JPH0475047B2 - - Google Patents

Info

Publication number
JPH0475047B2
JPH0475047B2 JP59248829A JP24882984A JPH0475047B2 JP H0475047 B2 JPH0475047 B2 JP H0475047B2 JP 59248829 A JP59248829 A JP 59248829A JP 24882984 A JP24882984 A JP 24882984A JP H0475047 B2 JPH0475047 B2 JP H0475047B2
Authority
JP
Japan
Prior art keywords
solvent
regeneration
tower
stripping
enrichment
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Lifetime
Application number
JP59248829A
Other languages
English (en)
Other versions
JPS60187318A (ja
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed filed Critical
Publication of JPS60187318A publication Critical patent/JPS60187318A/ja
Publication of JPH0475047B2 publication Critical patent/JPH0475047B2/ja
Granted legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1456—Removing acid components
    • B01D53/1462—Removing mixtures of hydrogen sulfide and carbon dioxide
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02C—CAPTURE, STORAGE, SEQUESTRATION OR DISPOSAL OF GREENHOUSE GASES [GHG]
    • Y02C20/00—Capture or disposal of greenhouse gases
    • Y02C20/40—Capture or disposal of greenhouse gases of CO2

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Gas Separation By Absorption (AREA)
  • Treating Waste Gases (AREA)
  • Solid-Sorbent Or Filter-Aiding Compositions (AREA)
  • Processing And Handling Of Plastics And Other Materials For Molding In General (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Description

