO₂。在这个实施方案中，用于传递贫汽提塔气体到汽提塔107的导管131a应充分调整大小以最小化汽提塔119的气相出口与贫汽提塔气体进入富液汽提塔接触区107.1的点之间的压力降。

在另一任选实施方案中，贫汽提塔气体131可以经由导管131b完全绕开富液汽提塔107通过，以使用于富吸收液的汽提蒸汽基本上不含SO₂，不同于从富液汽提区107.1中的富吸收液转移的。然后，富汽提塔气体122可与贫汽提塔气体131合并以形成汽提塔处理气体流123。因此，在这个实施方案中，两个汽提塔完全并联而非串联运行，但流出气体仍然被合并以形成汽提塔处理气体流123。为了提供灵活性，汽提塔107和汽提塔119经调整大小以携带完全的汽提载荷，以便在一个或另一个汽提柱必须停止使用的情况下维持操作。这种能力在在高资金设备中特别重要，高资金设备必须在最小的过程中断或停机时间下以高生产量可靠地操作，例如，在硫酸制造中，或在石油精炼操作的脱硫单元中。这种操作模式下，当一个汽提柱必须停止使用时，工艺操作被转化为单个吸收和汽提回路，其中例如再生的吸收介质可再循环到吸收塔115的顶部，离开吸收器115的液相可传递到在吸收器101的顶部处的液体入口，并且离开吸收器101的吸收液可传递到正在运转的单个汽提塔中。

在另一实施方案中(未示出)，提供第三汽提柱并且对其调整大小以便根据图8的流程图可以在同一时间操作任何两个汽提塔，其中另外一个待命服务；或者，如果需要的话，与汽提塔107或119并行操作，以便在高通量富/贫操作期间提供额外的汽提富或贫吸收液容量。

在另一优选的实施方案中，从汽提塔处理气体冷凝的水蒸汽用来为富液和贫液汽提塔之一或两者生成汽提蒸汽。汽提塔处理气体可包括来自富液汽提塔107的富汽提塔气体流出物，来自贫液汽提塔119的贫汽提塔气体，或者，如上面提到的，两种流的组合。在一个特别优选的实施方案中，如图8所示，汽提塔处理气体主要由自富液汽提塔107排出的富汽提塔气体123组成，其包括从富液和贫液汽提的SO₂。可选地，汽提塔处理气体123可通过将离开富液汽提塔107的富液汽提塔气体122与贫液汽提塔气体131b合并来形成，贫液汽提塔气体131b绕开富液汽提塔107周围通过并且就气相的流动而言位于汽提塔107下游与富汽提塔气体122混合。汽提塔处理气体在汽提塔处理气体冷却器125中被冷却以使其中的水冷凝并提供冷凝物，其被传导至与图1和图2的冷凝物汽提塔基本相同的方式操作的冷凝物汽提塔127中。还优选地是，离开冷凝物汽提塔127的经汽提的冷凝物的至少一部分被传导回汽提塔处理气体冷却器125作为冷却体用于自汽提塔气体冷凝水。另外优选的是，汽提塔处理气体冷却器被操作以从经汽提的冷凝物中产生蒸汽，并且这样生成的蒸汽129的至少一部分被传导至吸收液汽汽提塔107(经由导管129a)和吸收液汽汽提塔119(经由导管129)中的一者或两者中作为汽提蒸汽源。在一个特别优选的实施方案中，如图8中实线流动线所示，在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器125中在汽提塔处理气体与经汽提的冷凝物之间进行热交换而生成的蒸汽129主要被传导至贫液汽提塔119的蒸汽入口，并且如图8中进一步所示，富液汽提塔的蒸汽源131主要从贫液汽提塔的气体流出物得到。因此，更高的能效得以实现。然则，用于在富系统汽提塔107中解吸的驱动力可能不会因贫液汽提塔119中汽提的SO₂所造成的气相中SO₂含量的微小增量而实质上被削弱，任何不利影响均可以通过将冷却器/冷凝器125中生成的一部分流经由管线129a直接传导至富液汽提塔并将贫汽提塔气体在富液汽提塔区域107.1的液相出口上方而与其间隔开的点处引入到富液汽提塔中来避免。

同样如图8所示，还优选的是，离开富液汽提塔的汽提处理气体123例如经由蒸汽喷射器155压缩至足够使其可用于在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器125中自经汽提的冷凝物产生蒸汽的压力。富液汽提塔、蒸汽压缩和汽提塔处理气体冷却器-冷凝器/汽提塔冷凝物锅炉的操作条件基本上如上文针对图1所述。

如图8所述，离开冷凝物汽提塔127的经汽提的冷凝物流139被传导到汽/液分离器141中，并经由管线143在分离器与冷却器/冷凝器125之间循环，其中从汽提处理气体的热传递产生用于贫液汽提塔119的蒸汽129。在分离器141中分离经汽提的冷凝物和蒸汽，所述蒸汽129优选被传导至汽提塔119，并且经汽提的冷凝物的至少一部分经由管线143循环到贫液汽提塔气体冷却器/冷凝器125中用于转换为汽提蒸汽。离开汽/液分离器141的经汽提的冷凝物的其它部分可任选地再循环并与再生的贫气吸收介质121或富气吸收介质103(经由未示出的管线)合并用于返回到贫气吸收器115、富气吸收器101中或两者，并且经汽提的冷凝物145的残留可以从系统中清除。

可选地，可将汽提塔气体冷却器/冷凝器125的经汽提的冷凝侧设计成允许蒸汽从热交换器本身内的水中脱离，允许蒸汽流基本上不含夹带的水以直接从冷却器/冷凝器传送到吸收器中，而不需要单独的汽/液分隔器。在这种情况下，离开汽提塔冷凝物锅炉125的经汽提的冷凝物可以以与离开汽/液分离器的经汽提的冷凝液相同的方式分配，如上文关于分离器141所述。

在初级汽提塔气体冷却器/冷凝器125中产生的蒸汽经由管线129被引入到汽提塔119中，在此处其接触汽/液接触区119.1中的贫吸收液，既对贫吸收液供应热量，又作为汽提气体用于从液相中除去二氧化硫。在贫吸收液汽提塔中的液相的加热降低了二氧化硫在液相中的平衡浓度，并提高了二氧化硫转移到汽相的驱动力。在将热量传递到液相中时，从冷却器/冷凝器125的经汽提的冷凝物中产生的蒸汽部分冷凝在所述贫液汽提塔中，因此实质上用作可压缩的汽提气体。任选地，由汽提塔处理气体冷却器/冷凝器的经汽提的冷凝物产生的蒸汽供给的汽提热可以通过由再沸器109中的外部来源供应的热量补充，吸收液汽提塔的液相通过再沸器109循环。辅助再沸器为在该工艺的水平衡控制提供了充分的灵活性。通常，被传送通过该再沸器的吸收液从汽提塔的贮槽排出并返回到贮槽上方的贫液汽提塔汽/液接触区119.1的下部。

通过利用SO₂和H₂O之间挥发性的明显差异，包括独立的富气和贫气吸收和汽提回路的系统的操作为巨大节能提供了契机。因此，所述富气吸收器不需要实现二氧化硫的定量除去，这意味着相对中等的含水富气吸收介质体积和相对低的吸附剂与SO₂当量比对除去大部分的二氧化硫有效仅对贫气体吸收器的吸收容量施加适度负载足以。例如，在多元羧酸盐吸收剂如苹果酸盐的SO₂吸收情况下，吸附剂被引入到富气吸收器中的速率与SO₂被引入到吸收器中的速率的化学计量比优选不大于约0.6，更优选在约0.3至约0.5之间。在富气吸收器中的质量比L/G典型地在约0.1至约50之间，更典型地0.1至40，优选0.1至30。在入口SO₂浓度相对低至中等，例如≤5体积％的情况下，这些范围的下端通常是优选的，而在高二氧化硫浓度下，例如，30-40％或更高，该范围的上端将是优选的。加之相对较低的L/G，所述富气吸收器中常用的最大驱动力通常会产生包含至少约0.5重量％SO₂，更典型地在约0.8至约15重量％SO₂之间的富气吸收液。类似的过程参数对除苹果酸盐以外的SO₂吸附剂适用，并且适用于其它酸性气体，如CO₂、NO_x、H₂S或HCl的吸附，以及其它可吸收气体如NH₃。

由于富气吸收液相对较浓，在富液汽提塔中仅以适度的蒸汽消耗便能容易地回收SO₂。出于若干原因，只有相对低的蒸汽到吸收液体流量比需要在富液汽提塔中。在富吸收液中二氧化硫浓度相对较高使富液汽提塔的蒸气相中的平衡二氧化硫分压增大，从而有利于向汽相质量转移。同时，因为离开富液吸收器的贫气可以在贫液吸收器中清理，故在再生富气吸收介质中的相对高的残留二氧化硫浓度是可以接纳的。鉴于水与二氧化硫之间的挥发性的明显差异，仅相对小的蒸汽与富吸收液比率是必要的，以实现接近SO₂降到对返回到富气SO₂吸收器的解吸溶剂的必要SO₂吸收容量没有重大影响的水平的定量除去。因此，例如，蒸汽与被引入到富液汽提塔的SO₂的质量比可被控制在不大于约8，更典型地在约0.2至约8之间，还更典型地在约0.3至约6之间的值，优选控制在约0.3至约4之间。这相当于实质上与蒸汽与进入富液吸收器的SO₂相同的比率。在富液汽提塔中，在再生吸收介质中的残留SO₂浓度通常会降低到不低于约0.02重量％、或约0.02重量％至约1.5重量％之间、或约0.02重量％至约0.5重量％之间、或约0.03重量％至约0.3重量％之间的水平，其中源气的SO₂浓度小于4％。在进料气中SO₂浓度较高时，再生吸收介质的SO₂含量可能落入明显更高的范围，例如，至少约0.3重量％、或在约0.2至约8重量％之间、或在约0.4至约7重量％之间、或在约0.5至约6重量％之间、或在约0.8至约15重量％之间。

