JPS5918092B2 - 酸性ガスの除去法 - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は、様々なプロセスガスからの酸性ガス特にＣＯ
２ガスの除去法に関する。

アルカノール′アミンでの向流的吸収によって酸性ガス
を除去することは、４０年以上にわ１こって産業果にお
いて知られている。

１９６９年項に、腐食抑制系が発見され、その後１９７
４年４月３０日付の米国特許第３８０８１４０号では多
くの慣用のＭＥＡ−ＣＯ２除去の設計上及び操作上の拘
束が排除された。

この時以来、低い資本投下即ち所要装置の部材数及び寸
法の減小の面で及びプロセスを実施するだめの低いエネ
ルギー必要量の面でＭＥＡ−ＣＯ□腐食抑制系を改善及
び最適にするだめに研究が連続的に実施されてきた。

本発明の目的は、外部源からの加熱及び冷却の必要性が
最少限にされた酸性ガス除去のだめの改良法を提供する
ことである。

他の目的は、酸性ガス除去のだめの改良された腐食抑制
法を提供することである。

他の目的は、以下の記載及び図面から明らかになるであ
ろう。

本発明の広い観点においては、酸リッチアミンスクラッ
ピング溶液は、吸収された酸性ガスの温度制菌分圧を低
下させるために吸収塔の中部ないし底部の近くで冷却さ
れ、これによってより高い吸収量が可能にされる。

（本明細書では、記載を簡単にするために、酸性ガスと
してＣＯ２を通常記載する。

しかし、本発明は、以下に記載するように必ずしもそれ
に限定されるものではない。

）リッチ溶液の冷却と組合せて、リッチ溶液のフラッシ
ングが使用され、これによってこれまで達成できない程
低いリボイラー効率が達成される。

アミン型ＣＯ□除去プラントのストリッピング搭には、
吸収剤みの溶剤からＣＯ２を脱着するのに必要とされる
エネルギーが供給される。

従来の非抑制ＣＯ２除去ＭＥＡ系では、このエネルギー
を供給するだめのスチーム必要量は典型的には９５．０
００ Ｂｔｕ／ｌｂモルＣ０２（８７６ｃａ１／Ｉモル
Ｃ０２）であった。

米国特許第３８０８１４０号に記載される如き腐食抑制
系は、この必要量を大きく減少させた。

本発明は、外部源からの加熱及び冷却の必要性をなお更
に減少させるものである。

ストリッピング搭においてＣＯ２吸収量が少ない程、供
給しなければならない熱使用量が低くなり、更に必要と
されるストリッピング搭の直径が小さくなることは知ら
れている。

このことに、本発明では実際のストリッピングに先立っ
てＣＯ２除去のだめのフラッシュタンクを使用する根拠
がある。

平衡条件に近い条件で設計された接触器（ＭＥＡ溶液の
冷却のために）を出る高リッチアミン溶液を利用しそし
てはゾ大気圧ヘフラッシングさせることによってストリ
ッパーの外部へ除去されるＣＯ□が多い程、再生熱使用
量が少なくて済む。

そこで、ストリッピングの一部分は、ユーティリティの
面でまたゾ“で達成される。

概念的には、接触器とストリッパーとの間のリッチ溶剤
ラインのどこかでフラッシュタンクを置くことができる
が、しかし更に考慮しても、適当に配置されそして設計
されたフラッシュタンクからほとんど何も得られない。

これは、系の熱力学と良好な関係を有する。

高圧流れからＣＯ２及びＨ２Ｏがフラッシングされるに
つれて、蒸発を達成するのに必要な熱が液相から熱エネ
ルギーとして消費される。

それ故に、もしストリッパーの入口と連続させてフラッ
シュ搭を配置すると、搭の顕熱使用量が入口温度の低下
のために増大される。

そして、ＣＯ２吸収量の減少によって得られる正の利益
は、負の顕熱効果によって相殺される。

そこで、ストリッピングに先立ってフラッシュ搭の底部
を再加熱する（熱交換によって）必要がある。

リーン／リッチ交換に先立って接触器リッチ溶剤の引出
しの直ぐ下流側での配置を勧める。

と云うのは、フラッシングの後に適切な加熱を達成する
ことができるからである。

しかし、これは、異なる理由のために不満足なことであ
る。

本質的には、フラッシュ搭への流入温度が高くなる程、
ＣＯ２除去の面で得られるフラッシュ効率が良好となる
（第２図参照）。

フラッシュ効率とは、リッチ溶液中に含有されるＣＯ□
Ｏ量を基にした全ＣＯ２除去の係と定義される。

更に；吸収量は、重要な役割を果す。例えば、１８０°
Ｆ（８２°Ｃ）において、フランシングによって０．５
０モル１モル吸収量からＣＯ２の４チ以下を除去するこ
とができ、また、０．５８モル１モルからにほとんど１
３％を除去することができる。

本発明では、接触器を出るリッチ吸収量を約０．５０モ
ル１モルの現時点で通常の値から増加しようとするもの
である。

これは、底部トレーのうちの１つで中間冷却器を用いて
半接触アミンを冷却しながら底部トレーで極めて緊密な
吸収量平衡接近度を得るように緊密に設計することによ
って達成することができる。

この冷却はアミン中のＣＯ２の分圧を低下させてＣＯ□
に対する物質移動駆動力を増大し、これによって残りの
最とも底部側のトレーとの接触により吸収量が更に増加
される。

