ES2821501T3

ES2821501T3 - Recuperación regenerativa de contaminantes de gases efluentes

Info

Publication number: ES2821501T3
Application number: ES13721884T
Authority: ES
Inventors: Ernesto Vera-Castaneda
Original assignee: MECS Inc
Current assignee: MECS Inc
Priority date: 2012-05-02
Filing date: 2013-05-02
Publication date: 2021-04-26
Anticipated expiration: 2033-05-02
Also published as: CA2871987C; MX355791B; MA37598B1; PH12014502451A1; MY186373A; JP2015519194A; EA201492008A1; CL2014002926A1; JP6310907B2; AU2013256233B2; AU2013256233A1; MX2014013257A; WO2013166301A1; BR112014027446A2; EP2844369A1; KR102096680B1; EP2844369B1; TN2014000456A1; PH12014502451B1; EA029381B1

Abstract

Un proceso para eliminar y recuperar selectivamente un gas contaminante de un gas fuente que contiene un contaminante, comprendiendo el proceso: poner en contacto una corriente (10) de gas de alimentación que comprende un gas fuente en un absorbente (11) de gas contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un sorbente para el gas contaminante, absorbiendo así el gas contaminante de la corriente de gas de alimentación al medio de absorción y produciendo un gas (19) de escape del que se ha eliminado el gas contaminante y un licor (17) de absorción enriquecido con contaminante; poner en contacto el licor (17) de absorción enriquecido con contaminante con vapor de separación en un separador (30) de licor de absorción para desorber el contaminante del licor de absorción enriquecido con contaminante y producir así un medio (15) de absorción de contaminante regenerado y un efluente (33) de gas del separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante; eliminar el medio (15) de absorción regenerado de una salida (35) de líquidos del separador (30) de licor de absorción y el efluente (33) de gas del separador primario de una salida (34) de vapor del separador (33) de licor de absorción; comprimir el efluente de gas de separación primario (33); condensar el agua del efluente de gas del separador primario comprimido mediante transferencia indirecta de calor desde el efluente de gas del separador primario comprimido a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador (50) de gas del separador primario para producir así un condensado (59) que lleva el contaminante; poner el contacto el condensado (59) que lleva el contaminante que sale del enfriador/condensador (50) de gas del separador primario con vapor en un separador (60) de condensado para producir un condensado (51) separado y un efluente (61) de gas del separador de condensado que contiene vapor de agua y contaminante; en donde el medio de enfriamiento al que se transfiere calor desde el efluente de gas del separador primario comprimido en dicho enfriador/condensador (50) de gas del separador primario comprende al menos una porción del condensado (51) separado, generando así vapor a partir del condensado (51) separado a una presión en exceso de la presión dentro del separador (30) del licor de absorción en la salida (35) de líquido del mismo; e introducir el vapor generado del condensado (51) separado en el enfriador/condensador (50) de gas del separador primario en el separador (30) de licor de absorción como vapor de separación para hacer contacto con el licor de absorción enriquecido con el contaminante para desorber el contaminante del mismo.

Description

DESCRIPCIÓN

Recuperación regenerativa de contaminantes de gases efluentes

CAMPO DE LA INVENCIÓN

Esta invención se refiere a procesos para la eliminación selectiva de contaminantes de gases efluentes. Más particularmente, diversas realizaciones de la presente invención se refieren a la eliminación y recuperación selectiva de dióxido de azufre de gases efluentes en un proceso de absorción/desorción de dióxido de azufre regenerativo que logra una eficiencia energética favorable. Los esquemas de recuperación de la invención son aplicables a la eliminación y recuperación de otros gases ácidos tales como sulfuro de hidrógeno, dióxido de carbono y cloruro de hidrógeno, así como otros gases contaminantes tales como el amoníaco.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN

Los efluentes gaseosos que contienen gases contaminantes se producen mediante una variedad de operaciones. Por ejemplo, el dióxido de azufre se genera en diversas operaciones químicas y metalúrgicas, que incluyen procesos de ácido sulfúrico con quema de azufre, plantas de ácido sulfúrico agotado, calcinación o fundición de minerales y concentrados de metales sulfídicos y la combustión de combustibles de carbono que contienen azufre (por ejemplo, gases de combustión de centrales eléctricas de carbono). Los combustibles de carbono juegan un papel significativo en la generación de electricidad, proporcionando energía para calefacción y combustibles para el transporte. La mayoría de los combustibles de carbono contienen azufre que cuando se quema se convierte en dióxido de azufre. El dióxido de azufre emitido contribuye a un amplio intervalo de problemas ambientales y sanitarios. A medida que las economías emergentes crecen, sus demandas de energía aumentan rápidamente y a medida que se agoten los combustibles de carbono con bajo contenido de azufre, se utilizarán más y más reservas de petróleo y carbón que tienen niveles cada vez más altos de azufre, conduciendo a emisiones de dióxido de azufre aumentadas.

También existen presiones regulatorias crecientes para reducir las emisiones de dióxido de azufre en todo el mundo. El método más comúnmente utilizado para eliminar el dióxido de azufre es a través de técnicas de absorción o adsorción. Un abordaje común es poner en contacto el dióxido de azufre con una corriente acuosa que contiene una base económica. El dióxido de azufre se disuelve en agua formando ácido sulfuroso (H²SO³) que a su vez reacciona con la base para formar una sal. Las bases comunes son hidróxido de sodio, carbonato de sodio y cal (hidróxido de calcio, Ca(OH)²). El pH comienza en aproximadamente 9 y baja hasta aproximadamente 6 después de la reacción con dióxido de azufre. Un sistema de depuración húmeda de una etapa generalmente elimina más de 95% del dióxido de azufre. Los depuradores en húmedo y depuradores en seco similares requieren una inversión de capital, costes variables debidos al consumo de cal y la eliminación de residuos sólidos y consumen energía y servicios para operar tales sistemas de eliminación de dióxido de azufre.

En lugar de reaccionar con una base como la cal, el dióxido de azufre en gases efluentes se puede recuperar para venderse como un producto de dióxido de azufre refinado, utilizado como parte del gas de alimentación de una planta de ácido sulfúrico de contacto y recuperarse como ácido sulfúrico y/o óleum para satisfacer la demanda global creciente de la industria de fertilizantes o ser alimentado a una planta Claus para la preparación de azufre elemental. Además de resolver los problemas ambientales y sanitarios asociados con las emisiones de dióxido de azufre, el presente abordaje recupera los valores de azufre del carbón y otros combustibles de carbono que contienen azufre. Sin embargo, estas corrientes de gas con frecuencia tienen una concentración relativamente baja de dióxido de azufre y una concentración alta de vapor de agua. Cuando la concentración de dióxido de azufre en la alimentación de gas de una planta de ácido sulfúrico es menor que aproximadamente 4 a 5 por ciento en volumen, pueden surgir problemas relacionados con el equilibrio hídrico y el equilibrio energético en la planta de ácido. Más específicamente, el equilibrio de material de una planta de ácido sulfúrico convencional requiere que la relación molar H²O/SO²en la corriente de gas que contiene dióxido de azufre alimentada a la planta no sea mayor que la relación molar H²O/SO³en el producto ácido. Si la concentración del producto ácido deseada es 98,5 por ciento o superior, esta relación no puede ser mayor que aproximadamente 1,08 en la corriente de gas que contiene dióxido de azufre alimentada a la planta. Cuando se generan, los gases efluentes de procesos metalúrgicos y gases de combustión de la combustión de combustibles de carbono sulfurosos a menudo tienen un contenido de vapor de agua bastante por encima de la relación 1,08 que no puede reducirse de forma suficiente enfriando el gas sin gastos de capital y energía significativos. Además, si la potencia de gas del dióxido de azufre del gas fuente está por debajo de aproximadamente 4 a 5 por ciento en volumen, puede no ser suficiente para la operación autotérmica del convertidor catalítico. Es decir, el calor de la conversión del dióxido de azufre en trióxido de azufre puede no ser lo suficientemente grande para calentar los gases que entran hasta la temperatura de operación del catalizador y, en consecuencia, se debe suministrar calor de alguna fuente externa. Esto, a su vez, también aumenta los costes de operación y los requisitos de capital de la instalación de ácido sulfúrico.

Se puede aumentar la potencia del dióxido de azufre de efluentes gaseosos absorbiendo selectivamente el dióxido de azufre en un disolvente adecuado y posteriormente separando el dióxido de azufre absorbido para producir disolvente regenerado y un gas enriquecido concontenido de dióxido de azufre. Se ha utilizado una variedad de disoluciones acuosas y disolventes orgánicos en procesos regenerativos de absorción/desorción de dióxido de azufre. Por ejemplo, se han utilizado disoluciones acuosas de metales alcalinos (por ejemplo, disolución de sulfito/bisulfito de sodio), aminas (por ejemplo, alcanolaminas, tetrahidroxietilalquilendiaminas, etc.), sales de amina y sales de diversos ácidos orgánicos como absorbentes de dióxido de azufre regenerables.

Las disoluciones amortiguadoras acuosas inorgánicas también son efectivas para absorber dióxido de azufre. Fung et al. (2000) proporcionan datos sobre la solubilidad del dióxido de azufre para una disolución 1 Molar de ácido fosfórico y carbonato de sodio en una relación de aproximadamente 1,57 Na/PO4 como una función de la temperatura. Los datos son para la mezcla virgen y la mezcla cuando se añaden 1000 ppm de ácido adípico para potenciar la solubilidad del dióxido de azufre. Fung et al. también indican que cuando se lleva hasta una temperatura de ebullición, se elimina el 95% y 65% del dióxido de azufre, respectivamente, para la mezcla virgen y la mezcla que contiene ácido adípico. Los cálculos del pH de la disolución muestran que el pH cambia de 6 a aproximadamente 3 una vez que el dióxido de azufre es absorbido. Al igual que con los disolventes orgánicos hay una ligera reacción del dióxido de azufre con el oxígeno formando trióxido de azufre. Aunque esta reacción es muy limitada y cuando se usa Na2CO3 se inhibe aún más por su reacción con los radicales libres formados durante la oxidación, el trióxido de azufre que se forma conduce a la formación de sulfato de sodio que, si el sulfato de sodio se elimina por cristalización, se elimina como sulfato de sodio decahidratado (Na2SO4-10H2O), también conocido como sal de Glauber. Esta sal puede eliminarse tomando una estela de flujo y enfriándola para forzar la precipitación de la sal de Glauber que se cristaliza y elimina fácilmente mediante un tamiz, filtración, centrifugación u otra técnica de separación sólido/líquido.

La patente de EE.UU. No. 4,133,650 (Gamerdonk et al.) divulga un proceso regenerativo para recuperar dióxido de azufre de gases de escape utilizando una disolución de depuración de ácido dicarboxílico acuoso, regenerable (por ejemplo, ácido ftálico, ácido maleico, ácido malónico y ácido glutárico y mezclas de los mismos) amortiguada a un pH de aproximadamente 2,8 a 9. El dióxido de azufre recuperado se puede usar en la producción de ácido sulfúrico.

De forma similar, la patente de EE.UU. No. 2,031,802 (Tyrer) sugiere utilizar sales de ácidos sustancialmente no volátiles que tienen una constante de disociación que está entre 1 x 10-2 y 1 x 10-5 medida a una dilución de 40 litros por molécula gramo y una temperatura de 25°C (por ejemplo, ácido láctico, ácido glicólico, ácido cítrico y ácido ortofosfórico) en un proceso regenerativo para la recuperación de dióxido de azufre en gases efluentes.

La patente de EE.UU. No. 4,366,134 (Korosy) divulga un proceso de desulfurización de gas de combustión regenerativo que utiliza una disolución acuosa de citrato de potasio amortiguada a un pH de aproximadamente 3 a aproximadamente 9.

