DE2137183B2

DE2137183B2 - Verfahren zum Entfernen von sauren Gasbestandteilen aus einem Gasstrom mit wäßrigen Alkanolaminlösungen

Info

Publication number: DE2137183B2
Application number: DE2137183A
Authority: DE
Inventors: William Howard Rosemont Ill. Maier (V.St.A.)
Original assignee: UOP LLC
Current assignee: Honeywell UOP LLC
Priority date: 1970-07-27
Filing date: 1971-07-24
Publication date: 1978-06-15
Also published as: DE2137183A1; CH537748A; NO130715B; FR2103226A5; CA950172A; DK127370B; ZA714839B; AU453059B2; AT349442B; SE390116B; TR17339A; NL7110315A; FI55775B; ES393641A1; DE2137183C3; US3725252A; ATA650171A; IT939338B; JPS5140548B1; FI55775C

Description

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zum Entfernen von sauren Gasbestandteilen aus einem Gasstrom mit wäßrigen Alkanolaminlösungen durch Behandeln des zu reinigenden Gasstroms mit unbeladener wäßriger Alkanolaminlösung in einer Hochdruckabsorptionszone, Abziehen eines Gasstroms mit vermindertem Gehalt an dem bzw. den zu entfernenden sauren Gasbestandteil(en) und eines flüssigen Stroms mit dem bzw. den zu entfernenden sauren Gasbestandteil(en) beladener Alkanolaminlösung aus der Hochdruckabsorptionszone, Einspeisen der beladenen Alkanolaminlösung in eine Niederdrucktrennzone und Abziehen eines den bzw. die abzutrennenden sauren Gasbestandteil(e) enthaltenden gesonderten Stroms sowie unbeladener wäßriger Alkanolaminlösung aus der Niederdrucktrennzone.

Die Entfernung von sauren Gasbestandteilen, wie

ι⁵ Schwefelwasserstoff oder Kohlendioxyd, aus Gasströmen ist auf etlichen Gebieten der Technik von erheblicher Bedeutung. Ein besonders wichtiges Anwendungsgebiet ist die Entfernung von Schwefelwasserstoff aus einem wasserstoffreichen Rückf ührgasstrom, der einer Hydrierreaktionszone zugeführt wird, z. B. eine Hydrokrackzone oder einer Hydrierbehandlungszone, in der ein Kohlenwasserstoffeinsatzmaterial, das organische Schwefelverbindungen enthält, in Gegenwart von Wasserstoff und einem Hydrierkatalysator entschwefelt wird. Das Verfahren der Erfindung ist insbesondere zum Verbund mit derartigen wasserstoffverbrauchenden Verfahren, bei denen wasserstoffreiches Gas zurückgeführt wird, vorgesehen.

JO Bei solchen Hydrierbehandlungsverfahren werden Benzin-, Kerosin- oder Mitteldestillatfraktionen, leichte und schwere Vakuumgasöle, leichte und schwere Kreislauf materialien u. dgl. in Gegenwart eines Katalysators mit Wasserstoff behandelt, in erster Linie um darin enthaltene Verunreinigungen zu entfernen. Bei der Hydrokrackung werden verhältnismäßig schwere Kohlenwasserstoffeinsatzmaterialien, z. B. Bodenprodukte der atmosphärischen oder der Vakuumdestillation, Rohölrückstände, getoppte Rohöle und aus Teersanden extrahierte Rohöle, katalytisch in'Gegenwart von Wasserstoff in tiefer siedende Kohlenwasserstoffprodukte, insbesondere Benzin, Brennöl und leichte Kreislauföle sowie verflüssigtes Erdölgas, umgewandelt. In allen Fällen wird das Kohlenwasserstoffeinsatzmaterial im Gemisch mit Wasserstoff unter erhöhtem Druck über einen Katalysator geleitet. Der Wasserstoff dient nicht nur als Reaktionsteilnehmer, sondern schützt auch den Katalysator gegen eine übermäßige Koksablagerung. Der

so Wasserstoff ist daher in großer Menge, bis zu mehreren hundert oder sogar einigen tausend Volumteilen Wasserstoffgas je Volumteil flüssiger Kohlenwasserstoffbeschickung, anwesend und muß nach der Abtrennung aus dem Reaktionszonenausfluß zu der Re-

■55 aktionszone zurückgeführt werden.

