MX2014013257A

MX2014013257A - Recuperacion regenerativa de contaminantes de gases efluentes.

Info

Publication number: MX2014013257A
Application number: MX2014013257A
Authority: MX
Inventors: Ernesto Vera-Castaneda
Original assignee: Mecs Inc
Priority date: 2012-05-02
Filing date: 2013-05-02
Publication date: 2015-05-15
Also published as: JP2015519194A; EP2844369B1; WO2013166301A1; CA2871987C; CN104519979B; BR112014027446B1; ES2821501T3; EA029381B1; MY186373A; IN2014DN09595A; CN104519979A; JP6310907B2; CA2871987A1; PH12014502451B1; BR112014027446A2; EP2844369A1; MA37598B1; KR20150005675A; EA201492008A1; CL2014002926A1

Abstract

Esta invención se refiere a procesos para la eliminación selectiva de contaminantes de gases efluentes; más específicamente, varias modalidades 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 eficiencia energética favorable; la energía se recupera de una corriente de gas de la parte superior de un separador húmeda producida en el ciclo de desorción mediante la transferencia indirecta de calor desde el gas de separador a un medio de enfriamiento y se utiliza para generar vapor para su uso para separar contaminantes del líquido de absorción opcionalmente la zona de absorción se puede enfriar para mejorar la capacidad del medio de absorción de absorber un gas contaminante, reduciendo así el volumen del medio de absorción y el líquido de absorción enriquecido con contaminante que se debe bombear, manejar, calentar y enfriar en el ciclo de absorción/desorción.

Description

RECUPERACIÓN REGENERATIVA DE CONTAMINANTES DE GASES EFLUENTES CAMPO DE LA INVENCIÓN La presente invención se refiere a procesos para la eliminación selectiva de contaminantes de gases efluentes. Más específicamente, varias modalidades 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 eficiencia energetica favorable. Los esquemas de recuperación de la invención se pueden aplicar 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 amoníaco.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Los efluentes gaseosos que contienen gases contaminantes se producen a través de diversas operaciones. Por ejemplo, el dióxido de azufre se genera en diversas operaciones químicas y metalúrgicas, incluso procesos de ácido sulfúrico por combustión de azufre, plantas de ácido sulfúrico agotado, calcinación o fundición de minerales metálicos sulfhídricos y concentrados y la combustión de combustibles de carbono que contienen azufre (p. ej., gases de chimenea de las plantas de energía de carbón). Los combustibles de carbono cumplen una función importante 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 una gran variedad de problemas ambientales y de salud. A medida que las economías emergentes se expanden, sus demandas de energía aumentan rápidamente y a medida que los combustibles de carbono con bajo contenido de azufre se agotan, se utilizarán más y más reservas de petróleo y carbón que tienen niveles cada vez más altos de azufre, lo cual conduce a un aumento de las emisiones de dióxido de azufre.

Tambien existen crecientes presiones regulatorias 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 téenicas de absorción o de adsorción. Un enfoque común es poner en contacto el dióxido de azufre con una corriente acuosa que contiene una base de bajo costo. El dióxido de azufre se disuelve en agua formando ácido sulfuroso (H2S03) que, a su vez, reacciona con la base para formar una sal. Algunas bases comunes son hidróxido de sodio, carbonato de sodio y cal (hidróxido de calcio, Ca(OH)2). El pH comienza a aproximadamente 9 y se baja a aproximadamente 6 después de la reacción con dióxido de azufre. Un sistema de depuración en húmedo de una etapa generalmente elimina más del 95 % del dióxido de azufre. Los depuradores húmedos y los depuradores del mismo modo secos requieren inversión de capital, costos variables debido al consumo de cal y eliminación de sólidos, y consumen energía, y utilidades para operar este tipo de sistemas de eliminación de dióxido de azufre.

En lugar de reaccionar con una base como la cal, el dióxido de azufre en los gases efluentes se puede recuperar para ser vendidos como un producto de dióxido de azufre refinado, utilizar como parte del gas de alimentación para una planta de ácido sulfúrico de contacto y recuperados como ácido sulfúrico y/o óleum para satisfacer la creciente demanda mundial de la industria de los fertilizantes o alimentar a una planta de Claus para la preparación de azufre elemental. Además de abordar los problemas ambientales y de salud asociados con las emisiones de dióxido de azufre, este enfoque recupera los valores de azufre a partir de carbón y otros combustibles de carbono que contienen azufre. Sin embargo, estas corrientes de gas frecuentemente tienen concentración de dióxido de azufre relativamente baja y alta concentración de vapor de agua. Cuando la concentración de dióxido de azufre en el gas alimentado a una planta de ácido sulfúrico es menor que aproximadamente del 4 al 5 por ciento en volumen, pueden surgir problemas con respecto al equilibrio de agua y al equilibrio de energía en la planta de ácido. Más específicamente, el equilibrio de material de una planta de ácido sulfúrico convencional requiere que la relación molar H2O/S02 en la corriente de gas que contiene dióxido de azufre alimentada a la planta no sea superior a la relación molar H2O/SO3 en el ácido del producto. Si la concentración de ácido del producto deseado es del 98.5 por ciento o superior, esta relación no puede ser más de aproximadamente 1.08 en la corriente de gas que contiene dióxido de azufre alimentado a la planta. A medida que se generan, los gases efluentes procedentes de procesos metalúrgicos y los gases de chimenea procedentes de la combustión de combustibles de carbono sulfurosos suelen tener un contenido de vapor de agua muy superior a la relación de 1.08, que no se puede reducir suficientemente mediante el enfriamiento del gas sin gastos de capital y de energía significativos. Además, si la fuerza del gas de dióxido de azufre del gas de la fuente es inferior a aproximadamente entre el 4 y el 5 por ciento en volumen, es posible que no sea suficiente para la operación autotermica del convertidor catalítico. Es decir, es posible que el calor de la conversión de dióxido de azufre a trióxido de azufre no sea lo suficientemente grande para calentar los gases entrantes a la temperatura de funcionamiento del catalizador y, como consecuencia, se debe suministrar calor de alguna fuente externa. Esto, a su vez, también aumenta los costos operativos y los requisitos de capital para la instalación de ácido sulfúrico.

La fuerza del dióxido de azufre de los efluentes gaseosos se puede mejorar mediante la absorción selectiva del dióxido de azufre en un disolvente adecuado y, posteriormente, la remoción del dióxido de azufre absorbido para producir disolvente regenerado y un gas enriquecido con contenido de dióxido de azufre. Diversas soluciones acuosas y disolventes y soluciones orgánicos se han utilizado en los procesos de absorción/desorción de dióxido de azufre regenerativos. Por ejemplo, soluciones acuosas de metales alcalinos (p. ej. , solución de sulfito de sodio/bisulfito), aminas (p. ej. , alcanolaminas, tetrahidroxietilalquilendiaminas, etc.), sales de amina y sales de diversos ácidos orgánicos se ha utilizado como absorbentes de dióxido de azufre regenerables.

Las soluciones amortiguadoras acuosas inorgánicas también son eficaces en la absorción de dióxido de azufre. Fung et al. (2000) proporciona datos sobre la solubilidad de dióxido de azufre para una solución 1 Molar de ácido fosfórico y carbonato de sodio en una relación de aproximadamente 1.57 de Na/P04 en función de la temperatura. Los datos corresponden a la mezcla virgen y la mezcla donde se añade 1 ,000 ppm de ácido adípico para mejorar la solubilidad del azufre dióxido. Fung et al. también indican que cuando se toma a una temperatura de ebullición, se elimina entre el 95 % y el 65 % del dióxido de azufre, respectivamente, para la mezcla virgen y la mezcla que contiene ácido adípico. Los cálculos sobre el pH de la solución muestran que el pH cambia de 6 a aproximadamente 3 una vez que el dióxido de azufre se absorbe. Como con los disolventes orgánicos, hay una ligera reacción del dióxido de azufre con el oxígeno que forma trióxido de azufre. Aunque esta reacción es muy limitada y cuando se utiliza Na2CC>3 se inhibe aun 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 se elimina por cristalización, se elimina como decahidrato de sulfato de sodio (Na2SO4-10H2O), también conocida como sal de Glauber. Esta sal se puede eliminar tomando una superficie de flujo y enfriándola para forzar la precipitación de la sal de Glauber que se cristaliza y se elimina fácilmente por una pantalla, por filtración, por centrifugación o por otra téenica de separación de sólido/líquido.

La patente estadounidense N° 4,133,650 (Gamerdonk et al.) divulga un proceso regenerativo para recuperar dióxido de azufre de gases de escape que utiliza una solución de depuración de ácido dicarboxílico acuoso regenerable (p. ej., ácido itálico, ácido maleico, ácido malónico y ácido glutárico y mezclas de estos) amortiguada hasta un pH de entre aproximadamente 2.8 y 9. El dióxido de azufre recuperado se puede utilizar en la producción de ácido sulfúrico.

De forma similar, la patente estadounidense N° 2,031,802 (Tyrer) sugiere la utilización de sales de ácidos sustancialmente no volátiles que tienen una constante de disociación de entre 1 x 102 y 1 x 105 medida en una dilución de 40 litros por gramo de molécula y una temperatura de 25°C (p. ej., ácido láctico, ácido glicólico, ácido cítrico y ácido ortofosfórico) en un proceso regenerativo para la recuperación de dióxido de azufre de gases efluentes.

La patente estadounidense N° 4,366,134 (Korosy) divulga un proceso de desulfuración de gas de chimenea regenerativo que utiliza una solución acuosa de citrato de potasio amortiguado a un pH de entre aproximadamente 3 y aproximadamente 9.

Los disolventes orgánicos utilizados en los procesos de absorción/desorción de dióxido de azufre incluyen dimetilanilina, tetraetilenglicol dimetiléter y fosfonato de dibutilbutilo. Como la mayoría de los disolventes, la capacidad de los disolventes orgánicos se mejora por presiones más altas y temperaturas más bajas. El gas de dióxido de azufre se recupera (y el disolvente se regenera) mediante la reducción de la presión y/o el aumento de 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 generalmente son más costosos que las soluciones de absorción acuosas.

Las velocidades de flujo del gas de chimenea significativamente grandes emitidas por una planta de generación electrica a carbón, requieren tamaños de equipos muy grandes para recuperar el dióxido de azufre. Los disolventes orgánicos que requieren construcción metálica en general no compiten económicamente con los depuradores húmedos que comúnmente utilizan construcción de plástico reforzado con fibras (FRP), recipientes recubiertos o aleaciones de bajo costo.

Los disolventes orgánicos convencionales también se ven obstaculizados por una o más deficiencias con respecto a las características deseables en un absorbente utilizado en un ciclo de absorción/desorción de dióxido de azufre. Muchos de estos disolventes tienen capacidad de absorción de dióxido de azufre relativamente baja, especialmente a las presiones parciales de dióxido de azufre que se encuentran típicamente en efluentes que contienen dióxido de azufre debiles (p. ej. , entre aproximadamente 0.1 y aproximadamente 5 kPa). Estos disolventes suelen absorber cantidades sustanciales de vapor de agua del efluente que contiene dióxido de azufre dando lugar a una reducción significativa en la capacidad de absorción de dióxido de azufre del disolvente. Como consecuencia, se incrementan las velocidades de flujo molares de estos disolventes necesarias para satisfacer la eficacia 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 de los equipos del proceso utilizados en el proceso de absorción/desorción de dióxido de azufre. Además, algunos de estos disolventes orgánicos son susceptibles a la degradación excesiva, por ejemplo hidrólisis, u otras reacciones secundarias o descomposición cuando el disolvente se expone a altas temperaturas en ambientes ácidos y/o tienen alta volatilidad, lo que conduce a grandes pérdidas de disolvente.