【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は、酸ガス特にCO2及びH2Sが負荷され
た物理的に作用する溶剤を再生させるに際し、吸
収されたCO2を分離するために、負荷された溶剤
をストリツピングガスでストリツピング処理又は
膨張させ、次いで吸収されたH2Sガスを分離する
ために該溶剤を加温処理する溶剤再生方法、並び
にそのための装置に関するものである。
〔従来の技術〕
濃H2S溜分（Fraktion）を選択的な物理的酸ガ
ス洗浄により取得する場合、H2S及びCO2負荷さ
れた溶剤を、H2S富化塔内において、不活性ガ
ス、通常はN2ガスでストリツピング処理し、
CO2の大部分を追出し、比較的可溶性のH2Sを溶
剤中に少量残留するようにすることは、従来から
知られている。H2S富化塔の上部では、上昇する
混合ガスからH2SがH2S非含有溶剤によつて同時
に洗浄回収される。この方法によれば、塔頂で
は、主にCO2とN2とから成るH2S非含有残留ガス
が取得され、H2S含有溶剤は貯留部から取出され
る。
このH2S含有溶剤からは、H2S溜分の回収ない
しは溶剤の再生のために、次の高温再生塔内にお
いて、貯留部加熱により、H2Sが除去され、H2S
は高温再生塔塔頂を経て引出される。
ストリツピングガスの量を増し、より多くの
CO2をストリツピングすることにより、H2Sの濃
度をより高くすることは、理論的には可能であ
る。然しながら実際には実現し得ない。それはス
トリツピングガスの量を増すと、H2Sを洗浄回収
するための塔頂の溶剤量も自動的に増大するた
め、塔頂の下部においてより多くの量の溶剤を処
理せねばならなくなるからである。また、ストリ
ツピングガスの量が多くなると、CO2と共にH2S
のストリツピングされる量も増すため、塔の内部
転化が同時に増大し、その結果として、H2S吸収
のための溶解熱が洗浄回収系統内において相当に
大きくなる。
H2S富化のための別な方法として、高温再生塔
の塔頂からH2S溜分の一部分を富化塔に返送し、
このH2S溜分からH2Sを洗浄回収することも知ら
れている。然しこの場合、H2Sをより富化するた
めには、塔頂生成物の大部分をH2S吸収のための
高温再生塔に返送せねばならないため、H2S富化
塔においての、また洗浄蒸気−凝縮のための冷却
熱損失、並びに、返送流の洗浄蒸気飽和及びCO2
とH2Sの多重追出しによるため高温再生塔の熱需
要が相当に増大する。
ストリツピングガスとして使用される窒素量が
例えばＣ含有装入物質の部分酸化用O2を取得す
るための空気分解装置の設計によつて多くの場合
制限されるため、前述の如くH2S溜分の一部分量
の返送によつて、H2S溜分をH2Sについて更に濃
縮することが、従来は必要とされていた。
ストリツピングガスを用いずにH2Sを濃縮する
ことも知られている。従来のこの場合、負荷され
た溶剤を真空により膨張させ、この際に脱ガスに
より除かれたCO2溜分を、後に続く洗浄塔の圧力
まで圧縮し、そこで処理する。
この方法の場合、膨張容器内の圧力は、H2S溜
分の所要H2S濃度に依存する。特に粗ガス中の
H2S含有量が低かつたり、H2S溜分のH2S濃度を
高くすることが望まれる場合には、CO2溜分を除
去するために、大量のエネルギー消費が必要にな
る。
〔発明が解決しようとする問題点〕
従つて、本発明の課題は、エネルギーの消費量
を低くしH2S溜分中のH2S濃度を高めるための
CO2及びH2Sを負荷した溶剤の再生に当つての再
生方法及び装置を改良することにある。
〔問題点を解決するための手段〕
この課題は、本発明によればCO2の分離を２つ
の異なつた温度レベルで行なうことにより解決さ
れる。
エネルギー消費を少くしつつ、H2S溜分中の
H2S濃度を高くする試みにおいて、CO2の追出し
を２つの異なつた温度レベルで行なうことによ
り、前述した従来の方法に比べて一層経済的に
H2Sの濃度を高め得ることを見出し発明された。
本発明の要旨は、酸ガス特にCO2及びH2Sが負
荷された物理的に作用する溶剤を再生させるに際
し、吸収されたCO2を分離するために、CO2及び
H2Sが負荷された溶剤をストリツピングガスでス
トリツピング処理又は膨張させ、次いで吸収され
たH2Sを分離するために該溶剤を加温処理する溶
剤の再生方法において、再生時のエネルギー消費
を減少させるために、CO2の分離を２つの異なつ
た温度レベルで行なう溶剤再生方法であり、また
そのための装置として、ストリツピングガスでス
トリツピング処理又は膨張させるためのH2S富化
塔と、該H2S富化塔の底部が連結用導管部の先端