Hierzu wird normalerweise der Reaktionszonenausfluß gekühlt und in einen Hochdruckabscheider geleitet, aus dem der flüssige Anteil abgezogen und zur Produktgewinnung und gegebenenfalls Teilrückführung zu der Reaktionszone weiterverarbeitet wird, während das wasserstoffhaltige Gas getrennt abgezogen und zur Reaktionszone zurückgeführt wird. Dieses wasserstoffreiche Gas enthält leichte Kohlenwasserstoffdämpfe und eine beträchtliche Menge Schwefelwasserstoff. Bei vielen Hydrierbehandlungs- und Hydrokrackverfahren wird daher mindestens ein Teil des Schwefelwasserstoffs aus dem Rückführgas entfernt, bevor das Gas zu der Reaktionszone zurückge-

führt wird. Dies erfolgt nicht nur zur Schwefelgewinnung, sondern auch und insbesondere zur Verbesserung der Entschwefelungsreaktionen.

Verfahren der eingangs angegebenen Art zum Entfernen von sauren Gasbestandteilen aus einem Gasstrom, die z. B. zur Entfernung von Schwefelwasserstoff aus derartigen Rückführgasströmen herangezogen werden können, sind in verschiedenen Aurfiihrungsformen beschrieben worden. Eine zusammenfassende Darstellung findet sich in A. L. Kohl, F. C. Riesenfeld, Gas Purification, McGraw-Hill Book Company, Inc., New York - Toronto - London, 1960, Seiten 22 bis 29. Die lsauren Gasbestandteile, insbesondere Schwefelwasserstoff, werden bei diesen Arbeitsweisen entfernt, indem das Gas, z. B. das Rückführgas eines derartigen Kohlenwasserstoffumwandlungsverfahrens, mit einer wäßrigen Alkanolaminlösung in einer Absorberkolonne unter hohem Druck in Berührung gebracht wird. Wenn kein Carbonylsulfid anwesend ist, werden gewöhnlich Monoäthanolaminlösungen benutzt. Wenn Carbonylsulfid in dem Gas anwesend ist, wird Diäthanolamin verwendet, da Monoäthanolamin mit Carbonylsulfid unter Bildung stabiler Verbindungen reagiert, die nicht regenerierbar sind.

Die Gasbehandlungsmethode beruht darauf, daß aliphatische Alkanolamine saure Gasbestandteile bei etwa Umgebungstemperaturen absorbieren und die sauren Gasbestandtreile bei etwas höheren Temperaturen wieder aus der Alkanolaminlösung freigeben. Die Absorption von Schwefelwasserstoff erfolgt normalerweise bei einer Temperatur von 38 ° C oder darunter, während Kohlendioxyd bei 49° C oder darunter in der Alkanolaminlösung absorbiert werden kann, wobei jedoch zuweilen auch höhere Temperaturen angewendet werden. Ein Erhitzen der anfallenden beladenen Alkanolaminlösung auf eine Temperatur von etwa 116° C bewirkt eine Freigabe von Schwefelwasserstoff, ein Erhitzen auf eine Temperatur von etwa 149° C eine Freigabe von Kohlendioxyd aus der Lösung. Das Erhitzen der beladenen Lösung zur Austreibung der sauren Gasbestandteile und Rückbildung der unbeladenen Alkanaolaminlösung erfolgt gewöhnlich in einer bei etwa Atmosphärendruck betriebenen Destillationskolonne.

Die Wahl der Alkanolaminkonzentration in der wäßrigen Alkanolaminlösung erfolgt gewöhnlich nach Maßgabe von !Corrosions- und Betriebsgesichtspunkten. Konzentrationen von 15 bis 20 Gewichtsprozent sind für Monoäthanolaminlösungen üblich, jedoch kommen gelegentlich auch Konzentrationen bis herab zu 10% oder bis herauf zu 30% zur Anwendung. Niedrige Konzentrationen führen zu einer geringeren Korrosion von Anlageteilen aus Stahl. Im Hinblick auf die Korrosivität der beladenen Alkanolaminlösung wird üblicherweise die Konzentration an Schwefelwasserstoff in der Lösung auf etwa 0,35 Mol H₂S je Mol Monoäthanolamin beschränkt.

Bei herkömmlichen Arbeitsweisen der eingangs angegebenen Art, wie sie zusammenfassend in der vorgenannten Literaturstelle »Gas Purification«, 1. c, erläutert sind, wird die gesamte, aus der Regeneration kommende unbeladene Alkanolaminlösung durch die Absorptionskolonne zur Beladung der Lösung mit den sauren Gasbestandteilen geführt, wobei gegebenenfalls mit zwei Einführungsstellen in die Absorptionskolonne und Einführung eines stärker regenerierten, also weitergehend von sauren Gasbestandteilen befreiten Anteils der Aikanolaminlösung in das obere Ende der Kolonne und Einführung eines nur teilweise regenerierten, also noch erhebliche Mengen an absorbierten sauren Gasbestandteilen enthaltenden Anteils der Alkanolaminlösung in einen tiefer liegenden Abschnitt der Absorptionskolonne gearbeitet werden kann; auch bei dieser Ausführungsform fließt die gesamte aus der Regeneration zurückgeführte Alkanolaminlösung durch die Absorptionskolonne.