El documento estadounidense pendiente y cedido en conjunto de número de serie 13/283,671, presentado el 28 de octubre de 2011, y publicado como US 2012/0107209 A1, describe un proceso de recuperación de dióxido de azufre que utiliza una solución de absorción acuosa amortiguada que comprende ciertos ácidos inorgánicos u orgánicos débiles o sales de los mismos, preferentemente determinados ácidos carboxílicos polipróticos o sales de estos, para absorber selectivamente dióxido de azufre del gas efluente. Posteriormente, el dióxido de azufre absorbido se remueve para regenerar la solución de absorción y producir un gas enriquecido con contenido de dióxido de azufre. El gas enriquecido con dióxido de azufre se puede utilizar como parte del gas de alimentación a una planta de ácido sulfúrico de contacto o a una planta de Claus para la preparación de azufre elemental o se puede utilizar para la producción de dióxido de azufre refinado. El proceso descrito en US 2012/0107209 A1 es particularmente útil en la producción de gas enriquecido con dióxido de azufre de gases efluentes relativamente débiles en contenido de dióxido de azufre. La solicitud también describe procesos para la eliminación simultánea de dióxido de azufre y óxidos de nitrógeno (NOx) de gases efluentes y la recuperación de dióxido de azufre. El proceso utiliza una solución de absorción acuosa amortiguada que además incluye un quelato de metal para absorber el dióxido de azufre y NOx del gas y, posteriormente, reduce el NOx absorbido para formar nitrógeno.

Aunque el proceso de US 2012/0107209 A1 funciona a alta eficiencia energética, aun existe la necesidad de mejorar la economía en el uso de energía en los procesos de recuperación de dióxido de azufre regenerativos.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN La presente invención se refiere a procesos novedosos que comprenden funciones que mejoran la eficiencia energética en los ciclos de absorción/desorción regenerativos para la recuperación de dióxido de azufre y otros contaminantes de efluentes gaseosos. En determinadas modalidades del proceso, la energía se recupera de una corriente de gas contaminante húmeda producida en el ciclo de desorción. En estas y otras modalidades, la zona de absorción, opcional y ventajosamente, se puede enfriar para mejorar la capacidad de un medio de medio de absorción acuoso de absorber un gas contaminante, reduciendo así el volumen del medio de absorción acuoso y el líquido de absorción enriquecido con contaminante que se debe bombear, mantener, calentar y enfriar en el ciclo de absorción/desorción.

Una aplicación importante de los procesos de la invención se encuentra en la recuperación de dióxido de azufre de diversos gases efluentes químicos y metalúrgicos, como se mencionó anteriormente. Sin embargo, las mejoras descritas en el presente también se pueden aplicar en la recuperación de otros gases ácidos, p. ej. , H2S, CO2, NOx o HCI, y también en la recuperación de otros gases contaminantes tales como amoníaco.

Brevemente, por lo tanto, la presente invención se refiere a un proceso para eliminar y recuperar selectivamente un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante en el cual se pone en contacto una corriente de gas de alimentación que comprende el gas fuente en un absorbedor de contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un absorbente 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 cual se ha eliminado el gas contaminante y un líquido de absorción enriquecido con contaminante. El líquido de absorción enriquecido con contaminante se pone en contacto con vapor de separación en un separador de líquido de absorción para desorber el contaminante del líquido de absorción enriquecido con contaminante y produciendo asi un medio de absorción de contaminante regenerado y un efluente de gas de 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 líquido de absorción y el efluente de gas de separador primario se retira de una salida de vapor del separador de líquido de absorción. Se condensa agua del efluente de gas de separador primario por transferencia indirecta de calor del efluente de gas de separador primario a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador de gas de separador primario para producir un condensado que contiene contaminante. El condensado que contiene contaminante que sale del enfriador/condensador de gas de separador primario se pone en contacto con vapor en un separador de condensado para producir un condensado despojado y un efluente de gas de separador de condensado que contiene vapor de agua y gas contaminante. El medio de enfriamiento al cual se transfiere calor del efluente de gas de separador primario en el enfriador/condensador de gas de separador primario comprende al menos una porción del condensado despojado, generando así vapor del condensado despojado. El vapor generado del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario se introduce en el separador de líquido de absorción como vapor de separación para el contacto con el líquido de absorción enriquecido con contaminante para desorber contaminante de allí.

En una modalidad de la presente invención, el efluente de gas de separador primario retirado del separador de líquido de absorción se comprime y el agua se condensa del efluente de gas de separador primario comprimido por transferencia indirecta de calor desde el efluente de gas de separador primario comprimido hasta el medio de enfriamiento que comprende al menos una porción del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario, generando así vapor del condensado despojado a una presión en superior a la presión dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquidos de este. El vapor generado del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario luego se introduce en el separador de líquido de absorción como vapor de separación para el contacto con el líquido de absorción enriquecido con contaminante para desorber contaminante de allí.

De acuerdo con otra modalidad de la presente invención, el vapor generado a partir del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario se comprime a una presión superior a la presión dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquidos de este. El vapor comprimido luego se introduce en el separador de líquido de absorción como vapor de separación para el contacto con el líquido de absorción enriquecido con contaminante para desorber contaminante de allí.

En estas y otras modalidades, la zona de absorción se puede enfriar para mejorar la capacidad de un medio de absorción acuoso de absorber de un gas contaminante. En tales modalidades, una porción del líquido de absorción enriquecido con contaminante se hace circular entre el absorbedor y un intercambiador de calor donde el calor de absorción se elimina mediante la transferencia a un fluido de enfriamiento.

Otros objetivos y características resultarán en parte evidentes y en parte se indicarán en lo sucesivo en la presente.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Las figuras 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 de fuente que contiene dióxido de azufre en donde la desorción de dióxido de azufre del líquido de absorción se logran mediante el contacto con vapor a presión en una columna de separación, y el vapor a presión se generado por la transferencia indirecta de calor desde el gas de la parte superior del separador hasta aun medio de enfriamiento que comprende una corriente de agua en ebullición en un enfriador/condensador de gas de separador; las figuras 3 y 4 son curvas que grafican la solubilidad del dióxido de azufre en determinados disolventes de absorción en función de la temperatura; la figura 5 es un diagrama de flujo de un proceso de absorción/desorción para eliminar y recuperar selectivamente dióxido de azufre de un gas de fuente que contiene dióxido de azufre en donde el líquido de absorción se hace circular entre el absorbedor y uno o más intercambiadores de calor externos para enfriar el líquido de absorción y mejorar la capacidad del medio de absorción de transferir dióxido de azufre de la fase gaseosa; la figura 6 gráfica el contenido de dióxido de azufre en la fase gaseosa y el porcentaje de recuperación de dióxido de azufre de la fase gaseosa en función de la distancia entre la parte inferior de un absorbedor de contracorriente para diversas combinaciones de composición de gas, composición de medio de absorción y velocidad de flujo del líquido; y la figura 7 presenta perfiles de temperatura de líquido de absorción y porcentaje molar de dióxido de azufre en la fase de vapor de un proceso de absorción/desorción para la recuperación de dióxido de azufre en donde se proporcionan diferentes números de bucles de refrigeración para el absorbedor.

Los números de referencia correspondientes indican componentes correspondientes en todos los dibujos.

DESCRIPCIÓN DE LAS MODALIDADES PREFERIDAS De acuerdo con la invención, se ha desarrollado varios esquemas de procesos novedosos para la recuperación de un gas contaminante de un gas fuente con una eficiencia energética relativamente alta. Los procesos de la invención se pueden aplicar particularmente a la recuperación de gases ácidos tales como dióxido de azufre, óxidos de nitrógeno, sulfuro de hidrógeno, dióxido de carbono y similares, pero tambien son útiles y valiosos en la recuperación de otros gases contaminantes, p. ej., amoníaco. El término genérico "contaminante" se utiliza en el presente debido a que típicamente los procesos de la invención se utilizan en la limpieza de corrientes de gases efluentes de instalaciones de generación de energía, químicas o metalúrgicas para minimizar las emisiones de gases ácidos u otros componentes de gas que de otro modo serían contaminantes en la atmósfera. Sin embargo, como se reconoce por los entendidos en la téenica, los gases contaminantes que se eliminan de las corrientes de efluentes de gas suelen ser de valor económico, se recuperan a través de los procesos de la invención y luego se aplican a usos comercialmente valiosos, p. ej., 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 amoníaco acuoso para su uso en el procesamiento químico, la recuperación y la conversión de cloruro de hidrógeno a cloro elemental e hidrógeno, etc.

Los procesos de la invención se pueden ilustrar por el caso particular de la recuperación de dióxido de azufre. En la práctica de la presente invención, se pueden utilizar diversos disolventes acuosos y orgánicos como el medio de absorción de dióxido de azufre. Por ejemplo, el medio de absorción puede comprender soluciones acuosas de metales alcalinos (p. ej. , solución de sulfito de sodio/bisulfito), aminas (p. ej. , 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, incluso, por ejemplo, dlmetilanilina, tetraetilenglicol dimetileter o fosfonato de dibutilbutilo. 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 trióxido de azufre formado por la reacción secundaria del dióxido de azufre con oxígeno durante el proceso de absorción/desorción y usualmente son más costosos que el medio de absorción inorgánico. Las velocidades de flujo del gas de chimenea significativamente grandes emitidas por una planta de generación eléctrica a carbón, requieren tamaños de equipos muy grandes para recuperar el dióxido de azufre. Los disolventes orgánicos convencionales también pueden ser obstaculizados por una o más deficiencias con respecto a las características deseables en los medios de absorción de dióxido de azufre, como se señaló anteriormente.

A la luz de estas y otras consideraciones, de acuerdo con una modalidad preferida de la presente invención, el medio de absorción de dióxido de azufre comprende una solución acuosa amortiguada de una sal de un ácido carboxílico poliprótico relativamente débil (p. ej., malato de sodio) como se describe en el documento estadounidense de número de serie 13/283,671 mencionado anteriormente, presentado el 28 de octubre de 2011 y publicado como US 2012/0107209 A1, cuyo contenido total se incorpora expresamente en el presente por referencia. En la siguiente descripción, se hace referencia a el medio de absorción preferido que comprende una sal de un ácido carboxílico poliprótico así como a un medio de absorción que comprende tetraetilenglicol dimetiléter (tetraglima). Sin embargo, se entenderá que diversas características de los procesos descritos en el presente se pueden adaptar fácilmente a sistemas en los cuales se emplean otros medios de absorción. Como se indicó anteriormente, también se entenderá que las mejoras descritas en el presente se pueden aplicar de la misma forma a sistemas para la eliminación y recuperación de otros gases ácidos y contaminantes que utilizan medios de absorción de contaminante convencionales adecuados conocidos en la téenica. Por ejemplo, los procesos descritos en el presente se pueden utilizar en la absorción y desorción regenerativa de diversos contaminantes de corrientes de gases efluentes, incluso sulfuro de hidrógeno, dióxido de carbono y cloruro de hidrógeno, óxidos de nitrógeno, así como otros gases contaminantes tales como amoníaco y mezclas de estos.

Tal como se muestra en la figura 1, la corriente de gas de alimentación del proceso opcionalmente acondicionada 10 que comprende el gas de fuente que contiene dióxido de azufre se introduce en un absorbedor de dióxido de azufre 11 que tiene una o más etapas teóricas donde se pone en contacto con un medio de absorción acuoso que comprende un absorbente de dióxido de azufre para absorber el dióxido de azufre. El absorbedor de dióxido de azufre 11 comprende una columna o torre vertical 12 que contiene una zona de contacto de gas/líquido 13 que comprende medios para promover la transferencia de masa entre las fases líquida y gaseosa que pueden comprender un lecho de empaques al azar tales como monturas o anillos, paquete estructurado u otro dispositivo de contacto. Preferentemente, para maximizar la transferencia de dióxido de azufre, la corriente de gas de alimentación del proceso se pone en contacto a contracorriente con solución de absorción acuosa. Tal como se muestra en la figura 1, la corriente de gas de alimentación del proceso 10 se introduce a través de una entra de gas 14 cerca de la parte inferior de la torre 12 e ingresa a la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido 13, mientras una corriente 15 que comprende medio de absorción acuoso regenerado recirculado de separador de dióxido de azufre 30 (descrito en el presente más adelante) se introduce a través de una entrada de líquido 16 cerca de la parte superior de la torre y se distribuye e ingresa a la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido. Una corriente de líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre 17 que sale de la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido 13 se retira de una salida de líquido 18 cerca de la parte inferior de la torre 12 y una corriente de gas de escape 19 sustancialmente libre de dióxido de azufre que sale de la parte superior de la zona 13 se retira de una salida de gas 20 cerca de la parte superior de la torre. Aunque se puede aplicar una torre envasada aleatoriamente convencional, como absorbedor 11, los entendidos en la téenica apreciarán que se pueden emplear de forma adecuada otras configuraciones. Por ejemplo, la torre de absorbedor 12 puede contener envasado estructurado o comprender una torre de bandeja, en cualquiera de los cuales las corrientes de proceso fluyen preferentemente a contracorriente. Aunque se prefiere el flujo a contracorriente entre la corriente de gas de alimentación de proceso 10 y el medio de absorción acuoso en el absorbedor, el absorbedor se puede operar a favor de corriente. Sin embargo, dicha disposición tiende a impactar negativamente la eficiencia y la capacidad de absorción y generalmente es menos preferida.