Los disolventes orgánicos utilizados en procesos de absorción/desorción de dióxido de azufre incluyen dimetilanilina, tetraetilenglicoldimetileter y fosfonato dibutil butílico. Como la mayoría de los disolventes, la capacidad de los disolventes orgánicos se potencia con presiones más altas y temperaturas más bajas. El gas de dióxido de azufre entonces se recupera (y el disolvente se regenera) reduciendo la presión y/o aumentando la temperatura. Estos disolventes orgánicos requieren el uso de construcción metálica y a menudo requieren la regeneración del disolvente debido a la formación de ácido sulfúrico y, en algunos casos, debido a la reacción del disolvente con trióxido de azufre formado por la reacción secundaria del dióxido de azufre con oxígeno durante el proceso de absorción/desorción. Los disolventes orgánicos suelen ser más caros que las disoluciones de absorción acuosas.

Los caudales de gas de combustión significativamente altos emitidos por una planta de generación de energía a carbón, conducen a un tamaño de equipo muy grande para la recuperación del dióxido de azufre. Los disolventes orgánicos que requieren construcción metálica generalmente no compiten bien económicamente con los depuradores húmedos que utilizan comúnmente construcción de plástico reforzado con fibra (FRP, por sus siglas en inglés), recipientes recubiertos o aleaciones de bajo coste.

Los disolventes orgánicos convencionales también se ven afectados por una o más limitaciones en relación con las características deseables en un absorbente utilizado en un ciclo de absorción/desorción de dióxido de azufre. Muchos de estos disolventes tienen una capacidad de absorción de dióxido de azufre relativamente baja, especialmente a las presiones parciales del dióxido de azufre que se encuentran típicamente en efluentes débiles que contienen dióxido de azufre (por ejemplo, de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 5 kPa). Estos disolventes a menudo absorben cantidades sustanciales de vapor de agua del efluente que contiene dióxido de azufre, dando como resultado una reducción significativa de la capacidad de absorción de dióxido de azufre del disolvente. Como resultado, aumentan los caudales molares de los disolventes convencionales necesarios para satisfacer la eficiencia de absorción de dióxido de azufre deseada. Además, la absorción de grandes cantidades de vapor de agua en el disolvente puede conducir a una corrosión excesiva del equipo de proceso utilizado en el proceso de absorción/desorción de dióxido de azufre. Asimismo, algunos de estos disolventes orgánicos son susceptibles a una degradación excesiva, tal como hidrólisis, u otras reacciones secundarias o descomposición cuando el disolvente se expone a altas temperaturas en ambientes ácidos y/o padece alta volatilidad, que conduce a grandes pérdidas de disolvente.

La patente de EE.UU. No. de serie 13/283,671, en tramitación con la presente y coasignada a la presente, presentada el 28 de octubre de 2011, y publicada como US 2012/0107209 A1, describe un proceso de recuperación de dióxido de azufre que utiliza una disolución de absorción acuosa amortiguada que comprende algunos ácidos débiles orgánicos o inorgánicos o sales de los mismos, preferiblemente algunos ácidos carboxílicos polipróticos o sales de los mismos, para absorber selectivamente dióxido de azufre del gas del efluente. El dióxido de azufre absorbido se separa posteriormente para regenerar la disolución de absorción y producir un gas enriquecido concontenido de dióxido de azufre. El gas enriquecido condióxido de azufre se puede usar como parte del gas de alimentación a una planta de ácido sulfúrico de contacto o a una planta Claus para la preparación de azufre elemental o se puede usar para la producción de dióxido de azufre refinado. El proceso descrito en el documento US 2012/0107209 A1 es particularmente útil para producir un gas enriquecido condióxido de azufre de gases efluentes con contenido de dióxido de azufre relativamente bajo. La solicitud también describe procesos para la eliminación simultánea de dióxido de azufre y óxidos de nitrógeno (NOx) de gases efluentes y recuperación de dióxido de azufre. El proceso utiliza una disolución de absorción acuosa amortiguada que además incluye un quelato metálico para absorber dióxido de azufre y NOx del gas y reducir posteriormente el NOx absorbido para formar nitrógeno.

Aunque el proceso del documento US 2012/0107209 A1 opera con eficiencia energética alta, permanece la necesidad de otras economías en el uso de energía en procesos de recuperación de dióxido de azufre. Otro proceso para la absorción de lases ácidos se divulga en el documento EP1642864A2.

COMPENDIO DE LA INVENCIÓN

La presente invención se dirige a nuevos procesos que comprenden características que potencian la eficiencia energética en ciclos de absorción/desorción regenerativos para la recuperación de dióxido de azufre y otros contaminantes a partir de efluentes gaseosos. En determinadas realizaciones del proceso, la energía se recupera de una corriente de gas contaminante húmeda producida en el ciclo de desorción. En estas y otras realizaciones, la zona de absorción puede enfriarse, de forma opcional y ventajosa, para potenciar la capacidad de un medio de absorción acuoso para la absorción de un gas contaminante, reduciendo así el volumen del medio de absorción acuoso y el licor de absorción enriquecido con contaminante que debe ser bombeado, manipulado, calentado y enfriado en el ciclo de absorción/desorción.

Una aplicación importante de los procesos de la invención es en la recuperación de dióxido de azufre de diversos gases efluentes químicos y metalúrgicos, tal como se ha mencionado anteriormente. Sin embargo, las mejoras descritas en el presente documento también pueden aplicarse a la recuperación de otros gases ácidos tales como, por ejemplo, H²S, CO², NOx o HCl, y también para la recuperación de otros gases contaminantes tales como amoniaco.

Brevemente, por lo tanto, la presente invención se dirige a un proceso de acuerdo con la reivindicación 1 o 24 para la eliminación y recuperación selectiva de un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante, en el que una corriente de gas de alimentación que comprende el gas fuente se pone en contacto en un absorbente de contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un sorbente para el gas contaminante, absorbiendo así el gas contaminante de la corriente de gas de alimentación en el medio de absorción y produciendo un gas de escape del que se ha eliminado el gas contaminante y un licor de absorción enriquecido concontaminante. El licor de absorción enriquecido concontaminante se pone en contacto con vapor de separación en un separador de licor de absorción para desorber el contaminante del licor de absorción enriquecido concontaminante y producir así un medio de absorción de contaminante regenerado y un efluente de gas del separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante. El medio de absorción regenerado se retira de una salida de líquidos del separador de licor de absorción y el efluente de gas del separador primario se retira de una salida de vapor del separador de licor de absorción. Se condensa el agua del efluente de gas del separador primario mediante transferencia indirecta de calor desde el efluente de gas del separador primario a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador de gas del separador primario para producir así un condensado que lleva contaminante. El condensado que lleva contaminante que sale del enfriador/condensador de gas del separador primario se pone en contacto con vapor en un separador de condensado para producir un condensado separado y un efluente de gas del separador condensado que contiene vapor de agua y gas contaminante. El medio de enfriamiento al que se transfiere calor desde el efluente de gas del separador primario en el enfriador/condensador de gas del separador primario comprende al menos una porción del condensado separado, generando así vapor a partir del condensado separado. El vapor generado del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario se introduce en el separador de licor de absorción como vapor de separación para hacer contacto con el licor de absorción enriquecido con el contaminante para desorber el contaminante del mismo.

En la reivindicación 1, el efluente de gas del separador primario que se retira del separador de licor de absorción se comprime y el agua se condensa a partir del efluente de gas del separador primario mediante transferencia indirecta de calor desde el efluente de gas del separador primario comprimido al medio de enfriamiento que comprende al menos una porción del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario, generando así vapor a partir del condensado separado a una presión que supera la presión dentro del separador de licor de absorción en la salida de líquido del mismo. El vapor generado a partir del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario luego se introduce en el separador de licor de absorción como vapor de separación para hacer contacto con el licor de absorción enriquecido con contaminante para desorber el contaminante del mismo.

En la reivindicación 24, el vapor generado del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario se comprime a una presión que supera la presión dentro del separador de licor de absorción en la salida de líquido del mismo. El vapor comprimido luego se introduce en el separador de licor de absorción como vapor de separación para hacer contacto con el licor de absorción enriquecido con contaminante para desorber el contaminante del mismo.

En estas y otras realizaciones, la zona de absorción puede enfriarse para potenciar la capacidad de un medio de absorción acuoso de absorber un gas contaminante. En tales realizaciones, una porción del licor de absorción enriquecido con gas contaminante se hace circular entre el absorbente y un intercambiador de calor donde el calor de la absorción se elimina mediante transferencia a un fluido de enfriamiento.

Otros objetos y características serán en parte aparentes y en parte se señalarán a continuación.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS

Las Figs. 1 y 2 son diagramas de flujo esquemáticos alternativos de procesos de absorción/desorción para eliminar y recuperar selectivamente dióxido de azufre de un gas fuente que contiene dióxido de azufre en los que la desorción del dióxido de azufre del licor de absorción se logra mediante puesta en contacto con vapor a presión en una columna de separación, y el vapor a presión se genera mediante transferencia indirecta de calor desde el gas en la parte superior del separador a un medio de enfriamiento que comprende una corriente de agua en ebullición en un enfriador/condensador de gas del separador;

Las Figs. 3 y 4 son curvas que representan la solubilidad del dióxido de azufre en ciertos disolventes de absorción como una función de la temperatura;

La Fig. 5 es un diagrama de flujo de un proceso de absorción/desorción para eliminar y recuperar selectivamente dióxido de azufre de un gas fuente que contiene dióxido de azufre en el que el licor de absorción se hace circular entre el absorbente y uno o más intercambiadores de calor externos para enfriar el licor de absorción y potenciar la capacidad del medio de absorción de transferencia del dióxido de azufre desde la fase gaseosa;

La Fig. 6 representa el contenido de dióxido de azufre en la fase gaseosa y el porcentaje de recuperación de dióxido de azufre desde la fase gaseosa como una función de la distancia desde la parte inferior de un absorbente contracorriente para diversas combinaciones de composición de gas, composición de medio de absorción y caudal de líquido; y

La Fig. 7 representa los perfiles de temperatura de licor de absorción y porcentaje molar de dióxido de azufre en la fase de vapor para un proceso de absorción/desorción para recuperación de dióxido de azufre en los que se proporcionan diferentes números de bucles de enfriamiento para el absorbente.

Los numerales de referencia correspondientes indican componentes correspondientes en los dibujos.

DESCRIPCIÓN DE LAS REALIZACIONES PREFERIDAS

De acuerdo con la invención, se han desarrollado diversos esquemas de proceso nuevos para la recuperación de un gas contaminante de un gas fuente con una eficiencia energética relativamente alta. Los procesos de la invención son particularmente aplicables a la recuperación de gases ácidos tales como dióxido de azufre, óxidos de nitrógeno, sulfuro de hidrógeno, dióxido de carbono y similares, pero también son útiles y valiosos para la recuperación de otros gases contaminantes tales como, por ejemplo, amoniaco. El término genérico "contaminante" se utiliza en el presente documento debido a que típicamente los procesos de la invención se utilizan para limpiar corrientes de gas efluente de instalaciones químicas, metalúrgicas o de generación de energía para minimizar las emisiones de gases ácidos y otros componentes gaseosos que de otra forma serían contaminantes en la atmósfera. Sin embargo, tal como reconocen los expertos en la técnica, los gases contaminantes que se eliminan de corrientes de efluentes gaseosos a menudo tienen un valor económico y se recuperan mediante los procesos de la invención y luego se aplican en usos comercialmente valiosos tales como, por ejemplo, la conversión de dióxido de azufre en trióxido de azufre y ácido sulfúrico, la recuperación de azufre elemental de dióxido de azufre y sulfuro de hidrógeno, la recuperación de ácido clorhídrico o amoniaco acuoso para uso en procesos químicos, recuperación y conversión de cloruro de hidrógeno en cloro elemental e hidrógeno, etc.