即使在富气吸收器中维持的相对粗糙的条件下，仅在富气吸收器中便可除去高比例气体，例如由富气和贫气吸收器的合并操作除去的气体总和的至少85％、或更典型地90％、95％或甚至99％，而且在富气吸收器中还可除去占全部进入的污染物气体含量基本上相同的比例的气体。例如，在苹果酸盐或四甘醇二甲醚吸附剂溶液中的二氧化硫吸收的情况下，从离开富气吸收器的贫气典型地含有不超过约0.5体积％、更典型地不超过约0.4体积％、优选在约0.01至约0.3体积％之间、更优选不大于约2,000ppm，且最优选在约100至约1,500ppm SO₂(按体积计)。应理解，在富气吸收器中过快降低SO₂水平可能需要再生富气吸收介质的SO₂含量降至非常低的水平，该水平并非为整体过程效率所需要的，但需要多于在富液汽提塔中的最佳蒸汽消耗。

离开富液汽提塔的富汽提塔气体的SO₂含量按体积计优选为至少15％，更优选至少约20％，还更优选至少约25％体积。富汽提塔气体通常包含按体积计在10％至约60％之间，或在20％至50％之间，或优选在约25％至约40％之间的SO₂。进一步举例来说，富汽提塔气体的SO₂含量与送往富气吸收器的进料气的SO₂含量和再生吸收介质的SO₂含量有相关。因此，在进料气的二氧化硫含量在约1000ppm至约4000ppm之间且再生富气吸收介质的二氧化硫含量在约0.5至约2重量％之间的情况下，来自富液汽提塔的富汽提塔气体流出物的二氧化硫含量按体积计在约25％至约45％之间，其对应于显著低于在单个吸收器/汽提塔回路中所产生的汽提塔气体的水蒸汽负载量的水蒸汽负载量。再举例来说，在进料气的SO₂含量更高，即约40体积％，并且再生富气吸收介质的SO₂含量在约1.5至约8.0重量％之间的情况下，来自富液汽提塔的富汽提塔气体流出物的二氧化硫含量按体积计在约40％至约60％之间。在再生富气吸收介质中的二氧化硫的这种相对高的残留量将对再生吸收介质除去源气和进料气中进入该过程的高比率SO₂的能力产生不利影响。

在贫气体吸器中可能需要比在富气吸收器中更高的吸附剂与SO₂的比率，以满足排放规格或满足硫产量目标，而在贫气体吸收器中的质量比L/G通常不高于如序列号13/283,671中所述在单个吸收器中的，例如，不大于约0.8、在约0.02至约0.6之间、在约0.4至约0.4之间、在约0.05至约0.3之间、更优选在约0.08与约0.25之间、或在约0.1至约0.2之间。但在进料气具有高SO₂含量，例如30-40％或更高的情况下，在贫气体吸收器中的质量比4G可高达2.5或更高。在贫气吸收器中通常还需要相对较高的吸附剂与SO₂的当量比，例如在约1至约6之间，更典型地在约2至约4之间，但由于大量SO₂已经在富气吸收塔中除去，L/G抑或绝对吸附剂流到贫气体吸收器中需要任何更高的，并且通常是显著低的，比基于单个吸收器/汽提塔回路的过程中的吸收器所需要的。因此，引入贫气体吸收器的吸附剂的比率相对于被引入到富气吸收器的二氧化硫的比率的化学计量比通常不超过约0.8，优选在约0.02至约0.6之间，更优选在约0.04至约0.4之间。甚至在这些低吸附剂流中，从贫吸收器排出的二氧化硫含量通常不大于约10重量％、或不大于约9重量％、或不大于约8重量％、或不大于约7重量％、或不大于约6重量％、或不大于约5重量％、或不大于约4.5重量％、或不大于约4重量％，通常按重量比计，在约0.1至约8％之间、或在约0.1％至约5％之间。

降低再生贫气吸收介质的二氧化硫含量至低水平以保证足够的质量转移和用于贫气体吸收器吸收的反应平衡驱动力是重要的，以便实现废气排放标准和/或产量目标，因此，高的蒸汽液相率必需从贫吸收液中汽提残留SO₂。优选地，再生的贫气吸收介质的残留二氧化硫含量在约100ppb至约0.5重量％之间，或在约500ppb至约0.2重量％之间，或在约700ppb至约500ppm之间。更特别优选地，再生的贫气吸收介质的SO₂含量按质量比计，小于约500ppm、或小于约100ppm，更优选小于约50ppm，还更优选小于约10ppm，通常按质量比计，为0.1至25或0.1至10ppm。

在图8的工艺中，其中所述贫液汽提塔SO₂作为蒸汽供给到富液汽提塔中，进给到贫液汽提塔的蒸汽与贫吸收液的比率在约0.05至约0.8之间，更典型地在约0.1至约0.5之间。在对富液汽提塔提供单独蒸汽供应的情况下，较低的蒸汽与贫液比可能是足够的。这仍然得到高的蒸汽与贫液汽提塔中的二氧化硫比率，但由于负载到贫液汽提塔的二氧化硫是非常低的，在贫吸收液汽提塔中负载的蒸汽保持低，如二氧化硫流入具有源气和进料气的系统的函数。

通常，所述贫汽提塔气体的SO₂含量按体积计，在约0.1％至约10％之间，或在约0.2％至约6％之间。

有利地组合源自富吸收液汽提塔和贫吸收液汽提塔的蒸汽流出物(汽提塔气体)，在缩合以产生用于传送到冷凝物汽提塔的单个冷凝物流之前或之后。然而，所述两个流可以分别地供应到冷凝物汽提塔中，如果需要的话甚至供应到单独的汽提塔中。

尽管需要相对高的蒸汽对SO₂比以从贫吸收液中汽提残留SO₂，将从贫液中除去的低容量的SO₂仅需要相对于贫吸收液的流动的汽提蒸汽的适度流动，如上所述，二氧化硫的低比率负载进入进料气到富气吸收器中。此外，贫吸收液的流动体积也相对较低，维持给出地相对最小的吸收负载，在SO₂已在富气吸收器中几乎定量地除去之后。由于高的SO₂残留水平，其可能在从富液汽提塔排出的再生富气吸收介质可以承受的，与贫气吸收介质的相对低的体积流率一起，用于两个汽提塔的复合操作的总蒸汽需求量比在方法中吸收液汽提塔的蒸汽需求显著降低，所述方法仅利用用于相同排放的单个吸收器/汽提塔回路中。

因此，冷凝物的总流量是适度的，并且在冷凝液汽提塔上的负载相对地适度。在冷凝物汽提塔中所得的低蒸汽需求，与串联富和贫吸收器和汽提回路的减少净蒸汽需求一起，导致产生具有相对高的SO₂含量的最终组合汽提塔气体(湿的回收SO₂流)。因为相比于从仅具有单一吸收器/汽提塔回路的过程中的汽提塔气体，在汽提塔处理气体中的较高SO₂与水的比率，冷凝物的平衡二氧化硫含量可略微高于源自单一回路过程的冷凝物的SO₂含量。在水柱(凝汽提塔)中稍高的蒸汽与水的比率下，仍可通过从汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中经汽提的冷凝物保证高硫收率，但是，即使这个比率相对高，在水蒸汽流速至冷凝物汽提塔增加的任何增量比蒸汽流增量减少，通过避免需要以实现定量除去流经富吸收液汽提塔的溶剂液体的SO₂。通过利用水和SO₂之间挥发性的总差，这个过程的总蒸汽需求，包括富液汽提塔的汽提蒸汽、贫液汽提塔的汽提蒸汽、冷凝物汽提塔的汽提蒸汽，并且到喷射器的蒸汽用于压缩相对于进料气的二氧化硫含量的汽提塔处理气体，在送往富气吸收器的进料气中的SO₂水平为1000至2000ppm时，通常不超过15磅/磅SO₂，或优选在约5至约10磅/磅SO₂之间，在气体中SO₂水平为2000ppm至2体积％时，不超过8磅/磅SO₂，或优选在约1.5至约5磅/磅SO₂之间，在气体中SO₂水平为2至4体积％时，不超过4磅/磅SO₂，或优选在约0.8至约3磅/磅SO₂之间，且在SO₂水平大于4体积％时不超过3磅/磅SO₂，优选在约0.5至约2.5磅/磅SO₂之间。可能需要额外的蒸汽，通过结晶用于从再生吸收介质中除去硫酸，但在富/贫系统中的这种增量应当基本上与常规单一吸收器/汽提系统中的相同。在蒸汽需求的这些速率下，串联富/贫系统可以降低源自贫气吸收器的废气的SO₂含量至≤20ppm，或甚至≥10ppm。汽提塔处理气体的压缩可以使得在这些排放水平中进一步减少。

上述所讨论的节能原则可以概括阐述如下。因为所述富液汽提塔所需的相对较低的蒸汽流率，从富液汽提塔的蒸气体流出物比从必须在再生吸收介质中获得较低稳态SO₂含量的单一吸收/汽提塔系统的蒸汽流出物具有更高的SO₂含量。因为保留在贫液汽提塔中需要被除去的SO₂相对较少，贫气吸收液流中体积适中，贫液汽提塔的能量和蒸汽流量需求也较低。因此，从两个吸收液汽提塔(在图8中为汽提塔处理气体)流出的组合气体中SO₂含量也比单一汽提塔系统蒸汽流出物的高，为的是富液汽提塔气体流出物的SO₂含量即使在贫液汽提塔的所有气体流出物被传导至富液汽提塔的蒸汽入口，以及贫汽提塔气作为富液汽提塔的汽提蒸汽来源，如在图8所示的优选实施方案中。此方案回收从贫气吸收器115排出的蒸汽中SO₂的进一步增量，通过使用贫液汽提塔排出的气体/蒸汽作为富液汽提塔的汽提气的蒸汽成分获得更高的能效。所述在贫系统吸收器中从贫气蒸汽中排出的进一步增加的SO₂在贫气汽提塔中贫液排出并通过富系统汽提塔被最终收集，例如，作为从冷却器/冷凝器125排出的气体。