部において連結する高温再生塔と、該連結用導管
には、高温再生塔の貯留部に導通している少くと
も１個の熱交換器、また該連結用導管にはストリ
ツピングカラムまたはその代りとして、分離器、
ストリツピングカラム乃至は気液分離器のいずれ
かを少なくとも１個有し、その先端をH2S富化塔
にまた他方が高温再生塔の貯留部に導通して、
CO2分離を少くとも２つの異つた温度レベルにお
いて行うことを特徴とする溶剤再生装置である。
〔作用〕
本発明の再生方法の有利な実施態様によれば、
ストリツピングにより部分的にCO2が除去された
溶剤は、加温され、CO2の大部分を分離するため
に、高温で、ストリツピングガスによつて処理さ
れる。この場合、部分的にストリツピングされた
H2S富化塔からの低温の溶剤を、再生溶剤との熱
交換によつて加温し、次いで高温でストリツピン
グガスによりストリツピングすることが望まし
い。
溶存ガスを液からストリツピングして取出すた
めに、必要な不活性ガスは、一定の圧力の下で
は、そのガスの溶解度にのみ依存し、この溶解度
は、温度の上昇と共に減少する。従つて、温度が
上昇すると、少い量のストリツピングガスで溶存
CO2を追出すことができる。即ち酸ガス中の所定
のH2S濃度を得るために必要なストリツピングガ
スの量は、低温時のストリツピングの場合に比べ
て少くなる。高温ストリツピング域を出るガス流
中には、溶解度に対応してCO2のほかにH2Sも含
まれているので、後置されたH2S富化塔内におい
てこれを２次洗浄しなければならない。
そのため、第１の冷めたい（低温の）H2S富化
塔の下部において、CO2の主要流をひと先ず追出
し、次にこの塔の上部において、同時に追出され
たH2S非含有溶剤で洗浄回収するように、工程を
実施することが望ましい。そのためには、この塔
の下部にストリツピングガスの一部を供給する。
低温でストリツピングされた溶剤を加温した後、
好ましくは30°〜80℃、特に50〜70℃だけ高い中
間温度で、少量のストリツピングガス、特に使用
されるストリツピングガスの残量（全ストリツピ
ングガス量の50％以下、特に10〜30％の量）を用
いて、更に残存のCO2を追出す。塔頂生成物は、
低温ストリツピング塔の中央部に導かれ、そこで
粗精製用ストリツピングガスとして使用される。
ストリツピングガス塔を比較的低温の粗ストリ
ツピングゾーンと、比較的高温の仕上げストリツ
ピングゾーンとに区画することは、次のように有
利な作用がある。負荷された溶剤からCO2を脱ガ
スにより除去するには、或る所定の熱量が必要で
あり、この熱は、溶剤から取出され、溶剤を冷却
させる。低温の粗ストリツピングゾーンにおい
て、この冷却は前段の洗浄塔で用いた温度で行な
われるため、外部冷却熱が節減される。それに反
し、高温ストリツピングゾーンにおいては、比較
的高い温度レベルにある溶剤の冷却を外部冷却熱
の低減のために使用することはもはやできない。
本発明による再生方法の別の実施態様によれ
ば、膨張によりCO2が部分的に除去された溶剤
は、更に膨張され、加温され、分離器に導かれ、
そこで生成したCO2含有気体状溜分は、場合によ
つては、圧縮後に冷却器により冷却され、再び第
１圧力段に導かれ、生成した液状溜分は、H2S分
離に導かれる。この実施態様によれば、部分加温
後に分離器を使用する場合、膨張によりCO2分離
においてもエネルギー需要量を少くできる。この
場合、最初の膨張のための富化塔の圧力以下に圧
力を下げ、吸引ガスを圧縮することが、より経済
的な場合があり得る。ストリツピングガスを用い
る実施態様の場合と同様に、この場合にも、好ま
しくは、再生溶剤との熱交換によつて温度を好ま
しくは30°〜80℃、特に50〜70℃高くして工程を
実施する。
加温分離器を用いる本発明方法によると、真空
装置とH2S濃縮装置との結合を省くことができ
る。冷たい膨張容器内においての減圧は、純粋に
経済的な配慮に従つて、即ち負荷された液の脱ガ
スによる冷却熱利得と脱ガスされたフラツシユ蒸
発ガスの濃縮及び２次洗浄の作動温度への冷却の
ためのエネルギー需要との比較に基づいて行ない
得る。
また本発明は、ストリツピングガスでストリツ
ピング処理又は膨張させるためのH2S富化塔と、
そのH2S富化塔の底部が連結用導管部の先端部に
おいて連結する高温再生塔と、その連結用導管に
は、高温再生塔の貯留部に導通している少くとも
１個の熱交換器、また連結用導管にはストリツピ
ングカラムまたはその代りとして、分離器、スト
リツピングカラム乃至は気液分離器のいずれかを
少なくとも１個有し、その先端をH2S富化塔にま
