废气中污染物的再生恢复.pdf

污染物气体从原料气前后操作转移进入两个吸收和汽提环路中。所述气体首先穿过富气吸收器中，所述富气吸收器从所述污染物气体汽提的富液汽提塔中产生富吸收液。离开富气吸收器的贫气穿过贫气吸收器，从所述贫吸收器汽提的污染物气体中产生贫吸收液。离开各个汽提塔的再生吸收介质再循环到各个吸收器中。

1.  一种用于从源气中除去污染物气体并再生所述污染物气体的方法，所述方法包括：
使在富气吸收器中包含所述源气的原料气流与包含污染物气体吸附剂的富气水吸收介质接触，从而吸收来自于吸收介质中的原料气流的污染物气体，并且产生污染物气体已被除去的贫气和含有吸附污染物的富吸收液；
使离开贫气吸收器中的所述富气汽提塔的所述贫气与包含污染物气体吸附剂的贫气水吸收介质接触，从而吸收从贫气到贫气吸收介质中的残留污染气体，并且产生额外污染气体已被除去的废气和含有吸附污染物的贫吸收液；
加热所述富液汽提塔中的所述富吸收液以解吸源自所述富液的所述污染物，从而产生再生富气吸收介质和源自所述富液汽提塔中的富液汽提塔气流出物，所述富液汽提塔气体包含水蒸汽和污染物气体；
加热在贫液汽提塔中的所述贫吸收液以解吸源自所述贫液的污染物气体，从而产生再生贫气吸收介质和源自所述贫液汽提塔中流出的贫汽提塔气流出物，所述贫汽提气体包含水蒸汽和所述污染气体；和
再循环所述再生富气吸收介质到所述富气吸收器用于从所述原料气的进一步流动中除去污染物气体，和所述再生贫气吸收介质到所述贫气吸收器用于从贫气的进一步流动中除去污染物气体。

2.  根据权利要求1所述的方法，其中加热所述富液汽提塔中的富吸收液包括使所述富吸收液与汽提蒸汽接触。

3.  根据权利要求1或2所述的方法，其中加热所述贫液汽提塔中的所述贫吸收液包括使所述贫液汽提塔中的所述贫吸收液与汽提蒸汽接触。

4.  根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中从所述富气吸收器中的所述原料气中除去的污染物气体表示在所述富气吸收器和贫气吸收器中除去的所述污染物气体的总量的至少85％、90％、95％或99％。

5.  根据权利要求4所述的方法，其中从所述富气吸收器中的所述原料气中除去的污染物气体表示包含在所述原料气中的所述污染物气体的总量的至少85％、90％、95％或99％。

6.  根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中离开所述富气吸收器的所述贫气中所述污染物气体含量按体积比计不大于约0.5％，或按体积比计不大于约0.4％，或优选为在约0.01至约0.3体积％之间，更优选约为按体积比计在约100至约1,500ppm之间。

7.  根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中所述富气吸收介质和所述原料气的相对流速是使得在吸附剂被引入富气吸收器处的速率相对在污染物气体被引入到富气吸收器处的速率的化学计量比不大于约0.6。

8.  根据权利要求7所述的方法，其中所述在吸附剂引入富气吸收器处的速率相对在污染物气体被引入到富气吸收器处的速率的化学计量比在0.3到0.5之间。

9.  根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其中在所述富气吸收器中的质量比L/G在0.1和50之间，或在0.1和40之间，或在0.1和30之间。

10.  根据权利要求1至9中任一项所述的方法，其中所述污染物气体选自由SO₂、CO₂、NO_x、H₂S、HCl和氨气组成的组。

11.  根据权利要求1至10中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包括酸气体。

12.  根据权利要求1至11中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包括二氧化硫。

13.  根据权利要求12所述的方法，其中离开所述富液汽提塔的所述再生富气吸收介质中的二氧化硫含量在0.8至15重量％之间。

14.  根据权利要求12或13所述的方法，其中被引入到所述富液汽提器中的蒸汽与富液的质量比在0.01至0.15之间。

15.  根据权利要求12至14中的任一项所述的方法，其中被引入到所述富液汽提塔中的蒸汽相对流入所述富气吸收器中的所述的二氧化硫的质量比在约0.2至约8之间，在约0.3至约6之间，或在约0.3至约4之间。