Los procesos de la invención pueden ilustrarse mediante el caso específico de recuperación de dióxido de azufre. En la práctica de la presente invención, se puede utilizar una variedad de disolventes acuosos y orgánicos como medio de absorción del dióxido de azufre. Por ejemplo, el medio de absorción puede comprender disoluciones acuosas de metales alcalinos (por ejemplo, disolución de sulfito/bisulfito de sodio), aminas (por ejemplo, alcanolaminas, tetrahidroxietilalquilendiaminas, etc.), sales de amina o sales de diversos ácidos orgánicos. Alternativamente, el medio de absorción de dióxido de azufre puede comprender un disolvente orgánico, que incluye, por ejemplo, dimetilanilina, tetraetilenglicoldimetileter o fosfonato dibutil butílico. Algunos disolventes orgánicos requieren el uso de construcción metálica y a menudo requieren la regeneración del disolvente debido a la formación de ácido sulfúrico y en algunos casos debido a la reacción del disolvente con el trióxido de azufre formado por la reacción secundaria del dióxido de azufre con oxígeno durante el proceso de absorción/desorción y generalmente son más caros que los medios de absorción inorgánicos. Los caudales de gas de combustión significativamente altos emitidos por una planta de generación de energía de carbón, conducen a un tamaño de equipo muy grande para la recuperación del dióxido de azufre. Los disolventes orgánicos convencionales también se ven afectados por una o más limitaciones en relación con las características deseables en un medio de absorción de dióxido de azufre como se ha indicado anteriormente.

En virtud de estas y otras consideraciones, de acuerdo con una realización preferida de la presente invención, el medio de absorción de dióxido de azufre comprende una disolución acuosa amortiguada de una sal de un ácido carboxílico poliprótico relativamente débil (por ejemplo, malato de sodio) tal como se describe en la solicitud de EE.UU. No. de Ser. 13/283,671, presentada el 28 de octubre de 2011, y publicada como US 2012/0107209, anteriormente mencionada. En la siguiente descripción, se hace referencia al medio de absorción preferido que comprende una sal de un ácido carboxílico poliprótico así como a un medio de absorción que comprende tetraetilenglicoldimetiléter (tetraglima). Sin embargo, debería entenderse que las diversas características de los procesos descritos en el presente documento se adaptan fácilmente a sistemas en los que se emplean otros medios de absorción. Como se ha indicado anteriormente, también debería entenderse que las mejoras descritas en el presente documento son igualmente aplicables a sistemas para la eliminación y recuperación de otros gases ácidos y contaminantes utilizando medios de absorción de contaminantes convencionales apropiados conocidos en la técnica. Por ejemplo, los procesos descritos en el presente documento se pueden utilizar en la absorción y desorción regenerativa de diversos contaminantes de corrientes de gases efluentes, que incluyen sulfuro de hidrógeno, dióxido de carbono y cloruro de hidrógeno, óxidos de nitrógeno, así como otros gases contaminantes como amoniaco y mezclas de los mismos.

Tal como se muestra en la Fig. 1, la corriente 10 de gas de alimentación de proceso opcionalmente acondicionada que comprende el gas fuente que contiene dióxido de azufre se introduce en un absorbente 11 de dióxido de azufre que tiene una o más etapas teóricas donde se pone en contacto con un medio de absorción acuoso que comprende un sorbente para que el dióxido de azufre absorba dióxido de azufre. El absorbente 11 de dióxido de azufre comprende una columna o torre 12 vertical que contiene una zona 13 de contacto gas/líquido que comprende medios para promover la transferencia de masa entre las fases gaseosa y líquida que puede comprender un lecho de rellenos aleatorios tales como soportes o anillos, relleno estructurado u otro dispositivo de contacto. Preferiblemente, para maximizar la transferencia de dióxido de azufre, la corriente de gas de alimentación de proceso se pone en contacto en contracorriente con la disolución de absorción acuosa. Tal como se muestra en la Fig. 1, la corriente 10 de gas de alimentación de proceso se introduce a través de una entrada 14 de gas cercana a la parte inferior de la torre 12 y entra en la parte inferior de la zona 13 de contacto gas/líquido, mientras que una corriente 15 que comprende medio de absorción acuoso regenerado recirculado desde el separador 30 de dióxido de azufre (descrito a continuación en el presente documento) se introduce a través de una entrada 16 de líquido cercana a la parte superior de la torre y se distribuye y entra en la parte superior de la zona de contacto gas/líquido. Una corriente 17 de licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre que sale de la parte inferior de la zona 13 de contacto gas/líquido se retira de una salida 18 de líquido cercana a la parte inferior de la torre 12 y una corriente 19 de gas de escape sustancialmente libre de dióxido de azufre que sale de la parte superior de la zona 13 se retira de una salida 20 de gas cercana a la parte superior de la torre. Aunque se puede emplear una torre rellenada aleatoriamente convencional como absorbente 11, los expertos en la técnica apreciarán que se pueden emplear adecuadamente otras configuraciones. Por ejemplo, la torre 12 absorbente puede contener un relleno estructurado o comprender una torre de bandejas, en cualquiera de estos las corrientes de proceso preferiblemente fluyen contracorriente. Aunque se prefiere el flujo contracorriente entre la corriente 10 de gas de alimentación de proceso y el medio de absorción acuoso en el absorbente, el absorbente puede operarse a favor de la corriente. Sin embargo, tal disposición tiende a impactar de forma negativa en la capacidad de absorción y la eficiencia y generalmente es menos preferida.

Cuando un absorbente de sal de ácido u otra especie que se combina químicamente con el dióxido de azufre está presente como el sorbente principal en el medio de absorción acuoso, la concentración del sorbente en el medio de absorción y el caudal medio de absorción deberían ser tales que, a la temperatura predominante en la salida de líquido del absorbente, permanezca una capacidad de absorción en exceso en el licor de absorción. Preferiblemente, la capacidad restante es de al menos 10%, preferiblemente al menos 20% de la capacidad de absorción total que entra al absorbente. A tal efecto, la concentración del sorbente y el caudal del medio de absorción que entra al absorbente deberían ser suficientes para proporcionar un exceso estequiométrico en la tasa de sorbente que fluye a través del absorbente con respecto a la tasa en la que el dióxido de azufre se va a recuperar de la corriente de gas de alimentación de proceso, preferiblemente en exceso con respecto al contenido total de dióxido de azufre de la corriente de alimentación, para compensar diversos factores tales como: el contenido de dióxido de azufre restante en el medio de absorción después de la regeneración del mismo; la concentración de dióxido de azufre en el gas del separador enriquecido con dióxido de azufre; la posible presencia de componentes ligeramente ácidos tales como dióxido de carbono; pero principalmente para compensar la afinidad de absorción deseablemente relativamente débil de los sorbentes preferidos tales como un sistema de absorción de sal/ácido carboxílico poliprótico acuoso. Se prefiere una afinidad de absorción relativamente débil para facilitar la posterior desorción del dióxido de azufre mediante un leve aumento de temperatura y/o reducción de presión. De acuerdo con esto, la concentración de disolvente en el medio de absorción acuoso necesaria para conseguir la eficiencia deseada de eliminación varía con el ácido empleado, la concentración de dióxido de azufre en el gas que se va a tratar, así como las características de transferencia de masa del absorbente y puede ser determinada fácilmente por el experto en la técnica. Típicamente, la relación de equivalentes estequiométrica de dióxido de azufre absorbido por mol de sal de ácido carboxílico poliprótico en la disolución de absorción varía de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 1. En el caso de una disolución de absorción acuosa que comprende la sal de sodio de ácido málico para tratar un gas que comprende aproximadamente 2600 ppmv (partes por millón en volumen) de dióxido de azufre, la concentración de malato en la disolución de absorción puede variar adecuadamente de aproximadamente 1 % en mol a aproximadamente 7 % en mol.

La relación del caudal en masa (L/G) de la corriente 15 de la disolución de absorción acuosa y la corriente 10 de gas de alimentación de proceso introducida en el absorbente 11 de dióxido de azufre necesaria para lograr una transferencia sustancial de dióxido de azufre desde el gas fuente a la disolución de absorción puede determinarse mediante práctica de diseño convencional. Más particularmente, la L/G puede seleccionarse en función del contenido de contaminante de la corriente de gas que entra al absorbente, la concentración de sorbente en el medio de absorción acuoso y la capacidad de absorción unitaria del sorbente a la temperatura predominante de líquido/gas en el absorbente. Típicamente, la L/G se selecciona para que el flujo de sorbente en el absorbente esté al menos 10 a 20% en exceso con respecto al flujo de gas contaminante hacia el absorbente. La extensión óptima de exceso depende de la tasa de transferencia de masa y transferencia de calor en la zona de contacto gas/líquido.

Preferiblemente, el absorbente de dióxido de azufre se diseña y opera de forma tal que el contenido de dióxido de azufre de la corriente 19 de gas de escape que sale del absorbente sea menor que aproximadamente 500 ppmv, más preferiblemente menor que aproximadamente 200 ppmv (por ejemplo, tan bajo como 10-20 ppmv). Esta cantidad traza de dióxido de azufre junto con dióxido de carbono, oxígeno, nitrógeno y otras sustancias inertes contenidas en la corriente de gas de alimentación de proceso se eliminan del sistema como parte de la corriente 19 de gas de escape ventilada desde la parte superior del absorbente. El gas de escape está en equilibrio sustancial con la disolución de absorción y dependiendo del contenido de vapor de agua de la corriente de gas de alimentación de proceso alimentada al absorbente y las condiciones del absorbente, puede haber una ganancia o pérdida neta de agua en el absorbente. Si es necesario, se utiliza un ventilador 21 para impulsar los gases hacia la chimenea. Para conseguir estándares de emisión satisfactorios, la corriente 19 de gas de escape puede hacerse pasar a través de un eliminador de condensación o un dispositivo similar para recuperar líquido arrastrado antes de que sea liberado a través de la chimenea. Además o alternativamente, en algunos casos, la corriente 19 de gas de escape puede calentarse mediante intercambio de calor indirecto en un intercambiador 22 de calor con el flujo entrante de gas de alimentación de proceso o utilizando otros medios de calentamiento o en un intercambiador 64 de calor tal como se describe más adelante para que ningún penacho tenga la tendencia de descender después de emitirse a través de la chimenea.

Tal como se muestra en la Fig. 1, cuando el sorbente comprende un ácido carboxílico poliprótico, se combina una fuente de compensación de base metálica 23 tal como hidróxido de sodio, hidróxido de potasio, carbonato de sodio, etc., con la corriente 15 que comprende el medio de absorción acuoso regenerado en un tanque 24 de disolvente antes de introducirse cerca de la parte superior de la torre 12 absorbente. La base metálica hace reacción con el ácido carboxílico poliprótico y forma el absorbente de sal de metal. De acuerdo con la divulgación en el documento US 2012/0107209 A1, se introduce suficiente base metálica para neutralizar al menos algunos de los grupos ácidos, de modo que el ácido se neutraliza a dentro de aproximadamente 20%, más preferiblemente a dentro de aproximadamente 10%, del punto de equivalencia de la disociación ácida que tiene un valor de pKa de aproximadamente 3 a aproximadamente 10 a 25°C, preferiblemente de aproximadamente 4 a aproximadamente 7 a 25°C. Un experto en la técnica puede usar técnicas de control del pH conocidas e instrumentación para añadir base a la disolución de absorción regenerada en contacto con el gas que contiene dióxido de azufre en el absorbedor para mantener el grado deseado de neutralización con respecto al punto de equivalencia del valor pKa. Además, se debe añadir suficiente base para mantener la concentración del ion metálico. Por ejemplo, tal como se describe más adelante, parte del ion metálico se pierde con la sal de sulfato eliminada en una operación del cristalizador. Se añaden dos moles de la base (por ejemplo, hidróxido de sodio), por mol de sulfato de sodio eliminado. La concentración del ion metálico puede monitorizarse y controlarse de forma adecuada tomando muestras y haciendo análisis del metal en el laboratorio de la planta.