しかしながら、接触器を出るリッチ溶液の低温度の故に
、フラッシュ装置の操作は熱交換器と熱交換器との間で
行なわれなければならない（第１図参照）。

と云うのは、この方法では、フラッシング後にストリッ
ピングに先立って溶液を再加熱する能力を保持しながら
適度な予備フラッシュ温度を提供することができるから
である。

先に記載したように、供給ガスは、炭化水素、炭化水素
混合物、合成ガス及び窒素と水素との混合物よりなる群
から選定されるプロセスガスと酸性ガスとの混合物であ
る。

系で処理される炭化水素の例は、天然ガス又は代替若し
くは合成天然ガス（ＳＮＧ）の形態にあってよいエタン
及びメタン、エチレン、エタン、プロピレン、プロパン
、か＼る炭化水素の混合物、並びにナフサ若しくは原料
の分解から又は石炭のガス化からの予備精製流出物であ
る。

合成ガスは、様々ね割合一般には水素約６０〜約８０容
量％及び−酸化炭素約０．１〜約２０容量係の範囲内に
ありそしてもし残部があるならば二酸化炭素であるとこ
ろの水素と一酸化炭素との混合物を意味する。

チは、合成ガスの総容量に基づく。

典型的な混合物は、Ｈ２７７，７係、Ｃ００，３％及び
Ｃ０２２２，０％並びにＨ２７０饅、Ｃ０１５１％及び
ＣＯ２１５％である。

窒素と水素との混合物は、アンモニアの製造に使用され
る。

一般には、混合物は、窒素と水素との混合物の総容量を
基にして約２０容量チの窒素及び約６０容量係の水素を
含有するｄ、 まだ、供給ガスは、一酸化炭素、硫化水素及びそれらの
混合物から選定される酸性ガスを供給ガスの総容量を基
にして約５〜約６０容量係の量で含有する。

“供給ガスの総容量“は、先に限定した如きプロセスガ
ス及び先に限定した如き酸性ガスを含めるがしかし以下
に記載する水蒸気及び不純物を除外する。

供給ガス中に通常含有される酸性ガスの量は、約１５〜
約３０容量係の範囲内である。

・水は、０〜飽和（好ましくは飽和）にわたる範
囲の量において水蒸気又は小滴の形態でプロセスガス成
分の全部と混合状態で存在してよくそして通常存在する
。

飽和は、吸収帯域の底部での水の蒸発を最少限にする。

無水の供給ガスを用いることができるが、しかし極めて
まれなことである。

こ＼に限定される如き不純物は、（ａ）プロセスガス、
酸性ガス又は水蒸気としては先に限定されない任意のガ
ス及び（ｂ）供給ガス中の固体粒子又は液滴（水滴を除
いて）によって表わされる。

それらは、供給ガスの総重量を基にして約３重量係の量
で存在してよく、好ましくはせいぜい約１重量％そして
多くの場合に０．０１％よりも少ない量で存在する。

ガス状不純物の例は、二酸化硫黄、硫化カルボニル及び
二硫化炭素である。

固体又は液体不純物の例は、硫化鉄、酸化鉄、高分子量
炭化水素及び重合体である。

単重よりも多くの結合を有するオレフィン、三重結合炭
化水素、及び一般的な規則としてその場所で重合又は反
応するすべての物質が望ましくない不純物である。

吸収剤は、１〜３個の炭素原子を含有する１〜３個のア
ルカノール基を有するアルカノールアミンと水との溶液
である。

アルカノールアミンの例はモノエタノールアミン（ＭＥ
Ａ）、ジェタノールアミン（ＤＥＡ）及びトリエタノー
ルアミン（ＴＥＡ）であり、そしてＭＥＡが好ましい吸
収剤である。

他の好適なアルカノールアミンは、ジイソプロパツール
アミン、モノイソプロパツールアミン、モノプロパツー
ルアミン、ジブロバノールアミン、トリプロパツールア
ミン及びトリイソプロパツールアミンである。

アルカノールアミンの混合物を用いることができるけれ
ども、それらは好ましくない。

除去しようとする汚染物に対して高い溶解度を有する不
活性無機又は有機化合物とアミンとの混合物を用いるこ
とができる。

水の代わりにか＼る化合物を用いることができる。

例えば、ハツチソン氏の米国特許第２１７７０６８号に
記載される如きグリコール−アミン−水の如き処理溶液
を用いることができる。

系に導入されるＭＥＡ水溶液は、一般には溶液の重量を
基にしてＭＥＡ約１５〜約７０重量係である。

ＤＥＡを用いる場合には、初期溶液における広い範囲は
約２５〜約９０重量係であり、またＴＥＡを用いる場合
には、広い範囲は約４０〜約９５重量％である。

この系中で用いることのできる典型的な溶液の例は、重
量％単位で次の如くである。

ＭＥＡ ３５％ 水６５％ ＤＥＡ ５０％ 水５０％ ＴＥＡ ７０チ 水３０飴 系は、本質上腐食を含まないことが好ましい。

さもなければ、本法によってもたらされる利益は。

腐食した装置により引起こされる停止時間による生産上
の損失によって工業的応用例では打消されてしまう。

これは、例えば、米国特許第３８０８１４０号に記載さ
れる腐食抑制剤を用いることによって、又は様々なチタ
ン合金若しくは様々な耐腐食性ステンレス若しくは炭素
鋼から作った装置を用いることによって、又はガラス張
り装置を用いることによって二酸化炭素系で達成するこ
とができる。

