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Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Abscheidung von Schadstoffen,
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beispielsweise Stickoxiden, Chlorgas, Chlorwasserstoff, Schwefeldioxid,
Indiumchlorid oder Kohlenwasserstoffen aus Prozeßgasen, bei dem das Gas in ein Bad
aus einem schadstoffspezifischen flüssigen oder gelösten Absorptionsmittel eingeleitet
wird.
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Es sind eine Reihe von Verfahren zur Reinigung von Prozeßgasen bekannt,
insbesondere AbsorpLions-, Adsorptions- und Waschverfahren, mit denen in Absorptionsapparaten,
Waschkolonnen oder dergl. große Luft- bezw.
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Gasmengen mit einem geringen oder stark schwankenden Anteil an Schadstoffen,
beispielsweise Stickoxiden, Chlorgas, ('hlorwasserstoEf, Schwefeldioxid, Indiumchlorid
oder Kohlenwasserstoffen, gereinigt werden können.
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Mit den bekannten Verfahren und Apparaten werden jedoch nur ungenügende
Reinigungsergebnisse erzielt bei Durchsatz kleinerer Prozeßgasmengen mit höheren
Schadstoffanteilen, die betriebsüblich nur in zeitlich stark
schwankenden
Mengen und Konzentrationen anfallen. Da die bekannten Apparate jedoch auf einen,
bezogen auS die maximale Leistung, kontinuierlichen Durchsatz ausgelegt sind, bedarf
es zur Aufrechterhaltung einer gleichbleibenden Durchsatzmenge der Zugabe von Falschluft,
was wiederum den Wirkungsgrad und die Betriebskosten des Wäschers stark negativ
beeinflußt. Hinzu kommen zwei weitere wesentliche Nachteile. Einerseits erfordert
die Notwendigkeit der Einhaltung eines gleichbleibenden Durchsatzes die Installation
größerer, auf die maximale anfallende Gasmenge abgestimmter Anlagen, es können andererseits
mit den bekannten Verfahren insbesondere nur niedrige Schadstoffkonzentrationen
im Lösungsmittel erzielt werden, die ein wirtschaftliches Recycling bezw. eine Ruckgewinnung
der Substanzen unter wirtschaftlichen 13edingungen nicht zulassen.
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Ziel der vorliegenden Erfindung ist die Schaffung eines Verfahrens
zur Abscheidung von Schadstoffen aus Prozeßgasen, das die Reinigung von in stark
wechselnden Mengen anfallenden Gasen und damit die Installation kleinerer Anlagen
ermqglicht und mit dessen Hilfe höhere Konzentrationen an Schadstoffen im Lösungsmittel
erreicht werden, so daß eine Entsorgung oder eine Rückgewinnung der Substanzen unter
wirtschaftlichen Bedingungen ermöglicht wird. Die Erfindung besteht darin, daß Absorptionsmittel
in geringer Menge als Flüssigphase in das l'rozeßgas gesprüht und unmittelbar danach
nach Anreicherung mit dem Schadstoff wieder abgeschieden wird, worauf das Prozeßgas
nochmals mit einer großen Menge an flüssigem Absorptionsmittel mit einem niedrigen
Partialdruck an Schadstoff in Kontakt gebracht wird.
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Durch die Erfindung ist ein Verfahren geschaffen, bei dem die Abscheidung
der Schadstoffe aus dem Prozeßgas in einer Abscheidungsstufe zweiphasig erfolgt
derart, daß zunächst die im Prozeßgas mitgeführte Schadstoffmenge mit einer kleinen
Absorpütions- bezw. Lösungsmittelmenge aufgrund ihrer Versprühung in eine sehr innige
Berührung gebracht wird und auf diese Weise eine Phase flüssigen Nebels mit hoher
Schadstoffkonzentration und entsprechend hohem Partialdruck geschaffen werden kann,
worauf die Flüssigphase ausgedschieden und abgeführt wird das Prozeßgas durch die
Kontaktierung mit einer großen Menge an Absorptionsmittel mit geringem Partialdruck
an Schadstoff der Schadstoffgehalt des Gases auf einen Wert vermindert wird, der
dem niedrigen Partialdruck des schadstoffarmen flüssigen Absorptionsmittels der
zweiten Behandlungsphase entspricht. Es werden auf diese Weise hohe Schadstoffkonzentrationen
im Lösungsmittel erzielt, die ein Recycling bezw. eine Rückgewinnung unter wirtschaftlichen
Bedingungen ermöglichen. Ein weiterer wesentlicher Vorteil des erfindungsgemäßen
Verfahrens besteht auch darin, daß die Schadstoffabsorption mit - im Verhältnis
zu den durchgesetzten Gasmengen -geringen Flüssigkeitsmengen erfolgt, so daß zum
Unterschied zu den bekannten Verfahren wesentlich kompaktere Anlagen, beispielsweise
-transportable - Lamellarabscheider an Stelle der bisher erforderlichen, lediglich
in großen Einheiten stationär errichtbaren Anlagen bezw.