16.  根据权利要求12至15中任一项所述的方法，其中源自所述富液汽提塔的富汽提塔气流出物中的二氧化硫含量为按体积比计至少约15％，至少约20％，或至少约25％。

17.  根据权利要求12至15中任一项所述的方法，其中源自所述富液汽提塔的富汽提塔气体中的二氧化硫含量为按体积比计在约10％至约60％之间，或在约15％至约60％之间，或在约20％至约50％之间，或在约25％至约40％之间。

18.  根据权利要求12至17中任一项所述的方法，其中所述再生富气吸收介质中的剩余的二氧化硫含量为至少约0.3重量％，或在约0.2重量％至约8重量％之间，或在约0.4重量％至约7重量％之间，或在约0.5重量％至约6重量％之间。

19.  根据权利要求12至16中任一项所述的方法，其中所述原料气的所述二氧化硫含量为约1000ppm至约4000ppm之间，源自所述 富液汽提塔的所述富汽提塔气流出物中所述二氧化硫含量按体积比在约25％至40％之间，并且所述再生富气吸收介质中剩余的二氧化硫含量为约0.5重量％至约2重量％之间。

20.  根据权利要求12至16中任一项所述的方法，其中所述原料气包含在约4体积％和40体积％之间的二氧化硫。源自所述富液汽提塔的所述富汽提塔气流出物中的所述二氧化硫含量按体积比在约40％至60％之间，且所述再生富气吸收介质中二氧化硫含量为在约1.5至约8重量％之间。

21.  根据权利要求1至16中任一项所述的方法，其中进入所述富液汽提塔的蒸汽相对进入所述富气吸收器的SO₂的比率在约4至约15之间，或在约5至约10lbs./lb.SO₂之间，在富气吸收器的所述原料气中的1000至2000ppm的SO₂水平处，在约1.5至约8lbs蒸汽/lb.SO₂之间，在所述原料气中2000ppm至2体积％的SO₂水平处，在约1至约4lbs.蒸汽/lb.SO₂之间，在所述原料气中2体积％至4体积％的SO₂水平处，以及在约1至约3lbs.蒸汽/lb.SO₂之间在大于在所述原料气中4体积％的SO₂水平处。

22.  根据权利要求12至21中任一项所述的方法，其中所述再生贫气体吸收介质的二氧化硫含量不大于约1重量％，或不大于约0.8重量％，或不大于约0.6重量％，或不大于约0.5重量％，或不大于约0.4重量％，或不大于约0.3重量％，或不大于约0.2重量％。

23.  根据权利要求12至22中任一项所述的方法，其中所述再生贫气体吸收介质的二氧化硫含量为约100ppb至约0.5重量％之间，或为约500ppb至约0.2重量％之间，或为约700ppb至约500ppm之间。

24.  根据权利要求12至23中任一项所述的方法，其中所述的吸附剂被引入到所述贫气吸收器的速率相对二氧化硫被引入到所述贫气吸收器的速率的化学计量比在约1至约6之间或约2至约4之间。

25.  根据权利要求24所述的方法，其中所述的吸附剂引入所述贫气吸收器的速率相对二氧化硫被引入到所述富气吸收器的速率的化学计量比不大于约0.8，或在约0.02至约0.6之间，或在约0.04至约0.4之间。

26.  根据权利要求12至25中任一项所述的方法，其中在所述贫气吸收器中的所述的质量比L/G不大于约0.8，或在0.02至0.6之间，优选为约0.04至约0.4之间，更优选为约0.1至约0.2之间。

27.  根据权利要求12至26中任一项所说的方法，其中被引入到所述贫液汽提塔的蒸汽相对被引入到所述贫气吸收器的二氧化硫的比率为8至20之间，或为10至15lbs.蒸汽/lb.SO₂之间。

28.  根据权利要求12至27中任一项所述的方法，其中源自所述贫液汽提塔的所述气流出物中二氧化硫含量按体积比为0.1至1.0％之间，优选为0.2至约0.5％之间。