いずれの場合でも、二酸化炭素系においである種の耐腐
食系を用いることを勧める。

米国特許第３８０８１４０号のアンチモン及びバナジウ
ム化合物を使用するに当っては、各々の化合物は、バナ
ジウム化合物約９〜約１重量部に対してアンチモン化合
物約１〜９重量部の比率となるように一緒に混合される
。

好ましい比率は約４〜ｂ 好ましい。

アンチモン化合物及びバナジウム化合物の組合せは、水
及びアルカノールアミンの重量を含めたアルカノールア
ミン水溶液の重量を基にして約０．０１〜約２．０重量
％の量で加えられる。

吸収、ストリッピング及び冷却のプロセスで用いられる
装置並びにリボイラー、濾過器、配管、タービン、ポン
プ、フラッシュタンク等は、通常の設計である。

系で用いられる典型的な吸収塔は、充填時に０．６ｍ又
は同等のトレー間隔を有する１５〜３５個のシーブトレ
ーを持つシーブトレー接触器と記載することができる。

系において使用される典型的な蒸留搭は、充填時に１５
〜２０個の実用トレーを有するシーブトレー搭又はその
同等物と記載することができる。

蒸留搭は、その底部又は外部ケトルにおいて管状加熱袈
素又はリボイラーを含み、そしてその頂部及び外部には
擬縮器及び水分離器（図示せず）が付設される。

こ＼で添付図面を説明すると、供給ガスは管路１におい
て吸収塔２（接触器）にその底部トレーで又はその近く
で導入されるが、供給ガス吸収塔の流入温度（’ｒｏ）
は通常約１４０〜約１９０’Ｆ（６０〜８８℃）の範囲
内にある。

しかしながら、物質移動を高めるためには、溶液と接触
状態になるガスの温度は、溶液からガスへの水の蒸発を
防止するだめに存在する溶液の温度よりも好ましくは約
５千（２８℃）高くすべきである。

蒸発は蒸発膜を生成させ、これはガスから液体への良好
な物質移動を抑制する。

従って、良好な物質移動が低下する。

供給ガスは、吸収塔を経て上方へ流れそして管路４を経
て吸収塔２の頂部トレーで又はその近くで導入されるア
ルカノールアミン水溶液（リーン溶液と称する）と自流
的に接触する。

吸収塔２における圧力は、約１４．７〜約１．５００ｐ
ｓ ｉ ａ （１，０〜１０５．５に９／ｃＩＩＬ）
の範囲内であってよく、通常約２５０〜約８００ ｐｓ
ｉ ａＱ７．６〜５６．２ ｋｇ／ａｎｔ ）の範囲
内である。

リーン溶液は、約１０５〜約１６２下（４１〜７２°Ｃ
）の範囲内の温度（Ｔ１）において吸収塔２に入り、通
常約１０５〜１２５°Ｆ（４１〜５２℃）である。

酸性ガスの大半が吸収されてしまった供給ガスは吸収塔
を通過して管路３を経て排気ガスとして約１０５〜約１
６２°Ｆ（４１〜７２°Ｃ）の範囲内の温度で出るが、
通常約１０５〜１２５°Ｆ（４１〜５２℃）である。

排気ガス（又はプロセスガス〕は約１８，０００ｐＩ）
ｍまでの酸性ガスを含有する可能性があるが、この目的
はもちろんブロセスガ゛スに対する規格要件（これは、
しばしば酸性ガス５ｐｐｍ程の低さである）を満たすこ
とである。

本法は、例等困難なしにこれらの広い要件を満たすこと
ができる。

リーン溶液が上で言及した酸性ガスの受部分をほとんど
吸収した後、これはリッチ溶液と称され、即ち、リーン
溶液と、吸収された酸はガスと、供給ガスから吸収され
た追加的な水分と、いくらかの不純物との混合物である
。

ゝ リッチ溶液吸収量（Ｉｏａｄｉｎｇ） “（これは
、リッチ溶液中におけるＭｌガスモル数対アルカノール
アミンモル数の比率である）は、約０．１〜約１．０の
範囲内であって通常的０．５０〜約０．６７である。

酸性ガス含有溶液が約１３５〜１８５°Ｆ（５７〜８５
°Ｃ）の範囲内の温度好ましくは約１５５°Ｆ（６８℃
）に達したときに、溶液はその温度を下げるために冷却
帯域５を通され、次いで冷却した流れは、吸収帯域を出
るリッチ溶液の温度Ｔ２が決して１８５°Ｆ（８５℃）
を越えないように溶液中の酸性ガスのモル吸収量を増加
させるために吸収帯域を通される。