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Kolonnen eingesetzt werden können.
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Vorteilhaft wird dem Prozeßgas vor der Versprühung der als Flüssigphase
erforderlichen Menge an reihnem Absorptionsmittel eine zur Sättigung des Prozeßgases
mit Absorptionsmitteldampf ausreichende Menge an Absorptionsmittel zugegeben, wodurch
sichergestellt wird, daß in der Sprüh- und
Abscheidungsphase eine
genügende Menge an Absorptionsmittel in flüssigem Zustand im Prozeßgas vorliegt
zur Lösung der im Prozeßgas enthaltenen Schadstoffe. Gleichzeitig kann dadurch die
Gastemperatur erniedrigt werden, Das aus dem Abscheider anfallende, an Schadstoffen
angereicherte Absorptionsmittel kann gesondert abgeführt und unmittelbar einer Weiterverarbeitungsstufe
bezw. Rückgewinnungsstufe zugeführt werden, es kann jedoch auch das in den Prozeßgasstrom
eingesprühte Absorptionsmittel dem Bad eines Umlaufbehälters entnommen werden, in
denanschließend sowohl das im Abscheider anfallende, an Schadstoffen angereicherte
Absorptionsmittel zurückgeführt als auch das aus dem Abscheider abgeführte Prozeßgas
eingeleitet wird. Es wird hierdurch eine sehr kompakte Bauweise der für die Durchführung
des Verfahrens erforderlichen Anlage möglich bei Erzielung ausgezeichneter Abscheidungs-
und Konzentrationsergebnisse.
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Die Absorption erfolgt vorteilhaft kontinuierlich, wobei erforderlichenfalls
mehrstufig in zwei oder mehreren Stufen gearbeitet wird. Je nach Art des Schadstoffes
bezw. des eingesetzten absorptions-oder Lösungsmittels kann Arbeiten unter Unter-
oder Überdruck und/oder unter Kühlung erforderlich sein.
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Als Absorptionsmittel dürfte in der Mehrzahl der Fälle Wasser Verwendung
Anwendung finden, es kann jedoch auch selbstverständlich in Abhängigkeit von dem
jeweiligen Schadstoff jedes schadstoffspezifische organische oder anorganische Lösungsmittel
zum Einsatz kommen.
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Die Erfindung ist nachstehend anhand der beiliegenden, eine Reinigungsanlage
darstellenden Zeichnung sowie einiger Beispiele erläutert.