Es ist bei Gasreinigungsverfahren der angegebenen Art, etwa im Verbund mit der hydrierenden Behandlung oder Hydrokrackung von Kohlenwasserstoffen, zweckmäßig oder notwendig, den zu reinigenden wasserstoffreichen Rückführgasstrom direkt ohne weis sentliche Druckverringerung in die Alkanolamin-Absorptionskolonne zu leiten. Es ist unwirtschaftlich, den Gasstrom zu entspannen und dann in einem Niederdruckabsorber mit der Alkanolaminlösung zu behandeln, da ein derartiges Vorgehen beträchtliche zusätz-

•?o liehe Betriebskosten für die Wiederverdichtung des Gases auf den Reaktionszonendruck mit sich bringen würde. Demgemäß ist es erforderlich, die regenerierte unbeladene Alkanolaminlösung aus der bei niederem Druck, etwa bei Atmosphärendruck, betriebenen Trenn- und Regenerationszone wieder in die bei hohem Druck arbeitende Absorptionszone zu pumpen, so daß sich beträchtliche Bertriebskosten für die Zirkulation der Alkanolaminlösung ergeben. Weiterhin stellen Hochdrückabsorber mit den zugehörigen Hilfseinrichtungen wegen der Erfordernisse hinsichtlich Druckfestigkeit und Korrosionsbeanspruchungen recht teure Anlagen dar, und die Investitions- und Betriebskosten sind naturgemäß um so höher, je größer die Hochdruckanlage bei gegebener Leistung sein muß. Für die erforderliche Größe der Hochdruckabsorptionszone ist die durchzusetzende Menge an Aikanolaminlösung von maßgeblicher Bedeutung. Man hat bisher entsprechend große Hochdruckabsorptionskolonnen in Kauf genommen, da eine Verringerung der Menge der umgewälzten Alkanolaminlösung mit entsprechender Erhöhung der Alkanolaminkonzentration in der Lösung zu erheblichen verfahrenstechnischen Nachteilen, insbesondere hinsichtlich Korrosion, zu starker Erwärmung der Lösung in dem Hochdruckabsorber und Schwierigkeiten beim Entspannen der aus dem Hochdruckabsorber abgezogenen beladenen Alkanolaminlösung vor der Einführung in die Niederdrucktrennzone, führt.

Der Erfindung lag die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren der eingangs angegebenen Art zum Entfernen von sauren Gasbestandteilen aus einem Gasstrom mit wäßrigen Alkanolaminlösungen zu schaffen, das nicht die vorstehend erläuterten und ähnliche Mängel bekannter Arbeitsweisen aufweist und insbesondere mit einer geringeren Menge an durch die Hochdruckabsorptionszone umlaufender Alkanolaminlösung auskommt, ohne dabei die vorstehend geschilderten Nachteile in Kauf nehmen zu müssen, hierdurch eine Verbesserung der Wirtschaftlichkeit mit sich bringt und trotzdem unter Gewährleistung einer einwandfreien Entfernung der sauren Gasbestandteile in dem geforderten Ausmaß aus dem Gasstrom insgesamt eimach und betriebssicher durchzuführen ist.

Zur Lösung dieser Aufgabe ist Gegenstand der Erfindung ein Verfahren zum Entfernen von sauren . Gasbestandteilen aus einem Gasstrom mit wäßrigen Alkanolaminlösungen durch Behandeln des zu reinigenden Gasstroms mit unbeladener wäßriger Alka-

nolaminlösung in einer Hochdruckabsorptionszone, Abziehen eines Gasstroms mit vermindertem Gehalt an dem bzw. den zu entfernenden sauren Gasbestandteil(en) und eines flüssigen Stroms mit dem bzw. den zu entfernenden sauren Gasbestandteil(en) beladener Alkanolaminlösung aus der Hochdruckabsorptionszone, Einspeisen der beladenen Alkanolaminlösung in eine Niederdrucktrennzone und Abziehen eines den bzw. die abzutrennenden sauren Gasbestandteil(e) enthaltenden gesonderten Stroms sowie unbeladener wäßriger Alkanolaminlösung aus der Niederdrucktrennzone, welches erfindungsgemäß dadurch gekennzeichnet ist, daß man von der unbeladenen wäßrigen Alkanolaminlösung

a) nur einen Teil in die Hochdruckabsorptionszone einspeist und

b) einen anderen Teil mit der aus der Hochdruckabsorptionszone abgezogenen beladenen Alkanolaminlösung vereinigt, bevor sie in die Niederdrucktrennzone eingespeist wird.