Cuando un absorbente de sal de ácido u otra especie que se combina químicamente con dióxido de azufre está presente como el principal absorbente en el medio de absorción acuoso, la concentración de absorbente en el medio de absorción y la velocidad de flujo del medio de absorción debe ser tal que, a la temperatura que prevalece en la salida de líquido del absorbedor, el exceso de capacidad de absorción permanezca en el líquido de absorción. Preferentemente, la capacidad restante es al menos el 10 %, preferentemente al menos el 20 % de la capacidad de absorción total que ingresa al absorbedor. Para este fin, la concentración de absorbente y la velocidad de flujo del medio absorbente que ingresa al absorbente será suficiente para proporcionar exceso estequiometrico de la velocidad de absorbente que fluye a través del absorbedor con respecto a la velocidad en la cual se recupera dióxido de azufre de la corriente de gas de alimentación de proceso, preferentemente superior con respecto al contenido total de dióxido de azufre de la corriente de alimentación, para compensar, por lo tanto, varios factores, por ejemplo: el contenido de dióxido de azufre que queda en el medio de absorción despues de la regeneración de este; la concentración de dióxido de azufre en el gas de separador enriquecido con dióxido de azufre; la eventual presencia de componentes ligeramente ácidos tales como dióxido de carbono; pero principalmente, para compensar de manera deseable la afinidad de absorción relativamente débil de los absorbentes preferidos tales como un sistema de absorción de sal/ácido carboxílico poliprótico acuoso. Se prefiere una afinidad de absorción relativamente débil para facilitar la desorción posterior de dióxido de azufre mediante un aumento de temperatura leve y/o una reducción de la presión. Por consiguiente, la concentración de absorbente en el medio de absorción acuoso necesaria para lograr la eficacia de eliminación deseada varía con el ácido empleado, la concentración de dióxido de azufre en el gas que se trata así como las características de transferencia de masa del absorbedor se pueden determinar fácilmente por un entendido en la téenica. Típicamente, la relación de equivalentes estequiométricos del dióxido de azufre absorbido por mol de sal de ácido carboxílico poliprótico en la solución de absorción oscila entre aproximadamente 0.1 y aproximadamente 1. En el caso de una solución de absorción acuosa que comprende la sal de sodio de ácido málico para tratar un gas que comprende aproximadamente 2,600 ppmv (partes por millón en volumen) de dióxido de azufre, la concentración de malato en la solución de absorción puede oscilar de forma adecuada entre aproximadamente el 1 % molar y aproximadamente el 7 % molar.

La proporción de caudal másico (L/G) de la corriente de solución de absorción acuosa 15 y la corriente de gas de alimentación de proceso 10 introducida en absorbedor de dióxido de azufre 11 necesaria para lograr transferencia sustancial de dióxido de azufre del gas fuente a la solución de absorción se puede determinar a traves de una práctica de diseño convencional. Más específicamente, la L/G se puede seleccionar según el contenido contaminante de la corriente de gas que ingresa al absorbedor, la concentración de absorbente en el medio de absorción acuosa y la capacidad de absorción de la unidad del absorbente a la temperatura de líquido/gas prevalece en el absorbedor. Típicamente, la L/G se selecciona de manera que el flujo del absorbente en el absorbedor es al menos entre el 10 y el 20 % superior al flujo de gas contaminante en el absorbedor. El grado óptimo de exceso depende de la tasa de transferencia de masa y la transferencia de calor en la zona de contacto de gas/líquido.

Preferentemente, el absorbedor de dióxido de azufre está diseñado y se opera de manera que el contenido de dióxido de azufre de la corriente de gas de escape 19 que sale del absorbedor es inferior a aproximadamente 500 ppmv, más preferentemente inferior a aproximadamente 200 ppmv (p. ej., tan bajo como 10-20 ppmv). Esta cantidad traza de dióxido de azufre junto con dióxido de carbono, oxígeno, nitrógeno y otros gases inertes contenidos en la cantidad de gas de alimentación de proceso se eliminan del sistema como parte de la corriente de gas de escape 19 que se descargan de la parte superior del absorbedor. El gas de escape se encuentra en equilibrio sustancial con la solución de absorción y, dependiendo del contenido de vapor de agua de la corriente de gas de alimentación de proceso alimentada al absorbedor, y las condiciones del absorbedor, puede haber una ganancia o una perdida neta de agua en el absorbedor. De ser necesario, se utiliza un ventilador 21 para impulsar los gases hacia el cañón de chimenea. Para alcanzar las normas de emisión satisfactorias, se puede pasar una corriente de gas de escape 19 a través de un eliminador de condensaciones o un dispositivo similar para la recuperación de líquido arrastrado antes de ser descargado a través del cañón de chimenea. Además o alternativamente, en algunos casos, la corriente de gas de escape 19 se puede calentar por intercambio de calor indirecto en el intercambiador de calor 22 con el flujo entrante del gas de alimentación de proceso o utilizando otro medio de calentamiento o en el intercambiador de calor 64, como se describe más abajo, de modo que ninguna pluma tendrá la tendencia a descender después de ser emitida a través del cañón de chimenea.

Tal como se muestra en la figura 1, cuando el absorbente comprende un ácido carboxílico poliprótico, se combina una fuente de composición de base de metal 23 tal como hidróxido de sodio, hidróxido de potasio, carbonato de sodio, etc., con la corriente 15 que comprende medio de absorción acuoso regenerado en un tanque que disolvente 24 antes de ser introducido cerca de la parte superior de la torre de absorbedor 12. La base de metal reacciona con el ácido carboxílico poliprótico para formar el absorbente de sal metálica. De acuerdo con la descripción en US 2012/0107209 A1, se introduce suficiente base de metal para neutralizar al menos algunos de los grupos de ácidos de manera que el ácido se neutraliza a dentro de aproximadamente el 20 %, más preferentemente a dentro de aproximadamente el 10 %, del punto de equivalencia de la disociación del ácido que tiene un valor de pKa de entre aproximadamente 3 y aproximadamente 10 a 25°C, preferentemente entre aproximadamente 4 y aproximadamente 7 a 25°C. Un entendido en la téenica puede utilizar instrumentación y técnicas de control de pH conocidas para añadir base a la solución 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 de pKa. Además, se añadirá suficiente base para mantener la concentración de ión metálico. Por ejemplo, según se describe más abajo, parte del ión de metal se pierde con la sal de sulfato eliminada en una operación de cristalizador. Se añaden dos moles de la base (p. ej., hidróxido de sodio) por mol de sulfato de sodio eliminado. La concentración de ión metálico se puede monitorizar y controla de manera adecuada tomando muestras y ejecutando un análisis de metal en el laboratorio de la planta.

El líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre 17 que sale del absorbedor 11 se calienta a una temperatura intermedia (como se describe abajo) y el líquido de absorción precalentado se introduce en separador de dióxido de azufre 30 en donde el dióxido de azufre se disocia del absorbente y se desorbe del líquido de absorción. El separador 30 comprende una columna o torre vertical 31 que contiene una zona de contacto de vapor/líquido 32 que comprende medios para promover la transferencia de masa entre las fases gaseosa y líquida. Como el absorbedor 11, el separador 30 puede estar configurado en forma de una torre envasada que contiene un lecho de envasado aleatorio convencional, envasado estructurado, bandejas o cualquier otro dispositivo que contiene gas-líquido. La sección inferior (remoción) de la zona de contacto de vapor/líquido 32 dentro de la torre 31 se puede alimentar con vapor a presión generado de acuerdo con la presente invención (como se describe abajo) y utilizar para eliminar el dióxido de azufre del líquido de absorción. La sección superior (refinamiento) de la zona de contacto de vapor/líquido 32 se utiliza para reducir la cantidad de agua en el dióxido de azufre desorbido. Se produce un efluente de gas de separador enriquecido con dióxido de azufre primario 33, que comprende dióxido de azufre sustancialmente saturado con vapor de agua, en la parte superior del separador 30 sobre la zona de contacto de vapor/líquido 32 y se retira de la salida de vapor 34 en la parte superior de la torre 31; y la solución de absorción regenerada 15 que sale de la zona de contacto de vapor/líquido se retira de una salida de líquido 35 en la parte inferior de la torre y se hace recircular nuevamente hacia el absorbedor 11 completando el ciclo. Aunque se prefiere el flujo a contracorriente entre el líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre y el vapor de separación en el separador, como se muestra en la figura 1, el separador se puede operar a favor de corriente. Sin embargo, dicha disposición tiende a impactar negativamente la eficiencia de remoción y generalmente es menos preferida.

La temperatura promedio del medio de absorción de dióxido de azufre en el absorbedor 11 generalmente se mantiene en el intervalo de entre aproximadamente 10°C y aproximadamente 70°C. De acuerdo con la presente invención, la temperatura promedio del líquido de absorción de dióxido de azufre en el absorbedor se mantiene preferentemente entre aproximadamente 20°C y aproximadamente 60°C. Aunque en general la absorción de dióxido de azufre aumenta con temperaturas de medio de absorción inferiores, se necesita calentar el líquido de absorción de la temperatura de absorción a una temperatura suficientemente alta y/o bajo presión reducida para liberar el dióxido de azufre, y proporcionar este calor sensible conduce a mayores demandas de energía. Durante la regeneración, también es deseable reducir la cantidad de agua vaporizada para disminuir la energía consumida y evitar concentraciones de agua inferiores en el medio de absorción que puede provocar la precipitación del absorbente de dióxido de azufre (p. ej. , ácido policarboxílico débil o sales). La eficiencia general del proceso de absorción/desorción de dióxido de azufre se mejora cuando la absorción es relativamente es relativamente dependiente en gran medida de la temperatura y dentro de un rango más estrecho de temperaturas entre las etapas de absorción y desorción del ciclo.

La temperatura promedio del líquido 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 solución de absorción a la presión de funcionamiento del separador.

La absorción y desorción del dióxido de azufre se puede mejorar mediante el aumento o disminución de las presiones de funcionamiento del absorbedor 11 y el separador 30, respectivamente. Las presiones de funcionamiento adecuadas en el absorbedor 11 son entre 70 y aproximadamente 200 kPa de presión absoluta. El aumento de la presión en el absorbedor aumenta la fracción de dióxido de azufre que el medio de absorción puede absorber, pero la absorción se lleva a cabo preferentemente a presión relativamente baja reduciendo así los costos de equipamiento. De forma similar, las presiones de funcionamiento adecuadas en el separador 30 son entre aproximadamente 40 y aproximadamente 200 kPa de presión absoluta, pero se pueden emplear presiones superiores o inferiores.