29.  根据权利要求1至28中任一项所述的方法，其中源自贫吸收液汽提塔的废气流出物导入富吸收液汽提塔作为汽提蒸汽源。

30.  根据权利要求1至29中任一项所述的方法还包括：
源自汽提塔处理气体的冷凝水，所述汽提塔处理气体包含所述富汽提塔气、所述贫汽提塔气或其组合，通过从所述汽提塔处理气体直接传导热到处理汽提塔气冷却器/冷凝器中的冷却介质从而产生带有污染物的冷凝物；
使离开所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的所述带有污染物的冷凝物与在冷凝液汽提塔中的蒸汽接触，以产生汽提冷凝物和含有水蒸汽和污染物的冷凝物汽提塔气流出物；
其中加热的所述冷却介质从在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的主要汽提塔气流出物转移，包含所述汽提冷凝物的至少一部 分，从而从所述汽提冷凝物中产生蒸汽；和
将所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中产生的水蒸气引入所述富液汽提塔、所述贫液流或所述富液汽提塔和所述贫液汽提塔中作为汽提蒸汽，用于与带有污染物的吸收液接触以解吸其污染物。

31.  根据权利要求30所述的方法，其中蒸汽在过度压力下在所述吸收介质出口处从所述汽提冷凝物中产生，从吸收液汽提塔进入所述蒸汽被引入处。

32.  根据权利要求30或31所述的方法，还包括通过再沸器从所述贫吸收液汽提塔中液相的循环，其中所述再沸器与源自外源的蒸汽一起加热。

33.  根据权利要求1至32中任一项所述的方法，其中：
汽提塔处理气体选自由富汽提塔气流出物、贫汽提塔气流出物以及它们的组合组成的组，所述汽提塔处理气体被压缩至高于所述贫液汽提塔中在其液体出口处的普通压力的压力；
水从在汽提塔处理气体冷却器中的所述汽提处理气体中浓缩；
从所述汽提塔处理气体冷却器离开的所述带有冷凝物的污染物与冷凝物汽提塔中的蒸汽接触以提供汽提冷凝物和包含所述污染物气体的冷凝物汽提塔气流出物；
热量从所述汽提塔处理气体传递到在所述汽提塔处理气体冷却器中的所述汽提冷凝物，由此从所述汽提冷凝物中产生蒸汽；
通过加热在所述汽提塔处理气体冷却器中的所述汽提冷凝物产生的蒸汽，被引导入所述富液汽提塔和/或所述贫液汽提塔中，用于与所述吸收液接触和将其污染物气体汽提。

34.  根据权利要求33所述的方法，其中所述汽提塔处理气体的 浓缩增加其压力在5至25psi之间，优选在10至20psi之间。

35.  根据权利要求33或34所述的方法，其中通过穿过蒸汽喷射器压缩汽提塔处理气体，且所述压缩汽提塔处理气体引入到所述汽提塔处理气体冷却器中。

36.  根据权利要求30至35中任一项所述的方法，其中在约14.9至约25的压力下，优选为在压缩之前在约16至约20psia下，随后通过将热传导到所述汽提冷凝物中来浓缩源自水中的汽提塔处理气体。

37.  根据权利要求30至36中任一项所述的方法，其中：
从所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的汽提冷凝物产生的蒸汽被压缩到超过其里面压力和在每个吸收液汽提塔的出口处的压力，所述蒸汽被引导至所述出口处；和
所述压缩的蒸汽被引导到所述富液汽提塔和/或所述贫液汽提塔中，用于与所述吸收液接触和将其污染物气体汽提。

38.  根据权利要求37所述的方法，其中通过穿过蒸汽喷射器压缩在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中产生的蒸汽，且所述压缩的蒸汽被引入到所述富液汽提器塔中、所述贫液汽提塔中、或所述富液汽提器塔和所述贫液汽提塔中。

39.  根据权利要求30至38中任一项所述的方法，其中所述的汽提塔处理气体基本上由源自所述富吸收液汽提塔的富汽提塔气体流出物组成。

40.  根据权利要求30至39中任一项所述的方法，其中从所述汽提冷凝器中产生的蒸汽被传导至所述贫液汽提塔中。

41.  根据权利要求30至40中任一项所述的方法，其中从所述汽 提冷凝器中产生的蒸汽被传导至所述富液汽提塔中。

42.  根据权利要求30至41中任一项所述的方法，其中每个所述富液汽提塔和所述贫液汽提塔包括包含垂直蒸汽/液体接触区的柱子，在所述汽提塔处理气体冷却器中产生的蒸汽被引入至在所述富液汽提塔和贫液汽提塔中的至少一个的所述区的底部，带有污染物的吸收液被引入至所述区的顶部。