Bei dem Verfahren der Erfindung braucht nur ein Teil der aus der Regeneration kommenden unbeladenen Alkanolaminlösung, vorzugsweise 30 bis 70% der Gesamtmenge, in die Hochdruckabsorptionszone eingeführt zu werden. Dies führt zum einen zu einer beträchtlichen Verringerung der Pumpkosten, sowohl der Betriebskosten als auch der Anlagekosten. Zum anderen kann der Hochdruckabsorber bei gleicher Leistung wesentlich kleiner sein und seine Behälterwandung kann damit wesentlich dünner gehalten werden, was diesen Hochdruckabsorber gegenüber dem Hochdruckabsorber einer herkömmlichen Gasbehandlungsanlage, bei der die Gesamtmenge der Alkanolaminlösung durch den Hochdruckabsorber geführt wird, ganz wesentlich verbilligt. Die für die Durchführung des Verfahrens der Erfindung im Niederdruckteil zusätzlich erforderlichen Einrichtungen fallen demgegenüber nicht nennenswert ins Gewicht. Durch den kleineren Hochdruckabsorber wird auch die verfahrenstechnische E>urchführung insgesamt vereinfacht und betriebssicherer gemacht. Trotzdem wird ausweislich der weiter unten in Verbindung mit der eingehenden Erläuterung des Verfahrens aufgezeigten Ergebnisse eine einwandfreie und ausgezeichnete Entfernung der sauren Gasbestandteile aus dem Gasstrom erzielt. Trotz der verringerten Menge an Alkanolaminlösung, die durch die Hochdruckabsorptionszone geführt werden muß, brauchen keine ungünstig hohen Konzentrationen an Alkanolamin in der Absorptionslösung angewendet und nicht die damit einhergehenden oben geschilderten Nachteile, wie übermäßige Korrosionswirkung der Lösung, zu starke Erwärmung der Lösung in der Hochdruckabsorptionszone und Schwierigkeiten beim Entspannen der aus der Hochdruckabsorptionszone abgezogenen beladenen Lösung in den Niederdruckteil, in Kauf genommen zu werden.

Bei dem Verfahren der Erfindung werden in der Hochdruckabsorptionszone vorzugsweise ein Druck von über 69 und insbesondere über 103 Atm und eine Temperatur unter 93° C eingehalten.

Vorzugsweise wird das bei dem Verfahrensschritt b) erhaltene Gemisch in eine Niederdrucktrennzone eingespeist, die eine Phasentrenneinrichtung, einen Niederdruckabsorber und einen Alkanolaminlösungsregcnerator umfaßt. Dabei besteht eine besonders zweckmäßige Arbeitsweise darin, daß man das bei dem Verfahrcnsschritt b) erhaltene Gemisch zunächst in die Phasentrenneinrichtung einspeist, dann in dem Niederdruckabsorber beladene Alkanolaminlösung und daraus durch den Druckabfall beim Übergang vom Hochdruckabsorber zur Phasentrenneinrichtung freigesetztes Gas mit weiterer unbeladener Alkanolaminlösung in Berührung bringt, aus dem Niederdruckabsorber beladene Alkanolaminlösung abzieht und in den Alkanolaminlösungsregenerator einspeist, aus dem getrennt voneinander der bzw. die

¹⁽¹ zu entfernende(n) Gasbestandteil(e) und unbeladene wäßrige Alkanolaminlösung abgezogen werden.

Vorzugsweise wird zwischen der gemäß Verfahrensschritt a) in den Hochdruckabsorber eingespeisten und der gemäß Verfahrensschritt b) zugemischten

is unbeladenen wäßrigen Alkanolaminlösung ein Verhältnis 7 :3 bis 3:7 eingehalten. Zweckmäßig wird mit einer wäßrigen Alkanolaminlösung eines Alkanolamingehalts von 10 bis 30 Gewichtsprozent gearbeitet.