El control de temperatura dentro del absorbedor 11 y el separador 30 se puede lograr mediante el control de la temperatura de diversas corrientes de proceso alimentadas a estas operaciones. Preferentemente, la temperatura en el separador 30 se mantiene dentro del intervalo deseado mediante el control de la temperatura del líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre 17 y el vapor introducido cerca de la parte inferior del separador en la sección de remoción de la zona de contacto de vapor/líquido 32. Con referencia nuevamente a la figura 1, el líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre 17 que sale del absorbedor 11 a una temperatura de entre aproximadamente 10°C y aproximadamente 70°C, más preferentemente entre aproximadamente 20°C y aproximadamente 60°C se pasa a traves de un intercambiador de calor 40 donde se precalienta a una temperatura intermedia por transferencia indirecta de calor del medio de absorción regenerador 15 que se hace recircular del separador 30 al absorbedor de dióxido de azufre. La transferencia de calor del medio de absorción regenerado al líquido de absorción dentro del intercambiador aumenta la capacidad de absorción del medio de absorción regenerado y calienta el líquido de absorción para ayudar a promover la remoción del dióxido de azufre. Si se requiere calentamiento adicional para lograr la temperatura deseada en el separador, se puede pasar el líquido enriquecido con dióxido de azufre 17 a través de un calentador de disolvente 41, donde se precalienta (p. ej., por transferencia indirecta de calor de una corriente de producto de dióxido de azufre recuperado que sale del proceso), y/o se puede calentar adicionalmente por intercambio indirecto con vapor o con corriente de condensado caliente 70. En determinadas modalidades ventajosas, el líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre se calienta por la transferencia de calor de la corriente de gas de alimentación de proceso y/o el medio de absorción de dióxido de azufre regenerado sin la adición de calor extraño. En dicha modalidad, la temperatura de la corriente de gas de alimentación de proceso preferentemente no se reduce a menos de aproximadamente 50°C y la diferencia en la temperatura entre el líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre introducido al separador y el medio de absorción regenerado es inferior a aproximadamente 40°C.

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

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

El tratamiento de la fracción de purga comprende la evaporación del agua de la fracción de purga 90 en un cristalizador evaporativo 92 para producir una solución concentrada supersaturada en la sal de sulfato. Luego se precipitan cristales de sal de sulfato de la solución de absorción acuosa concentrada en el cristalizador para formar una suspensión de cristalización 94 que comprende cristales de sal de sulfato precipitados y un licor madre. Se separan cristales de sulfato de sodio de la suspensión en un dispositivo de separación de sólido/líquido convencional 96 tal como un filtro de vacío o centrífuga y la fracción de licor madre 98 se hace recircular al tanque de disolvente 24 donde se mezcla con la corriente principal de medio de absorción regenerado para volver al absorbedor 11. La concentración de solución de absorción acuosa se puede lograr de forma adecuada mediante el calentamiento y/o reducción de la presión, o aumentando el flujo de vapor hacia el rehervidor, para evaporar agua. Típicamente, la solución de absorción acuosa se calienta a una temperatura de al menos aproximadamente 40°C, más preferentemente al menos aproximadamente 60°C y preferentemente a un punto de ebullición de la solución de absorción a la presión de funcionamiento 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 la centrifugación o filtración.

El cristalizador se puede operar a presión atmosferica o al vacío. Como alternativa a la separación de cristales de sal de sulfato de sodio mediante la centrifugación o filtración, el cristalizador puede estar diseñado para decantar continuamente el licor madre de la suspensión de cristalización. Además, los cristales de sal de sulfato se puede lavar con agua y el agua de lavado resultante que comprende el absorbente de sal de ácido carboxílico poliprótico se puede dirigir de forma similar al tanque de disolvente para volver al absorbedor. La corriente de vapor superior del cristalizador se puede condensar y volver al absorbedor. Alternativamente, la corriente superior del cristalizador se puede dirigir 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 solución de absorción circulante, de acuerdo con algunas modalidades de la presente invención, se puede incluir un inhibidor de la oxidación en la solución de absorción para reducir la oxidación del bisulfito y sulfito a bisulfato y los contaminantes de sulfato, respectivamente. Existen varios tipos diferentes de inhibidores de la oxidación que pueden ser útiles en la práctica de la presente invención, incluido: depuradores de oxígeno y atrapadores de radicales libres como p-fenilendiamina e hidroquinona; inhibidores de oxidación catalizada por NOx como ácido ascórbico; y agentes quelantes como ácido etilendiaminotetraacetico (EDTA) que secuestran e inhiben la oxidación catalizada por metales. Dichos inhibidores de oxidación se pueden emplear individualmente o en diversas combinaciones y se pueden añadir según sea necesario a la solución de absorción acuosa regenerada introducida en el absorbedor. Según el tipo de inhibidor empleado, la concentración en la solución de absorción típicamente oscila entre algunos ppm y aproximadamente 1 a aproximadamente 10 por ciento en peso. Típicamente, se añade un exceso (p. ej. , al menos aproximadamente 1 ,000 ppm) ya que los inhibidores se consumirán gradualmente por oxidación. El ácido ascórbico y la hidroquinona son particularmente eficaces en la inhibición de la oxidación en una solución de absorción de malato de sodio. Se espera que EDTA sea eficaz como inhibidor de la oxidación cuando hay metales presentes en la solución de absorción.

El aumento de la acidez en la solución de absorción tiene el efecto de aumentar la eficacia de la remoción del dióxido de azufre. Por lo tanto, dejar una concentración baja de dióxido de azufre disuelto o mantener algo de sulfato en la solución de absorción produce una mayor eficacia en el separador. Por ejemplo, una concentración baja de sulfato de sodio y/o ácido sulfuroso en el separador hace que la regeneración de la solución de absorción requiera menos energía. De acuerdo con una modalidad de la invención, la concentración de sal de sulfato se mantiene a entre aproximadamente 0.5 y aproximadamente 11 por ciento en peso, preferentemente entre aproximadamente 3 y aproximadamente 11 por ciento en peso en la solución de absorción y una pequeña fracción de dióxido de azufre se deja en la solución de absorción acuosa regenerada, lo que hace que la solución sea ligeramente más ácida y, en consecuencia, hace que la desorción del dióxido de azufre requiera menos energía.

Generación de vapor de separación del condensado removido Para proporcionar una fuente de energía para generar vapor de separación, se comprime el efluente de gas de separador primario 33 del separador de líquido de absorción 30 en un aparato adecuado para aumentar la presión del efluente de gas de separador primario. Los aparatos adecuados incluyen compresores mecánicos y compresores termicos (es decir, cyectores de chorro de vapor). Como se muestra en la figura 1 , el efluente de gas de separador primario se comprime preferentemente mediante pasaje a través de un eyector de chorro de vapor 36. Cuando se recupera dióxido de azufre del gas de cola de una planta de ácido sulfúrico de contacto, el vapor generado en la recuperación de calor de absorción de trióxido de azufre puede proporcionar el vapor motriz para el eyector.

Aunque se conocen sistemas de absorción/desorción para la recuperación de dióxido de azufre en los cuales el gas de separador de dióxido de azufre húmedo se comprime y el calor latente de condensación del vapor de agua se transfiere del gas comprimido al líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre, en dichos sistemas el condensado sale del sistema saturado con dióxido de azufre. A menos que el dióxido de azufre que emana del condensado sea capturado en un sistema aparte, este esquema crea emisiones inaceptables que también equivalen a la pérdida de los valores de dióxido de azufre.

En el proceso descrito en US 2012/0107209 A1 mencionada anteriormente, se recupera dióxido de azufre 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 requerida para remover el condensado se recupera sustancialmente mediante el uso del condensado removido como fuente de vapor de separación para el separador de líquido de absorción. Se requiere un ingreso de energía adicional para vaporizar el condensado a una presión suficiente para que fluya a la base del separador. En el proceso de la invención, el calor latente en el componente de vapor de agua del gas de separador proporciona esa fuente de energía. Una compresión pequeña del gas de separador que sale del separador de líquido de absorción crea el diferencial de temperatura pequeño suficiente para transferir calor del gas de separador comprimido al condensado removido, lo cual vaporiza el condensado removido 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 aumenta preferentemente la presión del vapor en un incremento de entre aproximadamente 30 kPa y aproximadamente 65 kPa. La separación del dióxido de azufre se potencia si el separador 30 se opera a presiones más bajas (p. ej., por debajo del vacío) para aumentar la volatilidad relativa del dióxido de azufre con respecto al agua y mejorar la desorción y disminuir la cantidad de etapas teóricas necesarias para un reflujo determinado. Además, las presiones más bajas conducen a temperaturas más bajas en el sistema lo que permite el uso de vapor de presión más bajo para calentar el líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre. Sin embargo, la recuperación de la energía se optimiza a presiones de funcionamiento moderadamente más altas y esto tambien reduce el diámetro requerido de la torre 31 y el costo de capital asociado. A modo de ejemplo, operar el separador en un vacío ligero (p. ej., calibre -35 kPa) y aumentar modestamente la presión del gas de separador enriquecido con dióxido de azufre existente en el separador (p. ej., aproximadamente calibre 20 kPa) representa un enfoque económico. Sin embargo, operar el separador a presión atmosférica o superior también puede ser un enfoque atractivo. La optimización económica puede determinar las condiciones específicas de funcionamiento. El equilibrio de estas consideraciones, la presión del efluente de gas de separador primario que sale del separador de líquido de absorción se mantiene más preferiblemente entre aproximadamente 40 y aproximadamente 170 kPa de presión absoluta).

El flujo presurizado de gas de separador que contiene dióxido de azufre se dirige a un enfriador/condensador de gas de separador primario 50. Una porción sustancial de vapor de agua se condensa del efluente de gas de separador primario en el enfriador/condensar 50 mediante la transferencia indirecta de calor a un medio de enfriamiento. De acuerdo con la presente invención, el condensado removido en la corriente 51 que fluye al enfriador/condensador 50 de un separador de condensado o columna de agua 60 (cuyo funcionamiento se describe en el presente más adelante) sirve como el medio de enfriamiento y el calor latente de la condensación se transfiere a un condensado removido generando así un vapor que se utiliza como medio de remoción en el separador de líquido de absorción 30. Tal como se muestra en la figura 1, la corriente de condensado removido 51 que sale de la columna 60 se dirige hacia un separador de vapor-líquido 52 (p. ej. , tambor de vapor) y circula mediante la línea 54 entre el separador y el enfriador/condensador 50 donde la transferencia de calor del gas de separador primario genera vapor 53 para el separador. El condensado removido y el vapor se separan en el separador 52, el vapor se dirige al separador 30 a traves de la línea 57, al menos una porción del condensado circula hacia un enfriador/condensador de gas de separador primario 50 mediante la línea 54 y otra porción se puede hacer recircular opcionalmente y combinar con solución de absorción de dióxido de azufre regenerada 15 a través de la líneas 55 y volver al absorbedor 11 y/o una porción 56 se puede purgar del sistema. Alternativamente, el lado del condensado del enfriador/condensador de gas de separador 50 se puede diseñar para permitir la separación del vapor del agua dentro del intercambiador de calor, lo que permite que un flujo de vapor libre de agua arrastrada fluya directamente del enfriador/condensador hacia el absorbedor, sin la necesidad de un separador de vapor/líquido independiente.

El vapor generado en el enfriador/condensador de gas de separador primario 50 se introduce a un separador 30 a través de la línea 57 donde se pone en contacto con el líquido de absorción en la zona de contacto de vapor/líquido 32, tanto suministrando calor al líquido de absorción como funcionando como un gas de remoción para eliminar dióxido de azufre de la fase líquida. Calentar la fase líquida en separador de líquido de absorción reduce la concentración de equilibrio de dióxido de azufre allí y aumenta la fuerza conductora para la transferencia de dióxido de azufre a la fase de vapor. En la transferencia de calor a la fase líquida, el vapor generado del condensado despojado en el enfriador/condensador 50 se condensa parcialmente dentro del separador, funcionando, por lo tanto, esencialmente como un gas de remoción condensable. Opcionalmente, el calor de remoción suministrado por el vapor generado del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario se puede complementar por el calor suministrado de una fuente ajena en un rehervidor 37 a través del cual la fase líquida del separador de líquido de absorción se hace circular. El rehervidor auxiliar proporciona flexibilidad completa en el control de equilibrio de agua del proceso. Típicamente, el líquido de absorción que se pasará a través del rehervidor se retira de un sumidero del separador y se devuelve a la porción inferior de la zona de contacto vapor/líquido 32 sobre el sumidero.