ＭＥＡ溶液によるＣ０２吸収のだめの好ましい範囲は１
３５〜１８５°Ｆ（５７〜８５°Ｃ）である。

これは、系における動力学及び駆動力の函数である物質
移動に基づく。

この温度範囲外では、ＭＥＡ溶液へのＣＯ□の物質移動
は妨げられる。

例えば、１３５°Ｆ（５７℃）よりも低い温度はゆるや
かな反応速度を生じさせる。

何故ならば、低い温度では系の動力学が低下されるから
である。

１８５°Ｆ（８５℃）よりも高い温度は、気相中のＣＯ
２と吸収されたＣＯ□との間でＣＯ□駆動を生ぜしめる
。

それ故に、この温度範囲内で吸収の大半を行なうのが好
ましい。

しかしながら、吸収帯への物質移動装置（トレー）の付
設は、増加した所要経費（これは勿論望ましくない）に
おいて前記よりも高い及び低い吸収温度で操作するのを
可能にすることが理解される。

高度に吸収されたリッチ溶液は約１３５〜約１８５°Ｆ
（５７〜８５°Ｃ：の範囲内の吸収帯流出温度（Ｔ２）
において管路８を経て底部トレーで又はその近くで吸収
帯２を出るが、それは通常約１４５〜約１５５°Ｆ（６
３〜６８°Ｃ）の範囲内であり、好ましくはリッチ溶液
の吸収帯流出温度は供給ガスの流入温度よりも低い。

リッチ溶液は吸′収搭２′の、底部から第一熱交換器１
０に入り、そこでリッチ溶液は、再循環する再生アルカ
ノールアミン溶液と熱交換関係で流れて溶液の温度Ｔ３
に増大する。

加熱されたリッチ溶液は１７０〜１９５°Ｆ（７７〜９
１°Ｃ）の範囲内の温度において管路９を経てフラッシ
ュ器１２に送られ、そこでリッチ溶液から管路Ｔを経て
Ｃ０２が０〜６０ｐｓｉａ（０〜４．２ｋｇ／ｃＩｉｔ
）好ましくは７．５〜１６．７ ｐｓ ｉ Ｃ７（０，
５〜１．２ｋｇ／ｉ）の圧力でフラッシングされる。

先に記載したようにそして第２図から分るように、フラ
ッシングの程度はフラッシュ温度及び酸性ガス吸収量に
左右される。

温度が高くなる程、フラッシングが高くなり、また酸性
ガス吸収量が高くなる程、フラッシングは高くなる。

フラッシングは、フラッシュタンク１２を出る流れの温
度を１５５〜１８０°Ｆ（６８〜８２℃）の範囲内の温
度Ｔ４に低下させる。

従って、流れはポンプ２によって管路１３を経て第二熱
交換器１４にポンプ送りされ、そこで温度は、リボイラ
ー２３からの熱使用を最少限にして溶液からＣＯ２をス
トリッピング″ｇ−るために２００〜２４０°Ｆ（９３
〜１１６°Ｃ）の範囲内の温度に上昇される。

溶液は、管路２２を経てストリッパ１９に送られる。

リーン溶液は、２４０〜２８０°Ｆ１１１６〜１３８°
Ｃ）の範囲内の温度Ｔ６においてストリッパー１９を出
て管路１６及び１７を経て熱交換器１４及び１０に次い
で管路１８を経てリーン溶液冷却器２１に再循環される
。

次いで、冷却されたリーン溶誕はポンプ２４によって接
触塔２の頂部に導入され、そしてサイクルが反復される
。

本発明の利益は、本発明の実施に当り当業者を助けるた
めに提供する次の特定の実施例及び比較データによって
明らかにされる。

本発明の概念は、上記形式の装置系において吸収剤とし
て３５重量％のＭＥＡ溶液を用いて具体化される。

流入するガス流れは１３，５２０１ｂモル／ｈｒ（１，
７０５ｇモル／秒）であッテソノウち２，４００１ｂモ
ル／ ｈ ｒ （３０３ｇモル／秒）がＣＯ□であり、
そしてそれは１５０下（６６℃）の温度において接触器
に入る。

流入ガス流れは水で飽和され、そして接触圧は３８０
ｐｓ ｉｇ（２６，７ｋｇ／ｃｒｉｔゲージ）である。

本発明を様々の他の系と同等の基準で比較するのを容易
にするために、リッチ溶剤流れ吸収量の平衡接近度は約
８７％で一定に保たれた。

溶液の流量は２，３００ｇｐｍ（１４５，１０８ｄ／秒
）であり、そしてそれは１０５°Ｆ（４１℃）の温度及
び０．２１モルＣＯ２１モルアミンのリーン吸収量で接
触塔に導入された。

一部分ＣＯ２が吸収されたＭＥＡ溶液は約１６０°Ｆ（
７１０Ｃ）の湿度で中間冷却器５を通され、次いで接触
塔に戻され、そこでリッチ溶液は０．５６モルＣＯ２１
モルアミンに増加された。

接触塔を出る溶液の温度は１３５０Ｆ（５７°Ｃ）であ
り、そして排気ガス中の００２は１１００ｐｐに減少さ
れた。

中間冷却器は、一部分吸収したＭＥＡ溶液を冷却するの
に３，１２４ｇｐｍ（１９７，０９３ｉ／秒）の冷却水
速度において４６．９ＭＭＢＴＵ／ｈｒ（５４，５３４
ｃａ １７秒）を要した。