El licor 17 de absorción enriquecido con dióxido de azufre que sale del absorbente 11 se calienta a una temperatura intermedia (tal como se describe más adelante) y el licor de absorción precalentado se introduce en el separador 30 de dióxido de azufre donde el dióxido de azufre de disocia del sorbente y se desorbe del licor de absorción. El separador 30 comprende una columna vertical o torre 31 que contiene una zona 32 de contacto vapor/líquido que comprende medios para promover la transferencia de masa entre las fases gaseosa y líquida. Al igual que el absorbente 11, el separador 30 puede configurarse en forma de una torre rellena que contiene un lecho de relleno aleatorio convencional, relleno estructurado, bandejas o cualquier otro dispositivo de contacto gas-líquido. La sección inferior (separadora) de la zona 32 de contacto vapor/líquido dentro de la torre 31 puede alimentarse con vapor a presión generado de acuerdo con la presente invención (tal como se describe más adelante) y utilizarse para eliminar el dióxido de azufre del licor de absorción. La sección superior (refinamiento) de la zona 32 de contacto vapor/líquido se usa para reducir la cantidad de agua en el dióxido de azufre desorbido. Se produce un efluente 33 de gas del separador enriquecido con dióxido de azufre primario que comprende dióxido de azufre sustancialmente saturado con vapor de agua en la cabeza del separador 30 por encima de la zona 32 de contacto vapor/líquido y retirada de la salida 34 de vapor en la parte superior de la torre 31; y la disolución 15 de absorción regenerada que sale de la zona de contacto vapor/líquido se retira de una salida 35 de líquido en la parte inferior de la torre y se recircula nuevamente al absorbente 11 completando el ciclo. Aunque se prefiere el flujo contracorriente entre el licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre y la corriente de separación en el separador tal como se muestra en la Fig. 1, el separador puede operarse a favor de la corriente. Sin embargo, dicha disposición tiende a impactar de forma negativa en la eficiencia de separación y es generalmente menos preferida.

La temperatura promedio del medio de absorción de dióxido de azufre en el absorbente 11 generalmente se mantiene en el intervalo de aproximadamente 10°C a aproximadamente 70°C. De acuerdo con la presente invención, la temperatura promedio del licor de absorción de dióxido de azufre en el absorbente preferiblemente se mantiene en aproximadamente 20°C a aproximadamente 60°C. Aunque en general la absorción del dióxido de azufre se potencia a temperaturas de medio de absorción más bajas, el licor de absorción debe calentarse desde la temperatura de absorción hasta una temperatura suficientemente alta y/o a presión reducida para liberar el dióxido de azufre y proporcionar este calor sensible que conduce a demandas de energía más altas. Durante la regeneración, también es deseable reducir la cantidad de agua vaporizada para disminuir la energía consumida y evitar concentraciones de agua bajas en el medio de absorción que pueden provocar la precipitación del sorbente de dióxido de azufre (por ejemplo, ácido policarboxílico débil o sales). La eficiencia global del proceso de absorción/desorción de dióxido de azufre mejora cuando la absorción depende fuertemente de forma relativa de la temperatura y dentro de un intervalo de temperaturas más estrecho entre las etapas de absorción y desorción del ciclo.

La temperatura promedio del licor de absorción de dióxido de azufre en el separador 30 generalmente se mantiene en el intervalo de aproximadamente 60°C hasta el punto de ebullición de la disolución de absorción a la presión de operación del separador.

La absorción y desorción del dióxido de azufre pueden potenciarse aumentando o disminuyendo las presiones de operación del absorbente 11 y el separador 30, respectivamente. Las presiones de operación adecuadas en el absorbente 11 son de aproximadamente 70 a aproximadamente 200 kPa absolutos. La presión aumentada en el absorbente aumenta la fracción de dióxido de azufre que puede absorber el medio de absorción, pero la absorción preferiblemente se lleva a cabo a una presión relativamente baja reduciendo así los costes de equipo. De forma similar, las presiones de operación adecuadas en el separador 30 son de aproximadamente 40 a aproximadamente 200 kPa absolutos, pero se pueden emplear presiones de operación más altas o más bajas.

El control de la temperatura dentro del absorbente 11 y el separador 30 puede lograrse controlando la temperatura y el volumen de diversas corrientes del proceso alimentadas a estas operaciones. Preferiblemente, la temperatura en el separador 30 se mantiene dentro del intervalo deseado controlando la temperatura del licor 17 de absorción enriquecido con dióxido de azufre y el vapor introducido cerca de la parte inferior del separador en la sección de separación de la zona 32 de contacto vapor/líquido. Nuevamente con referencia a la Fig. 1, el licor 17 de absorción enriquecido con dióxido de azufre que sale del absorbente 11 a una temperatura de aproximadamente 10°C a aproximadamente 70°C, más preferiblemente de aproximadamente 20°C a aproximadamente 60°C se hace pasar a través de un intercambiador 40 de calor donde se precalienta hasta una temperatura intermedia mediante transferencia indirecta de calor desde el medio 15 de absorción regenerado que se está haciendo recircular desde el separador 30 hacia el absorbente de dióxido de azufre. La transferencia de calor desde el medio de absorción regenerado al licor de absorción dentro del intercambiador aumenta la capacidad de absorción del medio de absorción regenerado y calienta el licor de absorción para ayudar a promover la separación del dióxido de azufre del mismo. Si se necesita calentamiento adicional para lograr la temperatura deseada en el separador, el licor 17 enriquecido con dióxido de azufre puede hacerse pasar a través de un calentador 41 de disolvente, donde se precalienta (por ejemplo, mediante transferencia indirecta de calor desde una corriente de producto de dióxido de azufre recuperado que sale del proceso), y/o calentarse adicionalmente mediante intercambio de calor indirecto con vapor o con corriente 70 de condensado caliente. En ciertas realizaciones ventajosas, el licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre se calienta transfiriendo calor desde la corriente de gas de alimentación de proceso y/o el medio de absorción de dióxido de azufre regenerado sin la adición de calor externo. En tal realización, la temperatura de la corriente de gas de alimentación de proceso preferiblemente no se reduce por debajo de aproximadamente 50°C y la diferencia de temperatura entre el licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre introducido en el separador y el medio de absorción regenerado es menor que aproximadamente 40°C.

El medio 15 de absorción acuoso regenerado que sale de la parte inferior del separador 30 a una temperatura de aproximadamente 60°C a aproximadamente 140°C se enfría en el intercambiador 40 mediante transferencia del calor al licor 17 de absorción enriquecido con dióxido de azufre que sale del absorbente 11 de dióxido de azufre. De forma similar, si se requiere enfriamiento adicional para mantener la temperatura deseada en el absorbente, el medio de absorción regenerado que sale del intercambiador 40 puede hacerse pasar a través de un enfriador 42 de disolvente y enfriarse adicionalmente mediante intercambio de calor indirecto con agua de la torre de enfriamiento. El uso de un intercambiador 40 de calor reduce las demandas de energía del sistema de forma que puede no ser requerido el uso de un calentador de disolvente y/o enfriador de disolvente

En realizaciones preferidas de la presente invención, los niveles contaminantes de sal de sulfato en una disolución de absorción acuosa que comprende una sal de un ácido carboxílico poliprótico se mantienen a un nivel aceptable desviando opcionalmente al menos una fracción 90 de purga del medio 15 de absorción regenerado que sale del separador 30 para tratamiento para eliminar sulfato. El volumen relativo de la fracción de purga varía con la concentración de sorbente en el medio de absorción regenerado y la susceptibilidad del dióxido de azufre a la oxidación en el transcurso de la absorción y la separación. Típicamente, en una operación que utiliza malato como un absorbente, la fracción de purga puede representar menos de aproximadamente 5 % de la corriente de medio de absorción regenerado.

El tratamiento de la fracción de purga comprende evaporar el agua de la fracción 90 de purga en un cristalizador 92 evaporativo para producir una disolución concentrada supersaturada en la sal de sulfato. Los cristales de sal de sulfato a continuación se precipitan de la disolución de absorción acuosa concentrada en el cristalizador para formar una suspensión 94 de cristalización que comprende los cristales de sal de sulfato precipitados y un licor madre. Los cristales de sulfato de sodio se separan de la suspensión en un dispositivo 96 de separación sólido/líquido convencional tal como un filtro de vacío o una centrífuga y la fracción 98 de licor madre se recircula al tanque 24 de disolvente donde se mezcla con la corriente principal del medio de absorción regenerado para volver al absorbente 11. La concentración de la disolución de absorción acuosa puede lograrse adecuadamente calentando y/o reduciendo la presión, o aumentando el flujo de vapor hacia el evaporador, para evaporar rápidamente el agua. Típicamente, la disolución de absorción acuosa se calienta hasta una temperatura de al menos aproximadamente 40°C, más preferiblemente al menos aproximadamente 60°C y preferiblemente hasta el punto de ebullición de la disolución de absorción a la presión de operación del separador, durante la concentración para inhibir la formación y precipitación de sulfato de sodio decahidratado o sal de Glauber (Na2SO4-10H2O). La sal de Glauber tiende a formar un precipitado gelatinoso o pegajoso que no se separa fácilmente del licor madre mediante centrifugación o filtración.

El cristalizador puede operarse a presión atmosférica o al vacío. Como alternativa a la separación de los cristales de sal de sulfato de sodio mediante centrifugación o filtración, el cristalizador puede diseñarse para decantar de forma continua licor madre de la suspensión de cristalización. Además, los cristales de sal de sulfato pueden lavarse con agua y el agua de lavado resultante que comprende el absorbente de sal de ácido carboxílico poliprótico asimismo puede dirigirse al tanque de disolvente para volver al absorbente. La corriente de vapor de cabeza del cristalizador puede condensarse y hacerse volver al absorbente. Alternativamente, la corriente de cabeza del cristalizador puede encaminarse al separador como una fuente de vapor de separación.

Aunque el tratamiento descrito anteriormente es eficaz para mantener niveles de sal de sulfato aceptables en la disolución de absorción circulante, de acuerdo con algunas realizaciones de la presente invención, se puede incluir un inhibidor de oxidación en la disolución de absorción para reducir la oxidación del bisulfito y el sulfito en los contaminantes bisulfato y sulfato, respectivamente. Existen varios tipos diferentes de inhibidores de oxidación que pueden ser útiles en la práctica de la presente invención, que incluyen: eliminadores de oxígeno y atrapadores de radicales libres tales como p-fenilendiamina e hidroquinona; inhibidores de oxidación catalizada por NOx tales como ácido ascórbico; y agentes quelantes tales como ácido etilendiaminotetraacético (EDTA) que secuestra e inhibe la oxidación catalizada por metal. Tales inhibidores de oxidación pueden emplearse individualmente o en diversas combinaciones y pueden añadirse según sea necesario a la disolución de absorción acuosa regenerada introducida en el absorbente. Dependiendo del tipo de inhibidor(es) empleado(s), la concentración en la disolución de absorción típicamente oscila entre unos pocos ppm a de aproximadamente 1 a aproximadamente 10 por ciento en peso. Típicamente se añade un exceso (por ejemplo, al menos aproximadamente 1000 ppm) ya que los inhibidores serán consumidos gradualmente por la oxidación. El ácido ascórbico y la hidroquinona son particularmente eficaces en la inhibición de la oxidación en una disolución de absorción de malato de sodio. Se espera que el EDTA sea eficaz como inhibidor de oxidación cuando haya metales presentes en la disolución de absorción.

La acidez aumentada en la disolución de absorción tiene el efecto de aumentar la eficiencia de separación del dióxido de azufre. Por consiguiente, dejar una pequeña concentración de dióxido de azufre disuelto o mantener algo de sulfato en la disolución de absorción conduce a una eficiencia más alta en el separador. Por ejemplo, una pequeña concentración de sulfato de sodio y/o ácido sulfuroso en el separador hace que la regeneración de la disolución de absorción sea menos intensiva a nivel de energía. De acuerdo con una realización de la invención, la concentración de la sal de sulfato se mantiene de aproximadamente 0,5 a aproximadamente 11 por ciento en peso, preferiblemente de aproximadamente 3 a aproximadamente 11 por ciento en peso en la disolución de absorción y se deja una pequeña fracción del dióxido de azufre en la disolución de absorción acuosa regenerada haciendo así que la disolución sea ligeramente más ácida y en consecuencia haciendo que la desorción del dióxido de azufre sea menos intensiva a nivel de energía.

Generación de vapor de separación a partir de condensado separado

Para proporcionar una fuente de energía para generar vapor de separación, el efluente 33 de gas del separador primario del separador 30 de licor de absorción se comprime en un aparato adecuado para aumentar la presión del efluente de gas del separador primario. El aparato adecuado incluye compresores mecánicos y compresores de calors (es decir, eyectores de chorro de vapor). Tal como se muestra en la Fig. 1, el efluente de gas del separador primario se comprime preferiblemente mediante el paso a través de un eyector 36 de chorro de vapor. Cuando se recupera el dióxido de azufre del gas de cola de una planta de ácido sulfúrico de contacto, el vapor generado en la recuperación térmica de absorción de trióxido de azufre puede proporcionar el vapor impulsor para el eyector.