En el enfriador/condensador de gas de separador primario 50, la mayoría del contenido del vapor de agua del efluente de gas de separador primario 33 se condensa y, por lo tanto, la mayoría del calor latente se elimina mediante transferencia al condensado removido que regresa del separador de condensado 60. El condensado acuoso obtenido mediante la condensación del vapor de agua del efluente de gas de separador primario comprende dióxido de azufre disuelto. Este condensado se elimina del enfriador/condensador 50 y se alimenta mediante la línea 58 al separador de condensado o columna de agua 60 y se calienta (p. ej., con vapor o un rehervidor) para desorber dióxido de azufre y producir un gas de separador de condensado que comprende vapor de agua y dióxido de azufre desorbido del condensado acuoso. Tal como se muestra en la figura 1, el gas separador de condensado se combina con gas de ventilación que contiene dióxido de azufre húmedo 59 de enfriador/condensador de gas de separador primario 50. El gas de separador de condensado final combinado 61 que sale de la parte superior de la columna de separador de condensado 60 se calienta a una temperatura normalmente inferior a 70°C en un condensador de baja temperatura 62 (p. ej., con agua de refrigeración a 50°C) para condensar vapor de agua y producir una corriente de producto 63 que comprende dióxido de azufre recuperado. Tal como se muestra en la figura 1, el condensado adicional marginal se puede escurrir del gas de separador de condensado, o el gas de separador de condensado final combinado 61 que sale de la parte superior de la columna de separador de condensado 60, mediante el paso del gas primero a traves de un intercambiador de calor 64 en el cual el gas de separador de condensado se enfría mediante la transferencia de calor a una porción del gas de escape 19 que sale del absorbedor 11. Después de enfriar, la corriente de producto de dióxido de azufre recuperada 63 se elimina del proceso de recuperación de dióxido de azufre y se dirige a un destino donde se puede utilizar, p. ej., a la torre de secado o una etapa catalítica de una planta de ácido sulfúrico de contacto para la conversión a trióxido de azufre, a una operación del proceso de Claus para generar análisis elemental, a un proceso de fabricación de sulfito de metal alcalino o bisulfito, a una operación de fabricación de papel, a una unidad de compresión o refrigeración para la licuefacción a dióxido de azufre líquido.

La corriente de condensado removido 51 agotado en dióxido de azufre sale de la parte inferior de la columna de separador de condensado 60 y se dirige al enfriador/condensador de gas de separador primario 50 en donde la condensación de vapor de agua del efluente de gas de separador primario comprimido 33 transfiere calor al condensado de separador, generando así vapor para el uso como un gas de remoción y medio de calentamiento combinado (p. ej. , como medio de remoción de condensación) en el separador de líquido de absorción 30. Opcionalmente, se puede purgar una porción 56 del sistema.

El alcance de la compresión del efluente de gas de separador primario 33 del separador de líquido de absorción 30 es necesariamente suficiente para llevar el vapor comprimido a una temperatura alta suficiente para que se pueda generar vapor que tiene una presión más alta que la presión en la sección inferior (remoción) de la zona de contacto de vapor/líquido 32 dentro de la torre 31 mediante el calentamiento del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario 50. Pero el alcance de la compresión se controla preferentemente a un mínimo necesario para que el vapor generado del condensado despojado fluya en el separador. Más específicamente, se prefiere que el vapor se genere del condensado despojado a una temperatura no mayor a aproximadamente 30°C superior que la temperatura de la fase líquida dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquido 35 o, más específicamente, no mayor que aproximadamente 20°C o no mayor que entre aproximadamente 5 y aproximadamente 10°C superior a la temperatura de la fase líquida que sale de la parte inferior de la zona de contacto de vapor/líquido 32 dentro del separador. En determinadas modalidades particularmente preferidas, la temperatura del vapor producido mediante el calentamiento del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario 50 no es más que igual, o puede ser incluso inferior, a la temperatura de la fase líquida dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquido de este, o en la parte inferior de la zona de contacto de vapor/líquido. Más generalmente, se prefiere que la temperatura del vapor generado en el enfriador/condensador de gas de separador primario 50 varíe de la temperatura del medio de absorción regenerado dentro del separador en la salida de líquido de este, o de la temperatura de la fase líquida que sale de la sección inferior (remoción) de la zona de contacto de vapor/líquido dentro del separador de líquido de absorción, por no más de aproximadamente ±10°C. Para que el vapor fluya en el separador de líquido de absorción, la presión del vapor generado en el enfriador/condensador 50 es necesariamente mayor que la presión total en el separador y, por lo tanto, mayor que la presión de vapor de equilibrio de la fase líquida dentro de la sección de remoción de la zona de contacto de vapor/líquido, incluso en la salida de la fase líquida de la sección de remoción donde la presión parcial de dióxido de azufre se aproxima a cero como límite.

Por lo tanto, la fuerza conductora de la presión del agua de la fase de vapor posterior provoca que se produzca la condensación de vapor de agua en el separador independientemente de las diferencias de temperatura entre la fase de vapor y la fase líquida, lo que produce la condensación y calentamiento de la fase líquida dentro de la sección de remoción de la zona de contacto de vapor/líquido incluso sí el vapor se introduce en la zona a una temperatura no mayor, o incluso ligeramente inferior, a la temperatura de la fase líquida. Debido al efecto reductor del soluto, es decir, un absorbente tal como una sal de ácido carboxílico poliprótico, en la fase líquida, la presión de vapor de la fase líquida puede ser ligeramente inferior a la presión del vapor a la misma temperatura, o incluso donde la temperatura de la fase líquida es ligeramente superior a la temperatura del vapor.

Para cumplir con estas condiciones preferidas, el diferencial de temperatura de media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas de separador primario es no menor que aproximadamente 1.5°C, aproximadamente 2°C, aproximadamente 3°C, aproximadamente 4°C o aproximadamente 5°C y no mayor que aproximadamente 10°C, aproximadamente 8°C, aproximadamente 6°C o aproximadamente 5°C. Por ejemplo, el diferencial de temperatura de madia logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas de separador primario es entre aproximadamente 1.5° y aproximadamente 10°C, entre aproximadamente 2o y aproximadamente 9°C o entre aproximadamente 2.5° y aproximadamente 8°C.

Dependiendo del equilibrio de agua y energía de proceso general, el volumen del condensado despojado del separador de condensado 60 puede superar la demanda de vapor en el separador de líquido de absorción 30. Por ende, el condensado despojado se puede dividir de forma útil entre (i) una corriente de condensado dirigida al enfriador/condensador de gas de separador primario 50 como un fluido refrigerante para condensar agua del gas de separador, convirtiendo así al condensado despojado, al menos en parte, en vapor para la introducción al separador de líquido de absorción; y (ii) una corriente de agua de descarga para la eliminación de agua del proceso.

Una porción del condensado despojado del separador de condensado 60 como agua de descarga tambien se puede utilizar, opcionalmente, para acondicionar el gas fuente que contiene dióxido de azufre o la corriente de gas de alimentación de proceso 10. Como se muestra en la figura 1 , el condensado despojado del separador de vapor-líquido 52 se pasa a través de la línea 70 y se introduce en un saturador 71 ascendente del absorbedor de dióxido de azufre 11 con respecto al flujo de gas de alimentación. El saturador puede comprender un contactor de una etapa (p. ej. , que generalmente consiste en una columna envasada o torre que contiene envasado aleatorio o estructurado o una columna de aerosol), en donde al condensado despojado se pone en contacto con la corriente de gas, aumentando así la humedad del gas de alimentación que ingresa al absorbedor de dióxido de azufre. La corriente de agua que sale del saturador se puede eliminar del proceso. El saturador tambien enfría el gas que contiene dióxido de azufre mediante el enfriamiento por evaporación y elimina gases ácidos (p. ej. , ácido sulfúrico, ácido clorhídrico, trióxido de azufre) antes de ingresar al absorbedor. El saturador permite ventajosamente la humidificación de la corriente de gas de alimentación utilizando agua de menor calidad, la que proporciona un ahorro de costos adicionales en comparación con la humidificación del gas en el absorbedor donde el agua utilizada se debe desionizar o destilar para evitar la acumulación de impurezas. Aunque la corriente de agua que sale del saturador se satura con dióxido de azufre, el volumen de esta corriente es pequeño. Además, por ejemplo, cuando se recupera dióxido de azufre de gas de cola de una planta de ácido sulfúrico, la corriente de agua cargada de dióxido de azufre que sale del saturador se puede utilizar como agua de dilución en un absorbedor de SO3. En una planta de interpaso, el agua se utiliza de manera ventajosa para la dilución en el absorbedor 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 figura 1 comprime el efluente de gas de separador primario para proporcionar el diferencial de temperatura, por lo cual el calor latente recuperado mediante la condensación de vapor de agua del gas de separador primario se transfiere al condensado despojado para la generación del vapor que se introduce para efectuar la remoción de líquido de absorción en el separador de líquido de absorción. De acuerdo con la invención, se proporcionan otras alternativas para generar este diferencial de temperatura y llevar a cabo la operación de remoción.

La figura 2 ilustra una alternativa al proceso de la figura 1 en donde el vapor generado del condensado despojado se comprime por un compresor 39 durante el flujo entre la salida de vapor del enfriador/condensador 50 y el separador de líquido de absorción 30. El dibujo muestra la compresión del vapor por un compresor mecánico, pero el vapor tambien se puede introducir en la boca de un cyector de chorro de vapor para lograr la compresión requerida. El diámetro del separador 30 tiene un tamaño, y el envasado u otra estructura de promoción de transferencia de masa dentro de la zona de contacto de vapor/líquido 32 del separador 30 está diseñada, para evitar la caída de presión excesiva durante el pasaje de la fase gaseosa/de vapor hacia arriba a través de la zona. La salida de gas de separador primario 34 y la línea utilizadas para transferir el efluente de gas de separador primario 33 al enfriador/condensador 50 también tienen un tamaño para evitar la caída de presión excesiva. Al preservar una presión en el lado del gas de separador primario del enfriador/condensador 50 que es superior a la presión en el lado del condensado despojado de ese intercambiador, se establece un diferencial de temperatura mediante el cual se transfiere calor al condensado despojado mientras se condensa vapor de agua del efluente de gas de separador primario y se genera vapor en el lado del condensado para su 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 la introducción en el separador mediante la línea 57.

Para recuperar el calor latente de la condensación de vapor de agua del gas de separador, el compresor 39 aumenta la presión del vapor a un nivel para que, cuando el gas de separador primario llegue al enfriador/condensador 50, la presión en el lado del gas de separador del enfriador/condensador sea mayor que la presión del vapor generado del condensado despojado en el lado del condensado despojado del enfriador/condensador. Más específicamente, el alcance de la compresión es suficiente para que la presión de la saturación de agua en la cual se condensa vapor de agua en el lado del gas de separador primario del enfriador/condensador sea mayor que la presión en la cual se genera vapor en el lado del condensado despojado del enfriador/condensador.

El diferencial de temperatura y presión alcanzado en el proceso de la figura 2 es preferentemente esencialmente el mismo que el que prevalece en el enfriador/condensador 50 en la modalidad de la figura 1 en donde el efluente de gas de separador primario se comprime durante el flujo de la salida de gas del separador a la entrada de gas del enfriador/condensador. La presión absoluta que prevalece en la zona de contacto de vapor/líquido también se encuentra preferentemente en el mismo intervalo para cada una de las modalidades mostradas respectivamente en las figuras 1 y 2. En ambos casos, es deseable mantener una presión ligeramente superior a la atmosférica, p. ej. , entre aproximadamente 15 y aproximadamente 18 psia (entre aproximadamente 100 y aproximadamente 125 kPa de presión absoluta), en el separador. Sin embargo, debido a que solo se comprime vapor en el proceso de la figura 2, la presión óptima dentro de la zona de remoción de líquido de absorción en al proceso de la figura 2 puede ser marginalmente inferior a la presión óptima en el proceso de la figura 1 en donde el componente de dióxido de azufre del gas de separador primario tambien se debe comprimir mientras se lleva la presión parcial del vapor de agua a un nivel en el cual el vapor de agua se condensa a una temperatura mayor que la temperatura de agua de ebullición en el lado del condensado despojado del enfriador/condensador 50.

El resto del proceso de la figura 2 se opera de una manera sustancialmente idéntica a la descrita anteriormente con respecto a la figura 1.

Aunque los procesos de la figura 1 y 2 proporcionan eficiencia energética comparable, una ventaja del proceso de la figura 2 es la ausencia sustancial de dióxido de azufre de la corriente sometida a compresión. Esto significa que el fluido que se comprime generalmente es menos corrosivo que el fluido comprimido en el proceso de la figura 1 y, por lo tanto, proporciona ahorros tanto en el mantenimiento como en la selección de materiales de construcción para el compresor o cyector.