43.  根据权利要求42所述的方法，其中源自每个所述吸收液汽提塔的汽提塔气流出物从所述区域的顶部排出，并且再生的水吸收介质从所述区域的底部排出。

44.  根据权利要求42或43所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷凝器中产生的并且被导入在所述富液汽提塔或贫液汽提塔内的吸收区的底部的蒸汽用作汽提气体作为用于从所述液相、在所述区域内冷凝的所述蒸汽的至少一部分除去污染物气体的液提气体，以使液相加热，从而减少所述液相中平衡污染物浓度，和提高用于转移污染物气体到所述气相的驱动力。

45.  根据权利要求30至44所述的方法，其中所述蒸汽通过所述汽提塔处理气体冷却器进入吸收液汽提塔的温度，比在源自所述冷凝器的蒸汽被导入的汽提塔的蒸汽/液体接触区的出口处的所述液相的温度不高出30℃，或不高出20℃，或不高出5至10℃。

46.  根据权利要求45所述的方法，其中所述从通过所述汽提塔处理气体冷却器进入所述吸收液汽提塔中的蒸汽的温度等于或低于在源自所述冷凝器的蒸汽被导入的所述汽提塔的所述蒸汽/液体接触区的出口处的液相温度。

47.  根据权利要求30至46中任一项所述的方法，其中所述从通过所述汽提塔处理气体冷却器进入所述吸收液汽提塔中的蒸汽的温度，比在源自所述冷凝器的蒸汽被导入的所述汽提塔的所述蒸汽/液 体接触区的出口处的温度变化不超过±2.0℃。

48.  根据权利要求30至47中任一项所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt_m)不大于10℃、8℃、6℃或5℃。

49.  根据权利要求30至47中任一项所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt_m)不小于3℃、4℃或5℃。

50.  根据权利要求30至49中任一项所述的方法，其中在所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的对数平均(Δt_m)在4°至10℃之间，或在5°至9℃之间，或在6°至8℃之间。

51.  根据权利要求30至50中任一项所述的方法，其中所述冷凝物汽提塔气体通过对包含其中的水蒸气冷凝的污染物气体调温冷凝器。

52.  根据权利要求51所述的方法，其中源自所述调温冷凝器的冷凝物返回到所述冷凝物汽提塔中。

53.  根据权利要求30至52中任一项所述的方法，其中源自所述冷凝物汽提塔的所述水性流出物被分离以提供：(i)被导入到所述汽提塔处理气体冷却器中的冷凝物液流，所述冷凝物液流作为用于冷凝源自所述冷凝物汽提塔处理气体的水的冷却液，并且至少部分转化为蒸汽被引入到所述吸收液汽提塔中；和(ii)用于从所述方法除去水的废水流。

54.  根据权利要求53所述的方法，其中所述废液流相对于原料气流，与所述富气吸收器的上游饱和器中的所述原料气接触，从而增加进入所述富气吸收器的所述源气的湿度。

55.  根据权利要求54所述的方法，其中所述离开所述饱和器的 水流从所述过程中除去。

56.  根据权利要求30至55中任一项所述的方法，其中所述汽提塔处理气体的所述污染物气体含量按体积比计，为至少约15％、至少约20％、或至少约25％。

57.  根据权利要求30至55中任一项所述的方法，其中所述汽提塔处理气体的所述污染物气体含量按体积比计，为在约10％至约60％之间，或在约15％至约60％之间，或在约20％至约50％之间，或在约25％至约40％之间。

58.  根据权利要求1至57中任一项所述的方法，其中所述再生的富气吸收介质在从所述富吸收液汽提塔到所述富气吸收器的再循环过程中通过富吸收液预热器，所述富吸收液在从所述富气吸收器转移至所述富液汽提塔的过程中通过所述预热器，并且热量从所述再生富气吸收介质传送到在所述预热器中的所述富液。

59.  根据权利要求1至58中任一项所述的方法，其中离开所述贫气吸收器的所述废气通过污染气体调温冷却器，其中热从最终流出物汽提塔气流转移到所述废气，所述最终流出物汽提塔气体包括结合所述冷凝物汽提塔气体的液流和源自所述汽提塔处理气体冷却器的排出气。