た他方が高温再生塔の貯留部に導通して、CO2分
離を少くとも２つの異つた温度レベルにおいて行
うことを特徴とする溶剤再生装置も提供する。
本発明の再生方法において、溶剤には、物理的
に作用する全ての吸収液、特にCO2よりもH2Sに
対して選択性を示す吸収液が用いられる。これら
の溶剤としては特にアルコール例えばメタノー
ル、ケトン、Ｎ−メチルピロリドン、ジメチルホ
ルムアミド、ポリエチレングリコールエーテル又
は芳香族化合物が挙げられる。
次に本発明の再生方法を添付図面に基づいて詳
細に説明する。
〔実施例〕
第１図において、H2S富化塔３には、CO2の負
荷されたメタノールが、図示されない前段の洗浄
工程から配管１により60m2／ｈの割合で、また
H2Sの負荷されたメタノールが配管２により40
m3／ｈの割合でそれぞれ供給される。H2S富化塔
３の作動圧力は約2.5Kg／cm2（2.4バール）であ
る。H2S富化塔３の下部からは、温度30℃のスト
リツピングガス例えばN2ガスを配管４を経て
2000Nm3／ｈの割合で供給される。塔内を上昇す
るストリツピングガスは、メタノール中に吸収さ
れているCO2を追出し、主にCO2とN2とから成る
残留ガスが塔頂から配管５経て排出される。メタ
ノールに対する溶解度の高いH2Sの一部もストリ
ツピングガスによつて追出されるので、これを防
止するために、H2Sは、H2S富化塔３の上部に供
給されるCO2含有メタノールによつて洗浄回収さ
れる。
供給された全メタノールはポンプ３９により配
管６を経て−55℃の温度で取出され、−30℃に熱
交換器２７にて加温された後、H2S富化塔３に再
び供給される。この操作によつて、更にメタノー
ル中に残存するCO2の一部はこの加温によつてメ
タノールから追出される。
部分的にCO2が除かれたH2S富化塔３の貯留部
４３のメタノールは、−37℃の温度で、配管７を
経てポンプ３９により引出され、熱交換器８内に
おいて再生メタノールによつて34℃に、即ちH2S
富化塔供給液−30℃に対し64℃だけ加温され、第
２のH2S富化塔９（高温のストリツピング塔）の
上部に導かれる。第2H2S富化塔９は約2.8Kg／cm
（2.7バール）の圧力で作動している。この第
2H2S富化塔９の下部には温度30℃のストリツピ
ングガスが400Nm3／ｈの割合で配管１０を経て
供給される。供給されたストリツピングガスは、
メタノール中になお含有するCO2及び多少のH2S
を追出し、配管１１を経て、第2H2S富化塔９の
塔頂から、温度34℃のCO2、N2及び25Nm3／ｈの
H2Sを伴なつた残留ガスが、900Nm3／ｈの割合
で取出される。この残留ガスは、H2Sの洗浄回収
のためにH2富化塔３の下部に導かれる。また残
留ガスを破線にて示す如く、ストリツピング効率
を上げるため熱交換８を介して加温し、H2S富化
塔３の下部に導入してもよい。
配管１２からは、CO2の大部分除去された32℃
の即ちH2S富化塔の塔底部排出メタノール−37℃
に対し69℃加温された貯留器４３のメタノールが
ポンプ３９により引出され、このメタノールは熱
交換器１３により102℃の高温、再生メタノール
との熱交換により87℃に加温され、高温再生塔１
４の上部に導かれる。高温再生塔１４は、約3.1
Kg／cm2（３バール）の圧力で作動し、塔下部の貯
留部４３の溶剤は蒸気によつて加熱される加熱器
１５によつて加熱される。メタノール中に吸収さ
れたH2Sは、この貯留部４３の液の加熱によつて
追出され、配管１６を経て高温再生塔１４の塔頂
から引出される。外部からの20000Kcal／ｈの冷
却熱にて、冷却器１７にて冷却され、この結果凝
縮した凝縮メタノールは分離器１８にて分離され
た後、配管１９を経て高温再生塔１４に戻され、
H2S28モル％含有のH2S溜分275Nm3／ｈが配管
２０を経て−35℃の温度で回収される。高温再生
塔１４の貯留部４３からは102℃の再生メタノー
ルの一部は前述の如く加熱器１５により加熱され
貯留部４３に戻され残部は配管２１を経てポンプ
３９にて引出され、熱交換器１３及び８で冷却さ
れた後、洗浄工程に繰返される。
第１図の実施例によると、CO2の分離を異なつ
た３つの温度レベルで行われる。
即ち、第１及び第２の温度レベルはH2S富化塔
３の上部及び下部の温度レベルであり、第３の温
度レベルは第２のH2S富化塔９（高温のストリツ
ピング塔）の作動レベルである。
第１及び第２の温度レベルは類似した領域であ
るが第３の温度レベルは本質的に異なるレベルで
ある。
この実施例による再生方法によれば、第2H2S
負荷塔の（高温ストリツピング塔）を用いないこ