Aunque se conocen sistemas de absorción/desorción para recuperación de dióxido de azufre en los que el gas del separador de dióxido de azufre húmedo se comprime y el calor latente de la condensación del vapor de agua se transfiere desde el gas comprimido al licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre, en tales sistemas el condensado sale del sistema saturado con dióxido de azufre. A menos que el dióxido de azufre que emana del condensado se capture en un sistema separado, este esquema crea emisiones inaceptables que también se equiparan con la pérdida de valores de dióxido de azufre.

En el proceso descrito en el documento US 2012/0107209 A1 anteriormente mencionado, el dióxido de azufre se recupera a partir del condensado en una columna de separación de condensado, pero esto implica un consumo de energía adicional.

De acuerdo con el proceso de la presente invención, la energía necesaria para separar el condensado se recupera sustancialmente mediante el uso del condensado separado como fuente de vapor de separación para el separador de licor de absorción. Se necesita una entrada de energía adicional para vaporizar el condensado a una presión suficiente para que fluya hacia la base del separador. En el proceso de la invención, el calor latente en el componente de vapor de agua del gas separador proporciona esa fuente de energía. La compresión modesta del gas separador que sale del separador de licor de absorción crea el diferencial de temperatura modesto suficiente para transferir el calor desde el gas separador comprimido al condensado separado, vaporizando así el condensado separado a una presión suficiente para impulsar el vapor resultante hacia el separador.

La compresión del efluente de gas que contiene dióxido de azufre húmedo del separador preferiblemente aumenta la presión de la corriente en un aumento de aproximadamente 30 kPa a aproximadamente 65 kPa. La separación del dióxido de azufre se potencia si el separador 30 se opera a presiones más bajas (por ejemplo, al vacío) para aumentar la volatilidad relativa del dióxido de azufre con respecto al agua y potenciar la desorción y reducir el número de etapas teóricas necesarias para un reflujo dado. Además, presiones más bajas conducen a temperaturas más bajas en el sistema que permiten el uso de vapor a presión más baja para calentar el licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre. Sin embargo, la recuperación de energía se optimiza a presiones de operación moderadamente más altas, y esto también reduce el diámetro exigido de la torre 31 y el coste capital asociado. A modo de ejemplo, operar el separador a un ligero vacío (por ejemplo, -35 kPa de medición) y aumentar modestamente la presión del gas del separador enriquecido con dióxido de azufre que sale del separador (por ejemplo, hasta aproximadamente 20 kPa de medición) representa un abordaje económico. Sin embargo, operar el separador a o por encima de la presión atmosférica también puede ser un abordaje atractivo. La optimización económica puede determinar las condiciones de operación específicas. Al tener en cuenta estas consideraciones, la presión del efluente de gas del separador primario que sale del separador de licor de absorción más preferiblemente se mantiene de aproximadamente 40 a aproximadamente 170 kPa absoluto).

El flujo presurizado del gas del separador que contiene dióxido de azufre se dirige a un enfriador/condensador 50 del gas del separador primario. Una porción sustancial del vapor de agua se condensa del efluente del gas del separador primario en el enfriador/condensador 50 por transferencia indirecta de calor a un medio de enfriamiento. De acuerdo con la presente invención, el condensado separado en la corriente 51 que fluye hacia el enfriador/condensador 50 desde un separador de condensado o columna 60 de agua (cuya operación se describe más adelante en el presente documento) sirve como el medio de enfriamiento y el calor latente de la condensación se transfiere al condensado separado generando así vapor que se utiliza como medio de separación en el separador 30 de licor de absorción. Tal como se muestra en la Fig. 1, la corriente 51 de condensado separado que sale de la columna 60 se dirige a un divisor 52 vapor-líquido y circula a través de la línea 54 entre el divisor y el enfriador/condensador 50 donde la transferencia de calor desde el gas del separador primario genera vapor 53 para el separador. El condensado separado y el vapor se dividen en el divisor 52, el vapor se dirige al separador 30 a través de la línea 57, al menos una porción del condensado circula al enfriador/condensador 50 de gas del separador primario a través de la línea 54 y otra porción opcionalmente puede recircularse y combinarse con la disolución 15 de absorción de dióxido de azufre regenerada a través de la línea 55 y retornar al absorbente 11 y/o una porción 56 puede purgarse del sistema. Alternativamente, el lado del condensado del enfriador/condensador 50 de gas del separador puede diseñarse para permitir el desacoplamiento del vapor del agua dentro del proprio intercambiador de calor, permitiendo que un flujo de vapor libre de agua arrastrada fluya directamente desde el enfriador/condensador hacia el absorbente, sin la necesidad de un divisor de vapor/líquido aparte.

El vapor generado en el enfriador/condensador 50 de gas del separador primario se introduce en el separador 30 a través de la línea 57 donde hace contacto con el licor de absorción en la zona 32 de contacto vapor/líquido, proporcionando tanto calor al licor de absorción como funcionando como un gas separador para eliminar el dióxido de azufre de la fase líquida. El calentamiento de la fase líquida en el separador de líquido de absorción reduce la concentración de equilibrio de dióxido de azufre en el mismo y potencia la fuerza motriz para transferir el dióxido de azufre a la fase de vapor. Al transferir calor a la fase líquida, el vapor generado del condensado separado en el enfriador/condensador 50 se condensa parcialmente dentro del separador, funcionando así esencialmente como un gas de separación condensable. Opcionalmente, el calor de separación suministrado por el vapor generado del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario puede complementarse con calor suministrado de una fuente externa en un evaporador 37 a través del cual se hace circular la fase líquida del separador de licor de absorción. El evaporador auxiliar proporciona flexibilidad total en el control de equilibrio de agua del proceso. Típicamente, el licor de absorción que se va a hacer pasar a través del evaporador se retira de un recolector del separador y se devuelve a la porción inferior de la zona 32 de contacto vapor/líquido por encima del recolector.

En el enfriador/condensador 50 de gas del separador primario, la mayor parte del contenido de vapor de agua del efluente 33 de gas del separador primario se condensa y, por consiguiente, la mayor parte del calor latente eliminado mediante transferencia al condensado separado que vuelve del separador 60 de condensado. El condensado acuoso obtenido mediante condensación del vapor de agua del efluente de gas del separador primario comprende dióxido de azufre disuelto. Este condensado se elimina del enfriador/condensador 50 y se alimenta a través de la línea 58 al separador de condensado o columna 60 de agua y se calienta (por ejemplo, con vapor o un evaporador) para desorber el dióxido de azufre y producir un gas del separador de condensado que comprende vapor de agua y dióxido de azufre desorbido del condensado acuoso. Tal como se muestra en la Fig. 1, el gas del separador de condensado se combina con gas 59 de ventilación que contiene dióxido de azufre húmedo del enfriador/condensador 50 de gas del separador primario. El gas 61 del separador de condensado final combinado que sale de la parte superior de la columna 60 del separador de condensado se enfría hasta una temperatura normalmente por debajo de aproximadamente 70°C en un condensador 62 de baja temperatura (por ejemplo, con agua de enfriamiento a 50°C) para condensar el vapor de agua y producir una corriente 63 de producto que comprende dióxido de azufre recuperado. Tal como se muestra en la Fig. 1, el condensado adicional marginal puede escurrirse del gas del separador de condensado, o el gas 61 del separador de condensado final combinado que sale de la parte superior de la columna 60 del separador de condensado, haciendo pasar el gas primero a través de un intercambiador 64 de calor en el que se enfría el gas del separador de condensado mediante transferencia de calor a una porción del gas 19 de escape que sale del absorbente 11. Después de enfriarse, la corriente 63 de producto de dióxido de azufre recuperado se elimina del proceso de recuperación de dióxido de azufre y se dirige a un destino donde puede utilizarse, por ejemplo, a la torre de secado o una etapa catalítica de una planta de ácido sulfúrico de contacto para conversión en trióxido de azufre, para una operación de proceso Claus para generar azufre elemental, para un proceso de fabricación de sulfito o bisulfito de metal alcalino, para una operación de fabricación de papel o para una unidad de compresión y refrigeración para la licuefacción en dióxido de azufre líquido.

La corriente 51 de condensado separado agotada de dióxido de azufre sale por la parte inferior de la columna 60 del separador de condensado y se dirige al enfriador/condensador 50 de gas del separador primario donde la condensación del vapor de agua a partir del efluente 33 de gas del separador primario transfiere calor al condensado del separador, generando así vapor para uso como un medio de calentamiento y gas de separación combinados (por ejemplo, como un medio de separación y condensación) en el separador 30 de licor de absorción. Opcionalmente, se puede purgar del sistema una porción 56.

La medida de la compresión del efluente 33 de gas del separador primario del separador 30 de licor de absorción es necesariamente suficiente para llevar el vapor comprimido hasta una temperatura suficientemente alta para que se pueda generar vapor con una presión más alta que la presión en la sección inferior (de separación) de la zona 32 de contacto vapor/líquido dentro de la torre 31 calentando el condensado separado en el enfriador/condensador 50 de gas del separador primario. Pero la medida de la compresión preferiblemente se controla hasta un mínimo necesario para que el vapor generado del condensado separado fluya hacia el separador. Más particularmente, se prefiere que el vapor se genere a partir del condensado separado a una temperatura no mayor que aproximadamente 30°C más alta que la temperatura de la fase líquida dentro del separador de licor de absorción en la salida 35 de líquido del mismo, o más particularmente, no más de aproximadamente 20°C o no más de aproximadamente 5 a aproximadamente 10°C más alta que la temperatura de la fase líquida que sale de la parte inferior de la zona 32 de contacto vapor/líquido dentro del separador. En ciertas realizaciones particularmente preferidas, la temperatura del vapor producido mediante calentamiento del condensado separado en el enfriador/condensador 50 de gas del separador primario no es mayor que igual a, o incluso puede ser más baja que, la temperatura de la fase líquida dentro del separador de licor de absorción en la salida de líquido del mismo, o en la parte inferior de la zona de contacto vapor/líquido. Más generalmente, se prefiere que la temperatura del vapor generado en el enfriador/condensador 50 del gas del separador primario varíe con respecto a la temperatura del medio de absorción regenerado dentro del separador en la salida de líquido del mismo, o de la temperatura de la fase líquida que sale de la sección inferior (separación) de la zona de contacto vapor/líquido dentro del separador de licor de absorción, en no más de aproximadamente ± 10 °C. Para que el vapor fluya hacia el separador de licor de absorción, la presión del vapor generado en el enfriador/condensador 50 es necesariamente más alta que la presión total en el separador y, por lo tanto, más alta que la presión de vapor de equilibrio de la fase líquida dentro de la sección de separación de la zona de contacto vapor/líquido, incluso en la salida de la fase líquida de la sección de separación donde la presión parcial de dióxido de azufre se acerca a cero como límite.

La consecuente fuerza motriz de presión de agua en fase de vapor, por consiguiente, provoca que se produzca la condensación del vapor de agua en el separador independientemente de las diferencias de temperatura entre la fase de vapor y la fase líquida, dando como resultado la condensación y el calentamiento de la fase líquida dentro de la sección de separación de la zona de contacto vapor/líquido incluso si el vapor que se introduce en la zona está a una temperatura no mayor que, o incluso ligeramente por debajo de, la temperatura de la fase líquida. Debido al efecto reductor del soluto, es decir, un sorbente tal como una sal de ácido carboxílico poliprótico, en la fase líquida, la presión de vapor de la fase líquida puede ser ligeramente más baja que la presión del vapor a la misma temperatura, o incluso cuando la temperatura de la fase líquida es ligeramente más alta que la temperatura del vapor.

Para lograr estas condiciones preferidas, la diferencia de temperatura media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas del separador primario no es menor que aproximadamente 1,5°C, aproximadamente 2°C, aproximadamente 3°C, aproximadamente 4°C o aproximadamente 5°C y no es mayor que aproximadamente 10°C, aproximadamente 8°C, aproximadamente 6°C o aproximadamente 5°C. Por ejemplo, la diferencia de temperatura media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas del separador primario es de aproximadamente 1,5° a aproximadamente 10°C, o de aproximadamente 2° a aproximadamente 9°C, o de aproximadamente 2,5° a aproximadamente 8°C.