60.  根据权利要求1至58中任一项所述的方法，其中从属于权利要求B48，其中相对于所述最终污水汽提塔气流的流动，所述污染气体调温冷却器位于所述调温冷凝器的上游。

61.  根据权利要求1至60中任一项所述的方法，其中将吸收液在所述富液吸收器和外部热量交换器之间循环，吸收的热量在所述外部热量交换器处通过传递到冷却流体而被除去。

62.  根据权利要求61所述的方法，其中所述富液吸收器包含含有垂直逆流气/液体接触区的柱子，在所述区域的底部导入所述原料 气，在所述区域的顶部导入富气吸收介质，从所述区域的顶部除去贫气，并从所述区域的底部除去富吸收液。

63.  根据权利要求62所述的方法，其中循环吸收液从所述富气吸收器气/液接触区除去，所述气/液接触区在所述冷却循环吸收液返回到所述气/液接触区的区域以下隔开的区域。

64.  根据权利要求63所述的方法，其中所述富气吸收器内的气/液接触区包含多个传送单元，且冷却循环吸收液返回到所述区域中的富气吸收器气/液接触区，所述区域被所述气/液接触区的顶部下面的至少一个传送单元的高度隔开。

65.  根据权利要求64所述的方法，其中所述冷却循环吸收液返回至所述富吸收器接触区，所述富吸收器接触区被所述吸收器内的气/液接触区的顶部下面的至少两个传送单元的高度隔开，或被所述吸收器内的气/液接触区的顶部下面的至少三个传送单元的高度隔开。

66.  根据权利要求65所述的方法，其中热循环的吸收液从富气吸收器气/液接触区转移的区域是由所述区域到所述冷却循环液返回的区域下面的至少一个传送单元的高度间隔开。

67.  根据权利要求65或66所述的方法，其中热循环的吸收液从富气吸收器气/液接触区除去的区域是由所述冷却循环液返回的区域下面的至少两个传送单元的高度间隔开。

68.  根据权利要求65至67中任一项所述的方法，其中热循环吸收液基本上从所述气/液接触区的底部除去。

69.  根据权利要求61至68中任一项所述的方法，其中所述原料气包含二氧化硫的浓度为至少约40体积％、或至少约30体积％、或至少约20体积％、或至少约15体积％、或约0.2至约10体积％之间、或少于约5体积％、或约0.1至约2体积％之间。

70.  根据权利要求61至69中任一项所述的方法，其中再生的富气吸收介质在不大于约60℃的温度下返回到所述富气吸收器气/液接触区。

71.  根据权利要求69或70所述的方法，其中所述富吸收液在不大于约60℃的温度下从所述富气吸收器气/液体接触区除去。

72.  根据权利要求71所述的方法，其中热富气吸收液在约20至约60℃的温度下从所述富气吸收器气/液体接触区除去。

73.  根据权利要求72所述的方法，其中热富吸收液的前向气流馏分从所述外部换热器上游的循环吸收液流排出，所述前向气流馏分被引导至所述富吸收液汽提器中。

74.  根据权利要求12至73中任一项所述的方法，其中用于从所述富液、贫液和汽提塔处理气体冷凝器中除去SO2，和用于压缩汽提塔处理气体和/或产自汽提塔冷凝器的蒸汽的净总蒸汽需求量为在原料气中至富气吸收器中1000至2000ppm的SO2水平处，约5至约15lbs./perlb.SO2之间，在所述原料气中2000ppm至2体积％的SO2水平处，约3至约10lbs./lb.SO2之间，在所述原料气中2体积％至4体积％的SO2水平处，在约2至约3lbs./lb.SO2之间，SO2在2体积％的SO2水平至4％(体积)进料气体中，和在所述原料气中多于4体积％的SO2水平处，约0.5至约2.5lbs/lb.SO2。

75.  根据权利要求12至73中任一项所述的方法，其中所述过程的总蒸汽需求量在所述原料气至所述富气吸收器中1000至2000ppm的SO2水平处，一般不超过15lbs/lb.SO2，在所述气体中2000ppm至2体积％的SO2水平处，不超过8lbs./lb.SO2，在所述气体中2至4体积％的SO2水平处，不超过4lbs./lb.SO2，在所述气体中不超过4体积％的SO2水平处，不超过3lbs./lb.SO2。