Das Verfahren eignet sich insbesondere zur Entfernung von Schwefelwasserstoff, Kohlendioxyd und/ oder Carbonylsulfid aus dem zu reinigenden Gasstrom. Ein besonders vorteilhaftes Anwendungsgebiet ist die Entfernung von Schwefelwasserstoff aus wasserstoffreichen Rückführgasströmen, wie sie bei Kohlenwasserstoffumwandlungsverfahren der oben erläuterten Art, z. B. katalytischer hydrierender Behandlung oder Hydrokrackung, anfallen.

Das Verfahren der Erfindung wird nachstehend an Hand der Zeichnung in Verbindung mit einem bevorzugten Ausführungsbeispiel zur Anwendung bei der hydrierenden Behandlung eines Kohlenwasserstoffrückstandsöls weiter veranschaulicht.

In großtechnischer Durchführung wurde ein bei

J5 Atmosphärendruck von leichtsiedenden Anteilen befreites Rohöl mit einem spezifischen Gewicht von 0,955 in einer Hydrierreaktionszone mit einem Durchsatz von 264 mVh verarbeitet. Das Einsatzmaterial enthielt 3,8 Gewichtsprozent Schwefel und hatte

t« einen Gesamtstickstoff gehalt von 2100 Teile je Million, der Siedebeginn betrug 266° C, der 50%-Siedepunkt betrug496° C und das Siedeende lag über 649° C.

Das bei Atmosphärendruck getoppte Rohöl fließt durch die Leitung 10 zu und wird mit einem wasserstoffreichen Rückführgasstrom aus der Leitung 11 vermischt. Dieses Gemisch fließt weiter durch die Leitung 10 in eine Reaktionszone 13, die einen Hydrierkatalysator zur Entschwefelung und Stickstoffentfer-

nung aus dem öl enthält. Der Reaktionszonendruck beträgt 142 Atm und die Temperatur beträgt 399° C. Der Ausfluß aus der Reaktionszone 13 wird durch die Leitung 14 abgehogen, gekühlt und dann in einen Hochdruckabscheider 15 eingeführt. Der Druck im Abscheider 15 beträgt 137 Atm, die Temperatur beträgt 49° C. Das flüssige Produkt wird durch die Leitung 16 abgezogen und einer nicht dargestellten Fraktionierzone zugeführt.

Die wasserstoffreiche Dampfphase wird durch die Leitung 17 abgenommen und in einen Umwälzgaskompressor 18 geleitet, der den Druck auf 154 Atm erhöht. Die Verdichtung steigert die Temperatur des Gases auf 63° C. Das Rückführgas fließt dann durch die Leitung 19 in einen Absorptionsturm 20. Dieses

(,5 Gas enthält 80,3 Mol-% H₂ und tritt in einer Menge von 11300 kmol/h in den Absorptionsturm ein. Dieses Gas enthält 228 kmol/h Schwefelwasserstoff, 1990 kmol/h Kohlenwasserstoffdämpfe und 9,5 kmol/h

Wasserdampf. Um den Hydricrkatalysator in der Reaklionszone 13 ausreichend zu schützen, wurde gefordert, mindestens ^K)()'Y< des Schwefelwasserstoffs aus dem Rückführgas zu entfernen.

Der Hochdruckabsorptionsturm 20 enthält zwei Absorptionszonen. Die untere Absorptionszone 21 ist die Alkanolamin-Absorptionszone. Die obere Absoiptionszone 22 dient zur abschließenden Wasserwaschung des Gases, um jegliche mit .dem Rückführgas mitgeschleppte Alkanolaminlösung zu entfernen.

Das in den Hochdruckabsorber 20 einfließende Gas tritt zunächst mit abwärtsfließender, bereits teilweise bcladener Alkanolaminlösung aus der Absorptionszone 21 in Berührung. Die bcladcne Alkanolaminlösung gelangt dann in eine Absetzzone am Boden des Absorbers 20 bei einer Temperatur von 65° C und einem Druck von 153 Atm. Das Rückführgas fließt aufwärts durch die Alkanolamin-Absorplionszone 21. Hin erster Anteil unbeladencr Monoäthanolaminlösung wird gemäß der vorgeschriebenen Arbeitsmaßnahme a) in den Hochdruckabsorber 20 durch die Leitung 38 oberhalb der Absorptionszone 21 eingespeist. Diese unbeladene Alkanolaminlösung, die 20 Gewichtsprozent Monoäthanolamin und nur noch eine geringe Restmenge von 23 kniol/h Schwefelwasserstoff in komplexer Bindung mit Monoäthanolamin enthält, tritt in den Absorber 20 in einer Menge von 6500 krnol/h ein. Die Temperatur der unbeladenen Monoäthanolaminlösung beträgt 38° C. Die anfallende beladcne Aminlösung wird vom Boden des Hochdruckabsorbers 20 durch die Leitung 23 zur Regeneration abgezogen.