由于在汽提所述富和贫吸收液气流中蒸汽消耗量的所得经济，根据冷却所述综合蒸汽流出物获得的冷凝物具有相应高的SO₂含量。正如，这可能需要比在图1所示的单一吸收器/汽提塔回路过程中稍高的蒸汽流比率以冷凝在冷凝物汽提塔129中流量。然而，由于在图8的方法中冷凝物相对低容量和SO₂和水之间挥发性的总差，SO₂仍然容易在相对于进料气的流动和自身二氧化硫含量低的蒸汽流量下从冷凝物中除去。消耗蒸汽的热压缩还促进了能源效率。如图8所示，在蒸汽喷射器155中压缩汽提过程气体，优选地提高了汽提处理气体压力高于在富液汽提塔顶部的压力约12至约18psi之间，其优选在约16至约20psia之间。

图10至12示出了在5-10磅蒸汽每磅SO₂适度蒸汽消耗量下，实现在富气系统汽提塔中SO₂的85-90％回收的能力，同时在贫系统汽提塔中，实现定量二氧化硫回收，在显著高的蒸汽对SO₂的比率下，但在更低的蒸汽消耗绝对速率下。图10至12都反映了方法的操作，其中在单一吸收器/汽提塔回路中，SO₂从含有0.24％体积％SO₂的进料气中除去。图10是源自吸收塔的废气中残留的SO₂的线性图，作为供给到汽提塔的蒸汽与进入吸收器的SO₂的比率的函数，而图11绘制残留SO₂在对数标尺与在线性标尺上蒸汽与SO₂的比率。图12绘制了在废气的残留SO₂作为吸收介质的SO₂含量的函数，在图10和11的横坐标上可变负相关到蒸汽/SO₂比率。图10的这两个参数是线性标尺。所述三条曲线表明：(i)大部分SO₂可以在低消耗蒸汽下在由单一吸收器/汽提塔回路组成的方法中除去，但是这在废气中仍然留下不可接受的高浓度SO₂；(ii)在单一吸收器/汽提塔回路系统中，每单位传入SO₂的高的蒸汽消耗是必要，以带来废气的SO₂含量下降至根据典型的排放标准可接受的水平；和(iii)这些现象反映了吸收反应和汽提的操作的非零阶性性质。

通过比较，在蒸汽和能源消耗中大的效率通过图8的处理来实现，其中吸收负载在富气吸收器/汽提塔回路之间划分，在相比进入到富气吸收器的进料气的SO₂传递到富液汽提塔低比率蒸汽进行操作，和贫气吸收器/汽提塔回路在相比于从富气吸收器排出到贫气吸收器入口的贫气气流中SO₂含量高的水蒸气比率下进行处理。图10和11确认并生动地说明，因为较高但相对粗糙的部分进入的SO₂在富气吸收器中被排除，相对高的SO₂含量可以保留在返回到富气吸收器的再生富气吸收介质中，因此使得富液汽提塔在相对低的进入SO₂比率蒸汽中操作，在此回路中得到蒸汽养护网。因为只有极小部分进入的SO₂保留在贫液汽提塔中以被除去，即使在富气吸收器的操作非常适度的效率下，贫液汽提塔的脱硫负载很低。而需要高比率的SO₂含量的贫气和贫吸收液来提供再生贫气吸收介质以通过除去贫气吸收器中残留的SO₂达到排放标准和/或目标硫磺产量，因为施加到贫吸收器/汽提塔回路上非常低的SO₂负载，所需流向贫液汽提塔的蒸汽绝对速度很低。这转化为进入贫气吸收器的低质量流量的贫气吸收介质，相应地流向贫液汽提塔的适度的低蒸汽速率，和一个相对于进入到富气吸收器的进料气中SO₂含量的总的蒸汽消耗的低速率。

因此，例如，以图8所述过程中减少在贫气113中的SO₂含量到100-200ppm，进入到富液汽提塔中的蒸汽与进入到富气吸收器中SO₂的比率需要在大约4到大约15之间优选地在约5到约10蒸汽/磅SO₂当进入到富气吸收器中进料气中SO₂在1000至2000ppm的水平上，当进入到富气吸收器中进料气中SO₂在2000ppm至2％体积的水平上，约2到约8的蒸汽/SO₂比率，当进入到进料气中SO₂在2％至4％体积的水平上，需要约1到约4的蒸汽/SO₂比率，当进入到进料气中SO₂在大于4％体积的水平上时，需要约1到约3的蒸汽/SO₂比率。为了将贫气113中SO₂含量从200ppm减少，以取得从贫气吸收器中废气18典型的排放标准50ppm，进入到贫液汽提塔中蒸汽和进入到贫气吸收器中SO₂的比率比在富气吸收器汽提塔回路中相对的比率高很多。例如，贫液汽提塔蒸汽通常需要在贫气中至少15磅包含一磅SO₂，例如，在大约15到100之间，更通常在贫气吸收器中贫气的SO₂水平在200ppm，约10和80磅蒸汽/磅贫气SO₂，或在贫气中的SO₂水平在100ppm，约20和120磅蒸汽/磅贫气SO₂。然而，由于贫气中非常低的SO₂含量，在贫气吸收器中吸收介质的流速要求相对较低，并且在贫液汽提塔中净蒸汽需求也是非常适度的，在绝对意义上和作为进入到富气吸收器的进料气中SO₂的函数都是如此，即，进料气中SO₂的含量在大约0.2和约5之间，更多的介于0.2和3之间。

此外，尤其是在贫液汽提塔气体131被传导到富液汽提塔以用作富吸收液的汽提蒸汽，和排出富液汽提塔的汽提塔气体用作汽提塔处理气体在汽提塔处理气体冷却器125中为生成汽提蒸汽提供能量，总的蒸汽净需求没有富气汽提塔的净需求大，即，在送往富气吸收器的进料气中SO₂水平为1000到200ppm时在约4至约14磅/磅SO₂之间，在进料气中SO₂水平为2000ppm至2体积％时在约2至约8磅/磅SO₂之间，在进料气中SO₂水平为2体积％至4体积％时在约1至约4磅/磅SO₂之间，且在进料气中SO₂水平大于4体积％时在约1至约3磅/磅SO₂之间。

更通常，气流中SO₂或其它污染物的含量在富气吸收器中降低一至三个数量级，并且在贫气吸收器中降低另一至三个数量级，导致通过富/贫吸收系统三到六个数量级的总体降低。蒸汽消耗相对于气流的污染物气体含量降低的程度仅适当地不同。在进料气中低浓度SO₂，例如1000至2000ppm，用于降低SO₂含量3至5个数量级的蒸汽需求范围在5至约15之间，或除去约7至约12磅/磅SO₂；在进料气中稍微较高浓度，即2000ppm至2体积％之间，用于相同比率的SO₂含量降低的蒸汽需求范围在3至约10之间，或除去约3至约8磅/磅SO₂之间；在进料气中2至4体积％SO₂的浓度下，同样的比率减少需要除去约2至约4之间或在约2.5至约4磅蒸汽/磅SO₂之间；在进料气中4至20体积％SO₂下，蒸汽需求落在约1至约3.5之间的范围内，或在除去约2至约3.5磅/磅SO₂之间；在进料气中20至40体积％SO₂时，所述蒸汽需求在约1至约3之间，或除去约0.8至约2.5磅/磅SO₂；并且在进料气中≥40体积％SO₂时，蒸汽需求仅为0.8至2.5之间，或除去约0.5至约2.5磅/磅SO₂。在每一种情况下，回收的二氧化硫蒸汽具有相对于进料气中的二氧化硫，SO₂含量为2至20倍或更多的范围内。对于典型的承受SO₂的废物流如源自双吸收接触硫酸厂的尾气，使用苹果酸吸附剂的富/贫过程可以经济地从具有残留SO₂含量<5ppmv，甚至<1ppmv的贫吸收器产生废气。

如上所述，净(总)蒸汽需求包括从外来来源提供到过程中的所有水蒸汽的总和，包括：(i)用于富液汽提塔的汽提蒸汽；(ii)用于贫液汽提塔的汽提蒸汽；(ⅲ)用于在冷却汽提塔处理气体中得到的冷凝物的汽提蒸汽；和(iv)喷射器的蒸汽，用于压缩吸收液汽提塔出口和汽提塔处理气体冷却器/冷凝器之间的汽提塔处理气体，所述冷却器/冷凝器作为用于产生吸收液汽提蒸汽的锅炉起作用，和/或射流喷射器，用于压缩自汽提在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的冷凝物产生的蒸汽，用作在一个或多个吸收液汽提塔中的汽提蒸汽。

图9示出一种根据图8所描述和说明的完全相同的原则操作的方法，根据相同的参数，基于相同的工艺流程，并使用相同的设备，所不同的是，不是如图8所说明压缩汽提塔处理气体，反而是用图9的方法压缩在汽提塔冷却器/冷凝器125中产生的蒸汽，以方式恰好相当于如上所述图2的方法的方式。关于图2和图9，本领域技术人员将理解的是，虽然蒸汽的压缩是替代汽提塔气体的压缩，两者不是相互排斥的。因此，本发明包括结合图1和8的汽提塔气体压缩和图2和9的蒸汽压缩的混合系统。

串联富/贫吸收/汽提回路在吸收步骤包括化学反应的情况下，更具体地在吸收反应是非零级的情况下提供最大优势，导致非线性操作线(通过吸收器沿着液体流动路径的液体和气体SO₂含量)具有如图10和11间接说明的在附气体入口近的吸收器的区域中尤其尖锐斜率。该串联方法也可以在吸附过程中使用，所述吸附过程不涉及化学反应，但在大多数这些中，吸收器操作线是在没有则大的蒸汽消耗中是更线性和节约的。

根据本文提供的公开内容，本领域技术人员将认识到，污染物气体的吸收和回收可以在包括串联多于两个吸收/汽提回路的方法中进行。在许多，如果不是大多数情况下，以这种方式实现的增量节约蒸汽无法证明所需的额外资金投资。然而，在源气中的污染物的浓度特别高，并在吸收反应中离开零级的特别大，使用三个甚至更多的串联吸收器/汽提塔回路可能是值得的。源自连续从最贫到逐渐变富的液体汽提塔的蒸汽/汽提塔气体流串联路提供了额外的好处，尽管热损失可能作为一个需要补充蒸汽的实际问题。

其它方法的工艺流程可根据本发明断定的富/贫过程的原则来实现。

在富/贫吸收原则的实施中，如以上所述的方法在相对低的L/G下和通常也在相对低的吸附剂下操作，以送往富气吸收器中的污染物气体比率，从而导致在富吸收液中相对高的污染物浓度。在液相中的高污染物浓度提供了富液汽提塔中用于解吸的实际的驱动力，并由此有助于在相对低的汽提蒸汽与进入吸收器的污染物气体的比率下，污染物气体的大量回收。