76.  根据权利要求12至75中任一项所述的方法，其中所述贫吸 收液中的二氧化硫含量不大于约10重量％、或不大于约9重量％、或大于约8重量％、或不大于约7重量％、或不大于约6重量％、或不大于约5重量％、或不大于约4.5重量％、或不大于约4重量％、或在约0.1至约8重量％之间，或在约0.1至约5重量％之间。

77.  根据权利要求12至76中任一项所述的方法，其中进入贫液汽提塔中的所述净蒸汽与进入所述富气吸收器中的SO₂的比率在约0.2和约5lbs./lb.之间，或约0.2至约3lbs./lb.之间。

78.  根据权利要求1至77中任一项所述的方法，其中所述污染气体的吸附包括所述污染气体和所述吸附剂之间的酸/碱反应，所述富气吸收器中吸收介质的pH调整为不同于提供最有利的均衡吸收的pH值，但在所述富液汽提塔内用于减少再生富气吸收介质的污染物气体含量达到目标水平的蒸汽消耗量低于用于减少再生富气吸收介质的污染物气体含量达到这样的水平的蒸汽消耗量，在比较操作条件基本相同的条件下进行的方法，除了在比较操作中，所述吸收介质的pH值维持在提供最有利的平衡吸收的值。

79.  根据权利要求78所述的方法，其中pH调整到的值维持吸收介质在所述富气吸收介质离开吸收器的区域。

80.  根据权利要求78或79所述的方法，其中污染物物气体从贫气吸收器中的贫气中除去，得到具有污染物气体含量满足限定的排放限度的废气。

81.  根据权利要求75至80中任一项所述的方法，其中所述污染物包括酸气体，并且所述富气吸收剂中的吸收介质的pH值调整为低于提供最有利的平衡吸收的pH值。

82.  根据权利要求78至81中任一项所述的方法，其中所述气流逆流进入在所述富气吸收器中的所述富气吸收介质液流，以及在所述富气吸收器的底部的吸收介质的pH值调节为不同于提供最有利的平 衡吸收的pH值。

83.  根据权利要求82所述方法，其中所述污染气体包括二氧化硫，所述吸附剂包括苹果酸盐，并且所述离开富气吸收器的富气体吸收液的pH保持在3.4至4.2之间，或在3.4至3.9之间，或在3.6至3.8之间，或在3.7至3.85之间，或在3.8至4.0之间或在4.0至4.2之间。

84.  根据权利要求82所述方法，其中所述污染气体包括二氧化硫，所述吸附剂包括苹果酸盐，并且所述离开富气吸收塔的富气体吸收介质的pH保持在3.4至4.2之间，或在3.4至3.9之间，或在3.6至3.8之间，或在3.7至3.85之间，或在3.8至4.0之间或在4.0至4.2之间。

85.  根据权利要求83或84所述的方法，其中所述再生的贫气吸收介质的pH值比在所述再生富气吸收介质的pH值高约0.5至约1.0个pH单位，或所述贫吸收液的pH值比富吸收液的pH值高约0.5至约1.0个pH单元。

86.  根据权利要求82至85中任一项所述的方法，其中所述富液汽提塔中的蒸汽消耗不大于7.5lbs.，或在4.8至7.5lbs.之间或在5.0至7.0lbs.之间每lb.SO₂从富液汽提塔中液相移除。

87.  根据权利要求1至11中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包括H₂S，且所述吸附剂包括胺类。

88.  根据权利要求1至87中任一项所述的方法，其中所述富气体吸收介质的pH值通过加入酸或碱到返回到富气吸收剂的再生富气吸收介质中来调节。

89.  根据权利要求88所述的方法，其中调节所述富气吸收器中的吸收介质的pH值包括减少加入到调节其pH值的再生富气吸收介质的酸或碱的比率。

90.  根据权利要求78至89中任一项所述的方法，其中所述离开所述吸收器的气体中的污染物气体的含量不显著高于在所述对比操作中离开所述吸收器的气体中的污染物气体的含量。