Das Rückführgas fließt aufwärts aus der Alkanolamin-Absorptionszone 21 durch einen Flüssigkeitsabzugsboden 44 in die Absorptionszonc 22 und tritt dort mit abwärts fließendem Wasser in Berührung, das im Gas mitgeschleppte Aminlösung auswäscht. Die anfallende wäßrige Lösung von Monoäthanolamin wird auf dem Flüssigkeitsabzugsboden44gcsammelt und dann durch die Leitung 41 abgezogen, wobei geringfügige Mengen in die Absorptionszonc 21 überfließen mögen. Diese überfließende Menge wird ausgeglichen durch Ergänzungswasser, das durch die Leitung 42 in einer Menge von H kmol/h mit einer Temperatur von 43° C zufließt. Das Ergänzungswasser kompensiert Wasserverluste durch Eintritt von Wasserdampf in das Rückführgas sowie vom Boden 44 überfließendes Wasser. Der vereinigte wäßrige Strom fließt durch die Leitung 41 in den Kopf des Hochdruckabsorbers 20 oberhalb der Wasserwaschzone 22.

Das Rückführgas wird vom Kopf des Hochdruekabsorbers 20 durch die Leitung 11 in einer Menge von 1 i 050 kmol/h bei einer Temperatur von fi4" C und einem Druck von 153 Atm abgezogen. Seine Wasserstoffkonzentralion ist infolge der Entfernung von 90% des Schwefelwasserstoffs aus dem in den Absorber eintretenden Gas auf 81,7 Mol-% angestiegen. Das gereinigte Rückführgas enthält nun nur noch 23 kmol/h Sehwefclwaserstoff und 17 kmol/h Wasserdampf. Ergänzungswiisserstoff wird dem Verfahren durch die Leitung 43 über die Leitung 11 zugeführt.

Vom Boden des Hochdruckabsorbers 20 wird die beladene Monoäthanolaminlösung durch die Leitung 23 in einer Menge von »730 kmol/h bei einer Temperatur von ()5" C und einem Druck von 153 Atm abgezogen. Diese beladeue Monoälhanolaininlösung ent-

hält 229 kmol/h Schwefelwasserstoff, 13 kmol/h gelösten Wasserstoff und 19 kmol/h gelöste Kohlenwasserstoffe mit I bis 4 Kohlenstoffatomen je Molekül. Die beladene Monoäthanolaminlösung fließt durch ein Entspannungsventil 24 in die Leitung 25. Beim Durchgang durch das Ventil 24 wird der Druck der beladenen Monoäthanolaminlösung von 153 Atm auf 8,2 Atm abgesenkt. Diese Druckverringerung verursacht einen Temperaturrückgang von 65° C auf 54° C, da eine beträchtliche Menge an Dämpfen aus der flüssigen Phase beim Durchgang durch das Ventil 24 durch Entspannungsverdampfung entweicht.

Weitere unbeladene Monoäthanolaminlösung wird gemäß der vorgeschriebenen Arbeitsmaßnahme b) in die Leitung 25 durch die Leitung 40 in einer Menge von 4330 kmol/h bei einer Temperatur von 38° C eingespeist. Diese unbeladene Monoäthanolaminlösung enthält nur noch eine geringe Restmenge von 15 kmol/h chemisch gebundenen Schwefelwasserstoff und es ist genügend freies Amin anwesend, um Schwefelwasserstoff aus der Dampfphase herauszulösen und das Molverhältnis von Schwefelwasserstoff zu Monoäthanolamin auf einen Wert unterhalb der Korrosionsgrenzc von etwa 0,35 Mol/Mol zu verringern. Das Gemisch aus Aminlösung und freigesetzten Dämpfen fließt durch die Leitung 25 in eine Mischeinrichtung 26. Die Mischeinrichtung 26 schafft eine Flüssig-Flüssig-Kontaktzone von hoher Turbulenz, so daß ein Gemisch aus durch Entspannungsverdampl'ung freigesetzten Dämpfen und beladener Monoäthanolaminlösung, bestehend aus einer homogenen Mischung der der Entspannungsverdampfung unterworfenen beladenen Monoäthanolaminlösung aus der Leitung 23 und der unbeladenen Monoäthanolaminlösung aus der Leitung 40, durch die Leitung 27 abfließt.