Dependiendo de la energía del proceso y el equilibrio de agua global, el volumen del condensado separado del separador 60 de condensado puede superar la demanda de vapor en el separador 30 de licor de absorción. Por consiguiente, el condensado separado pueden dividirse de forma útil entre (i) una corriente de condensado dirigida al enfriador/condensador 50 de gas del separador primario como un fluido de enfriamiento para condensar agua del gas del separador, convirtiendo así el condensado separado al menos en parte en vapor para introducción en el separador de licor de absorción; y (ii) una corriente de agua de descarga para eliminar agua del proceso.

Una porción del condensado separado del separador 60 de condensado como agua de descarga también puede utilizarse opcionalmente para acondicionar el gas fuente que contiene dióxido de azufre o la corriente 10 de gas de alimentación de proceso. Tal como se muestra en la Fig. 1, el condensado separado del separador 52 de vapor-líquido se hace pasar a través de la línea 70 y se introduce en un saturador 71 corriente arriba del absorbente 11 de dióxido de azufre con respecto al flujo de gas de alimentación. El saturador puede comprender un contactador de una etapa (por ejemplo, que consiste generalmente en una columna rellena o torre que contiene relleno aleatorio o saturado o una columna de pulverización), donde el condensado separado hace contacto con la corriente de gas, aumentando así la humedad del gas de alimentación que entra al absorbente de dióxido de azufre. La corriente de agua que sale del saturador puede eliminarse del proceso. El saturador también enfría el gas que contiene dióxido de azufre mediante enfriamiento evaporativo y elimina los gases ácidos (por ejemplo, ácido sulfúrico, ácido clorhídrico, trióxido de azufre) antes de entrar al absorbente. El saturador permite ventajosamente la humidificación de la corriente de gas de alimentación utilizando agua de baja calidad, lo que proporciona un ahorro de costes aumentado en comparación con humidificar el gas en el absorbente donde el agua utilizada debería ser desionizada o destilada para evitar la acumulación de impurezas. Aunque la corriente de agua que sale del saturador está saturada con dióxido de azufre, el volumen de esta corriente es pequeño. Además, cuando, por ejemplo, se recupera dióxido de azufre del gas de cola de una planta de ácido sulfúrico, la corriente de agua cargada con dióxido de azufre que sale del saturador puede utilizarse como agua de dilución en un absorbente de SO³. En una planta de interpaso, el agua se utiliza de forma ventajosa para dilución en el absorbente de interpaso, y el flujo neto mínimo de dióxido de azufre implicado vuelve a través de la unidad de recuperación de dióxido de azufre y no se pierde en el proceso.

El proceso de la Fig. 1 comprime el efluente de gas del separador primario para proporcionar la diferencia de temperatura mediante la cual el calor latente recuperado por condensación del vapor de agua de gas del separador primario se transfiere al condensado separado para generación del vapor que se introduce para efectuar la separación del licor de absorción en el separador de licor de absorción. De acuerdo con la invención, se proporcionan otras alternativas para generar esta diferencia de temperatura e impulsar la operación de separación.

La Fig. 2 ilustra una alternativa al proceso de la Fig. 1 donde el vapor generado a partir del condensado separado se comprime mediante un compresor 39 durante el flujo entre la salida de vapor del enfriador/condensador 50 y el separador 30 de licor de absorción. El dibujo muestra la compresión del vapor mediante un compresor mecánico, pero el vapor podría introducirse también en la garganta de un eyector de chorro de vapor para lograr la compresión necesaria. El diámetro del separador 30 se mide, y el relleno u otra estructura que promueve la transferencia de masa dentro de la zona 32 de contacto vapor/líquido del separador 30 se diseña para evitar una caída de presión excesiva durante el paso de la fase gas/vapor hacia arriba a través de la zona. La salida 34 de gas del separador primario y la línea utilizada para transferir el efluente 33 de gas del separador primario al enfriador/condensador 50 también se miden para evitar una caída de presión excesiva. Al conservar una presión en el lado del gas del separador primario del enfriador/condensador 50 que es más alta que la presión en el lado del condensado separado de tal intercambiador, se establece una diferencia de temperatura mediante la cual el calor se transfiere al condensado separado a medida que el vapor de agua se condensa del efluente de gas del separador primario y se genera vapor en el lado del condensado para uso en el separador 30. El vapor generado en el enfriador/condensador 50 se introduce en el lado de succión del compresor 39 que comprime el vapor para su introducción en el separador a través de la línea 57.

Para recuperar el calor latente de la condensación del vapor de agua del gas de separación, el compresor 39 aumenta la presión del vapor hasta un nivel tal que, cuando el gas del separador primario alcanza el enfriador/condensador 50, la presión en el lado del gas del separador del enfriador/condensador es más alta que la presión del vapor generado del condensado separado en el lado del condensado separado del enfriador/condensador. Más específicamente, la cantidad de compresión es suficiente para que la presión de saturación del agua en la que el vapor de agua se condensa en el lado del gas del separador primario del enfriador/condensador sea más alta que la presión en la que el vapor se genera en el lado del condensado separado del enfriador/condensador.

La diferencia de temperatura y presión lograda en el proceso de la Fig.2 es preferiblemente esencialmente la misma que la que predomina en el enfriador/condensador 50 en la realización de la Fig. 1 en donde el efluente de gas del separador primario se comprime durante el flujo desde la salida de gas del separador hasta la entrada de gas del enfriador/condensador. La presión absoluta que prevalece en la zona de contacto vapor/líquido está preferiblemente también en el mismo intervalo para cada una de las realizaciones mostradas respectivamente en las Figs. 1 y 2. En ambos casos, es deseable mantener una presión ligeramente superior a la atmosférica, por ejemplo, de aproximadamente 15 a aproximadamente 18 psia (aproximadamente 100 a aproximadamente 125 kPa absolutos), en el separador. Sin embargo, debido a que solo se comprime vapor en el proceso de la Fig. 2, la presión óptima en la zona de separación del licor de absorción en el proceso de la Fig. 2 puede ser marginalmente más baja que la presión óptima en el proceso de la Fig. 1 en donde el componente de dióxido de azufre del gas del separador primario también debe comprimirse mientras la presión parcial del vapor de agua se lleva hasta un nivel en que el vapor de agua condensa a una temperatura más alta que la temperatura del agua en ebullición en el lado del condensado separado del enfriador/condensador 50.

El resto del proceso de la Fig. 2 se opera de forma sustancialmente idéntica a la descrita anteriormente en relación con la Fig. 1.

Aunque los procesos de las Figs.1 y 2 proporcionan una eficiencia energética comparable, una ventaja del proceso de la Fig. 2 es la ausencia sustancial de dióxido de azufre en la corriente que se somete a compresión. Esto significa que el fluido que se va a comprimir es en general menos corrosivo que el fluido comprimido en el proceso de Fig. 1 y, por consiguiente, proporciona ahorro en el mantenimiento y la selección de materiales de construcción para el compresor o eyector.

La dependencia del vapor saturado generado a partir del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario como la única fuente de energía para separar el dióxido de azufre del licor de absorción puede dar como resultado un aumento neto del agua en el medio de absorción regenerado que se vuelve a circular al absorbente y, en último caso, en el circuito de medio sorbente entre el absorbente y el separador. De hecho, cualquier operación del separador que dependa únicamente del vapor a presión necesariamente sufre este efecto debido al aumento del vapor que debe añadirse para proporcionar el calor de vaporización del dióxido de azufre y al aumento que resulta de la pérdida de calor al ambiente. Por consiguiente, el control del equilibrio del agua en este circuito requiere alguna medida para eliminar la fracción de agua que de otra forma puede ganarse en este esquema de operación. Existen diversas opciones disponibles para este fin. Por ejemplo, la energía suministrada a partir de una fuente externa a un evaporador 37 puede aumentar marginalmente la temperatura del gas del separador primario de forma que lleve una carga de vapor de agua ligeramente más alta, y el enfriador/condensador de gas del separador primario puede operarse a una At marginalmente más alta y una temperatura de gas de ventilación marginalmente más alta para eliminar un aumento suficiente de vapor de agua para mantener el equilibrio de agua. Esto puede requerir una compresión marginalmente mayor del gas del separador primario en la realización de la Fig. 1, o compresión marginalmente mayor de la corriente de separación en la realización de la Fig. 2. Alternativamente, algo o todo el licor de absorción regenerado puede desviar el intercambiador 40 y/o el enfriador 42 refrigerado por agua, permitiendo así que el absorbente opere a una temperatura marginalmente más alta que aumente incrementalmente el contenido de vapor de agua del gas de escape para mantener el equilibrio.

En una operación típica del proceso de la Fig. 1, se experimenta aproximadamente un 2% de aumento en el volumen de agua durante cada renovación del circuito absorbente/separador. En una realización en donde el gas de combustión que contiene dióxido de azufre a niveles que reflejan el contenido de azufre del carbón u otro combustible que contiene azufre se envía al absorbente a 27°C, se puede lograr un equilibrio al desviar el medio de absorción regenerado alrededor del intercambiador 40 y el enfriador 42 refrigerado por agua y alimentar el medio de absorción en el absorbente a 40°C. El gas de escape que sale del absorbedor a 35°C transporta suficiente vapor de agua para equilibrar la ganancia que surge del incremento de vapor necesario para vaporizar el dióxido de azufre del licor de absorción en el separador del licor de absorción.

Recuperación de dióxido de azufre de corrientes de gas ricas

El proceso de la invención es adecuado para la recuperación de dióxido de azufre del gas de cola de una planta de contacto de ácido sulfúrico y otras operaciones que generan efluentes que contienen dióxido de azufre relativamente débiles. Sin embargo, es aplicable en otras operaciones de proceso que requieren la recuperación de dióxido de azufre, que incluyen operaciones que generan corrientes de gas de dióxido de azufre relativamente ricas. Debido a que las reacciones de absorción de dióxido de azufre a partir de un gas de alimentación son típicamente exotérmicas, se genera un calor de reacción significativo en el absorbente cuando el proceso se utiliza para recuperar dióxido de azufre de gases ricos que contienen, por ejemplo de aproximadamente 2 a aproximadamente 4% en vol. de dióxido de azufre o más, incluidas corrientes de gas donde el contenido de dióxido de azufre puede ser tan alto como 10% en vol., 15% en vol., 20% en vol., 25% en vol., 30% en vol., 40% en vol. o incluso más. Por ejemplo, la concentración de dióxido de azufre puede ser al menos aproximadamente 4 % en vol., o al menos aproximadamente 5 % en vol., o al menos aproximadamente 10 % en vol., o al menos aproximadamente 15 % en vol., o al menos aproximadamente 20 % en vol., o al menos aproximadamente 30 % en vol.

El proceso de la invención puede adaptarse bastante fácilmente para la recuperación de dióxido de azufre de tales corrientes de gas que contienen dióxido de azufre ricas. Sin embargo, cuando el contenido de dióxido de azufre de la corriente de gas es alto, el calor sensible generado en la reacción de absorción exotérmica puede aumentar pronunciadamente la temperatura del licor de absorción, en algunos casos, hasta niveles que pueden comprometer seriamente la eficiencia de absorción y/o la capacidad de absorción del medio de absorción circulante. Por ejemplo, en un sistema de absorción que utiliza tetraglima como el absorbente, cuando la concentración de dióxido de azufre del gas de alimentación que entra alcanza 2,9 % en vol., la temperatura del licor de absorción puede aumentar desde una temperatura típicamente preferida de 17°C hasta una temperatura de 30°C a relaciones L/G de otra forma apropiadas en el absorbente. Cuando el contenido de dióxido de azufre del gas que entra es 43 % en mol, la temperatura puede aumentar típicamente de 17° a 49°C. Para un sistema de absorción con tetraglima, tales aumentos de temperatura pueden comprometer seriamente la capacidad del medio de absorción para absorber el dióxido de azufre.