其中所述吸附包括酸/碱反应，影响在富液汽提塔中的液相和蒸气相之间的污染物的平衡分布的另一变量是富吸收液的pH值。当应用到酸性气体的吸附时，应理解，“酸/碱”反应包括酸性气体和吸附剂之间的反应，所述吸附剂不一定是碱性的，但其具有的pK_a实质上高于污染物气体是酸酐的酸的pK_a，或亲核气体和吸附剂之间的反应不一定是酸性的，但其具有低于污染物亲核试剂是酸酐的碱性溶液的pK_a。pH值的调整也适用于此类反应。

例如，在使用吸附剂如苹果酸或苹果酸盐吸附SO₂时，富吸收液的pH值影响在富液汽提塔的液相和汽相之间的SO₂平衡分布。随着pH降低，所述平衡被改变，以分配SO₂相对较高的分数到气相中，在液相中给定浓度的SO₂和吸附剂下。因此，在任何给定的入口气体组成，L/G，和吸收器中吸附剂和SO₂的比率，需要除去和回收在富液汽提塔中的SO₂的给定分数的蒸汽消耗直接随着离开吸收器和进入汽提塔的富吸收液的pH而变化，如实现离开富气吸收器的贫气流中SO₂的负相关浓度所需的蒸汽消耗。

该影响如图14所示。由圆形数据点所限定的曲线说明离开吸收器的吸收液体的pH值与在汽提塔中消耗的蒸汽之间的关系，以从再生的吸收液中除去足够SO₂，使得离开富气吸收器的贫气具有按体积计450ppm的二氧化硫含量。由三角形数据点所限定的曲线指出作为pH的函数，所述蒸汽/SO₂的比率需要降低贫气流的SO₂含量至200ppm，由菱形数据点所限定的曲线图指出蒸汽/SO₂比与降低贫气流的SO₂含量到100ppm所需的pH值，和星形数据所限定的曲线图指出蒸汽/SO₂比与以减少贫气流的SO₂含量到17ppm所需的pH值。根据图14的数据图中所述的关系，吸收介质的pH可以要么在吸收系统进行优化，其中富和贫吸收和汽提塔回路串联操作，要么在标准的吸收系统进行优化，其包括单一的吸收器和汽提塔。

在仅由单一吸收和汽提回路组成的方法中，在富吸收液中较低的pH对汽提塔的有益效果是有代价的，因为它通常与进入吸收器的再生的吸收介质中的低pH值相关，至少在缺乏措施以通过引入酸进入吸收器内的酸和返回到吸收器的再生吸收介质的碱的偏移增量独立地控制pH值。在再生吸收介质中较低的pH略微降低了富气吸收器中的吸收效率。通过独立地控制在吸收器的上部和下部的pH保存吸收效率是可行的，并且在本发明作为操作的可选模式的范围内，但它也落入用于pH调节的酸和碱性物质的消费价值内。

图14中所描绘曲线没有反映独立pH调节，而是归入较低pH对汽提效率的有利效果，和对吸收效率的较小的负面影响。因此，根据本发明，已经发现在图14所示的最佳的范围内，pH可以允许到调整至水平，富液汽提塔中蒸汽消耗的有利影响胜过富气吸收器中的较少吸收效率的不利影响，并且在不加入酸到吸收器中或碱到再生吸收介质的偏移增量的情况下，通过使pH到标出优选值所取得的好处。例如，对于200ppm的吸收器排放目标，每单位质量SO₂所需的蒸汽消耗可以从>10：1降低至接近7：1，通过调节在吸收器的下端的吸收介质的稳态pH值从4.5的值至4.0的值。甚至更大的节约可通过允许稳定状态的pH调整到在3.6至3.8范围内的值来理论上实现。曲线集合表明，在单一的吸收和汽提回路中，实质上增加溶剂流以确保足够除去在吸收器中的SO₂，同时对于基于图14的系统，通过降低pH至所需的蒸汽/SO₂比率显著低于约7的水平，利用所指示的关系是有必要的。然而，在富/贫系统中，贫气吸收器在在恒定的L/G和吸收剂含量的吸收介质，甚至在图14所示的其它值所限定的范围内随机变化的进入污染物气体含量下稳定地操作。

因此，虽然pH值的优化可以在包括单一吸收器/汽提塔回路的方法中给蒸汽消耗带来益处，可以在具有例如图8所示的串联富和贫吸收器/汽提塔回路的方法中获得图14所示的关系的实质性增加的优点。在从图14导出的单一吸收/汽提回路系统中，可以确定吸收器的下端的pH，或允许调整到在4.0至4.2附近的值，并且蒸汽到汽提塔设定在进入SO₂的比率在依赖进料气的SO₂含量和排放的目标水平而变化的范围内，但通常在2至10磅/磅SO₂的范围内。在这种操作模式下，贫气流中残留的SO₂的精确水平可能有些波动，但从贫气吸收器中在相对低范围内的波动能够进一步降低SO₂含量至满足最严格的环境规制的非常低的水平。

如图14所述的pH和污染物气体排放量之间的具体关系对使用包含苹果酸或苹果酸盐的吸附剂吸附SO₂是特异的。然而，类似的关系可以应用到包含酸/碱反应的其它吸附系统中，例如，使用胺吸附剂回收H₂S或使用酸性吸附剂回收氨。在氨的情况下，蒸汽消耗可通过边缘增加，而不是吸收介质的pH的降低而减少。

如上所述，pH调节的思路可以应用到吸收系统的优化操作中，所述吸收系统包括在单一的吸收器和汽提塔回路中的酸/碱吸附反应。在富/贫系统的单个一回路或富气吸收汽提回路中，将在吸收器中的吸收介质的pH值调节到不同于提供最有利吸收平衡的pH值的值，但在汽提塔中用于减少再生吸收介质的污染物气体含量至目标水平的蒸汽消耗量低于在对比操作中用于降低再生吸收介质的污染物气体含量至这样的水平的蒸汽消耗量，其中吸收介质的pH值保持在提供有利吸收平衡的值。结果是，从吸收器排出的气体的污染物气体含量可能比在比较系统中的排气的污染物含量没有显著提高，并且对于某些酸/碱体系没有提高。

优选地，所述气流逆流到所述气体吸收器中的气体吸收介质流，并将在吸收器的底部的吸收介质的pH值调节到不同于提供最有利的吸收平衡的pH值的值。更普遍地，将pH调节至从吸收液排出的吸收器的区域中所需的值。常规优化可以识别这个区域的pH值，这降低了蒸汽消耗的好处大于从吸收效率的边际损失而导致的任何损失。在一些系统中，特别是在富/贫系统中，其中在富气吸收器中的吸收效率的损失可能很容易地在贫气吸收器的设计和/或操作中补偿，减少蒸汽消耗的好处与坏处在吸收效率上是不相称的，如果有的话。

所述污染物气体包含酸性气体，例如SO₂或H₂S，吸收器内的吸收介质，并且尤其在逆流吸收器的基础上，优选调整到低于提供最有利的吸收平衡的pH值的值。所述污染物气体包含碱性气体例如氨，吸收器内的吸收介质优选调整到高于提供最有利的吸收平衡的pH值的值。示例性的酸性气体吸附剂包括用于吸收SO₂和吸收硫化氢胺的苹果酸和苹果酸盐。当使用包括苹果酸或苹果酸盐的吸附剂回收SO₂时，在临近吸收液体出口的吸收器中的吸收介质的PH被保持，例如，在3.4和4.2，或3.4和4.0之间，或3.5和3.9之间，或3.6和3.8之间，或3.7和3.85之间，或4.0和4.2。在富/贫系统中，在富气吸收器中的苹果酸盐吸收介质的pH最优选保持在3.4至4.2。在启动期间，通过相对增加苹果酸和碱性物质，如NaOH或KOH，初始pH优选地设置在3.2和3.6之间。

作为过程控制的一个问题，排出吸收液汽提塔的再生吸收介质的PH值可能是优选的控制变量，可通过在液流返回到吸收器前向其中加入苛性碱和苹果酸任意调整。尽管该PH可以从吸收器出口的吸收液的PH值进行变化，优选的PH值范围应以上文总结的应用到再生富气吸收介质中为好。

如果吸收介质的pH维持在上面列出的优选的范围内，为使二氧化硫在再生吸收介质中达到一个令人满意的水平，每磅SO₂从汽提塔中包含一个单一的吸收/汽提塔回路过程液相中除去，汽提塔中蒸汽的消耗，应不超过7.5磅/磅SO₂，或在4.8到7.5磅/磅SO₂之间，或在5.0和7.0磅/磅SO₂之间。如图14所示，再生吸收介质中令人满意的SO₂水平可以是排出吸收器的气流中的SO₂含量低于450ppm，或小于200ppm，或小于100ppm，或甚至小于17ppm。通常情况下，如图8所示的本发明中富/贫吸收系统的操作，排出吸收器气体中SO₂在450ppm水平下是可以接受的。然而，基于气体积，监管制度和其它情况，SO₂水平为200ppm或100ppm作为最终的废气流出物是可以接受的，和SO₂水平不大于17ppm在大多数情况下是可接受的。

在富/贫系统的富气吸收器中的吸收介质的pH值被调整以减少蒸汽的消耗，pH值更接近最佳的气/液平衡，优选地在任何情形下蒸汽消耗相对低的贫气吸收器中建立并维持，因为贫吸收液中无论pH值多少，非常低的酸性气体含量不能产生高的蒸汽需求。因此，例如，在用于使用苹果酸吸附剂的SO₂回收系统中，在贫气吸收器中的吸收介质的pH值可以有利地维持比在富吸收器中的pH值高0.1至0.5个单位。为了过程控制的目的，这种同范围的差异适用于再生的贫气吸收介质和再生的富气吸收介质之间的差异，和贫吸收液与富吸收液之间的PH差异相同。在苹果酸盐系统，在贫吸收器中的pH优选在3.8至4.4的范围内。