リッチアミン溶液は、１３５°Ｆ（５７℃）の温度で熱
交換器１０に送られそして１７６’Ｆ（８０℃）で出る
。

再循環するリーンアミン溶液は、１８８°Ｆ（８７°Ｃ
）で入りそしてｌ ４８’Ｆ（６４’Ｃ）で出た。

次いで、溶液はフラッシュタンクに送られそして０．０
ｐｓｉｇ圧までフラッシングされた。

リッチ溶液の温度はフラッシングによって１７６°Ｆ（
８０℃）から１６５°Ｆ（７４°Ｃ）に低下され、そし
て３７０１ｂモル／ ｈ ｒ （４６，７ｇモル／秒）
のＣ０２がフラッシングによって除去された。

これによって、リッチ溶液のＣＯ２含量は３．８．４Ｃ
）ｌｂモル／ｈ ｒ （４８４９モル／秒）から３，４
７０１ｂモル／ ｈ ｒ （４３８９モル７秒）へ減少
された。

次いで、溶液は１６５°Ｆ（７４°Ｃ）で第二熱交換器
１４に送られ、そこでリッチアミン溶液は、２５０°Ｆ
（１２１’Ｃ）で入りそして１８８下（８７℃）で出る
リーンアミンを再循環させることによって２３０°Ｆ（
１１０°Ｃ）に加熱された。

次いで、リッチ溶液は２３０下（１１０℃）においてス
トリッパーに送られた。

こ＼で、Ｃ０２に富むアミン流れを３，４７０１ｂモル
Ｃ０２／ｈｒ（４３８ｇモル／秒）から１．４４０１ｂ
モル■２／ｈｒ（１８２，９モル／秒）にストリッピン
グするのに４２．７ＭＢ ｔ ｕ／ ｌ ｂモルＣ０２
（３９３，７ｃａｌ／、！９モルｃｏ２）ｂ＝必要とさ
れた。

この点において、本発明の方法及び他のプロセスを比較
するのが望ましい。

第１表は、幾つかのプロセス系を例示する。

そこにはプロセスに対する実際のユーティリティ投入量
が示されているので、第一に重要なことは各プロセスに
対するＣＯ□１モル当りのエネルギー必要量である。

しかしながら、別法のうちの幾つかのものは、ユーティ
リティ費用の減少を達成するのに資本投下の増加を必要
とする場合があること、そして、これらの場合は、比較
の第二指数である運転指数（これは、毎年のユーティリ
ティ費用を特定の計画に対する資本投下の固定した毎年
の割賦償却金と結合する運転費用から誘導される）によ
って説明されていることを忘れてはならない。

次いで、運転指数は、１．０の基本的な従来技術の場合
と対照される。

エネルギー所要量についての改善を得るために基本的な
従来技術（第１＠）の設計を改善しようとするときには
、ストリッピング搭でのＣＯ＃収量を減少させるのにフ
ラッシングの概念を用いることができる。

効果は、第２欄に示される。この別法での主な困難は、
得ることのできるフラッシング度を制限する平衡上の問
題によってリッチ吸収量が０．５モル１モル（Ｍ／Ｍ）
に制限されることである（第２図参照）。

更に、リーン溶液の吸収量を０．１５モル１モルから０
．２１モル１モルに増加させることによってストリッピ
ング搭の反応及び蒸発エンタルピー要求量を減少させる
ことができる。

不幸にして、リッチ溶液の吸収量が平衡方法によって固
定されるときのリーン吸収量の増加の結果として生じる
高い溶液流量に伴なう感熱要求量の増加によって潜在的
利益が阻害される。

こ＼で理解されるように、ユーティリティ所要量及び運
転費用の両方においていくらかの改善を得ることができ
る（ ５５ＭＢ ｔ ｕ／ ｌ ｂモルＣ０２（５０７
ｃ ａ ｌ ／ ｇモルＣ０２）及びＯＩ ＝ １．０
から４６ＭＢｔｕ／ｌｂモルＣＯ２（４２４ｃ ａ ｌ
／ｇモルＣＯ□）及び０Ｉ−０，９４）。

中間冷却器の使用によってリッチ吸収量を増加させるの
に異なった方法が試みられよう。

即ち、低いリッチ温度においては、同じ平衡接近度を達
成するのに高いリッチ吸収量を適応することができる。

この効果は、リーン吸収量の向上その結果としてのスト
リッパー動力学の改善によって更に高めることができる
。

再び、結果は改善を示す（５５ＭＢｔｕ／ｌｂモルＣＯ
２（５０７ｃ ａ ｌ ／ ｇモルＣＯ□）及びＯＩ
＝ １．０から４７．８ＭＢ ｔ ｕ／ ｌ ｂモルＣ
０２（４４０，７ｃ ａ １７９モルＣ０２）及びＯＩ
−０，９３）（第４柵１）。

上記の方法の両方の概念を組入れた賢明な設計によって
全く有意義な改善が得られた。

かような組合せによって引出される相乗効果を考慮する
ことによってのみ所望の設計特性を得ることができる。

熱的ストリッピング時にＣＯ２吸収を減少させる能力に
効してはフラッシングが望ましい。

と云うのは、フラッシュ操作の熱力学は、フラッシュ効
率が流入吸収量の函数であることを指図するからである
。

それ故に、平衡の拘束内でできるたけ高いフラッシュ搭
流入リッチ吸収量が望まれる。

慣用の吸収量では高いユーティリティ経済性に必要とさ
れる種類のフラッシュ効率を得ることができない。

中間冷却器の使用は最終の平衡拘束を減少することによ
ってフラッシュ効率の向上を得るのを助け、しかして高
い吸収搭の流出吸収量が許容される。

また、中間冷却器の使用は、他の重要な方法において最
とも有用である。

ストリッパー設計におけるリーン吸収量の増加は、溶液
流量の増加後に顕熱を増加させてしまうと、完全には有
益となり得ない。

加えて、中間冷却によってリッチ吸収量を増加させて同
等の正味の吸収を遅成しこれによって改善されたストリ
ッパー及び吸収塔動力学的設計の両方の利益を得ること
ができる。