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Der in der Zeichnung mit 1 bezeichnete Block symbolisiert ein Filter
oder Warmfilter, durch den hindurch das zu reinigende Gas in ein Befeuchtungs- und/oder
Kühlaggregat 2 gelangt, in dem es im Bedarfsfalle auf die für die Behandlung günstigste
Temperatur gekühlt und insbesondere bis zur Sättigung mit dem bei der nachfolgenden
Absorption eingesetzten reinen Absorptionsmittel dotiert wird. Danach gelangt das
Gas in den Lamellarabscheider 3. Das Absorptionsmittel für die abzuscheidende Verunreinigung
befindet sich im Behälter 4, aus dem mittels der Pumpe 5 eine geringe Menge mittels
der Leitung 6 über den Wärmetauscher 7 und den Filter 9 ebenfalls in den Lamellarabscheider
3 unter Versprühen bezw. Verdüsen eingebracht wird. Das in einer nur geringen Menge
in den Gasstrom verdüste flüssige Absorptionsmittel reichert sich infolge seiner
durch die feine Verteilung erzielten innigen Berührung mit dem Schadstoff stark
mit dem im Gasstrom enthaltenen Schadstoff an, so daß in dem Lamellarabscheider
eine nebelartig-flüssige Absorptionsmittelphase mit hoher Schadstoffkonzentration
gebildet wird, die im Falle des dargestellten Beispiels noch im Lamellarabscheider
3 wieder abgeschieden und über die Leitung 10 wieder in das Bad des Behälters 4
zurückgeführt wird. Das Bad reichert sich somit kontinuierlich an Schadstoff an,
weist jedoch - bis zum Erreichen des End-Partialdruckgleichgewichtes - eine wesentlich
unter der Konzentration des Prozeßgases an Schadstoff liegende Konzentration auf,
da sich die Schadstoffkonzentration des Prozeßgases auf den - verhältnismäßig hohen
-i'irtialdruck des Schadstoffes im vernebelten Absorptionsmittel einstellt.
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Aus diesem Grunde erfolgt anschließend an die Abscheidung der Flüssigphase
aus dem Prozeßgas die Einleitung des Gases in das Bad des Umlaufbehälters 4 über
die Leitung 11, wodurch die Schadstoffkonzentration im Prozeßgas auf einen dem niedrigen
Partialdruck des Bades entsprechenden Wert vermindert wird. Es können aus demselben
Grunde auch die Absorptionsergebnisse weiterhin dadurch verbessert werden, daß das
aus dem Lamellarabscheider abgeführte Absorptionsmittel nicht in den Behälter 4
zurückgeführt sondern ausgetragen wird, so daß das über die Leitung 11 eingeleitete
Prozeßgas jederzeit einer Flüssigkeit mit einem sehr niedrigen Partialdruck gegenübersteht.
Zur Erhaltung dieser hohen Partialdruckdifferenz kann das in das Prozeßgas versprühte
Absorptionmsmittel ständig dem Behälter 4 entnommen und durch frisches Absorptionsmittel
ersetzt werden. Das aus dem Bad des Behälters 4 aufströmende Gas wird über die Leitung
12 - gegebenenfalls in eine weitere Absorptionsstufe -abgeführt. Die Regulierung
der Reaktion erfolgt durch Kühlung oder Erwärmung mittels des Leitungssystems 13.
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Beispiel 1 Mxt einem Abgastrom von 1 000 Nm3/h eines kontinuierlich
geführten Verfahrens werden in Abständen zwischen 4 bis 6 Stunden ca. 160 kg Äthylalkohol
abgeführt, die in einem Wäscher der beschriebenen Art mit Wasser als Lösungsmittel
aus dem Gas ausgewaschen werden sollen. Nach den geltenden Vorschriften für Luft
und Wasser mußdie Absorptionseffektivität mindestens 80% (einstufig) betragen bei
einer Alkoholkonzentration im Abgas von maximal 25,000 mg/Bm3. Der eingesetzte Lamellarabscheider
erlaubt einen Wasserdurchsatz von ca. 500 l/h im tjmlauf.
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Geht man davon aus, daß zu einem bestimmten Zeitpunkt der Alkoholabsorption
als Lösungsmittel eine 5 %ige Alkohollösung vorliegt und die Systemtemperatur 26
Grad beträgt, so befinden sich für diesen Zeitpunkt ein Abgasstrom von 16,7 Nm3/Min
mit 0,42 kg Alkohol/Min sowie 8,4 1/Min Wasser als Absorptionslösung in Umlauf.
Aufgrund des Absorptions- und Abscheidevorganges kommt es im Abscheider zu einem
metastabilen Zustand, in dem der gesamte Alkoholgehalt absorbiert zu sein scheint.