91.  根据权利要求90所述的方法，其中所述离开所述吸收器的气体中的污染物气体的含量不高于在所述对比操作中离开所述吸收器的气体中的污染物气体的含量。

92.  一种用于从含二氧化硫的源气中除去二氧化硫并回收所述二氧化硫的方法，所述方法包括：
使在富气吸收器中包括所述源气的原料气流与包含用于二氧化硫的吸附剂的富气体吸收介质接触，从而从所述进入吸收介质的原料气流中吸收二氧化硫，并且从除去二氧化硫的原料气流中产生贫气和含有吸附二氧化硫的富吸收液；
使离开汽提塔中的所述富气吸收器的所述贫气与贫气体吸收介质接触，所述贫气体吸收介质包括二氧化硫的吸附剂，从而吸收进入贫气吸收介质的贫气中的残余二氧化硫，并从已除去附加二氧化硫的贫气中产生废气和含有吸附二氧化硫的贫吸收液；
使所述富吸收液与富液汽提塔中的汽提蒸汽接触以从所述富液中解吸二氧化硫，从而产生再生的富气吸收介质、和源自所述富液的富汽提塔气体，所述富汽提气体包含水蒸汽和二氧化硫；
使所述贫吸收液与贫液汽提塔中的汽提蒸汽接触以从所述贫液中解吸二氧化硫，从而产生再生的贫气吸收介质、和从所述贫液汽提塔的贫汽提塔气流出物，所述贫汽提气体包含水蒸汽和二氧化硫；和
再循环所述再生的富气吸收介质到所述用于从所述原料气的进一步的流动中除去二氧化硫的富吸收器，且再循环所述再生的贫气吸收介质到所述用于从所述贫气的进一步的流动中除去二氧化硫的贫吸收器。

93.  一种用于从含污染物的源气中除去污染物气体并回收所述污染物气体的方法，该方法包括：
使在污染物气体吸收器中包含气源的原料气流与包括污染物气体吸附剂的含水吸收介质接触，从而吸收从原料气流进入吸收介质的污染物气体，并从已除去污染气体处产生废气，和富含污染物的吸收液；
使所述富含污染物的吸收液与在吸收液汽提塔中的汽提蒸汽接触，以从所述富含污染物的吸收液中解吸所述污染物，从而产生再生的污染物吸附介质和包含水蒸汽和污染物气体的主汽提塔气流；
从所述吸收液汽提塔的液体出口排出再生吸收介质，并且从上述吸收液汽提塔的蒸汽出口排出主汽提塔气流出物；和
调节在吸收器中的吸收介质的pH值至不同于提供最有利的平衡吸收的pH值，单在汽提塔中用于降低再生吸收介质至目标水平的污染气体含量的所述蒸汽消耗量低于在对比操作中用于将所述再生的吸收介质的污染物气体的含量降低这一的水平的所述蒸汽消耗量，在进行所述方法的条件下，除了在所述对比操作中，所述吸收介质的pH维持在提供最有利的平衡吸收的值。

94.  根据权利要求93所述的方法，其中所述pH被调节的值维持吸收介质在所述富气吸收介质离开所述吸收器的范围。

95.  根据权利要求93或94所述的方法，其中所述污染物气体包含酸气，并且所述吸收器内吸收介质的pH被调节到低于提供最有利的平衡吸收的pH的值。

96.  根据权利要求93至95中任一项所述的方法，其中所述气流逆流到所述气体吸收器中的气体吸收介质液流中，并且在吸收器的基部的吸收介质的pH被调节到不同于提供最有利的平衡吸收的pH的值。

97.  根据权利要求96所述方法，其中所述污染物气体包括二氧化硫，所述吸附剂包括苹果酸盐，并且在所述吸收器的基部的吸收液的pH值保持在3.4至4.2之间、或在3.4至4.0之间、或在3.6至3.8之间、或在3.8至4.2之间、或在3.8至4.0之间或在4.0至4.2之间。

98.  根据权利要求97所述的方法，其中在所述汽提塔中的所述蒸汽消耗不大于7.5lbs./lb.SO₂，或在4.8至7.5lbs./lb.SO₂之间，或在5.0至7.0lbs./lb.SO₂之间，所述蒸汽从所述汽提塔中的液相中除去。

99.  根据权利要求93至96中任一项所述的方法，其中所述污染物气体包括H₂S，并且所述吸附剂包括胺。

100.  根据权利要求93至99中任一项所述的方法，其中通过加入酸或碱到返回到吸收器中的再生吸收介质中来调节所述吸收介质的pH。

101.  根据权利要求100所述的方法，其中调节在吸收器中的吸收介质的pH包括减少酸或碱加入带调节其pH的再生吸收介质中的比率。

102.  根据权利要求93至101中任一项所述的方法，其中所述离开所述吸收器的气体的污染物气体含量不显著高于在所述对比操作中离开所述吸收器的气体的污染物气体的含量。