とを除いて同じ条件とした従来の再生方法に比べ
て、70000Kcal／ｈの外部分的な冷却熱が節減で
きる。この節減は、特に、高温の再生塔１４の塔
頂生成物を冷却器１７において冷却するために必
要な外部的な冷却熱のエネルギー消費の減少によ
つてもたらされる。
第２図によれば、図示しない前段の洗浄工程か
ら配管２２を経て、CO2負荷された溶剤60m3／ｈ
が、また配管２３を経てH2S負荷された溶剤40
m3／ｈ、H2S富化塔２４内にて膨張される。H2S
富化塔２４内の圧力は約2.1Kg／cm3（2.1バール）
である。圧力降下により、溶解度の低いCO2は溶
剤から追出され、配管２５を経てH2S富化塔２４
の塔頂から引出される。H2Sも一緒に追出される
ことを防止するために、H2S富化塔２４の上部に
導かれたCO2負荷された溶剤でH2Sを洗浄回収す
る。
H2S富化塔２４の中央部からポンプを介して配
管２６を経て、−55℃の温度で供給全溶剤がポン
プ３９により引出され、熱交換器２７内において
−29℃に加温された後再びH2S富化塔２４に供給
される。この加温によつて更に溶剤中に残存する
CO2の一部分が溶剤から追出される。
配管２８からは、部分的にCO2が除去された貯
留部４３かの溶剤が−29℃の温度で引出され、約
0.4Kg／cm2（0.4バール）の圧力に減圧弁２９にて
減圧され、分離器３０に導かれる。この膨張によ
る脱ガス作用のため、更に含有するCO2が除去さ
れ、このCO2は気体状溜分として、配管３１を経
て分離器３０から引出され、２段式の圧縮機３２
ａ，３２ｂにより約1.2Kg／cm2（1.2バール）、約
2.1Kg／cm2（2.1バール）の圧力にそれぞれ圧縮さ
れ、外部的冷却熱にて冷却器３３にて冷却された
後、H2Sを洗浄回収するためにH2S富化塔２４に
配管３４を経て供給される。この気体状溜分
（2475Nm3／ｈ）にはH2S74Nm3／ｈが含有され
ている。
CO2及びH2Sをなお含有する分離器３０からの
メタノールは、−39℃の温度で、配管３５を経て
ポンプ３９により引出され、再生溶剤にて熱交換
器３６により32℃に即ちH2S富化塔底部出口−29
℃に比して61℃だけ加温され、別の分離器３７に
導かれる。分離器３７内の圧力は約1.2Kg／cm2
（1.2バール）である。この加温によつて更に含有
されるCO2が追出され、このCO2は、気体状溜分
（490Nm3／ｈ、そのうちH2Sは31Nm3／ｈ）とし
て、配管３８を経て分離器３７から引出され、圧
縮機３２ｂにて約2.1Kg／cm2（2.1バール）まで圧
縮され、冷却器３３により冷却された後、H2S富
化塔２４に繰返される。
殆んどCO2が除かれた溶剤メタノールは、配管
４０を経て分離器３７から引出され、後続する高
温再生塔１４にポンプ４２で圧送され、その間に
熱交換器４１内において、再生溶剤にて87℃に加
温され、高温再生塔１４の上部に供給される。高
温再生塔１４は、第１図において前述したように
作動し、H2S溜分とH2S及びCO2を含有しない再
生溶剤を回収する。
第２図の実施例によると、CO2の分離を異なつ
た４つの温度レベルで行われる。
即ち、第１及び第２の温度レベルはH2S富化塔
２４の上部及び下部の温度レベルであり、第３の
温度レベルは分離器３０の温度レベルであり、第
４の温度レベルは分離器３７の温度レベルであ
る。
第１、第２及び第３の温度レベルは類似した領
域であるが第４の温度レベルは本質的に異なるレ
ベルである。
これに対して、従来の溶剤加熱は、H2S富化塔
３又は２４と再生溶剤を通ずる間接熱交換器８又
は３６による高温再生塔１４間のステツプで行わ
れるが、本発明の場合、加熱ステツプによる吸収
されたH2Sの分離に先立つて、吸収されたCO2の
分離を異なつた２つの温度レベルで行うこととな
る。
〔発明の効果〕 本発明の溶剤再生方法及び装置によれば、CO2
及びH2Sが負荷された溶剤からCO2及びH2Sを効
率良く分離し、再生、溶剤の必要エネルギ消費量
を従来より格段と低減し、再生回収し得るもので
ある。
【図面の簡単な説明】
第１図はストリツピングガスを用いた本発明の
実施例による再生装置を示す工程図、第２図はス
トリツピングガスを用いない本発明の実施例によ
る再生装置を示す工程図である。 符号の説明、３，９，２４……H2S富化塔。
８，１３，２７，３６，４１……熱交換器。１４
……高温再生塔。１５……加熱器。１７，３３…
…冷却器。１８，３０，３７……分離器、３２
ａ，３２ｂ……２段式圧縮機。３９，４２……ポ
ンプ、４３……貯留部。図面中同じ符号は同一ま
たは同じ機能を示す。