Die monentane Konzentration beträgt 5 + (0,42 x 100/(8,4 + 0,42)) = 5 + 4,76#= ca
10%, die bei 26 Grad C einem Partialdruck des Alkohols über der Lösung von 15.600
mg/Nm3 entspricht. Umgerechnet auf die gesamte im Umlaufbehälter befindliche Absorptionsflüssigkeit
ergibt sich unter ansonsten gleichen Bedingungen eine resultierende Konzentration
von 500 x 0,05 + 0,42 x 100/(500 + 0,42) = 5,08 %, was einem Partialdruck über der
Lösung von nur 6.160 mg/Nm3 entspricht, Der aus dem Lamellarabscheider austretende
Abfallgasstrom wird im Umlaufbehälter mit der Absorptionsflüssigkeit von kleiner
Konzentration (5,08%) in innigen Kontakt gebracht, wonach unter den Gleichgewichtsbedingungen
sein Alkoholghalt auf 6 160 mg/Nm3 zurückgeführt wird. Es wird somit bereits eine
Leistungsverbesserung der Absorption auf das 4-fache erreicht, die - bei Kühlung
auf 5 Grad - nochmals gesteigert werden kann.
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Beispiel 2 Aus einer Chlorierungsanlage fallen in einer Menge von
1 200 Nm3/h Abfallgase an, die 2,5 Vol.% HC1 und 0,05 Vol.% C12 - Rest Luft enthalten.
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Das Abfallgas ist sowohl von dem Chlorwasserstoffgas als auch von
dem Chlorgas zu befreien.
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Der Partialdruck des Chlorgasanteils beträgt ca. 5 mm Hg bei einer
sich aus der nachstehenden Tabelle ergebenden Löslichkeit (g/l) in Wasser.
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Grad C / 0 5 15 25 30 g/l / 0, 488 0,462 0,444 0,430 0,424 Die Partialdrücke
über der Salzsäure ergeben sich aus der nachfolgend wiedergegebenen Tabelle ( in
mm Hg) 0 Grad 5 Grad 15 Grad % HCl H2O HCl H2O HCL H2O HCl 6% 4,18 0,000066 6,04
0,000125 11,7 0,000425 10% 3,84 0,00042 5,52 0,00075 10,7 0,00232 18% 2,87 0,0135
4,21 0,0225 8,26 0,060 20% 2,62 0,0316 3,83 0,0520 7,50 0,132 30% 1,26 2,4 1,90
3,57 3,88 7,60 36% 0,68 29,0 1,03 41,()0 2,19 78,0 40% 0,41 176,0 0,63 233,00 1,37
307,()
Der eingesetzte Lamellarabscheider erlaubt eine maximale
Berieselungsdichte von 600 1 Absorptionsflüssigkeit/h, wobei im vorliegenden Fall
als Absorptionsflüssigkeit verdünnte Salzsäure eingesetzt wird. Die Arbeitstemperatur
beträgt 10 Grad C, die Absorptionswärme 400 Kcal/kg HCl. Die gewünschte HCl-Konzentration
beträgt 36 Gew.-%.
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Aufgrund der vorstehenden Angaben ist davon auszugehen, daß 10 1/Min
Absorptionsflüssigkeit umlaufen bei einem Gehalt von 800 g HCl/Min und 32 g C12/Min.
Durch die Absorption des HCl wird eine Wärmemenge von 320 kcal/Min freigesetzt,
woraus eine Betriebstemperatur von ca. 30 Grad C resultiert.
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Aufgrund der angegebenen Löslichkeitswerte werden von der umlaufenden
Flüssigkeit in der ersten und der zweiten Reinigungsstufe jeweils ca. 4 g/min Cl2
gelöst. Die vollständige Neutralisierung erfolgt in der dritten Reinigungsstufe
mit Natronlauge.
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Es würde sich im Lamellarabscheider eine Erhöhung der Säurekonzentration
im Minutenzyklus auf die Werte 7,5 - 14,0 - 20,0 - 30,0 32,0 36,0 Gew.-% ergeben,
während sich für den Umlaufbehälter insgesamt - im Stundenzyklus - eine Erhöhung
der Säurekonzentration in der Absorptionsflüssigkeit auf nur ca 7,5 Gew.-% errechnet.
Es werden somit im Abscheider innerhalb kurzer Zeiten - im Vergleich zum Bad - erheblich
höhere Säurekonzentrationen erreicht. Im Bad wird die angestrebte Konzentration
erst gegen Ende der Reaktion erreicht. Durch Führung der aus dem Abscheider abgeführten
Prozeßgase durch die Absorptionsflüssigkeit im
Umlaufbhälter werden
die Partialdrücke auf die niedrigere Arbeitskonzentration zurückgeführt und damit
die Leistung der Arbeitsstufe wesentlich erhöht.