La dependencia en el vapor saturado generado a partir del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario como la única fuente de energía para extracción de dióxido de azufre del líquido de absorción puede provocar que una acumulación de neta de agua en el medio de absorción regenerado vuelva a circular hacia el absorbedor, y en última instancia en el circuito de medio absorbente entre el absorbedor y el separador. De hecho, cualquier operación del separador que depende solamente del vapor a presión necesariamente tiene este efecto debido al incremento de vapor que se debe añadir para proporcionar el calor de vaporización de dióxido de azufre y el incremento proveniente de la pérdida de calor al ambiente. Por ende, el control del equilibrio de agua en este circuito requiere alguna medición para la eliminación de la fracción de agua que de otro modo se gana en este esquema de operación. Existen varias opciones disponibles para este objetivo. Por ejemplo, la energía suministrada de una fuente ajena en el rehervidor 37 puede aumentar marginalmente la temperatura del gas de separador primario para que lleve una carga de vapor de agua ligeramente mayor, y el enfriador/condensador de gas de separador primario se puede operar a un D? marginalmente superior y una temperatura de gas de ventilación marginalmente superior para eliminar un incremento suficiente de vapor de agua para mantener el equilibrio de agua. Esto puede requerir una compresión marginalmente mayor del gas de separador primario en la modalidad de la figura 1 , o una compresión marginalmente mayor del vapor de separador en la modalidad e la figura 2. Alternativamente, una parte o todo el líquido de absorción regenerado puede eludir el intercambíador 40 y/o enfriador por acción de agua de refrigeración 42, permitiendo así que el absorbedor funcione a una temperatura marginalmente superior que aumenta gradualmente el contenido de vapor de agua del gas de escape para mantener el equilibrio.

En el funcionamiento típico del proceso de la figura 1 , e experimenta una ganancia de aproximadamente un 2 % en volumen de agua durante cada movimiento del circuito de absorbedor/separador. En una modalidad en donde un gas de chimenea que contiene dióxido de azufre en niveles que reflejan el contenido de azufre de carbón u otro combustible de carbono que contienen azufre se suministra al absorbedor a 27°C, se puede lograr un equilibrio pasando el medio de absorción regenerado alrededor del intercambiador 40 y el enfriador por acción de agua de refrigeración 42 y alimentando del medio de absorción en el absorbedor a 40°C. El gas de escape que deja el absorbedor a 35°C lleva suficiente vapor de agua para equilibrar la ganancia derivada del incremento de vapor necesaria para vaporizar el dióxido de azufre del líquido de absorción en el separador de líquido de absorción.

Recuperación de dióxido de azufre de corrientes de gas ricas El proceso de la invención está adaptado para la recuperación de dióxido de azufre del gas de cola de una planta de ácido sulfúrico de contacto y otras operaciones que generan efluentes que contienen dióxido de azufre relativamente debiles. Sin embargo, es aplicable a otras operaciones de procesos que requieren recuperación de dióxido de azufre, incluido operaciones que generan corrientes de gas de dióxido de azufre relativamente ricas. Como las reacciones para absorber dióxido de azufre de un gas de alimentación son típicamente exotérmicas, se genera calor de reacción significativo en el absorbedor cuando el proceso se utiliza para recuperar dióxido de azufre de gases ricos que contienen, p. ej. , entre aproximadamente 2 y aproximadamente 4 % en volumen de dióxido de azufre o más, incluido corrientes de gas en donde el contenido de dióxido de azufre puede ser de hasta 10 % en volumen, 15 % en volumen, 20 % en volumen, 25 % en volumen, 30 % en volumen, 40 % en volumen o incluso mayor. Por ejemplo, la concentración de dióxido de azufre puede ser de al menos 4 % en volumen, o al menos aproximadamente 5 % en volumen, o al menos aproximadamente 10 % en volumen, o al menos aproximadamente 15 % en volumen, o al menos aproximadamente 20 % en volumen, o al menos aproximadamente 30 % vol.

El proceso de la invención es bastante fácilmente adaptable a la recuperación de dióxido de azufre de dichas 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 exotermica puede aumentar en gran medida la temperatura del líquido de absorción, en algunos casos a niveles que pueden afectar gravemente la eficiencia de la absorción y/o de la capacidad de absorción del medio de absorción circulante. Por ejemplo, en un sistema de absorción que utiliza tetraglima como absorbente, cuando la concentración de dióxido de azufre del gas de alimentación entrante alcance 2.9 % en volumen, la temperatura del líquido de absorción puede aumentar de una temperatura típicamente preferida de 17°C a una temperatura de 30°C en proporciones L/G adecuadas de otro modo en el absorbedor. Cuando el contenido de dióxido de azufre del gas entrante es 43 % molar, la temperatura puede aumentar típicamente de 17° a 49°C. Para un sistema de absorción de tetraglima, dichos aumentos de temperatura pueden afectar gravemente la capacidad del medio de absorción para la absorción del dióxido de azufre.

Las figuras 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 figura 3, utilizar 100 % en peso de tetraglima (100S) como adsorbente a 4 % molar S02 en el gas, la capacidad de absorción del medio de absorción disminuye significativamente cuando la temperatura aumenta incluso en el intervalo estrecho de 20° a 30°C. La capacidad de absorción continúa disminuyendo a temperaturas incluso mayores, aunque la disminución es menos drástica. Como se ilustra en la figura 4, cuando el gas de alimentación contiene 30 % molar SO2, la capacidad de absorción de tetraglima pura (100S) disminuye de forma más uniforme a medida que la temperatura aumenta. Como se muestra tambien en las figuras 3 y 4, se producen disminuciones comparables en la capacidad de absorción utilizando otro adsorbente de tetraglima, es decir, 955_5 W (95 % en peso de tetraglima y 5 % en peso de agua). Por lo tanto, para los gases ricos que contienen más de 2 % en volumen de dióxido de azufre, los flujos del medio de absorción aumentados generalmente son necesarios para reducir el grado del aumento de temperatura en la fase líquida que pasa a través del absorbedor que produce concentraciones de dióxido de azufre relativamente más bajas en el líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre.

El aumento del flujo del medio de absorción y el líquido de absorción afecta el separador de líquido de absorción de dos maneras importantes. Aumenta la demanda de energía para calentar el líquido de absorción hasta la temperatura adecuada para remover el dióxido de azufre de allí, lo cual reduce la eficiencia energetica del proceso. Pero también impone un aumento del flujo másico a través de la columna de separación, lo que aumenta el diámetro de la columna completa necesario para alojar al flujo de líquido sin inundar la zona de contacto de vapor/líquido. Las velocidades de flujo de la fase líquida más altas también indican un aumento del diámetro de la columna de absorción.

De acuerdo con otra característica preferida del proceso de absorción del dióxido de azufre, se proporciona enfriamiento en la base del absorbedor para reducir el aumento de temperatura en el medio de absorción en su pasaje a través de la zona de absorción (es decir, contacto gas/líquida) y, por lo tanto, permite al absorbedor y al separador que se operen en proporciones L/G relativamente bajas. Controlar el aumento de temperatura en el medio de absorción, especialmente en la porción inferior de la zona de absorción, conserva la capacidad de equilibrio del medio de absorción y, por lo tanto, conserva la fuerza conductora para la transferencia de masa de dióxido de azufre de la fase gaseosa a la fase líquida dentro de la zona de absorción, así como la fuerza conductora para la reacción del dióxido de azufre con el absorbente en la fase líquida. Las temperaturas de la fase líquida relativamente más bajas tambien favorecen el grado de conversión al aducto de dióxido de azufre dentro de la fase líquida cuando la reacción entre el dióxido de azufre y el absorbente es una reacción de equilibrio exotérmica. Preferentemente, el líquido de absorción se retira de la zona de contacto de gas/líquido dentro del absorbedor, se hace circular a través de un intercambiador de calor externo y se devuelve a la zona de absorción. Más específicamente, se retira el líquido de absorción circulante de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona, mediante lo cual se define una sección dentro de la zona de absorción debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción enfriado dentro del cual la mayor parte de la absorción de dióxido de azufre se produce preferentemente y se genera la mayor parte del calor de la absorción.

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

La circulación del líquido de absorción entre el absorbedor de dióxido de azufre 11 y el intercambiador de calor externo 80 provoca un aumento del flujo másico y una nueva mezcla inevitable del líquido de absorción en la sección de circulación de la zona de absorción que entra entre las regiones 13.1 y 13.2, y esto puede desplazar marginalmente el aumento de la transferencia de masa para la eliminación del dióxido de azufre en esta sección de la zona. Preferentemente, por lo tanto, la región de retorno 13.2 está separada por la altura de al menos una unidad de transferencia debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, mediante lo cual se define una sección de rectificación de la zona de absorción que comprende al menos una unidad de transferencia debajo de la parte superior de la zona. Preferentemente, la sección de rectificación comprende al menos dos unidades de transferencia. Tambien se prefiere que la región de retorno 13.2 esté separada por la altura de al menos una unidad de transferencia, más preferentemente al menos dos unidades de transferencia por encima de la región de eliminación 13.1. Para adaptarse a la capacidad de transferencia de masa adecuada en la sección de circulación de la zona de absorción entre la región de retorno 13.2 y la región de eliminación 13.1 y la sección de rectificación entre la región de retorno 13.2 y la parte superior de la zona de absorción, la zona de absorción completa comprende preferentemente al menos tres, más preferentemente al menos cuatro unidades de transferencia. Como las corrientes de gas y líquido se encuentran en flujo tipo pistón sustancial dentro de la sección de rectificación, se proporciona una fuerza conductora 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 satisfactorio de estándares de emisión. La selección adecuada de la ubicación para la región de retorno del líquido circulante 13.2 se basa en una selección de una región en donde el nivel de dióxido de azufre en el gas que fluye hacia arriba desde allí no sea lo suficientemente alto como para generar el calor de reacción/absorción en la sección de rectificación que produzca un efecto adverso significativo sobre la capacidad de absorción del medio de absorción acuoso, o sobre la fuerza conductora de la transferencia de masa en la sección de rectificación.

Preferentemente, cuando el absorbente es tetraglima, la región 13.2 a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido se mantiene a una temperatura que no supera aproximadamente 40°C, más preferentemente que no supera aproximadamente 30°C, más típicamente entre aproximadamente 15° y aproximadamente 25°C. En un sistema de tetraglima, la temperatura de la región 13.1 de la cual se retira el líquido de absorción circulante caliente de la zona de contacto de gas/líquido se mantiene preferentemente a una temperatura que no supera aproximadamente 45°C, más preferentemente que no supera aproximadamente 35°C, más típicamente entre aproximadamente 15° y aproximadamente 30°C. Los entendidos en la teenica reconocerán que intervalos de temperatura diferentes, el algunos casos sustancialmente diferentes, son óptimos para otros absorbentes. Por ejemplo, cuando el absorbente es malato de sodio, la región 13.2 a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido se mantiene a una temperatura que no supera aproximadamente 45°C, más preferentemente que no supera aproximadamente 45°C, más típicamente entre aproximadamente 20° y aproximadamente 40°C. En este caso, la temperatura de la región 13.1 de la cual se retira el líquido de absorción circulante callente de la zona de contacto de gas/líquido se mantiene preferentemente a una temperatura que no supera aproximadamente 50°C, más preferentemente que no supera aproximadamente 40°C, más típicamente entre aproximadamente 25° y aproximadamente 35°C. En cada caso, la velocidad de circulación entre las regiones 13.1 y 13.2 es indicada por estas limitaciones de temperatura y la generación de energía de la unidad del proceso de absorción.

De forma conveniente, una fracción de flujo de avance de líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre caliente 17 se retira de la corriente de líquido de absorción circulante corriente arriba del intercambiador de calor externo 80 y se dirige al separador de líquido de absorción 30.