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 １ 酸ガス特にCO2及びH2Sが負荷された物理的
    に作用する溶剤を再生させるに際し、吸収された
    CO2を分離するために、負荷された溶剤をストリ
    ツピングガスでストリツピング処理又は膨張さ
    せ、次いで吸収されたH2Sを分離するために該溶
    剤を加温処理する溶剤再生方法において、 前記CO2の分離を２つの異つた温度レベルにお
    いて行うことを特徴とする溶剤再生方法。 ２ 前記ストリツピング処理によりCO2が部分的
    に除去された溶剤を加温し、CO2の殆んどを除去
    するために高温で前記溶剤をストリツピングガス
    で処理することを特徴とする特許請求の範囲第１
    項記載の溶剤再生方法。 ３ 前記CO2の殆んどを除去するために前記スト
    リツピングガスを少量使用することを特徴とする
    特許請求の範囲第２項記載の溶剤再生方法。 ４ CO2の部分的な分離に使用したストリツピン
    グガスの量の50％以下、好ましくは10〜30％を
    CO2の殆んどを分離するために使用することを特
    徴とする特許請求の範囲第３項記載の溶剤再生方
    法。 ５ 前記膨張によりCO2が部分的に除去された溶
    剤を更に膨張させ、加温し、分離器に導くこと
    と、その際に生じたCO2含有気体溜分を場合によ
    つては濃縮後に冷却し、再び第１の圧力段に導
    き、生成した液体溜分をH2S分離に導くことを特
    徴とする特許請求の範囲第１項記載の溶剤再生方
    法。 ６ 部分的にCO2が除去された溶剤の加温を再生
    溶剤との熱交換によつて行うことを特徴とする特
    許請求の範囲第１〜５項のいずれか１項記載の溶
    剤再生方法。 ７ 部分的にCO2が除去された溶剤を30〜80℃好
    ましくは50〜70℃だけ加温することを特徴とする
    特許請求の範囲第１〜６項のいずれか１項記載の
    溶剤再生方法。 ８ 酸ガス特にCO2及びH2Sが負荷された物理的
    に作用する溶剤を再生させるに際し、吸収された
    CO2を分離するために負荷された溶剤をストリツ
    ピングガスでストリツピング処理及び／又は膨張
    させ、またH2S富化塔の貯留部から高温再生塔の
    塔頂に導通させ、H2S富化塔および高温再生塔で
    含まれ吸収されたH2Sを分離するために前記溶剤
    を加温させる溶剤再生装置において、 前記ストリツピングガスでストリツピング処理
    又は膨張させるためのH2S富化塔と、該H2S富化
    塔の底部が連結用導管部の先端部において連結す
    る高温再生塔と、該連結用導管には、高温再生塔
    の貯留部に導通している少くとも１個の熱交換
    器、また該連結用導管にはストリツピングカラム
    またはその代りとして、分離器、ストリツピング
    カラム乃至は気液分離器のいずれかを少なくとも
    １個有し、その先端をH2S富化塔にまた他方が高
    温再生塔の貯留部に導通して、CO2分離を少くと
    も２つの異つた温度レベルにおいて行うことを特
    徴とする溶剤再生装置。 ９ 前記連結用導管中にストリツピング塔を配設
    したことを特徴とする特許請求の範囲第８項記載
    の溶剤再生装置。 １０ 前記連結用導管中に少なくとも１個の分離
    器を配設したことと、該分離器がH2S富化塔に配
    管を介し接続され、かつ高温再生塔に貯留部を介
    し接続されたことを特徴とする特許請求の範囲第
    ８項記載の溶剤再生装置。 １１ 前記分離器とH2S富化塔との配管中に圧縮
    器と冷却器とを配設したことを特徴とする特許請
    求の範囲第１０項記載の溶剤再生装置。
JP59248829A 1983-12-05 1984-11-27 溶剤再生方法及び装置 Granted JPS60187318A (ja)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE3343916.8 1983-12-05
DE19833343916 DE3343916A1 (de) 1983-12-05 1983-12-05 Verfahren und vorrichtung zum regenerieren eines loesungsmittels