Las Figs. 3 y 4 ilustran el efecto adverso de la temperatura sobre el equilibrio de la capacidad de absorción de dos disolventes de absorción de dióxido de azufre conocidos. Como se ilustra en la Fig.3, usando tetraglima al 100% en peso (100S) como sorbente en SO²al 4% en mol en el gas, la capacidad de sorción del medio de absorción disminuye significativamente a medida que aumenta la temperatura incluso en el estrecho intervalo de 20°C a 30°C. La capacidad de absorción continúa cayendo a temperaturas aún más altas, aunque la disminución es menos drástica. Como se ilustra en la Fig. 4, cuando el gas de alimentación contiene de SO²al 30% en mol, la capacidad de absorción de la tetraglima pura (100S) disminuye de manera más uniforme a medida que aumenta la temperatura. Como también se conoce en las Figs. 3 y 4, se incurre en disminuciones comparables de la capacidad de absorción utilizando otro sorbente de tetraglima, es decir, 955_5 W (tetraglima al 95% en peso y 5% en peso de agua). Por consiguiente, para gases ricos que contienen más de 2 % en vol. de dióxido de azufre, se requieren en general flujos de medio de absorción acuoso aumentados para reducir la medida del aumento de temperatura en la fase líquida que pasa a través del absorbente que da como resultado concentraciones relativamente más bajas de dióxido de azufre en el licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre.

El flujo aumentado de medio de absorción y licor de absorción desafían al separador de licor de absorción de dos formas importantes. Aumenta la demanda de energía para calentar el licor de absorción hasta la temperatura apropiada para separar el dióxido de azufre del mismo, reduciendo así la eficiencia energética del proceso. Pero también impone un flujo de masa aumentado a través de la columna de separación, que aumenta el diámetro de toda la columna necesario para alojar el flujo de líquido sin inundar la zona de contacto vapor/líquido. Los caudales de fase líquida más altas también exigen un diámetro aumentado de la columna de absorción.

De acuerdo con una característica adicional preferida del proceso de absorción de dióxido de azufre, el enfriamiento se proporciona en la base del absorbente para reducir el aumento de temperatura en el medio de absorción en su paso a través de la zona de absorción (es decir, contacto gas/líquido) y permitir así que el absorbente y el separador operen a relaciones L/G relativamente bajas. El control del aumento de la temperatura en el medio de absorción, especialmente en la porción inferior de la zona de absorción, conserva el equilibrio de la capacidad del medio de absorción y, por consiguiente, conserva la fuerza motriz para la transferencia de masa del dióxido de azufre desde la fase de gas a la fase líquida dentro de la zona de absorción, así como la fuerza motriz para la reacción del dióxido de azufre con el sorbente en la fase líquida. Las temperaturas de fase líquida relativamente más bajas también favorecen la medida de la conversión al aductor de dióxido de azufre dentro de la fase líquida cuando la reacción entre el dióxido de azufre y el sorbente es una reacción exotérmica en equilibrio. Preferiblemente, se elimina el licor de absorción de la zona de contacto gas/líquido dentro del absorbente, hecho circular a través de un intercambiador de calor externo y se devuelve a la zona de absorción. Más específicamente, el licor de absorción circulante se elimina de la zona de contacto gas/líquido en una región separada por debajo de la región a la que se devuelve a la zona el licor de absorción circulante enfriado, definiendo así una sección dentro de la zona de absorción por debajo de la región a la que se devuelve el licor de absorción enfriado dentro de la cual se produce preferiblemente la mayor parte de la absorción del dióxido de azufre y se genera la mayor parte del calor de absorción.

Por ejemplo, tal como se ilustra en la Fig. 5, una porción de licor 17 de absorción enriquecido con dióxido de azufre caliente se elimina de la salida 18 de líquido o se elimina de una región 13.1 cercana a la parte inferior de la zona 13 de contacto gas/líquido vertical en el absorbente 11 y se hace circular a través de un intercambiador 80 de calor externo donde se elimina el calor de absorción mediante transferencia a un fluido de enfriamiento. El licor de absorción enfriado se devuelve al absorbente en una región 13.2 de la zona de contacto gas/líquido que está separada por encima de la región de la que se retira el licor de absorción caliente, pero separada por debajo de la parte superior de la zona de contacto gas/líquido. Más preferiblemente, la región 13.2 a la que se devuelve el licor de absorción circulante está en la porción más baja de la zona de contacto gas/líquido.

La circulación del licor de absorción entre el absorbente 11 de dióxido de azufre y el intercambiador 80 de calor externo provoca un flujo másico aumentado y un retromezclado inevitable del licor de absorción en la sección de circulación de la zona de absorción que cae entre las regiones 13.1 y 13.2, y esto puede compensar marginalmente la ganancia de transferencia de masa para la eliminación de dióxido de azufre en esta sección de la zona. Por lo tanto, preferiblemente, la región 13.2 de retorno está espaciada por la altura de al menos una unidad de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto gas/líquido, definiendo así una sección de rectificación de la zona de absorción que comprende al menos una unidad de transferencia por debajo de la parte superior de la zona. Preferiblemente, la sección de rectificación comprende al menos dos unidades de transferencia. También se prefiere que la región 13.2 de retorno esté separada por la altura de al menos una unidad de transferencia, más preferiblemente al menos dos unidades de transferencia por encima de la región 13.1 de eliminación. Para acomodar la capacidad de transferencia de masa adecuada en la sección de circulación de la zona de absorción entre le región 13.2 de retorno y la sección 13.1 de eliminación y la sección de rectificación entre la región 13.2 de retorno y la parte superior de la zona de absorción, la zona de absorción en su totalidad comprende preferiblemente al menos tres, más preferiblemente al menos cuatro unidades de transferencia. Debido a que tanto las corrientes de gas como las de líquido tienen un flujo de pistón sustancial dentro de la sección de rectificación, se proporciona una fuerza impulsora máxima para la transferencia de masa en esa sección, lo que permite la reducción de la concentración de dióxido de azufre en el gas de escape a un nivel que satisface los estándares de emisión. La selección adecuada de la ubicación para la región 13.2 de retorno de líquido circulante se basa en la selección de una región en la que el nivel de dióxido de azufre en el gas que fluye hacia arriba desde la misma no es lo suficientemente alto como para generar calor de absorción/reacción en la sección de rectificación que tendría un efecto adverso significativo sobre la capacidad de absorción del medio de absorción acuoso, o sobre la fuerza motriz de transferencia de masa en la sección de rectificación.

Preferiblemente, cuando el sorbente es tetraglima, la región 13.2 a la que se devuelve el licor de absorción circulante enfriado a la zona de contacto gas/líquido se mantiene a una temperatura no mayor que aproximadamente 40°C, más preferiblemente no mayor que aproximadamente 30°C, lo más típicamente de aproximadamente 15° a aproximadamente 25°C. En un sistema de tetraglima, la temperatura de la región 13.1 de la que se elimina el licor de absorción circulante caliente de la zona de contacto gas/líquido se mantiene preferiblemente a una temperatura no mayor que aproximadamente 45°C, más preferiblemente no mayor que 35 °C, más típicamente de aproximadamente 15°C a aproximadamente 30°C. Los expertos en la técnica reconocerán que intervalos de temperatura diferentes, en algunos casos sustancialmente diferentes, son óptimos para otros sorbentes. Por ejemplo, cuando el sorbente es malato de sodio, la región 13.2 a la que se devuelve el licor de absorción circulante enfriado a la zona de contacto gas/líquido se mantiene a una temperatura no mayor que aproximadamente 45°C, más preferiblemente no mayor que aproximadamente 45°C, lo más típicamente de aproximadamente 20°C a aproximadamente 40°C. En este caso, la temperatura de la región 13.1 de la que se elimina el licor de absorción circulante caliente de la zona de contacto gas/líquido se mantiene preferiblemente a una temperatura no mayor que aproximadamente 50°C, más preferiblemente no mayor que 40 °C, más típicamente de aproximadamente 25°C a aproximadamente 35°C. En cada caso, la velocidad de circulación entre las regiones 13.1 y 13.2 está dictada por restricciones de temperatura y la unidad de generación de energía del proceso de absorción.

Convenientemente, una fracción de flujo directo de licor 17 de absorción enriquecido con dióxido de azufre caliente se elimina de la corriente de licor de absorción circulante aguas arriba del intercambiador 80 de calor externo y se dirige al separador 30 de licor de absorción.

La ubicación de la región 13.2 de retorno del licor de absorción circulante puede seleccionarse en función del perfil de absorción para la zona de absorción de dióxido de azufre. Los perfiles típicos que utilizan diferentes medios de absorción se ilustran en la Fig. 6.

Cuando la absorción es inmediata y sustancialmente cuantitativa tras el contacto del gas de alimentación con el medio de absorción en la zona de contacto gas/líquido, ordinariamente es suficiente un circuito de enfriamiento de licor de absorción para conservar la eficiencia de absorción y controlar el flujo volumétrico del licor de absorción en un nivel consistente con la utilización eficiente de la energía en el separador de licor de absorción. Sin embargo, cuando la afinidad del sorbente con el dióxido de azufre es más limitada, como también es deseable para una operación eficiente del separador de licor de absorción, el gradiente de concentración de dióxido de azufre a través de la zona de absorción, es decir, la velocidad a que la concentración de dióxido de azufre en la corriente de gas (y la corriente de líquido) disminuye con distancia por encima de la entrada para gas a la zona de absorción, puede ser solo modesta. En tales circunstancias, se puede lograr una mayor eficiencia en el funcionamiento del absorbedor y el separador mediante el uso de dos o más bucles de enfriamiento espaciados verticalmente a lo largo de la trayectoria del flujo de gas dentro de la zona de absorción (es decir, contacto gas/líquido). Por ejemplo. como se ilustra en la Fig. 5, se muestran dos de tales bucles de enfriamiento. En el segundo bucle de enfriamiento, una segunda porción del licor de absorción enriquecido con dióxido de azufre caliente que desciende la zona 13 de contacto gas/líquido del absorbente 11 se elimina de una región 13.3 por encima de la región 13.2 a la que se retorna el licor de absorción circulante enfriado a la zona de contacto gas/líquido en el primer bucle de enfriamiento y se hace circular a través del intercambiador 81 de calor externo donde el calor de la absorción se elimina mediante transferencia a un fluido de enfriamiento. El licor de absorción enfriado se retorna al absorbente en una región 13.4 de la zona de contacto gas/líquido que está separada por encima de la región 13.3 de la que se elimina el licor de absorción caliente, pero separada por debajo de la parte superior de la zona de contacto gas/líquido.

La Fig. 7 ilustra la operación de un sistema de absorbente/separador en el que el dióxido de azufre tiene solo una modesta afinidad por el sorbente, de forma que el gradiente de dióxido de azufre es relativamente superficial. La Fig. 7 representa gráficamente la temperatura del licor de absorción y la concentración del dióxido de azufre en la corriente de gas dentro de la zona de absorción, en cada caso como una función de la ubicación en la zona de absorción expresada como la distancia en unidades de transferencia desde la parte superior, es decir, la salida de gas de la zona, con curvas diferentes para sistemas que no contienen respectivamente ningún bucle de enfriamiento, un bucle de enfriamiento, dos bucles de enfriamiento y tres bucles de enfriamiento. También se establecen a continuación en la Tabla 1 los datos sobre el efecto de uno, dos o tres bucles de enfriamiento

Tabla 1. Impacto de bucles de enfriamiento sobre requisitos de vapor

Los datos representados gráficamente en la Fig. 7 y tabulados en la Tabla 1 son de un sistema de absorción de dióxido de azufre en el que el absorbente comprende 15 etapas (que corresponden esencialmente a unidades de transferencia). En cada caso cuando el licor de absorción circulante se enfría, hay al menos un bucle donde la región de retirada es la etapa 15 y la región de devolución es la etapa 13, es decir, la región de devolución está separada por la altura de esencialmente dos unidades de transferencia desde la parte inferior de la zona de absorción y separada por la altura de 12 unidades de la parte superior de la zona. Cuando se añade un segundo bucle, la región de eliminación es la etapa 10 y la región de retorno es la etapa 8, y cuando se utiliza un tercer bucle, la región de eliminación es la etapa 5 y la región de eliminación es la etapa 3.