この各設計要素間の相互作用によって本発明の結合系に
対する正味のエネルギー必要量（これは、別個に取られ
る個々の要素のどれよりも低いに寄与する効果の最適な
組合せがもたらされるのである。

本発明の目的は、中間冷却器及びフラン【シュ搭の最埠
な位置決め並びに十分にバランスのとれた系の設計を達
成するためのすべての設計パラメーターの注意深い選定
によってのみ達成することができる。

データ（第５欄）から分るように、本発明の方法によっ
て４２．７ＭＢ ｔ ｕ／ ｌ ｂモルＣＯ２（３９３
，７ｃ ａ ｌ ／ ９モルＣＯ□）の大きく減少した
ストリッピンク゛使用及び全体にわたっての０．８９の
運転指数が得られる。

ストリッピング使用の減少は、著しいユーティリティ費
用の節約に反映される（ユーティリティ指数０．７７）
。

この大きいユーティリティの節約は、０．８７の全操作
指数によって反映されるように資本投下の減少よりもは
るかに価値がある。

ある種の好ましい具体例に関して本発明を記載しだけれ
ども、本発明の精神及び範囲から逸脱することなくある
種の変更修正をなし得ることを理解されたい。

【図面の簡単な説明】

第１図は、本発明の例示的な具体例の概略流れ図である
。 第２図は、温度及び吸収量に対するＣＯ２フラッシング
％のプロットである。 主要部を示す参照数字は次の如くである。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １２又は３個の炭素原子を含有する１〜３個のアルカノ
   ール基を有するアルカノールアミンの水溶液に供給ガス
   混合物を接触させることによって該供給ガス混合物から
   酸性ガスを除去する連続法において、− （ａ） 炭化水素、炭化水素混合物、合成ガス及び窒
   素と水素との混合物よりなる群から選定されるプロセス
   ガス並びに二酸化炭素、硫化水素及びそれらの混合物よ
   りなる群から選定される約５〜約６０容量係の酸性ガス
   を含むプロセスガスと酸性ガスとの供給ガス混合物を吸
   収帯域に導太し、この場合において容量係は１４０〜１
   ９０’Ｆ（６０〜８８℃）の範囲内の供給ガス混合物に
   ついては吸収帯域注入温度（’ｒｏ）において導入され
   るプロセスガスと酸性ガスとの混合物の総容量に基づく
   ものとし、 （ｂ） 前記供給ガス混合物を吸収帯域において１５
   ９５重量係のアルカノールアミン濃度及び１０５〜１６
   ２’Ｆ（４１〜７２℃）の温度（Ｔ、）を有すアルカノ
   ールアミン水溶液の混合物と向流的に接触させて該供給
   ガス混合物から酸性ガスを吸収させ、 （Ｃ） 下流する酸性ガス含有アルカノールアミン溶
   液が１３５〜１８５’Ｆ（５７〜８５°Ｃ）の温度に達
   したときには該溶液の少なくとも大部分を冷却帯域に通
   して溶液の温度を低下させ、次いで冷却された酸性ガス
   含有溶液を吸収帯域に通して、該溶液中の酸性ガスのモ
   ル吸収量を、該吸収帯域を出るリッチ溶液の温度（Ｔ２
   ）が決して１８５’Ｆ（８５℃）を越えないように増加
   させ、 （ｄ） 吸収帯域の底部から０．５０モル１モル〜０
   ．６７モル１モルの酸性ガス吸収量を有する酸性ガスリ
   ッチ溶液を引出し、そしてか５る溶液を再循環する再生
   アルカノールアミン溶液と熱交換関係で通して該リッチ
   溶液の温度（Ｔ３）を１７０〜１９５°Ｆ（７７〜９１
   ０Ｇ）の範囲内に上昇させ、 （ｅ） 工程（ｄ）からの加熱されたリッチ溶液をフ
   ラッシュ帯域に送給して、該流れを加熱しない場合と比
   較して酸性ガス吸収量の多くをアミン溶液から除去し、
   この場合にか＼るフラッシングによって該溶液の温度は
   １５５〜１８０°Ｆ（６８〜８２℃）の範囲内の温度に
   低下され、 （ｆ） 工程（ｅ）からの減少した酸性ガスを含有す
   る流れを再循環する再生アルカノールアミン溶液と熱交
   換関係で通してその温度を２００〜２４０′Ｆ（９３〜
   １１６℃）の範囲内の温度（Ｔ、）に上昇させ、 （ｇ） 工程（ｆ）からの加熱された溶液ストリッピ
   ング帯域に導入して、該溶液から酸性ガスをストリッピ
   ングするのに系に加えるべき顕熱が少なくて済むように
   し、 （ｈ） ストリッパーへ導入した溶液から酸性ガスと
   少割合の水との混合物を分離し、この場合に分離された
   水が水蒸気の形態にあり、そして前記混合物をストリッ