Diese beladene Monoäthanolaminlösung fließt zusammen mit den durch Entspannungsverdampfung erzeugten Dämpfen in einen Niederdruckabsorber 28. Die Menge beträgt 11 050 kmol/h. Das Gemisch aus beladener Monoäthanolaminlösung und Dämpfen enthält 244 kmol/h Schwefelwasserstoff, 13 kmol/h Wasserstoff und 19 kmol/h tiefsiedende Kohlenwasserstoffe. Das Gemisch tritt in den Niederdruckabsorber 28 in einen unteren Abschnitt 29 ein, der eine Phasentrenncinrichtung bildet, die bei einem Druck von 5,8 Atm und einer Temperatur von 54° C gehalten wird; dort wird die beladene Monoäthanolaminlösung von den Dämpfen getrennt.

Die Dämpfe fließen aufwärts in eine Nicderdruckabsorptionszonc 30 und treten dort mit einer verhältnismäßig geringen Menge weiterer unbeladencr Monoäthanolaminlösung in Berührung, welche oberhalb der Nicdcrdruekabsorpiionszone 30durchdie Leitung 39 in einer Menge von 54 kmol/h eingespeist wird. Diese unbeladene Monoäthanolaminlösung hat eine Temperatur von 38° C und enthält eine geringe Rcstmcnge von 0,4 Mol-% gelöstem Schwefelwasserstoff. Die Dämpfe in einer Menge von 32 kmol/h, bestehend aus 58 Mol-% H₃, 39 Mol-%- Kohlenwasserstoffen und 3 Mol-% Wasser, werden vom Kopf des Niederdruckabsorbers 28 durch die Leitung 31 als gasförmiges Produkt abgezogen, etwa zur Verwendung als praktisch schwefelwasserstofffrcics Heizgas.

Die beladene Monoäthanolaminlösung wird vom Boden des Niederdruckabsorbers 28 durch die Leitung 32 in einer Menge von 11 100 kmol/h bei einer Temperatur von 54" C und einem Druck von 5,8 Atm

abgezogen. Sie enthält 245 kmol/h Schwefelwasserstoff und eine Spurenmenge Kohlenwasserstoffe. Die beladene Monoüthanolaminlösung wird in eine Alkanolaminlösungs-Regeneratorkolonne 33 eingespeist, die eine Kopftemperatur von 103° C und einen Druck von 1,6 Atm aufweist. In der Kolonne wird Schwefelwasserstoff aus der Lösung durch Zersetzung des chemischen Komplexes aus Schwefelwasserstoff und Monoäthanolamin ausgetrieben. Die Regeneratorkolonne 33 weist einen üblichen Wiedererhitzerkreislauf aus einer Flüssigkcitsabzugsleitung 35, einem Wärmeaustauscher 36 zur Wiedererhitzung und einer Dämpferückführleitung 37 auf. An der Regeneratorkolonne 33 herrschen eine Temperatur von 1 16° C und ein Druck von 1,8 Atm. Ein Schwefelwasserstoffstrom wird vom Kopf der Kolonne durch die Leitung 34 in einer Menge von 206 kmol/h abgezogen. Dieser Schwefelwasserstoff ist recht rein, er enthält nur Spurenmengen an tiefsiedenden Kohlenwasserstoffen und Wasserdampf, und er wird einer nicht dargestellten Schwefelgewinnungseinrichtung zugeführt. Die anfallende unbeladene Monoäthanolaminlösung wird vom Boden der Regeneratorkolonne 33 durch die Leitung 38 in einer Menge von 10900 kmol/h bei einer Temperatur von 116° C abgezogen. Diese gesamte unbeladene Monoäthanolaminlösung enthält 20 Gewichtsprozent Monoäthanolamin in Wasser und eine geringe Restmenge von 39 kmol/h chemisch gebundenem Schwefelwasserstoff, da der Regenerator den Schwefelwasserstoff aus der beladencn Monoäthanolaminlösung weitgehend aber nicht quantitativ austreibt. Die unbeladene Monoäthanolaminlösung wird dann in einem nicht dargestellten Wärmeaustauscher auf 38° C gekühlt und fließt durch die Leitung 38 den vorstehend angegebenen Zuführungsstellen für Monoäthanolaminlösung zu.

Indem erläuterten Beispiel fließen weniger als 60% der für die SchwefelwasserstoHentfernimg angewendeten unbeladenen Alkanolaminlösung durch den Hochdruckabsorber 20. Die hierdurch erzielten Vorteile hinsichtlich beträchtlicher Verringerung der Puinpkosten, kleinerer Ausbildung bei gleicher Leistung und wesentlicher Verbilligung des Hochdruckabsorbers sowie einer Vereinfachung und Erhöhung der Betriebssicherheit der verfahrenstechnischen Durchführung wurden oben bereits erörtert.