La ubicación de la región de retorno del líquido de absorción circulante 13.2 se puede seleccionar basándose en el perfil de absorción para la zona de absorción de dióxido de azufre. Se ilustran perfiles típicos que emplean diferentes medios de absorción en la figura 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 de gas/líquido, normalmente, un circuito de enfriamiento del líquido de absorción único es suficiente para conservar la eficiencia de la absorción y controlar el flujo volumetrico del líquido de absorción a un nivel coherente con un uso de la energía eficiente en el separador de líquido de absorción. Sin embargo, cuando la afinidad del absorbente por el dióxido de azufre es más limitada, como también es deseable a los efectos de una operación eficaz del separador del líquido de absorción, el gradiente de concentración del dióxido de azufre a través de la zona de absorción, es decir, la velocidad a la cual la concentración del dióxido de azufre en la corriente de gas (y en la corriente de líquido) disminuye con la distancia por encima de la entrada de gas a la zona de absorción, puede ser pequeño. En este caso, se puede obtener una mayor eficiencia en la operación del absorbedor y el separador mediante el uso de dos o más bucles de refrigeración separados verticalmente a lo largo del trayecto del flujo de gas dentro de la zona de absorción (es decir, de contacto de gas/líquido). Por ejemplo, como se ilustra en la figura 5, se muestran dos de dichos bucles de refrigeración. En el segundo bucle de refrigeración, una segunda porción de líquido de absorción enriquecido con dióxido de azufre caliente que desciende a la zona de contacto de gas/líquido 13 del absorbedor 11 se retira de una región 13.3 por encima de la región 13.2 a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido en el primer bucle de refrigeración y se hace circular a traves de un intercambiador de calor externo 81 donde el calor de absorción se elimina mediante la transferencia a un fluido de enfriamiento. El líquido de absorción enfriado se devuelve al absorbedor en una región 13.4 de la zona de contacto de gas/líquido que está separada por encima de la región 13.3 de la cual se retira el líquido de absorción caliente, pero está separada por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido.

La figura 7 ilustra el funcionamiento de un sistema de absorbedor/separador en el cual el dióxido de azufre solo tiene una afinidad baja por el absorbente, de modo que el gradiente de dióxido de azufre es relativamente bajo. La figura 7 gráfica la temperatura del líquido de absorción y la concentración de dióxido de azufre en la corriente de gas dentro de la zona de absorción, en cada caso en función de la ubicación en la zona de absorción expresada como la distancia en unidades de transferencia de la parte superior, es decir, la salida de gas de la zona, con diferentes curvas para los sistemas que contienen, respectivamente, ningún bucle de refrigeración, un bucle de refrigeración, dos bucles de refrigeración y tres bucles de refrigeración. Los datos sobre el efecto de uno, dos o tres bucles de refrigeración también se presentan a continuación en la tabla 1.

Tabla 1 Impacto de los bucles de refrigeración sobre los requisitos del vapor Los datos graficados en la figura 7 y tabulados en la tabla 1 son de un sistema de absorción de dióxido de azufre en el cual el absorbedor comprende 15 etapas (que corresponden esencialmente a unidades de transferencia). En cada caso, cuando se enfría el líquido de absorción circulante, hay al menos un bucle en donde la región de retiro es la etapa 15 y la región de retorno es la etapa 13, es decir, la región de retorno está separada por la altura de esencialmente dos unidades de transferencia de 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 retiro es la etapa 10 y la región de retorno es la etapa 8, y cuando se utiliza un tercer bucle, la región de retiro es la etapa 5 y la región de retorno es la etapa 3.

Estas gráficas y tablas ilustran gráficamente el valor de uno o más bucles de refrigeración que contribuyen a la eficiencia energética general del proceso. Como se indica en la tabla 1, un bucle de refrigeración disminuye el uso de vapor en el separador de líquido de absorción en aproximadamente el 15 % en comparación con el funcionamiento sin refrigeración. El funcionamiento con dos bucles de refrigeración reduce el consumo de vapor en el 24 % en comparación con el funcionamiento sin refrigeración; y el funcionamiento con tres bucles de refrigeración reduce el consumo de vapor en el 25 % en comparación con el funcionamiento sin refrigeración. Sin refrigeración, 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 refrigeración.

En comparación con el sistema cuyo funcionamiento se refleja en la figura 7 y en la tabla 1 , solo se justificaría típicamente un único bucle de refrigeración en un proceso de absorción de dióxido de azufre que emplea un ácido poliprótico como malato de sodio como absorbente.

El resto del proceso según se ilustra en la figura 5 se opera sustancialmente de la manera descrita anteriormente con referencia a la figura 1 o la figura 2. Sin embargo, se debe entender que controlar el aumento de temperatura en el medio de absorción dentro del absorbedor 11 de acuerdo con la presente invención, se puede realizar de forma independiente del suministro de una fuente de energía para generar vapor de separación mediante la compresión del efluente de gas de separador primarlo o el vapor generado del condensado despojado (es decir, el proceso puede depender enteramente del rehervidor 37 como fuente de energía para la columna de separación del líquido de absorción 30).

Cuando se presentan elementos de la invención actual o de las modalidades de elección, los artículos "un/a" y "el/la" pretenden significar que hay uno o más de los elementos. Los terminos "comprende", "incluido" y "tiene" son inclusivos y significan que podría haber elementos adicionales más allá de los enumerados.

Teniendo presente lo anterior, se puede apreciar que se alcanzan los diversos objetivos de la invención y que se obtienen otros resultados beneficiosos.

Como se pueden hacer diversos cambios a las composiciones y los procesos sin apartarse del alcance de la invención, se pretende que todo el material contenido en la descripción anterior sea interpretado como ilustrativo y no en sentido limitante.

Claims

NOVEDAD DE LA INVENCIÓN REIVINDICACIONES

1.- Un proceso para eliminar y recuperar selectivamente un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante, el proceso comprende: poner en contacto una corriente de gas de alimentación que comprende el gas fuente en un absorbedor de gas contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un absorbente 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 cual se ha eliminado gas contaminante y un líquido de absorción enriquecido con contaminante; poner en contacto el líquido de absorción enriquecido con contaminante con vapor de separación en un separador de líquido de absorción para desorber el contaminante del líquido de absorción enriquecido con contaminante y producir así un medio de absorción de contaminante regenerado y un efluente de gas de separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante; retirar el medio de absorción regenerado de una salida de líquidos del separador de líquido de absorción y el efluente de gas de separador primario de una salida de vapor del separador de líquido de absorción; comprimir el efluente de gas de separador primario; condensar agua del efluente de gas de separador primario comprimido por transferencia indirecta de calor del efluente de gas de separador primario comprimido a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador de gas de separador primario para producir así un condensado que contiene contaminante; poner en contacto el condensado que contiene contaminante que sale del enfriador/condensador de gas de separador primario con vapor en un separador de condensado para producir un condensado despojado y un efluente de gas de separador de condensado que contiene vapor de agua y gas contaminante; en donde el medio de enfriamiento al cual se transfiere calor del efluente de gas de separador primario comprimido en el enfriador/condensador de gas de separador primario comprende al menos una porción del condensado despojado, generando así vapor del condensado despojado a una presión superior a la presión dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquidos de este; e introducir el vapor generado del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario en el separador de líquido de absorción como vapor de separación para el contacto con el líquido de absorción enriquecido con contaminante para desorber el contaminante de allí.

2 - El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado además porque el separador de líquido de absorción comprende una columna que comprende una zona de contacto de vapor/líquido vertical y el vapor generado en el enfriador/condensador de gas de separador primario se introduce en la parte inferior de la zona de vapor/líquido y el líquido de absorción enriquecido con contaminante se introduce en la parte superior de la zona de vapor/líquido.

3.- El proceso de conformidad con la reivindicación 2, caracterizado además porque el efluente de gas de separador primario se retira de la salida de vapor del separador de líquido de absorción en la parte superior de la zona de contacto de vapor/líquido y el medio de absorción de contaminante regenerado se retira de la salida de líquido del separador de líquido de absorción en la parte inferior de la zona de contacto de vapor/líquido.

4.- El proceso de conformidad con la reivindicación 2 o 3, caracterizado además porque el vapor generado a partir del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario se introduce en la parte inferior de la zona de contacto de vapor/líquido del separador de líquido de absorción y al menos una porción del vapor se condensa dentro de la zona de contacto de vapor/líquido para calentar la fase líquida, reduciendo así la concentración de contaminante en equilibrio en la fase líquida y aumentando la fuerza conductora para la transferencia de contaminante a la fase de vapor.

5.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, caracterizado además porque comprende adicionalmente hacer circular una porción del medio de absorción regenerado retirado del separador de líquido de absorción a traves de un rehervidor en donde se calienta con vapor de una fuente ajena.

6.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, caracterizado además porque la temperatura del vapor introducido del enfriador/condensador de gas de separador primario en el separador de líquido de absorción no es más que entre aproximadamente 5o y aproximadamente 10°C superior a la temperatura de la fase líquida dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquido del mismo, o en la parte inferior de la zona de contacto de vapor/líquido.

7.- El proceso de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado además porque la temperatura del vapor introducido del enfriador/condensador de gas de separador primario en el separador de líquido de absorción es igual o inferior a la temperatura de la fase líquida dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquido del mismo, o en la parte inferior de la zona de contacto de vapor/líquido.

8.- El proceso de conformidad con la reivindicación 6 o 7, caracterizado además porque la temperatura del vapor introducido del enfriador/condensador de gas de separador primario en el separador de líquido de absorción varía de la temperatura de la fase líquida dentro del separador de líquido 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 de vapor/líquido, en no más de aproximadamente ±10°C.

9.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, caracterizado además porque el diferencial de temperatura de media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas de separador primario no es mayor que aproximadamente 10°C, aproximadamente 8°C, aproximadamente 6°C o aproximadamente 5°C.

10.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, caracterizado además porque el diferencial de temperatura de media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas de separador primario no es menor que aproximadamente 1.5°C, aproximadamente 2°C, aproximadamente 3°C, aproximadamente 4°C o aproximadamente 5°C.

11.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, caracterizado además porque el diferencial de temperatura de media logarítmica (At) en el enfriador/condensador de gas de separador primario es entre aproximadamente 1.5° y aproximadamente 10°C, o entre aproximadamente 2o y aproximadamente 9°C, o entre aproximadamente 2.5° y aproximadamente 8°C.

12.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11, caracterizado además porque la presión del efluente de gas de separador primario que sale del separador de líquido de absorción es entre aproximadamente 40 y aproximadamente 170 kPa absoluta.

13 - El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 12, caracterizado además porque la compresión del efluente de gas de separador primario del separador de líquido de absorción aumenta su presión por entre aproximadamente 30 y aproximadamente 65 kPa.

14.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 13, caracterizado además porque el efluente de gas de separador primario del separador de líquido de absorción se comprime por el pasaje a traves de un cyector de chorro de vapor y el gas de separador primario comprimido se introduce en el enfriador/condensador de gas de separador primario.

15.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 14, caracterizado además porque un gas de separador final se pasa a través de un condensador de ajuste para la condensación de vapor de agua contenida allí, el gas de separador final comprende una corriente que combina efluente de gas de separador de condensado y un gas de ventilación del enfriador/condensador de gas de separador primario.

16.- El proceso de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado además porque el condensado del condensador de ajuste se devuelve al separador de condensado.

17.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 16, caracterizado además porque el condensado despojado del separador de condensado se divide para proporcionar: (i) una corriente de condensado dirigida al enfriador/condensador de gas de separador primario como el medio de enfriamiento para condensar agua del efluente de gas de separador primario y generar vapor para la introducción al separador de líquido de absorción; y (ii) una corriente de agua de descarga para la eliminación de agua del proceso.

18.- El proceso de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado además porque al menos una porción de la corriente de agua de descarga se pone en contacto con el gas fuente que contiene contaminante o la corriente de gas de alimentación en un saturador corriente arriba del absorbedor de gas contaminante con respecto al flujo de gas de alimentación, aumentando así la humedad de la corriente de gas de alimentación que ingresa al absorbedor de gas contaminante.

19.- El proceso de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado además porque la corriente de agua que sale del saturador se elimina del proceso.

20.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 19, caracterizado además porque el medio de absorción acuoso regenerado se hace recircular hacia el absorbedor de gas contaminante para la absorción adicional de contaminante del flujo adicional de la corriente de gas de alimentación.