Publications (2)

Publication Number Publication Date
JPS60187318A JPS60187318A (ja) 1985-09-24
JPH0475047B2 true JPH0475047B2 (ja) 1992-11-27

Family

ID=6216076

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
JP59248829A Granted JPS60187318A (ja) 1983-12-05 1984-11-27 溶剤再生方法及び装置

Country Status (9)

Country Link
US (1) US4609384A (ja)
EP (1) EP0144956B1 (ja)
JP (1) JPS60187318A (ja)
AT (1) ATE42217T1 (ja)
AU (1) AU577075B2 (ja)
BR (1) BR8405969A (ja)
DE (2) DE3343916A1 (ja)
IN (1) IN163134B (ja)
ZA (1) ZA849420B (ja)

Families Citing this family (26)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2589752B1 (fr) * 1985-10-04 1987-12-11 Elf Aquitaine Procede et dispositif pour l'extraction selective de l'h2s d'un gaz en contenant
DE3710360C1 (de) * 1987-03-28 1988-10-27 Metallgesellschaft Ag Verfahren zum Behandeln einer beladenen,unter Druck stehenden Waschloesung
US4859802A (en) * 1988-03-04 1989-08-22 Exxon Production Research Company Process for removing contaminants from dialkyl ethers of polyalkylene glycols
US5392594A (en) * 1993-02-01 1995-02-28 Air Products And Chemicals, Inc. Integrated production of fuel gas and oxygenated organic compounds from synthesis gas
CN1036245C (zh) * 1994-02-25 1997-10-29 中国石油化工总公司 一种用甲醇回收酸性气的方法
US5681360A (en) * 1995-01-11 1997-10-28 Acrion Technologies, Inc. Landfill gas recovery
DE102004024274A1 (de) * 2004-05-15 2005-12-01 Basf Ag Verfahren zur Herstellung einer Lösung von reinem Triethylendiamin (TEDA)
US7699914B1 (en) 2005-12-09 2010-04-20 Morrow Luke N Triple-effect absorption system for recovering methane gas
AU2008292143B2 (en) * 2007-08-30 2011-12-08 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for removal of hydrogen sulphide and carbon dioxide from an acid gas stream
DE102007048565B3 (de) * 2007-10-09 2009-01-22 Dge Dr.-Ing. Günther Engineering Gmbh Verfahren und Anlage zur Regeneration einer bei der Reinigung von Gasen anfallenden aminhaltigen Waschlösung
CN101590356B (zh) * 2009-06-03 2011-07-20 上海国际化建工程咨询公司 分流式低温甲醇洗装置
CN101874967B (zh) * 2009-12-18 2012-07-04 中国五环工程有限公司 采用低温甲醇溶液脱除酸性气体的工艺方法
CN101773764B (zh) * 2010-04-02 2012-09-05 中煤能源黑龙江煤化工有限公司 一种低温甲醇洗工艺及装置
CA2754329C (en) * 2010-10-07 2015-11-10 Encana Corporation Treatment of water for use in hydraulic fracture stimulation
CN102085445B (zh) * 2010-12-17 2013-03-27 惠生工程（中国）有限公司 一种用于低温甲醇洗工艺酸性气脱除的改性溶液
EP2481466A1 (de) * 2011-01-31 2012-08-01 Siemens Aktiengesellschaft Vorrichtung und Verfahren zum Aufreinigen eines mit Nitrosamin verunreinigten Produktes einer Prozessanlage
DE102011108530A1 (de) * 2011-07-26 2013-01-31 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Vorrichtung zur Waschmittelregenerierung in Gaswäschen
US9340739B1 (en) 2011-09-02 2016-05-17 David C. Morrow Enhanced landfill gas treatment
US8840708B1 (en) 2011-09-02 2014-09-23 David C. Morrow Landfill gas treatment
US20130139687A1 (en) * 2011-12-06 2013-06-06 Linde Aktiengesellschaft Method for the removal of acid gases from a residual gas of an alcohol synthesis
DE102014018844A1 (de) * 2014-12-17 2016-06-23 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Vorrichtung zur Waschmittelregenerierung in einer physikalischen Gaswäsche
US9782719B1 (en) 2016-08-09 2017-10-10 Nrgtek, Inc. Solvents and methods for gas separation from gas streams
US9962656B2 (en) 2016-09-21 2018-05-08 Nrgtek, Inc. Method of using new solvents for forward osmosis
US9956522B2 (en) 2016-08-09 2018-05-01 Nrgtek, Inc. Moisture removal from wet gases
US10143970B2 (en) 2016-08-09 2018-12-04 Nrgtek, Inc. Power generation from low-temperature heat by hydro-osmotic processes
US12011688B2 (en) 2021-05-10 2024-06-18 Morrow Renewables, LLC Landfill gas processing systems and methods