Die als Beispiel erläuterte bevorzugte Ausführungsform des Verfahrens kann in verschiedener Weise abgewandelt werden. Es können andere Alkanoluminlösungen verwendet werden, z. B. Diäthanolamin, Diglykolamin oder Aminodiisopropanol. Die angegebenen Betriebsbedingungen sind als Beispiele aufzufassen. Besonders vorteilhaft ist das Verfahren, wenn bei einem Druck über 69 Atm und insbesondere üher 103 Atm gearbeitet wird. Die Temperatur in der Hoehdruckabsorptionszone sollte hinreichend tief gehalten werden, vorzugsweise unter 93° C, um sicherzustellen, daß Schwefelwasserstoff nicht vorzeitig aus der Lösung ausgetrieben wird; sie sollte so tief wie möglich gehalten werden, um Korrosion zu vermeiden. Vorzugsweise werden 30 bis 70% der unbeladenen Alkanolaminlösung durch die Hochdruckabsorptionszone geführt, je nach dem Druck und der Temperatur in der Hoehdruckabsorptionszone. Der erläuterte Mischer 26 ist nicht unbedingt erforderlich, vielmehr kann eine hohe Turbulenz zur Vermischung auch anders herbeigeführt werden, z. B. durch eine Mischdüse, und häufig reicht bereits der Druckabfall in der Leitung 25 zur Erzeugung hoher Turbulenz aus, so daß überhaupt keine Mischeinrichtung erforderlich ist.

Hierzu 1 Blatt Zeichnungen

Claims

b) Patentansprüche:

1. Verfahren zum Entfernen von sauren Gasbestandteilen aus einem Gasstrom mit wäßrigen Alkanolaminlösungen durch Behandeln des zu reinigenden Gasstroms mit unbeladener wäßriger Alkanolaminlösung in einer Hochdruckabsorptionszone, Abziehen eines Gasstroms mit vermindertem Gehalt an dem bzw. den zu entfernenden sauren Gasbestandteil(en) und eines flüssigen Stroms mit dem bzw. den zu entfernenden sauren Gasbestandteil(en) beladener Alkanolaminlösung aus der Hochdruckabsorptionszone., Einspeisen der beladenen Alkanolaminlösung in eine Niederdrucktrennzone und Abziehen eines den bzw. die abzutrennenden sauren Gasbestandteil(e) enthaltenden gesonderten Stroms sciwie unbeladener wäßriger Alkanolaminlösung aus der Niederdrucktrennzone, dadurch gekennzeichnet, daß man von der unbeladenen wäßrigen Alkanolaminlösung

a) nur einen Teil in die Hochdruckabsorptionszone einspeist und

einen anderen Teil mit der aus der Hochdruckabsorptionszone abgezogenen beladenen Alkanolaminlösung vereinigt, bevor sie in die Niederdrucktrennzone eingespeist wird.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß in der Hochdruckabsorptionszone ein Druck von über 69 und vorzugsweise über 103 Atm und eine Temperatur unter 93° C eingehalten werden.

3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß das gemäß Verfahrensschritt b) erhaltene Gemisch in eine Niederdrucktrennzone eingespeist wird, die eine Phasentrenneinrichtung, einen Niederdruckabsorber und einen Alkanolaminlösungsregenerator umfaßt.

4. Verfahren nach Anspruch 3, dadurch gekennzeichnet, daß man das gemäß b) erhaltene Gemisch zunächst in die Phasentretineinrichtung einspeist, dann in dem Niederdruckabsorber beladene Alkanolaminlösung und daraus durch den Druckabfall beim Übergang vom Hochdruckabsorber zur Phasentrenneinrichtung freigesetztes Gas mit weiterer unbeladener Alkanolaminlösung in Berührung bringt, aus dem Niederdruckabsorber beladene Alkanolaminlösung abzieht und in den Alkanolaminlösungsregenerator einspeist, aus dem getrennt voneinander der bzw. die zu entfernende(n) Gasbestandteil(e) und unbeladene wäßrige Alkanolaminlösung abgezogen werden.

5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß zwischen nach a) in den Hochdruckabsorber eingespeister und gemäß b) der aus dem Hochdruckabsorber abgezogenen beladenen Alkanolaminlösung zugesetzter, unbeladener wäßriger Alkanolaminlösung ein Verhältnis von 7:3 bis 3:7 eingehalten wird.