如果在吸收器中的pH调整到最佳值之外，以尽量减少汽提塔的蒸汽消耗量，吸收效率的牺牲，也可为通过添加到吸收器的传热单元进行补偿，即，通过加入塔盘或填料的高度。

虽然调节吸收介质的pH需要在该系统中增加酸或碱的增量，但这不是必需的情形。在系统中，其中pH倾向于在远离最佳气/液平衡下常用pH的方向上，例如在SO₂除去回路中生成硫酸盐，必须加入酸或碱以防止pH在那个方向漂移太远。例如，在用于SO₂的苹果酸吸收介质的操作中，稳定地加入腐蚀剂如NaOH。在这样的操作中，调整至非最佳的吸收的pH，但可以通过仅克制酸或碱的加入来完成在蒸汽消耗中支付最终股息，或在亚化学计量水平下添加酸或碱直至所预期的pH值来实现，在该点处的添加可以在化学计量速率下继续以保留稳态pH在所预期的水平。

图15-26进一步说明将汽提塔中的水相的pH维持在相对低的水平的好处，其以图表形式公开了用于提高污染物除去效率的因素，从而实现在最低汽提蒸汽消耗的情况下的低污染物气体排放。

在富/贫系统中，吸收介质的pH的最佳控制使得能够在最小汽提蒸汽消耗情况下和/或在贫吸收器中的残留污染物气体在给定速率的蒸汽供应到汽提塔中的最小排放的情况下实现给定的排放水平，即在来自贫气吸收器的废气中的污染物气体的浓度。污染物气体包括二氧化硫和含有苹果酸离子的水溶液的吸收介质，已经发现可以实现接近最佳的性能，富气吸收介质含有在约5至约30重量％之间的苹果酸离子，碱金属氢氧化物与苹果酸的比率在上述范围内，并且进入富气吸收器的吸附剂的活性成分流与进入吸收器的SO₂的比率在约1至约20之间、或在约2至约15之间、或在约2.5到约12之间。这转化成在富气吸收器底部的L/G，随下表A所反映的入口气体的SO₂含量变化。

贫气吸收介质的苹果酸离子的含量以按重量计，更优选在约5至约35％之间的范围内。苹果酸离子含量落在此范围内时，已经发现可实现接近最佳的性能，控制碱金属氢氧化物与苹果酸的比率为苹果酸和再生的吸收介质的硫酸盐含量的函数，并且进入贫气吸收器的吸附剂的摩尔流与进入吸收器的SO₂的比率在约1至约15之间或在约2.5至约12之间。这转化成在贫气吸收器底部的L/G，其也随着下表Z所反映的入口气体的SO₂含量变化。通常，在贫液汽提塔的底部(液相出口)的pH和在富液汽提塔的底部的pH之间的最佳差为约0.2至约0.4之间。

表A

(a)在表中输入的L/G值是用于吸收介质含有20重量％苹果酸钠的方法中；每表示本品在L/G这个标题表达的每个关系中，因为苹果酸含量变化相应地调整L/G

参见附图，图15描述了单个吸收性能和使用含有20重量％固体的含水吸收介质，即20重量％苹果酸钠的含水吸收介质，用于按体积计含有2400ppm SO₂的进料气汽提回路。应理解，由于腐蚀剂和苹果酸的比率通常大于20％固体，其实际上包含钠离子、苹果酸盐阴离子和游离氢氧根离子的混合物。随着将腐蚀剂/苹果酸的比率推向1.0，也存在苹果酸盐离子的一小部分。但该组合物为约20重量％的苹果酸钠。在图15中描述了两种关系。基于菱形数据点的曲线绘制了在所需的进气流中每磅SO₂的蒸汽耗量，以达到来自贫气吸收器的废气中给定的污染物浓度，在这种情况下按体积计1ppm。基于所述正方形数据点的曲线绘出了蒸汽与SO₂的比率，作为溶剂的流动速率与进料的SO₂之比的函数，即

从这些曲线的第一个可以看出，蒸汽需求基本上在最低水平保持恒定，在此情况下，在入口气体中的5磅蒸汽每磅SO₂，超过相对宽范围的腐蚀剂与苹果酸的比率，即从1.0至约1.4。达到相当令人满意的性能，甚至高达约1.45的比率。因此，如图16所示，其反映了在如图15所示相同的条件下的性能，将良好的蒸汽效率保持如在富液汽提塔的底部(液体出口)所测得的再生吸收介质的pH在一个适度的范围内，即从pH 3.5至约pH 4.0。

在图15中所绘制的第二条曲线反映了吸附剂/SO₂比的影响，通过控制在吸收介质中L/G在20重量％的恒定吸附剂含量。当(L/G)/[进料气的SO₂含量]范围从130下降到50时，也就是说，约0.3至0.12的L/G，相当于吸附剂与SO₂的摩尔比为约11至约3之间，足以实现从贫气吸收器离开的废气在1ppm的水平的蒸汽需求基本上保持恒定，在5磅/磅SO₂。当L/G降至低于0.12时，即参数(L/G)/[进料气的SO₂含量]降至低于50时，由于在吸收器中用于质量转移的驱动力不足，蒸汽需求急剧增加。

图17绘制出在基于所述方法的数学模型的每种情况下，离开汽提塔的再生吸收介质的pH和从吸收器的SO₂排放与在吸收介质中腐蚀剂/苹果酸的比率。推测是基于在含水吸收介质中20％的固体，吸收器(L/G)/[进料气的SO₂含量]＝80磅/磅，和6磅/磅的固定的蒸汽/SO₂的比率。可以看出的是，在腐蚀剂与苹果酸的比率在1.20至1.25的范围内，相当于pH值略低于3.8，预测在蒸汽的需求中不同的最佳条件(最小值)。在较低的pH下，吸收器的效率变差。但图17还描述了随着腐蚀剂与苹果酸的比率显著增加至1.25以上，废气的质量下降。尽管较高的pH吸收介质对污染物酸性气体(SO₂)具有更高的亲和力，用于从水相中除去SO₂的汽提塔的能力开始急剧下降，因为pH增加至高于3.8的值，表示在废气流中的最小SO₂浓度的点。已经发现，该方法实现特别低排放的能力对返回到富气吸收器中的再生吸收介质的SO ₂含量相当敏感。

图18覆盖了在图17的曲线中L/G＝80磅/磅和6磅/磅的蒸汽/SO₂比率下的真实操作的数据集。如在从模型得到的曲线中，实际数据反映在腐蚀剂/苹果酸的比率在1.2至1.3之间的最小SO₂排放。基于实际数据的最小值不如模型所反映的最小值一样急剧或有利，但仍是明确的。最佳的腐蚀剂/苹果酸比似乎比基于模型的最佳比率略高，但区别是很小的。此外，最佳的腐蚀剂/苹果酸的比值表明用于实现基于实际数据的最小SO₂排放也在区域中，其中最小蒸汽消耗量由图15所绘制的数据表明。

图19也与图17类似，不同之处在于图19包括用于模拟在三个离散蒸汽与SO₂的比率，即4磅蒸汽/磅SO₂、5磅蒸汽/磅SO₂和6磅蒸汽/磅SO₂的操作的曲线族。可以观察到图19中的曲线的配置与图17的曲线相比，除了如预期的最小值SO₂排放增加，蒸汽/SO₂的比率从6磅/磅下降到5磅/磅和4磅/磅。还需要注意的是，随着蒸汽与SO₂的比率减少，在逐渐降低的腐蚀剂/苹果酸的比率下发现最小值。然而，在所有的情况下，最小SO₂排放落在区域内，其中需要最小蒸汽需求以实现如图15所反映的给定SO₂排放水平。

图20是与图17-19所显示的那些相比较的曲线图。图20的曲线都是基于该方法的数学模型，规定在进料气中2,400ppmv的SO₂浓度，在富气吸收介质中20％的苹果酸钠，和在吸收器中80磅/磅的溶剂/进入SO₂的比率。分别在4磅蒸汽/磅SO₂、5磅蒸汽/磅SO₂和6磅蒸汽/磅SO₂生成运行曲线。分别在4磅蒸汽/磅SO₂、5磅蒸汽/磅SO₂和6磅蒸汽/磅SO₂下操作产生曲线。一个曲线族绘制用于几个离散蒸汽与SO₂的比率，其中所述溶剂含有苹果酸盐吸附剂和非硫酸盐离子，另一个曲线族绘制用于相同的一系列蒸汽与SO₂的比率，其中溶剂包含苹果酸吸附剂和7重量％的硫酸根离子。用于0％和7％硫酸盐的情况下明显不同的最适条件是由于在包含硫酸盐的溶剂中的显著较低的水含量的影响，再加上硫酸离解平衡对苹果酸平衡的影响，和由此产生的游离苹果酸离子与苹果酸盐离子和未解离苹果酸的含量。需要较低的腐蚀剂与酸的比率以降低pH(相对于硫酸的情况)，其提供最低的二氧化硫排放量。

图21类似于图20，不同之处在于每个曲线族绘制了在富液汽提塔底部的SO₂排放对pH而不是腐蚀剂/苹果酸的比率。由数学模型生成并在图21中显示的曲线是基于相同条件的离散系列，从产生绘制在图20中数据中。再次，蒸汽率为6磅/磅SO₂、5磅/磅SO₂和4磅/磅SO₂，用基于0％硫酸的模型产生一组曲线，而另一组曲线是基于7重量％硫酸铵生成的。再次，出于同样的原因，SO₂的排放相对于7％硫酸的pH的关系从0％硫酸盐的关系抵消。

图22显示基于图17-21所呈现的数据相同的模拟的曲线族，除了在这种情况下，在富液汽提塔端中的再生吸收介质的SO₂含量与在汽提塔端的pH相关。尽管再生吸收介质的SO₂含量对富/贫系统中的富气吸收器/汽提塔回路不是严格的，其中在贫气吸收器中获得通过富气吸收器打破的二氧化硫，再生吸收介质的SO₂含量可以是在单一的吸收器汽提塔回路中的临界变量，其中离开吸收器的废气具有不低于与进入吸收器的再生的吸收介质平衡的浓度的污染物气体含量。