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE2548700C2 (de) * 1975-10-30 1982-04-01 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren und Vorrichtung zur Wasserstoffreinigung unter gleichzeitiger Kohlendioxidgewinnung
US4270937A (en) * 1976-12-01 1981-06-02 Cng Research Company Gas separation process
DE2943130A1 (de) * 1978-11-09 1981-05-07 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren zur entfernung unerwuenschter gasfoermiger bestandteile aus heissen abgasen
US4378977A (en) * 1978-11-09 1983-04-05 Linde Aktiengesellschaft Removal of undesired gaseous components from hot waste gases
DE2856078A1 (de) * 1978-12-23 1980-07-10 Linde Ag Verfahren zum abtrennen und gewinnen gasfoermiger komponenten aus einem gasgemisch durch physikalische waesche
US4345918A (en) * 1979-01-31 1982-08-24 Institute Of Gas Technology Process for purification of gas streams
US4242108A (en) * 1979-11-07 1980-12-30 Air Products And Chemicals, Inc. Hydrogen sulfide concentrator for acid gas removal systems
DE3047829A1 (de) * 1980-12-18 1982-07-15 Linde Ag, 6200 Wiesbaden Verfahren und anlage zum abtrennen von schwefelwasserstoff und kohlendioxid aus einem gasgemisch
US4370156A (en) * 1981-05-29 1983-01-25 Standard Oil Company (Indiana) Process for separating relatively pure fractions of methane and carbon dioxide from gas mixtures
DE3148520A1 (de) * 1981-12-08 1983-07-21 Linde Ag, 6200 Wiesbaden "verfahren zur entfernung von sauren gasen aus gasgemischen"

Also Published As

Publication number Publication date
ZA849420B (en) 1985-07-31
AU3624784A (en) 1985-06-13
EP0144956B1 (de) 1989-04-19
ATE42217T1 (de) 1989-05-15
EP0144956A2 (de) 1985-06-19
BR8405969A (pt) 1985-08-27
DE3477742D1 (en) 1989-05-24
DE3343916A1 (de) 1985-06-13
IN163134B (ja) 1988-08-13
US4609384A (en) 1986-09-02
EP0144956A3 (en) 1986-10-22
JPS60187318A (ja) 1985-09-24
AU577075B2 (en) 1988-09-15

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JPH0475047B2 (ja)
US5067972A (en) Purification of gases
JP3969949B2 (ja) アミン回収方法及び装置並びにこれを備えた脱炭酸ガス装置
JP5399596B2 (ja) ポリエチレングリコール類を用いてガスから混入物を除去する方法
CA2365124C (en) Method and apparatus for the drying of natural gas
US4853012A (en) Process and device for deacidification of a gas containing H2 S and/or CO2 and mercaptans
CA1232259A (en) Multiple temperature level regeneration of co.sub.2 from physical solvent
JP2001505615A (ja) 水素の発生による気化動力装置における酸性ガスの除去
JPH0848984A (ja) 高濃度の酸性ガスの製造のためにガスを脱酸する方法
JP2010540243A5 (ja)
US4609389A (en) Process for scrubbing gaseous components out of gaseous mixtures
JP2007190553A (ja) アミン回収方法及び装置並びにこれを備えた脱炭酸ガス装置
JP2005502704A (ja) 熱の回収手順
JPS63151330A (ja) 二酸化炭素を回収するためのガス処理方法
CN102985164A (zh) 干燥和压缩富含co2的流的方法和装置
JPS60171202A (ja) アンモニアおよび尿素の組合された製造方法
US3074245A (en) Process for the selective removal of carbon dioxide and hydrogen sulfide from gaseous mixtures containing the same
CN108144420B (zh) 一种超临界水氧化过量氧回收系统
CN210385374U (zh) 一种低温甲醇洗工艺中的酸性气用甲醇回收装置
US11826694B2 (en) Process and plant for removing carbon dioxide from synthesis gas
CN115350566A (zh) 一种改进的低温甲醇洗co2解吸及利用解吸气的装置及工艺
GB2464368A (en) A solvent regeneration process
CN110813028A (zh) 用于从气体混合物除去酸性气体成分的方法和装置
Ranke et al. Multiple temperature level regeneration of co2 from physical solvent
RU2329859C2 (ru) Способ повышения давления диоксида углерода при абсорбционном выделении его из газовых смесей