Estas representaciones gráficas y tablas ilustran gráficamente el valor de uno o más bucles de enfriamiento en la contribución a la eficiencia energética general del proceso. Tal como se indica en la Tabla 1, un bucle de enfriamiento disminuye el uso de vapor en el separador de licor de absorción en aproximadamente 15% en comparación con la operación sin enfriamiento. La operación con dos bucles de enfriamiento reduce el consumo de vapor en 24% en comparación con la operación sin enfriamiento; y la operación con tres bucles reduce el consumo de vapor en 25% en comparación con la operación sin enfriamiento. Sin enfriar, la temperatura alcanza un máximo de 31°C. La temperatura máxima cae a 27°C, 22,5 y 19°C, respectivamente, con la introducción de uno, dos o tres circuitos de enfriamiento.

En comparación con el sistema cuya operación se refleja en la Fig. 7 y la Tabla 1, solo se justificaría típicamente un bucle de enfriamiento único en un proceso de absorción de dióxido de azufre que utiliza un ácido poliprótico tal como malato de sodio como el sorbente.

El resto del proceso como se ilustra en la Fig. 5 se opera sustancialmente de la manera descrita anteriormente con referencia a la Fig. 1 o Fig. 2. Sin embargo, debería entenderse que se puede poner en práctica el control del aumento de temperatura en el medio de absorción dentro del absorbedor 11 de acuerdo con la presente invención independientemente de proporcionar una fuente de energía para generar vapor de arrastre comprimiendo el efluente del gas de arrastre primario o el vapor generado a partir del condensado separado (es decir, el proceso puede depender completamente del hervidor 37 como fuente de energía para la absorción columna 30 de separación de licor de absorción).

Cuando se introducen elementos de la presente invención o de la(s) realizacion(realizaciones) preferida(s), los artículos "un/a", "el/la" y "dicho/a" significan que hay uno o más de los elementos. Se pretende que las expresiones "que comprende", "que incluye" y "que tiene" sean inclusivas y hacen referencia a que puede haber elementos adicionales distintos de los enumerados.

A la vista de lo anterior, se observará que se alcanzan los diversos objetivos de la invención y se obtienen otros resultados beneficiosos.

Claims

REIVINDICACIONES

1. Un proceso para eliminar y recuperar selectivamente un gas contaminante de un gas fuente que contiene un contaminante, comprendiendo el proceso:

poner en contacto una corriente (10) de gas de alimentación que comprende un gas fuente en un absorbente (11) de gas contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un sorbente para el gas contaminante, absorbiendo así el gas contaminante de la corriente de gas de alimentación al medio de absorción y produciendo un gas (19) de escape del que se ha eliminado el gas contaminante y un licor (17) de absorción enriquecido con contaminante;

poner en contacto el licor (17) de absorción enriquecido con contaminante con vapor de separación en un separador (30) de licor de absorción para desorber el contaminante del licor de absorción enriquecido con contaminante y producir así un medio (15) de absorción de contaminante regenerado y un efluente (33) de gas del separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante;

eliminar el medio (15) de absorción regenerado de una salida (35) de líquidos del separador (30) de licor de absorción y el efluente (33) de gas del separador primario de una salida (34) de vapor del separador (33) de licor de absorción;

comprimir el efluente de gas de separación primario (33);

condensar el agua del efluente de gas del separador primario comprimido mediante transferencia indirecta de calor desde el efluente de gas del separador primario comprimido a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador (50) de gas del separador primario para producir así un condensado (59) que lleva el contaminante;

poner el contacto el condensado (59) que lleva el contaminante que sale del enfriador/condensador (50) de gas del separador primario con vapor en un separador (60) de condensado para producir un condensado (51) separado y un efluente (61) de gas del separador de condensado que contiene vapor de agua y contaminante;

en donde el medio de enfriamiento al que se transfiere calor desde el efluente de gas del separador primario comprimido en dicho enfriador/condensador (50) de gas del separador primario comprende al menos una porción del condensado (51) separado, generando así vapor a partir del condensado (51) separado a una presión en exceso de la presión dentro del separador (30) del licor de absorción en la salida (35) de líquido del mismo; e

introducir el vapor generado del condensado (51) separado en el enfriador/condensador (50) de gas del separador primario en el separador (30) de licor de absorción como vapor de separación para hacer contacto con el licor de absorción enriquecido con el contaminante para desorber el contaminante del mismo.

2. El proceso según la reivindicación 1, en donde el separador de licor de absorción comprende una columna que comprende una zona de contacto vapor/líquido vertical y el vapor generado en el enfriador/condensador de gas del separador primario se introduce en la parte inferior de la zona de vapor/líquido y se introduce licor de absorción enriquecido con contaminantes en la parte superior de la zona vapor/líquido.

3. El proceso según la reivindicación 2, en donde el efluente del gas del separador primario se elimina de la salida de vapor del separador de licor de absorción en la parte superior de la zona de contacto vapor/líquido y el medio de absorción de contaminante regenerado se elimina de la salida de líquido del separador de licor de absorción en la parte inferior de la zona de contacto vapor/líquido.

4. El proceso según la reivindicación 2 o 3 en donde el vapor generado del condensado separado en el enfriador/condensador de gas del separador primario se introduce en la parte inferior de la zona de contacto vapor/líquido del separador de licor de absorción y al menos una porción del vapor se condensa dentro de la zona de contacto vapor/líquido para calentar la fase líquida, reduciendo así la concentración de contaminante en equilibrio en la fase líquida y potenciando la fuerza motriz para transferir el contaminante a la fase de vapor.

5. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4 que comprende además hacer circular una porción del medio de absorción regenerado retirado del separador de licor de absorción mediante un evaporador en donde se calienta con vapor de una fuente externa.

6. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 2 a 5, en donde la temperatura del vapor introducido desde el enfriador/condensador de gas del separador primario en el separador de licor de absorción no es más de aproximadamente 5° a aproximadamente 10°C más alta que la temperatura de la fase líquida dentro del separador de licor de absorción en la salida de líquido del mismo, o en la parte inferior de la zona de contacto vapor/líquido.

7. El proceso según la reivindicación 6, en donde la temperatura del vapor introducido desde el enfriador/condensador de gas del separador primario en el separador de licor de absorción es igual a o menor que la temperatura de la fase líquida dentro del separador de licor de absorción en la salida de líquido del mismo, o en la parte inferior de la zona de contacto vapor/líquido.

8. El proceso según la reivindicación 6 o 7, en donde la temperatura del vapor introducido desde el enfriador/condensador de gas del separador primario en el separador de licor de absorción varía de la temperatura de la fase líquida dentro del separador de licor de absorción en la salida de líquido del mismo, o de la temperatura de la fase líquida en la parte inferior de la zona de contacto vapor/líquido, en no más de aproximadamente ± 10°C

9. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8 en donde la diferencia de temperatura media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas del separador primario es de aproximadamente 1,5° a aproximadamente 10°C.

10. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, en donde la presión del efluente de gas del separador primario que sale del separador del licor de absorción es de aproximadamente 40 y aproximadamente 170 kPa absolutos.

11. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 10, en donde la compresión del efluente de gas del separador primario del separador del licor de absorción aumenta su presión desde aproximadamente 30 hasta aproximadamente 65 kPa.

12. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11, en donde el efluente del gas del separador primario del separador de licor de absorción se comprime haciéndolo pasar a través de un eyector de chorro de vapor y el gas del separador primario comprimido se introduce en el enfriador/condensador de gas del separador primario.

13. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 12, en donde un gas del separador final se hace pasar a través de un condensador refrigerado por agua para la condensación del vapor de agua contenido en el mismo, comprendiendo el gas separador final una corriente que combina efluente de gas del separador condensado y un gas de ventilación del enfriador/condensador del gas del separador primario.

14. El proceso según la reivindicación 13, en donde el condensado del condensador refrigerado por agua se retorna al separador de condensado.

15. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 14, en donde el condensado separado del separador de condensado se divide para proporcionar: (i) una corriente de condensado dirigida al enfriador/condensador de gas del separador primario como el medio de enfriamiento para condensar agua del efluente de gas del separador primario y generar vapor para la introducción al separador de licor de absorción; y (ii) una corriente de agua de descarga para eliminar el agua del proceso.

16. El proceso según la reivindicación 15, en donde al menos una porción de la corriente de descarga de agua se pone en contacto con el gas fuente que contiene contaminante o la corriente de gas de alimentación en un saturador corriente arriba del absorbente de gas contaminante con respecto al flujo de gas de alimentación, aumentando así la humedad de la corriente del gas de alimentación que entra al absorbente de gas contaminante.

17. El proceso según la reivindicación 16, en donde la corriente de agua que sale del saturador se elimina del proceso.

18. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 17, en donde el medio de absorción acuoso regenerado se recircula al absorbente de gas contaminante para una absorción adicional del contaminante del flujo adicional de la corriente de gas de alimentación.

19. El proceso según la reivindicación 18, en donde el medio de absorción acuoso regenerado recirculado se hace pasar a través de un intercambiador de licor de absorción en el curso de la recirculación desde el separador de licor de absorción al absorbente de gas contaminante, el licor de absorción enriquecido con contaminantes se hace pasar a través del intercambiador en el curso de la transferencia desde el absorbente de gas que contiene contaminante al separador de licor de absorción, y el calor se transfiere desde el medio de absorción regenerado al licor de absorción enriquecido con contaminante dentro del intercambiador.

20. El proceso según las reivindicaciones 1 a 19, en donde el gas de escape del que se ha eliminado el gas contaminante sale del absorbente de gas contaminante y se hace pasar a través de un enfriador refrigerado por agua de gas contaminante en donde el calor se transfiere desde un efluente de gas del separador final al gas de escape, comprendiendo el efluente de gas del separador final una corriente que combina efluente de gas del separador de condensado y un gas de ventilación del enfriador/condensador de gas del separador primario.

21. El proceso según la reivindicación 20 dependiente de la reivindicación 14, en donde el refrigerante refrigerado por agua del gas contaminante está corriente arriba del condensador refrigerado por agua con respecto al flujo del efluente de gas del separador final.

22. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 21, en donde el licor de absorción enriquecido con gas contaminante se hace circular entre el absorbente de gas contaminante y un intercambiador de calor externo donde el calor de absorción se elimina mediante transferencia a un fluido refrigerante.

23. El proceso según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 22, en donde el gas contaminante se selecciona del grupo que consiste en SO², CO², NOx, H²S, HCl y amoniaco.

24. Un proceso para eliminar y recuperar de forma selectiva un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante, comprendiendo el proceso:

poner en contacto una corriente de gas de alimentación que comprende el gas (10) fuente en un absorbente (11) de contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un sorbente para el gas contaminante, absorbiendo así el gas contaminante de la corriente de gas de alimentación al medio de absorción y produciendo un gas (19) de escape del que se ha eliminado el gas contaminante y un licor (17) de absorción enriquecido con contaminante;

eliminar el medio (15) de absorción regenerado de una salida (35) de líquidos del separador (30) de licor de absorción y el efluente (33) de gas del separador primario de una salida (34) de vapor del separador (30) de licor de absorción;

condensar agua del efluente de gas del separador primario mediante transferencia indirecta de calor desde el efluente (33) de gas del separador primario a un medio de refrigeración un enfriador/condensador (50) de gas del separador primario para producir así un condensado (59) que lleva el contaminante;

poner en contacto el condensado (59) que lleva el contaminante que sale del enfriador/condensador (50) de gas del separador primario con vapor en un separador (60) de condensado para producir un condensado (51) separado y un efluente (61) de gas del separador condensado que contiene vapor de agua y gas contaminante.

en donde el medio de enfriamiento al que se transfiere calor desde el efluente de gas del separador primario en el enfriador/condensador (50) de gas del separador primario comprende al menos una porción del condensado (51) separado, generando así vapor a partir del condensado (51) separado.

comprimir el vapor generado del condensado separado en el enfriador/condensador (50) de gas del separador primario a una presión que supera la presión dentro del separador (30) de licor de absorción en la salida (35) para líquido del mismo; e

introducir el vapor comprimido en el separador (30) de licor de absorción como vapor de separación para hacer contacto con el licor de absorción enriquecido con el contaminante para desorber el contaminante del mismo.