21.- El proceso de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado además porque el medio de absorción acuoso regenerado recirculado se pasa a traves de un intercambiador de líquido de absorción en el curso de recirculación desde el separador de líquido de absorción hacia el absorbedor de gas contaminante, el líquido de absorción enriquecido con contaminante se pasa a través del intercambiador en el curso de transferencia desde el absorbedor de gas contaminante hacia el separador de líquido de absorción, y se transfiere calor desde el medio de absorción regenerado hacia el líquido de absorción enriquecido de contaminante dentro del intercambiador.

22.- El proceso de conformidad con las reivindicaciones 1 a 21, caracterizado además porque el gas de escape del cual se ha eliminado el gas contaminante sale del absorbedor de gas contaminante y se pasa a traves de un enfriador de ajuste de gas contaminante en donde el calor se transfiere desde un efluente de gas de separador final hasta el gas de escape, el efluente de gas de separador final comprende una corriente que combina efluente de gas de separador de condensado y un gas de ventilación del enfriador/condensador de gas de separador primario.

23.- El proceso de conformidad con la reivindicación 22 que depende de la reivindicación 16, caracterizado además porque el enfriador de ajuste de gas contaminante se encuentra corriente arriba del condensador de ajuste con respecto al flujo del efluente de gas de separador final.

24.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 23, caracterizado además porque el líquido de absorción enriquecido con contaminante se hace circular entre el absorbedor de gas contaminante y un intercambiador de calor externo donde se elimina calor de absorción mediante la transferencia a un fluido de enfriamiento.

25.- El proceso de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado además porque el absorbedor de gas contaminante comprende una columna que comprende una zona de contacto de gas/líquido a contracorriente vertical, la corriente de gas de alimentación se introduce en la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido, el medio de absorción de gas contaminante se introduce en la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, el gas de escape se elimina de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, y líquido de absorción enriquecido con contaminante se elimina de la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido.

26.- El proceso de conformidad con la reivindicación 25, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

27.- El proceso de conformidad con la reivindicación 25 o 26, caracterizado además porque la zona de contacto de gas/líquido comprende una pluralidad de unidades de transferencia y el líquido de absorción circulante enfriado se devuelve a la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos una unidad de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido.

28.- El proceso de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante enfriado se devuelve a la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos dos unidades de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, o al menos tres unidades de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido.

29.- El proceso de conformidad con la reivindicación 27 o 28, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos una unidad de transferencia por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

30.- El proceso de conformidad con la reivindicación 29, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos dos unidades de transferencia por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

31.- El proceso de conformidad con la reivindicación 29 o 30, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina sustancialmente de la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido.

32.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 31, caracterizado además porque el gas contaminante se selecciona del grupo que consiste en SO2, CO2, NOx, H2S, HCI y amoníaco.

33.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 31, caracterizado además porque el gas contaminante comprende un gas ácido.

34.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 31, caracterizado además porque el gas contaminante comprende dióxido de azufre.

35.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 24 a 34, caracterizado además porque el contenido de gas contaminante de la corriente de gas de alimentación es al menos aproximadamente 4 % en volumen, o al menos aproximadamente 5 % en volumen, o al menos aproximadamente 10 % en volumen, o al menos aproximadamente 15 % en volumen, o al menos aproximadamente 20 % en volumen o al menos aproximadamente 30 % en volumen.

36.- El proceso de conformidad con la reivindicación 35, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante enfriado se devuelve a la zona de contacto de gas/líquido a una temperatura no superior a aproximadamente 40°C.

37.- El proceso de conformidad con la reivindicación 35 o 36, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido a una temperatura no superior a aproximadamente 50°C.

38.- El proceso de conformidad con la reivindicación 37, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido a una temperatura de entre aproximadamente 25° y aproximadamente 35°C.

39.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 24 a 38, caracterizado además porque una fracción del flujo de avance del líquido de absorción enriquecido con contaminante se retira del absorbedor de gas contaminante corriente arriba del intercambiador de calor externo y la fracción del flujo de avance se introduce al separador de líquido de absorción.

40.- Un proceso para eliminar y recuperar selectivamente un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante, el proceso comprende: poner en contacto una corriente de gas de alimentación que comprende el gas fuente en un absorbedor de contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un absorbente para el gas contaminante, absorbiendo así el contaminante de la corriente de gas de alimentación en el medio de absorción y produciendo un gas de escape del cual se ha eliminado contaminante y un líquido de absorción enriquecido con contaminante; poner en contacto el líquido de absorción enriquecido con contaminante con vapor de separación en un separador de líquido de absorción para desorber el contaminante del líquido de absorción enriquecido con contaminante y produciendo así un medio de absorción de contaminante regenerado y un efluente de gas de separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante; retirar el medio de absorción regenerado de una salida de líquidos del separador de líquido de absorción y el efluente de gas de separador primario de una salida de vapor del separador de líquido de absorción; condensar agua del efluente de gas de separador primario por transferencia indirecta de calor del efluente de gas de separador primario a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador de gas de separador primario para producir así un condensado que contiene contaminante; poner en contacto el condensado que contiene contaminante que sale del enfriador/condensador de gas de separador primario con vapor en un separador de condensado para producir un condensado despojado y un efluente de gas de separador de condensado que contiene vapor de agua y gas contaminante; en donde el medio de enfriamiento al cual se transfiere calor del efluente de gas de separador primario en el enfriador/condensador de gas de separador primario comprende al menos una porción del condensado despojado, generando así vapor del condensado despojado; comprimir el vapor generado a partir del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario a una presión superior a la presión dentro del separador de líquido de absorción en la salida de líquidos del mismo; e introducir el vapor comprimido en el separador de líquido de absorción como vapor de separación para el contacto con el líquido de absorción enriquecido con contaminante para desorber contaminante de allí.

41.- Un proceso para eliminar y recuperar selectivamente un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante, el proceso comprende: poner en contacto una corriente de gas de alimentación que comprende el gas fuente en un absorbedor de contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un absorbente para el gas contaminante, absorbiendo así el contaminante de la corriente de gas de alimentación en el medio de absorción y produciendo un gas de escape del cual se ha eliminado contaminante y un líquido de absorción enriquecido con contaminante; poner en contacto el líquido de absorción enriquecido con contaminante con vapor de separación en un separador de líquido de absorción para desorber el contaminante del líquido de absorción enriquecido con contaminante y producir así un medio de absorción de contaminante regenerado y un efluente de gas de separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante; retirar el medio de absorción regenerado de una salida de líquidos del separador de líquido de absorción y el efluente de gas de separador primario de una salida de vapor del separador de líquido de absorción; condensar agua del efluente de gas de separador primario por transferencia indirecta de calor del efluente de gas de separador primario a un medio de enfriamiento en un enfriador/condensador de gas de separador primario para producir así un condensado que contiene contaminante; poner en contacto el condensado que contiene contaminante que sale del enfriador/condensador de gas de separador primario con vapor en un separador de condensado para producir un condensado despojado y un efluente de gas de separador de condensado que contiene vapor de agua y gas contaminante; en donde el medio de enfriamiento al cual se transfiere calor del efluente de gas de separador primario en el enfriador/condensador de gas de separador primario comprende al menos una porción del condensado despojado, generando así vapor del condensado despojado; e introducir el vapor generado del condensado despojado en el enfriador/condensador de gas de separador primario en el separador de líquido de absorción como vapor de separación para el contacto con el líquido de absorción enriquecido con contaminante para desorber contaminante de allí.

42.- El proceso de conformidad con la reivindicación 41, caracterizado además porque se genera vapor en el enfriador/condensador de gas de separador primario a una presión inferior a la presión de saturación de agua a la temperatura en la cual se condensa vapor de agua del gas de separador primario en el enfriador/condensador de gas.

43.- El proceso de conformidad con la reivindicación 41 o 42, caracterizado además porque se genera vapor en el enfriador/condensador de gas de separador primario a una presión inferior a la presión del gas de separador primario en el enfriador/condensador de gas de separador primario.

44.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 41 a 43, caracterizado además porque el gas de separador primario se comprime durante el flujo entre la salida de gas del absorbedor y la entrada de gas del enfriador/condensador de gas de separador primario.

45.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 41 a 43, caracterizado además porque el vapor generado en el enfriador/condensador de gas de separador primario se comprime durante el flujo entre la salida de vapor del enfriador de gas de separador primario y la entrada de vapor del separador de líquido de absorción.

46.- Un proceso para eliminar un gas contaminante de un gas fuente que contiene contaminante, el proceso comprende: poner en contacto una corriente de gas de alimentación que comprende el gas fuente en un absorbedor de gas contaminante con un medio de absorción acuoso que comprende un absorbente 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 cual se ha eliminado gas contaminante y un líquido de absorción enriquecido con contaminante; y hacer circular al menos una porción del líquido de absorción enriquecido con gas contaminante entre el absorbedor y un intercambiador de calor donde el calor de absorción se elimina mediante la transferencia a un fluido de enfriamiento.

47.- El proceso de conformidad con la reivindicación 46, caracterizado además porque el líquido de absorción se hace circular entre el absorbedor y un intercambiador de calor externo donde se elimina el calor de la absorción mediante la transferencia a un medio de enfriamiento.

48.- El proceso de conformidad con la reivindicación 46 o 47, caracterizado además porque el absorbedor de gas contaminante comprende una columna que comprende una zona de contacto de gas/líquido a contracorriente vertical, la corriente de gas de alimentación se introduce en la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido, el medio de absorción de gas contaminante se introduce en la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, el gas de escape se elimina de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, y se elimina líquido de absorción enriquecido con contaminante de la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido.

49.- El proceso de conformidad con la reivindicación 48, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

50.- El proceso de conformidad con la reivindicación 48 o 49, caracterizado además porque la zona de contacto de gas/líquido comprende una pluralidad de unidades de transferencia y el líquido de absorción circulante enfriado se devuelve a la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos una unidad de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido.

51.- El proceso de conformidad con la reivindicación 50, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante enfriado se devuelve a la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos dos unidades de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido, o al menos tres unidades de transferencia por debajo de la parte superior de la zona de contacto de gas/líquido.

52.- El proceso de conformidad con la reivindicación 50 o 51, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos una unidad de transferencia por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

53.- El proceso de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos dos unidades de transferencia por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

54.- El proceso de conformidad con la reivindicación 53, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido en una región separada por la altura de al menos tres unidades de transferencia por debajo de la región a la cual se devuelve el líquido de absorción circulante enfriado a la zona de contacto de gas/líquido.

55.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 52 a 54, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina sustancialmente de la parte inferior de la zona de contacto de gas/líquido.

56.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 46 a 55, caracterizado además porque el gas contaminante se selecciona del grupo que consiste en SO2, CO2, NOx, H2S, HCI y amoníaco.

57.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 46 a 55, caracterizado además porque el gas contaminante comprende un gas ácido.

58.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 46 a 55, caracterizado además porque el gas contaminante comprende dióxido de azufre.

59.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 46 a 58, caracterizado además porque el contenido de gas contaminante de la corriente de gas de alimentación es al menos aproximadamente 4 % en volumen, o al menos aproximadamente 5 % en volumen, o al menos aproximadamente 10 % en volumen, o al menos aproximadamente 15 % en volumen, o al menos aproximadamente 20 % en volumen, o al menos aproximadamente 30 % en volumen.

60.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 49 a 59, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante enfriado se devuelve a la zona de contacto de gas/líquido a una temperatura no superior a aproximadamente 40°C.

61.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 49 a 60, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido a una temperatura no superior a aproximadamente 50°C.

62.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 49 a 61, caracterizado además porque el líquido de absorción circulante caliente se elimina de la zona de contacto de gas/líquido a una temperatura de entre aproximadamente 25° y aproximadamente 35°C.

63.- El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 46 a 62, caracterizado además porque comprende adicionalmente: poner en contacto el líquido de absorción enriquecido con contaminante con vapor de separación en un separador de líquido de absorción para desorber el contaminante del líquido de absorción enriquecido con contaminante y producir así un medio de absorción de contaminante regenerado y un efluente de gas de separador primario que comprende vapor de agua y gas contaminante.

64.- El proceso de conformidad con la reivindicación 63, caracterizado además porque una fracción del flujo de avance del líquido de absorción enriquecido con contaminante se retira del absorbedor de gas contaminante corriente arriba del intercambiador de calor externo y la fracción del flujo de avance se introduce al separador de líquido de absorción.