图22表示，当硫酸盐水平上升至7重量％的稳定状态水平时在SO₂的除去上有明显的改善。

图23是基于图17-22相同的模拟条件下，但再生吸收介质的SO₂含量是以相对于苛性碱/苹果酸比进行绘制的。在图23中的方形点代表在0％硫酸和蒸汽与SO₂比率为6磅/磅SO₂的相同条件下获得的经验数据。在这种情况下，可以看出，降低苛性碱/苹果酸比的实际效果没有在模拟投影中则显着，但当比率从1.5向1.25降低时可以看到显著的好处是。可以看出，SO₂水平低于1.25是由于分析灵敏度的缺失。

图24呈现了类似于图20的两族曲线，在这两族曲线中SO₂释放量相对于苛性酸至苹果酸的比率进行绘制。在图24上模拟的操作是基于图20中所示的不同，指定10％Na苹果酸含量，而不是20％重量，和140磅/磅溶剂/SO₂比，代替80磅/磅。再次，和吸收介质硫酸盐含量在7％重量的操作曲线与吸收介质中没有硫酸盐的对应曲线相偏移。关系中的差异产生受排挤水中硫酸和改变苹果酸盐阴离子的质子化的程度的影响。应当指出的是，对于7％和0％硫酸这两种情形下，最佳的苛性酸/苹果酸的比率比在图20中绘制的模拟图中显著低。最终的最小值是非常轻微相对于10％固体/140磅，20％固体/80磅更有利。但考虑到SO₂的排放标准，差异可能并不显著。由于可感应的热量需求，图24的条件需要稍高的蒸汽需求。曲线的偏移归因于图20中确定的相同因素。

图25绘制了一系列的SO₂排放量和在图24中模拟运行的汽提塔底部的PH的关系曲线图。与图21对比表明，10％苹果酸/140磅溶剂每磅SO₂的条件下，PH明显较低。同样，从0％硫酸曲线上7％重量的硫酸偏移与上述解释的原因相同。

图26呈现曲线与图22相同，除了图26与基于图24和图25的模拟相同。

根据对比绘制在图24-26和绘制在图17-23中的数据，可能更优选地是控制在吸收介质中硫酸盐与苹果酸的比率在值0.9到1.4之间，吸收介质的苹果酸含量在约10％到约20％重量的浓度范围内。

根据二氧化硫吸收过程的进一步优选特征，在富气吸收器的底部设置冷却以降低当其通过吸收区域(即，气/液接触区)时富气吸收介质的温升，从而保持富气吸收器和富吸收液汽提塔以在相对低的L/G来操作的能力。控制吸收介质的温升，特别是在富气吸收区的下部，保持所述吸收介质的平衡能力，并因此保留了大规模从气相向液相吸收区内转移二氧化硫的驱动力，以及在液相中二氧化硫与吸附剂反应的驱动力。更优选地，吸收液从富气吸收器中的气/液接触区排出，通过外部热交换器内循环，并返回到吸收区。更具体地，循环的吸收液在冷却的循环吸收液返回到该区域之下从气/液接触区中除去，因此限定在吸收区域内的部分，在该部分区域下面，冷却吸收液返回，其中大部分的二氧化硫的吸收优选发生并产生内部吸收的热量。

例如，如图13所示，热的富含二氧化硫的吸收液405的一部分从液体出口418或从在吸收器401中靠近垂直的气/液接触区401.1的底部区域401.2排出，并从外部热交换器480循环，吸收热量通过传递到冷却液的方式除去。冷却的吸收液在与热的富吸收液排出的区域之上但与气/液接触区顶部下面隔开的气/液接触区中的区域401.3返回到吸收器。更优选地，冷却的循环吸收液返回的区域401.3在气/液接触区的下部。

在富气吸收器和外部热交换器之间循环的吸收液引起增加的质量流和落在区域401.2和401.3之间的吸收区的循环部分不可避免的吸收液返混，并且这可以略微偏移在该区域此部分中SO₂的除去过程中质量转移的增加。因此，优选地，返回区域401.3由至少一个气/液接触区的顶部下方的传送单元的高度间隔开，从而限定包含至少一个区域的顶部下方的传送单元的整流部分。优选地，所述整流部分包括至少两个传输单元。还优选地，所述返回区域401.3由至少一个传送单元的高度间隔开，更优选高于排除区域401.2至少两个传送单元。为了适应足够的质量转移能力，在介于返回区401.3和排除区401.2之间的吸收区的循环部分和介于返回区401.3与吸收区顶部的整流部分，富气吸收区作为一个整体优选地包括至少三个，更优选地至少四个传送单元。因为气流和液流在整流区是大幅推流，该区域提供了一个对质量转移的最大的驱动力，通过对贫气吸收器415.1中贫气中SO₂的吸收降低废气中SO₂浓度到足够低的水平已达到排放标准和/或目标硫产量。返回区域401.3的循环液体位置的适当选择是基于在气流中SO₂水平不会高到在整流部分生成吸收/反应热量以至于对含水吸收介质的吸收容量有一个显著的不利影响，或在整流部分质量转移驱动力的选择。

如在图5所示的过程中吸收器的情况下，图13的富气吸收器401可以提供多个必要的冷却循环来达到对吸收器内吸收液体温度适当的控制。图13示出了两个冷却回路，但是根据不同的质量转移速率，热吸收，吸附剂动力学，吸附剂/污染物的反应热，等等，可有更多的回路。

图13的方法的其余部分基本上如关于图9所说明和描述的，但图13中的参考字符在400而不是在100系列。

优选地，当吸附剂是四甘醇二甲醚时，到冷却循环的吸收液被返回到气/液接触区的区域401.3的温度保持在不大于约40℃，更优选地不大于约30℃，最通常在约15°至约25℃之间。在四甘醇二甲醚的系统中，将热循环吸收液从富气/液接触区中除去的区域401.2的温度优选保持在不大于约45℃，更优选不大于35℃，更典型地在约15°至约30℃之间。本领域技术人员将认识到区别，在某些情况下基本上不同的温度范围最适合于其它吸附剂。例如，当吸附剂是苹果酸钠时，到冷却循环的吸收液返回到所述气/液接触区的区域401.3保持温度不大于约45℃，更优选不大于约45℃，最典型地在约20°至约40℃之间。在这种情况下，将热循环吸收液从富气/液接触区中除去的区域401.2的温度优选保持在不大于约50℃，更优选不大于40℃，更典型地在约25°至约35℃之间。在每一种情况下，区域401.2和401.3之间的循环速率是由这些温度限制和吸收过程的单元能量产生决定的。

方便地，热的富含二氧化硫的吸收液405的前向流动部分从外部热交换器480的上游的循环吸收液体流排出，并且被传导到富吸收液汽提塔407中。

可以根据二氧化硫吸收区的吸收曲线来选择返回区域401.3的循环吸收液的位置。使用不同的吸收介质的典型剖面如图6所示。

当吸收是直接的，并且在气/液接触区中对吸收介质接触的原气体基本上是定量的，单一的富吸收液冷却回路通常足以保持吸收效率和控制吸收液的体积流量至在吸收液汽提塔中的高效能源使用量相一致的水平。然而，当吸附剂对二氧化硫的亲和力非常有限时，由于以吸收液汽提塔的有效操作为目的是合适的，通过吸收区的二氧化硫的浓度梯度，即在气流(和液体流)中二氧化硫浓度的比率随着气体入口到吸收区上方的距离而减少，可能只有有限的。在这样的情况下，在富气吸收器和富吸收液汽提塔的操作中更高的效率可以通过使用两个或多个冷却回路来实现，所示冷却回路垂直沿着吸收带内的气流路间隔开。例如，如图13所述，显示两个这样的冷却回路。在第二冷却循环中，下降的吸收器401气/液接触区401.1的热的富含二氧化硫的吸收液的第二部分从区域401.4和区域401.3排出到冷却循环吸收液被返回到在第一冷却循环中的气/液接触区，并通过外部的热交换器481循环，将吸收的热量通过传递到冷却流体中除去。冷却吸收液返回到气/液接触区的区域401.5中的吸收器，所述区域401.5在区域401.4上方隔开，热吸收液从所述区域401.4排出，但在气/液接触区的顶部下面隔开。

正如本领域技术人员所理解，其中在引入冷却器/冷凝器中之前优选压缩汽提塔处理气体，在图8另外所示的方法中实施，如图13所示的富吸收器冷却系统可以容易地在图9另外所示的方法中实施，在被传导到吸收液汽提塔之前，优选压缩在冷却器/冷凝器中产生的蒸汽。操作的参数与图13中的相同，只要涉及冷却的富液吸收器，如在图9中相同的，只要涉及蒸汽压缩和蒸汽被引入到汽提塔中。

当介绍本发明或其优选实施方案的元素时，冠词“一个/种(a/an)和“所述(the/said)”旨在表示有一个或多个要素。术语“包含(comprising)”“含有(including)”和“具有(having)”规定为开放式的，并且表示可以有除所列元素之外的其它要素。

鉴于上述，将会看出达到本发明的几个目的，并且取得其它有利的结果。

在不脱离本发明的范围的情况下，在上述组合物和方法中可以作出各种变化，意思是是包含在以上描述中的所有内容应理解为说明性的而不是在限制的意义上。

Claims

1.一种用于从源气中除去污染物气体并回收所述污染物气体的方法，所述方法包括：

使包含所述源气的进料气流在富气吸收器中与包含污染物气体吸附剂的富气含水吸收介质接触，从而从所述进料气流吸收污染物气体到所述富气含水吸收介质中，并且产生污染物气体已被除去的贫气和含有吸附污染物的富吸收液；

使离开所述富气吸收器的所述贫气在贫气吸收器中与包含污染物气体吸附剂的贫气含水吸收介质接触，从而从所述贫气吸收残留污染物气体到贫气含水吸收介质中，并且产生额外污染物气体已被除去的废气和含有吸附污染物的贫吸收液；

在富液汽提塔中加热所述富吸收液以从所述富吸收液中解吸所述污染物，从而产生再生的富气含水吸收介质和来自所述富液汽提塔中的富液汽提塔气体流出物，所述富液汽提塔气体流出物包含水蒸气和污染物气体；

在贫液汽提塔中加热所述贫吸收液以从所述贫吸收液中解吸污染物气体，从而产生再生的贫气含水吸收介质和来自所述贫液汽提塔中的贫液汽提塔气体流出物，所述贫液汽提塔气体流出物包含水蒸气和所述污染物气体；和