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Die nach Austritt aus der ersten Reaktionstufe noch im Gas enthaltenen
Restmengen an Chlorwasserstoff werden in einer zweiten Stufe und erforderlichenfalls
einer weiteren Stufe nahezu quantitativ aus dem Prozeßgas entfernt. Die Konzentration
des Bades dieser Stufe erreicht maximal 1,3 Gew.-%, so daß das Bad anschließend
in der ersten Stufe als Absorptionsmittel vorgelegt werden kann.
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Beispiel 3 Aus einer Denitrierungsanlage für radioaktive, flüssige
Abfälle fallen - nach Zusammenführung mit anderweitigen Entlüftungsströmen - Abgase
an, in denen 150 - 200 Nm3/h C02, 150 - 200 Nm3/h ( 200 kg/h) NO, 150 - 200 Nm3/h
( 300 kg/h) N02, 1 250 Nm3/h N2 und 300 nm3/h 02, d.h. mindestens 2000 Nm3/h abgeführt
werden. Das Gas ist wasserdampfgesättigt. Es sollen die Stickoxide in Form einer
70 %igen Salpetersäure beseitigt werden. Die Arbeitstemperatur beträgt 30 Grad C.
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Die Absorption verläuft nach der nachstehend wiedergegebenen Dampfdrucktabelle:
Grad
C 0 5 15 25 30 Konz. H20 HN03 H20 HN03 H20 HN03 H20 HN03 H20 HN03 20% 4,1 -- 5,7
-- 10,9 -- 20,6 -- 27,6-30% 3,6 -- 3,6 -- 9,7 -- 17,8 -- 23,8-40% 3,3 -- 3,0 --
8,0 -- 14,6 0,12 19,5 0,17 50% 2,1 -- 3,0 -- 5,8 0,18 10,7 0,39 14,4 0,56 55% 1,8
-- 2,5 0,14 4,9 0,31 9,1 0,66 12,2 0,93 60% 1,5 0,19 2,1 0,28 4,1 0,59 7,7 1,21
10,3 1,66 65% 1,3 0,41 1,8 0,60 3,5 1,21 6,6 2,32 8,8 3,17 70% 1,1 0,79 1,6 1,12
3,0 2,18 5,5 4,10 7,4 5,50 Es laufen 1 450 l/h, entsprechend 25 1/Min Absorptionsflüssigkeit
um, die einem absorptiven Abfallgasanteil von ca. 500 kg/h, entsprechend ca.
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8,5 kg/Min gegenüberstehen. Dies entspricht einem Anfall von 100 %iger
HN03 von etwa 14,1 kg/Min. Die Säurekonzentration im Abscheider würde im Minutenzyklus
auf die Werte 36,5 - 53,0 - 62,9 - 70 Gew.-% ansteigen, während sich die Konzentration
im Umlaufbehälter im Stundenzyklus auf 36,85 erhöhen würde.
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Es werden somit im Abscheider innerhalb kurzer Zeiten - im Vergleich
zum Bad - erheblich höhere Säurekonzentrationen erreicht. Im Bad wird die angestrebte
Konzentration erst gegen Ende der Reaktion erreicht. Durch Führung der aus dem Abscheider
abgeführten Prozeßgase durch die
Absorptionsflüssigkeit im Umlaufbhälter
werden die Par@ia@drücke auf die niedrigere Arbeitskonzentration zurückge@ührt unter
damit die Leistung der Arbeitsstufe wesentlich erhöht.
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Die nach Austritt aus der ersten Reak@ions@uf@ noch im (:as entha1Le#en
Restmengen an Stickoxiden werden in einer zweiten Stufe und erforderlichenfalls
einer weiteren Stufe nahezu qudatitativ aus dem Prozeßgas entfernt. Die Konzentration
des Bades dieser Stufe ereicht maximal 1,3 Gew.-%, so daß das Bad anschließend in
der ersten Stufe als Absorptionsmittel vorgelegt werden kann.
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- L e e r s e i t e -