   ピング帯域からオーバーヘッドとして取出し、 （ｉ） 工程（ｈ）からの溶液の残部をストリッピン
   グ帯域の底部から２４０〜２８０°Ｆ（ｌ ｌ ６〜１
   ３８℃）の範囲内の温度（Ｔ６）で取出し、 （ｊ）工程（ｉ）からの熱い再生溶液を工程（ｄ）及び
   （ｆ）における溶液と熱交換関係で通し次いで冷却帯域
   に送り、そこで温度（Ｔ、）を１０５〜１６２上（４１
   〜７２°Ｃ）に低下させ、 （ｋ） 次いで、工程（ｊ）の溶液を吸収帯域に再循
   環させる、 ことからなる供給ガス混合物からの酸性ガスの連続式除
   去法。 ２ アルカノールアミンがＭＥＡであることからなる特
   許請求の範囲第１項記載の方法。 ３ 酸性ガスがＣ０２であることからなる特許請求の範
   囲第１項記載の方法。 ４ アルカノールアミン溶液が１５〜７０重量％の濃度
   を有するＭＥＡ溶液であることからなる特許請求の範囲
   第１項記載の方法。 ５ ＭＥＡ濃度が３５重量係であることからなる特許
   請求の範囲第４項記載の方法。 ６ 温度Ｔ２が１３５〜１８５°Ｆ（５７〜８５°Ｃ）
   の範囲内であることからなる特許請求の範囲第、１項記
   載の方法。 Ｔ 温度Ｔ２が１４５〜１５５°Ｆ（６３〜６８°Ｃ）
   の範囲内であることからなる特許請求の範囲第６項記載
   の方法。 ８ 酸性ガス吸収量が約０．５６モル１モルであること
   からなる特許請求の範囲第１項記載の方法。 ９２又は３個の炭素原子を含有する１〜３個のアルカノ
   ール基を有するアルカノールアミンを含有し、更に、バ
   ナジウム化合物約９〜約１重量部に対してアンチモン化
   合物約１〜約９重量部の比率となるように一緒に混合さ
   れたアンチモン化合物及びバナジウム化合物を腐食抑制
   剤として含有する水溶液に供給ガス混合物を接触させる
   ことによって該供給ガス混合物から酸性ガスを除去する
   連続法において、 （ａ） 炭化水素、炭化水素混合物、合成ガス及び窒
   素と水素との混合物よりなる群から選定されるプロセス
   ガス並びに二酸化炭素、硫化水素及びそれらの混合物よ
   りなる群から選定される約５〜約６０容量％の酸性ガス
   を含むプロセスガスと酸性ガスとの供給混合物を吸収帯
   域に導入し、この場合において容量％は１４０〜１９０
   °Ｆ（６０〜８８°Ｃ）の範囲内の供給ガス混合物につ
   いては吸収帯域注入温度（Ｔｏ）において導入されるプ
   ロセスガスと酸性ガスとの混合物の総容量に基づくもの
   とし、 （ｂ） 前記供給ガス混合物を吸収帯域において１５
   〜９５重量％のアルカノールアミン濃度及び１０５〜１
   ６２°Ｆ（４１〜７２°Ｃ）の温度（Ｔ１）を有するア
   ルカノールアミン水溶液の混合物と向流的に接触させて
   該供給ガス混合物から酸性ガスを吸収させ、 （ｃ） 下流する酸性ガス含有アルカノールアミン溶
   液が１３５〜１８５°Ｆ（５７〜８５°Ｃ）の温度に達
   したときには該溶液の少なくとも大部分を冷却帯域に通
   して溶液の温度を低下させ、次いで冷却された酸性ガス
   含有溶液を吸収帯域に通して、該溶液中の酸性ガスのモ
   ル吸収量を、該吸収帯域を出るリッチ溶液の温度（Ｔ２
   ）が決して１８５’Ｆ（８５℃）を越えないように増加
   させ、 （ｄ） 吸収帯域の底部から０．５０モル１モル〜０
   ．６７モル１モルの［ｉガス吸収量を有する酸性ガスリ
   ッチ溶液を引出し、そしてか＼る溶液を再循環する再生
   アルカノールアミン溶液と熱交換関係で通して該リッチ
   溶液の温度（Ｔ３．）を１７０〜１９・５°Ｆ（７７〜
   ９１’Ｃ）の範囲内に上昇させ、 （ｅ） 工程（ｄ）からの加熱されたリッチ溶液をフ
   ラッシュ帯域に送給して、該流れを加熱しない場合と比
   較して酸性ガス吸収量の多くをアミン溶液から除去し、
   この場合にか５るフラッシングによって該溶液の温度は
   １５５〜１８０下（６８〜８２℃）の範囲内の温度に低
   下され、 （ｆ） 工程（ｅ）からの減少した酸性ガスを含有す
   る流れを再循環する再生アルカノールアミン溶液と熱交
   換関係で通してその温度を２００〜２４０下（９３〜１
   １６℃）の範囲内の温度（Ｔ５）に上昇させ、 （ｇ） 工程（ｆ）からの加熱された溶液をストリッ
   ピング帯域に導入して、該溶液から酸性ガスをストリッ
   ピングするのに系に加えるべき顕熱が少なくて循むよう
   にし、。 （ｈ） ストリッパーへ導入した溶液から酸性ガスと