再循环所述再生富气含水吸收介质到所述富气吸收器用于从所述进料气流的进一步流动中除去污染物气体，和再循环所述再生贫气含水吸收介质到所述贫气吸收器用于从贫气的进一步流动中除去污染物气体；

其中所述污染物气体包括二氧化硫；

其中加热所述富液汽提塔中的富吸收液包括使所述富吸收液与汽提蒸汽接触；

其中在所述贫液汽提塔中加热所述贫吸收液包括使所述贫吸收液在所述贫液汽提塔中与汽提蒸汽接触；

其中所述方法的总蒸汽需求量在所述进料气中SO₂水平为1000至2000ppm时，不超过15磅/磅进料气中SO₂，在所述进料气中SO₂水平为2000ppm至2体积％时，不超过8磅/磅进料气中SO₂，在所述气体中SO₂水平为2至4体积％时，不超过4磅/磅进料气中SO₂，在所述进料气中SO₂水平大于4体积％时，不超过3磅/磅进料气中SO₂。

2.根据权利要求1所述的方法，其中在所述富气吸收器中从所述进料气中除去的污染物气体表示在所述富气吸收器和贫气吸收器中除去的所述污染物气体的总量的至少85％。

3.根据权利要求1所述的方法，其中在所述富气吸收器中从所述进料气中除去的污染物气体表示包含在所述进料气中的所述污染物气体的总量的至少85％。

4.根据权利要求1所述的方法，其中离开所述富气吸收器的所述贫气中所述污染物气体含量按体积计不大于0.5％。

5.根据权利要求1所述的方法，其中所述富气含水吸收介质和所述进料气的相对流速使得吸附剂被引入富气吸收器中的速率与污染物气体被引入到所述富气吸收器中的速率的化学计量比不大于0.6。

6.根据权利要求5所述的方法，其中所述吸附剂被引入富气吸收器中的速率与污染物气体被引入到所述富气吸收器中的速率的化学计量比在0.3到0.5之间。

7.根据权利要求1所述的方法，其中在所述富气吸收器中的质量比L/G在0.1和50之间。

8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述污染物气体还包含选自由CO₂、NO_x、H₂S、HCl和氨气组成的组的气体。

9.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中离开所述富液汽提塔的所述再生富气含水吸收介质中的二氧化硫含量在0.8至15重量％之间。

10.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中被引入到所述富液汽提塔中的蒸汽与富吸收液的质量比在0.01至0.15之间。

11.根据权利要求1至7中的任一项所述的方法，其中被引入到所述富液汽提塔中的蒸汽与流入所述富气吸收器中的所述的二氧化硫的质量比在0.2至8之间。

12.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中来自所述富液汽提塔的富液汽提塔气体流出物中的二氧化硫含量为按体积计至少15％。

13.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中来自所述富液汽提塔的富液汽提塔气体流出物中的二氧化硫含量为按体积计在10％至60％之间。

14.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述再生富气含水吸收介质中的残留二氧化硫含量为至少0.3重量％。

15.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述进料气中的所述二氧化硫含量为1000ppm至4000ppm之间，来自所述富液汽提塔的所述富液汽提塔气体流出物中的所述二氧化硫含量按体积计在25％至40％之间，并且所述再生富气含水吸收介质中残留二氧化硫含量为0.5重量％至2重量％之间。

16.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述进料气包含在4体积％至40体积％之间的二氧化硫，来自所述富液汽提塔的所述富液汽提塔气体流出物中的所述二氧化硫含量按体积计在40％至60％之间，且所述再生富气含水吸收介质中所述二氧化硫含量在1.5至8重量％之间。

17.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中进入所述富液汽提塔的蒸汽与进入所述富气吸收器的SO₂的比率在所述进料气中SO₂水平为1000至2000ppm时在4至15磅/磅SO₂之间，在所述进料气中SO₂水平为2000ppm至2体积％时在1.5至8磅蒸汽/磅SO₂之间，在所述进料气中SO₂水平为2体积％至4体积％时在1至4磅蒸汽/磅SO₂之间，以及在所述进料气中SO₂水平为大于4体积％时在1至3磅蒸汽/磅SO₂之间。

18.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述再生贫气含水吸收介质中的二氧化硫含量不大于1重量％。

19.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述再生贫气含水吸收介质中的二氧化硫含量为100ppb至0.5重量％之间。

20.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述的吸附剂被引入到所述贫气吸收器的速率与二氧化硫被引入到所述贫气吸收器的速率的化学计量比在1至6之间。

21.根据权利要求20所述的方法，其中所述的吸附剂引入所述贫气吸收器的速率与二氧化硫被引入到所述富气吸收器的速率的化学计量比不大于0.8。

22.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中在所述贫气吸收器中的质量比L/G不大于0.8。

23.根据权利要求1至7中任一项所说的方法，其中被引入到所述贫液汽提塔的蒸汽与被引入到所述贫气吸收器的二氧化硫的比率为8至20磅蒸汽/磅SO₂之间。

24.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中来自所述贫液汽提塔的贫液汽提塔气体流出物中二氧化硫含量按体积计为0.1至1.0％之间。

25.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中来自贫液汽提塔的贫液汽提塔气体流出物被导入富液汽提塔作为汽提蒸汽源。

26.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，还包括：

通过在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中从包含所述富液汽提塔气体流出物、所述贫液汽提塔气体流出物或其组合的汽提塔处理气体间接转移热量到冷却介质使来自汽提塔处理气体中的水冷凝，从而产生带有污染物的冷凝物；

使离开所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器的所述带有污染物的冷凝物与在冷凝物汽提塔中的蒸汽接触，以产生汽提冷凝物和含有水蒸气和污染物的冷凝物汽提塔气体流出物；

其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中从汽提塔处理气体转移热量的所述冷却介质包含所述汽提冷凝物的至少一部分，从而从所述汽提冷凝物中产生蒸汽；和

将所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中产生的蒸气引入到所述富液汽提塔、所述贫液汽提塔或所述富液汽提塔和所述贫液汽提塔中作为汽提蒸汽，以用于与带有污染物的吸收液接触以从中解吸污染物。

27.根据权利要求26所述的方法，其中从被引入所述蒸汽的吸收液汽提塔在超过所述含水吸收介质出口处压力的压力下从所述汽提冷凝物中产生蒸汽。

28.根据权利要求26所述的方法，还包括使所述贫液汽提塔中的液相循环通过再沸器，所述液相在所述再沸器中是利用来自外部来源的蒸汽来加热。

29.根据权利要求26的方法，其中：

汽提塔处理气体选自由富液汽提塔气体流出物、贫液汽提塔气体流出物以及它们的组合组成的组，所述汽提塔处理气体被压缩至高于所述贫液汽提塔中在其液体出口处的压力的压力；

在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中从所述汽提塔处理气体中冷凝水；

离开所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器的所述带有污染物的冷凝物与冷凝物汽提塔中的蒸汽接触以提供汽提冷凝物和包含所述污染物气体的冷凝物汽提塔气体流出物；

热量从所述汽提塔处理气体转移到在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的所述汽提冷凝物，由此从所述汽提冷凝物中产生蒸汽；

通过加热在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的所述汽提冷凝物产生的蒸汽，被引导入所述富液汽提塔和/或所述贫液汽提塔中用于与所述吸收液接触和从中汽提污染物气体。

30.根据权利要求29所述的方法，其中压缩所述汽提塔处理气体使其压力增加在5至25psi之间。

31.根据权利要求29所述的方法，其中通过穿过蒸汽喷射器压缩汽提塔处理气体，且所述压缩汽提塔处理气体被引入到所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中。

32.根据权利要求29所述的方法，其中汽提塔处理气体在压缩之前处于14.9至25psia的压力下，随后所述汽提塔处理气体中的水通过将热量转移到所述汽提冷凝物中来冷凝。

33.根据权利要求26所述的方法，其中：

从所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的汽提冷凝物产生的蒸汽被压缩到超过在被导入所述蒸汽的每个吸收液汽提塔里面以及出口处的压力的压力；和

所述压缩的蒸汽被引导到所述富液汽提塔和/或所述贫液汽提塔中用于与所述吸收液接触和从中将污染物气体汽提。

34.根据权利要求33所述的方法，其中通过穿过蒸汽喷射器压缩在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中产生的蒸汽，且所述压缩的蒸汽被引入到所述富液汽提塔中、所述贫液汽提塔中、或所述富液汽提塔和所述贫液汽提塔中。

35.根据权利要求26所述的方法，其中所述的汽提塔处理气体由来自所述富液汽提塔的富液汽提塔气体流出物组成。

36.根据权利要求26所述的方法，其中由所述汽提冷凝物产生的蒸汽被传导至所述贫液汽提塔中。

37.根据权利要求26所述的方法，其中由所述汽提冷凝物产生的蒸汽被传导至所述富液汽提塔中。

38.根据权利要求26所述的方法，其中每个所述富液汽提塔和所述贫液汽提塔包括包含垂直蒸汽/液体接触区的柱子，在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中产生的蒸汽是在所述富液汽提塔和贫液汽提塔中的至少一个的所述区的底部被引入，带有污染物的吸收液是在所述区的顶部被引入。

39.根据权利要求38所述的方法，其中来自每个所述吸收液汽提塔的汽提塔气体流出物从所述区的顶部排出，并且再生的含水吸收介质从所述区的底部排出。

40.根据权利要求38所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中产生的并且被引入在所述富液汽提塔或贫液汽提塔内的吸收区的底部的蒸汽用作汽提气体用于从液相、在所述区内冷凝的所述蒸汽的至少一部分除去污染物气体，以使液相加热，从而减少所述液相中平衡污染物浓度，并提高用于转移污染物气体到气相的驱动力。

41.根据权利要求26所述的方法，其中所述蒸汽通过所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器进入吸收液汽提塔的温度比在来自所述冷却器/冷凝器的蒸汽被导入的汽提塔的蒸汽/液体接触区的出口处的液相的温度不高出30℃。

42.根据权利要求41所述的方法，其中从通过所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器进入所述吸收液汽提塔中的蒸汽的温度等于或低于在来自所述冷却器/冷凝器的蒸汽被导入的所述汽提塔的所述蒸汽/液体接触区的出口处的液相温度。

43.根据权利要求26所述的方法，其中从通过所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器进入所述吸收液汽提塔中的蒸汽的温度，比在来自所述冷却器/冷凝器的蒸汽被导入的所述汽提塔的所述蒸汽/液体接触区的出口处的温度变化不超过±2.0℃。

44.根据权利要求26所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt_m)不大于10℃。

45.根据权利要求26所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt_m)不小于3℃。

46.根据权利要求26所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt_m)在4°至10℃之间。

47.根据权利要求26所述的方法，其中所述冷凝物汽提塔气体流出物通过用于冷凝包含其中的水蒸气的污染物气体调温冷凝器。

48.根据权利要求47所述的方法，其中来自所述污染物气体调温冷凝器的冷凝物返回到所述冷凝物汽提塔中。

49.根据权利要求26所述的方法，其中来自所述冷凝物汽提塔的含水流出物被分离以提供：(i)被导入到所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中作为用于冷凝来自所述汽提塔处理气体的水的冷却液并且至少部分转化为用于引入到吸收液汽提塔中的蒸汽的冷凝物液流；和(ii)用于从所述方法除去水的排出水流。

50.根据权利要求49所述的方法，其中所述排出水流与所述进料气在针对进料气流动而言位于所述富气吸收器上游的饱和器中接触，从而增加进入所述富气吸收器的所述源气的湿度。

51.根据权利要求50所述的方法，其中将离开所述饱和器的水料流从所述方法中除去。

52.根据权利要求26所述的方法，其中所述汽提塔处理气体的所述污染物气体含量按体积计，为至少15％。

53.根据权利要求26所述的方法，其中所述汽提塔处理气体的所述污染物气体含量按体积计，在10％至60％之间。

54.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述再生的富气含水吸收介质在从所述富液汽提塔到所述富气吸收器的再循环过程中通过富吸收液预热器，所述富吸收液在从所述富气吸收器转移至所述富液汽提塔的过程中通过所述预热器，并且热量从所述再生富气含水吸收介质传送到在所述预热器中的所述富吸收液。

55.根据权利要求26所述的方法，其中离开所述贫气吸收器的所述废气通过污染物气体调温冷却器，其中热量从最终流出物汽提塔气体流转移到所述废气，所述最终流出物汽提塔气体包括结合所述冷凝物汽提塔气体流出物和来自所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器的排出气的流。

56.根据权利要求55所述的方法，其中针对所述最终流出物汽提塔气流的流动而言，所述污染物气体调温冷却器位于所述污染物气体调温冷凝器的上游。

57.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中将富吸收液在所述富气吸收器和外部热交换器之间循环，吸收的热量在所述外部热交换器处通过转移到冷却液而被除去。

58.根据权利要求57所述的方法，其中所述富气吸收器包含含有垂直逆流气/液接触区的柱子，在所述区的底部导入所述进料气，在所述区的顶部导入富气含水吸收介质，从所述区的顶部除去贫气，并从所述区的底部除去富吸收液。

59.根据权利要求58所述的方法，其中从所述富气吸收器气/液接触区在冷却循环富吸收液返回到所述气/液接触区的区域下方间隔开的区域中除去循环富吸收液。

60.根据权利要求59所述的方法，其中所述富气吸收器内的气/液接触区包含多个传送单元，且冷却循环富吸收液返回到富气吸收器气/液接触区中被所述气/液接触区的顶部下方相隔至少一个传送单元的高度的区域。

61.根据权利要求60所述的方法，其中所述冷却循环富吸收液返回至所述富吸收器接触区中所述富气吸收器内的气/液接触区的顶部下方相隔至少两个传送单元的高度的区域中，或所述富气吸收器内的气/液接触区的顶部下方相隔至少三个传送单元的高度的区域中。

62.根据权利要求61所述的方法，其中热循环的富吸收液从所述富气吸收器气/液接触区转移的区域是在所述冷却循环富吸收液返回的区域下方相隔至少一个传送单元的高度。

63.根据权利要求61所述的方法，其中热循环的富吸收液从所述富气吸收器气/液接触区除去的区域是在所述冷却循环富吸收液返回的区域下方相隔至少两个传送单元的高度。

64.根据权利要求61所述的方法，其中热循环富吸收液从所述气/液接触区的底部除去。

65.根据权利要求57所述的方法，其中所述进料气包含二氧化硫的浓度为至少40体积％。

66.根据权利要求57所述的方法，其中再生的富气含水吸收介质在不大于60℃的温度下返回到所述富气吸收器气/液接触区。

67.根据权利要求65所述的方法，其中所述富吸收液在不大于60℃的温度下从所述富气吸收器气/液接触区除去。

68.根据权利要求67所述的方法，其中热富气吸收液在20至60℃的温度下从所述富气吸收器气/液接触区除去。

69.根据权利要求68所述的方法，其中热富吸收液的前向流动部分从所述外部换热器上游的循环富吸收液流排出，所述前向流动部分被引导至所述富液汽提塔中。

70.根据权利要求26所述的方法，其中用于从所述富吸收液、贫吸收液和带有污染物的冷凝物中除去SO₂，和用于压缩汽提塔处理气体和/或产自汽提冷凝物的蒸汽的净总蒸汽需求量在所述进料气中SO₂水平为1000至2000ppm时在5至15磅/磅SO₂之间，在所述进料气中SO₂水平为2000ppm至2体积％时在3至8磅/磅SO₂之间，在所述进料气中SO₂水平为2体积％至4体积％时在2至3磅/磅SO₂之间，且在所述进料气中SO₂水平大于4体积％时在0.5至2.5磅/磅SO₂。

71.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述贫吸收液中的二氧化硫含量不大于10重量％。

72.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中送往贫液汽提塔中的所述蒸汽与进入所述富气吸收器中的SO₂的比率在0.2至5磅/磅之间。

73.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述污染物气体的吸附包括所述污染物气体和所述吸附剂之间的酸/碱反应，所述富气吸收器中富气含水吸收介质的pH值调节为不同于提供最有利的吸收平衡的pH值，但在所述富液汽提塔内用于将再生富气含水吸收介质的污染物气体含量减少到目标水平的蒸汽消耗量低于在对比操作中用于将再生富气含水吸收介质的污染物气体含量减少到这样的水平的蒸汽消耗量，所述对比操作是在与进行所述方法的条件相同的条件下进行，除了在所述对比操作中，所述富气含水吸收介质的pH值维持在提供最有利的吸收平衡的值。

74.根据权利要求73所述的方法，其中在所述富气含水吸收介质离开所述富气吸收器的区域中使所述富气含水吸收介质保持pH被调节到的值。

75.根据权利要求73所述的方法，其中污染物气体从贫气吸收器中的贫气中除去，得到污染物气体含量满足限定的排放限度的废气。

76.根据权利要求73所述的方法，其中将所述富气吸收塔内富气含水吸收介质的pH值调节为低于提供最有利的吸收平衡的pH值。

77.根据权利要求73所述的方法，其中所述进料气流与所述富气含水吸收介质流在所述富气吸收器中逆流流动，以及在所述富气吸收器的底部的富气含水吸收介质的pH值调节为不同于提供最有利的吸收平衡的pH值。

78.根据权利要求77所述的方法，其中所述吸附剂包括苹果酸盐，并且将离开所述富气吸收器的所述富吸收液的pH保持在3.4至4.2之间。

79.根据权利要求77所述的方法，其中所述吸附剂包括苹果酸盐，并且将离开所述富液汽提塔的再生富气含水吸收介质的pH保持在3.4至4.2之间。

80.根据权利要求78所述的方法，其中所述再生的贫气含水吸收介质的pH值比所述再生的富气含水吸收介质的pH值高0.5至1.0个pH单位，或所述贫吸收液的pH值比所述富吸收液的pH值高0.5至1.0个pH单位。

81.根据权利要求77所述的方法，其中所述富液汽提塔中的蒸汽消耗量为不大于7.5磅/磅从所述富液汽提塔中的液相除去的SO₂。

82.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述污染物气体还包括H₂S，且所述吸附剂包括胺。

83.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中所述富气含水吸收介质的pH通过加入酸或碱到返回到所述富气吸收器的再生富气含水吸收介质中来调节。

84.根据权利要求83所述的方法，其中调节所述富气吸收器中的富气含水吸收介质的pH包括在调节其pH的过程中减少向所述再生富气含水吸收介质中添加酸或碱的速率。

85.根据权利要求73所述的方法，其中离开所述富气吸收器的气体中的污染物气体的含量不高于在所述对比操作中离开所述富气吸收器的气体中的污染物气体的含量。

86.一种用于从含二氧化硫的源气中除去二氧化硫并回收所述二氧化硫的方法，所述方法包括：

使包括所述源气的进料气流在富气吸收器中与包含二氧化硫吸附剂的富气含水吸收介质接触，从而从所述进料气流中吸收二氧化硫到所述富气含水吸收介质中，并且产生二氧化硫已被除去的贫气和含有吸附二氧化硫的富吸收液；

使离开所述富气吸收器的所述贫气在贫气吸收器中与贫气含水吸收介质接触，所述贫气含水吸收介质包括二氧化硫吸附剂，从而从所述贫气吸收残留二氧化硫到所述贫气含水吸收介质中，并且产生额外二氧化硫已被除去的废气和含有吸附二氧化硫的贫吸收液；

使所述富吸收液在富液汽提塔中与汽提蒸汽接触以从所述富吸收液中解吸二氧化硫，从而产生再生的富气含水吸收介质和来自所述富吸收液的富液汽提塔气体流出物，所述富液汽提塔气体流出物包含水蒸气和二氧化硫；

使所述贫吸收液在贫液汽提塔中与汽提蒸汽接触以从所述贫吸收液中解吸二氧化硫，从而产生再生的贫气含水吸收介质和来自所述贫液汽提塔的贫液汽提塔气体流出物，所述贫液汽提塔气体流出物包含水蒸气和二氧化硫；和

再循环所述再生的富气含水吸收介质到所述富气吸收器用于从所述进料气的进一步的流动中除去二氧化硫，和再循环所述再生的贫气含水吸收介质到用于所述贫气吸收器从所述贫气的进一步的流动中除去二氧化硫。