   少割合の水との混合物を分離し、この場合に分離された
   水が水蒸気の形態にあり、そして前記混合物をストリッ
   ピング帯域からオーバーヘッドとして取出し、 （ｉ） 工程（ｈ）からの溶液の残部をストリッピン
   グ帯域の底部から２４０〜２８０°Ｆ（１１６〜１３８
   ℃）の範囲内の温度（Ｔ６）で取出し、 Ｕ） 工程（ｉ）からの熱い再生溶液を工程（ｄ）及
   び（ｆ）における溶液と熱交換関係で通し次いで冷却帯
   域に送り、そこで温度（Ｔ１）を１０５〜１６２０Ｆ（
   ４１〜７２°Ｃ）に低下させ、 （ｋ） 次いで、工程Ｕ）の溶液を吸収帯域に再循環
   させる、 ことからなる供給ガス混合物からの酸性ガスの連続式除
   去法。 １０アンチモン対バナジウムの比率が約４〜ｂ対約６〜
   ４部であることからなる特許請求の範囲第９項記載の方
   法。 １１２又は３個の炭素原子を含有する１〜３個のアルカ
   ノール基を有するアルカノールアミンとグリコールとを
   含有する水溶液に供給ガス混合物を接触させることによ
   って該供給ガス混合物から酸性ガスを除去する連続法に
   おいて、 （ａ）炭化水素、炭化水素混合物、合成ガス及び窒素と
   水素との混合物よりなる群から選定されるプロセスガス
   並びに二酸化炭素、硫化水素及びそれらの混合物よりな
   る群から選定される約５〜約６０容量％の酸性ガスを含
   むプロセスガスと酸性ガスとの供給ガス混合物を吸収帯
   域に導入し、この場合において容量係は１４０〜１９０
   ′Ｆ（６０〜８８℃）の範囲内の供給ガス混合物につい
   ては吸収帯域注入温度（’ｒｏ）において導入されるプ
   ロセスガスと酸性ガスとの混合物の総容量に基づくもの
   とし、 （ｂ） 前記供給ガス混合物を吸収帯域において１５
   ９５重量係のアルカノールアミン濃度及び１０５〜１６
   ２°Ｆ（４１〜７２°Ｃ）の温度（Ｔ１）を有するアル
   カノールアミン水溶液の混合物と向流的に接触させて該
   供給ガス混合物から酸性ガスを吸収させ、 （Ｃ） 下流する酸性ガス含有アルカノールアミン溶
   液が１３５〜１８５°Ｆ（５７〜８５°Ｃ）の温度に達
   したときには該溶液の少なくとも大部分を冷却帯域に通
   して溶液の温度を低下させ、次いで冷却された酸性ガス
   含有溶液を吸収帯域に通して、該溶液中の酸性ガスのモ
   ル吸収量を、該吸収帯域を出るリッチ溶液の温度（Ｔ２
   ）が決して１８５’Ｆ（８５℃）を越えないように増加
   させ、 （ｄ） 吸収帯域の底部から０．５０モル１モル〜０
   ．６７モル１モルの酸性ガス吸収量を有する酸性ガスリ
   ッチ溶液を引出し、そしてかＮる溶液を再循環する再生
   アルカノールアミン溶液と熱交換関係で通して該リッチ
   溶液の温度（Ｔ３）を１７０〜１９５°Ｆ（７７〜９１
   °Ｃ）の範囲内に上昇させ、 （ｅ） 工程（ｄ）からの加熱されたリッチ溶液をフ
   ラッシュ帯域に送給して、該流れを加熱しない場合と比
   較して酸性ガス吸収量の多くをアミン溶液から除去し、
   この場合にか５るフラッシングによって該溶液の温度は
   １５５〜１８０°Ｆ（６８〜８２℃）の範囲内の温度に
   低下され、 （ｆ） 工程（ｅ）からの減少した酸性ガスを含有す
   る流れを再循環する再生アルカノールアミン溶液と熱交
   換関係で通してその温度を２００〜２４０’Ｆ（９３〜
   １１６℃）の範囲内の温度（Ｔ、）に上昇させ、 （ｇ） 工程（ｆ）からの加熱された溶液をストリッ
   ピング帯域に導入して、該溶液から酸性ガスをストリッ
   ピングするのに系に加えるべき顕熱が少なくて済むよう
   にし、 （ｈ） ストリッパーへ導入した溶液から酸性ガスと
   少割合の水との混合物を分離し、この場合に分離された
   水が水蒸気の形態にあり、そして前記混合物をストリッ
   ピング帯域からオーバーヘッドとして取出し、 （ｉ） 工程（ｈ）からの溶液の残部をス） ＩＪツ
   ピング帯域の底部から２４０〜２８０°Ｆ（１１６〜１
   ３８℃）の範囲内の温度（Ｔ６）で取出し、 （ｊ） 工程（ｉ）からの熱い再生溶液を工程（ｄ）
   及び（ｆ）における溶液と熱交換関係で通し次いで冷却
   帯域に送り、そこで温度（Ｔ１）を１０５〜１６２’Ｆ
   （４１〜７２℃）に低下させ、 （ｋ） 次いで、工程（ｊ）の溶液を吸収帯域に再循
   環させる、 ことからなる供給ガス混合物からの酸性ガスの連続式除
   去法。