103.  根据权利要求102所述方法，其中离开所述吸收器的气体的污染物气体含量不大于在所述对比操作中离开所述吸收器的气体的污染物气体的含量。

废气中污染物的再生恢复
发明领域
本发明涉及用于选择性除去废气中污染物的过程。更具体地，本发明的各种实施方案涉及在再生二氧化硫吸/放过程中废气中二氧化硫的选择性除去和恢复，所述过程可实现有利的能量效率。本发明的恢复方案适用于其它酸性气体，如硫化氢、二氧化碳和氯化氢，以及其他污染气体如氨气的除去和恢复。
发明背景
通过各种操作产生含有污染物气体的气态流出物。例如，在各种化学和冶金操作中产生二氧化硫，所述化学和冶金操作包括硫磺酸处理、废硫酸厂、硫化物金属矿石的焙烧或熔炼、Claus设备和浓含硫燃料(例如燃煤电厂的烟道气)的浓缩和燃烧。碳燃料在电力生产中起重要作用，用于提供加热的能源和运输燃料。当燃烧变成二氧化硫时，大多数碳燃料含硫。排放的二氧化硫有助于导致大范围的环境和健康问题。随着新兴经济发展，能量需求也迅速增涨，并随着低硫含量的碳燃料耗尽，越来越多的具有增加的较高水平的硫的石油和煤炭储量将被利用，导致二氧化硫排放量增加。
对于减少全世界二氧化硫排放量也有越来越大的监管压力。最常用的除去二氧化硫的方法是通过吸收或吸附技术。一种常见的方法是使二氧化硫和含廉价碱的水液流接触。所述二氧化硫溶解在水中形成亚硫酸(H₂SO₃)，然后再与碱反应形成盐。常见的碱是氢氧化钠、碳酸钠和石灰(氢氧化钙Ca(OH)₂)。pH值开始为约9，在与二氧化硫反应后降低至约6。一个阶段湿式除尘系统通常除去超过95％的二氧 化硫。湿式除尘器和类似的干式清洗方法需要资本投资、可变费用，由于石灰消耗和固体处理加上用于操作二氧化硫移除系统的能量消耗和效用消耗。
不与如石灰的碱反应，而是被排放到大气中的废气中的二氧化硫可以被回收作为纯化的二氧化硫产品出售，可用作原料气的一部分去联系硫酸厂，和回收作为硫酸和/或发烟硫酸来满足化肥工业中不断增长的全球需求量，或供给Claus厂用于制备元素硫。除了解决与二氧化硫排放相关的环境和健康问题，这种方法恢复源自煤和其它含硫碳燃料的硫值。然而，这些气流通常具有相对低的二氧化硫浓度和高浓度的水蒸汽。其中，送入硫酸厂的气体中二氧化硫的浓度按体积比计小于约4至5个百分比，关于在硫酸厂中的水平衡和能量平衡这两个问题可能出现。尤其是，常规硫酸厂的物料平衡要求送入工厂的含二氧化硫气流中的H₂O/SO₂的摩尔比不大于产品酸中的H₂O/SO₃的摩尔比。如果预期产品酸的浓度为98.5％的或以上，这个比例也不能超过送入工厂的含二氧化硫气流的比例约1.08。如所产生的，来自冶金过程的废气和来自硫燃料燃烧的烟气通常具有的水蒸汽含量大大高于1.1的比例，其不能通过冷却气体而充分降低，在无显著资本和能源支出的情况下。而且，如果气源的二氧化硫气体强度按体积比计低于约4％至5％，它可能不足以使催化转化器自热操作。也即是说，二氧化硫转换成三氧化硫的热量可能不足以高到加热进入的气体以催化工作温度，并且结果是，必须提供一些源自外部能源的热。这反过来也增加了用于硫酸设施的运营成本和资金要求。
提高气态流出物中二氧化硫强度的一种方式是通过在合适的溶剂中选择性吸收二氧化硫，随后汽提吸收的二氧化硫以产生再生的溶剂和富含二氧化硫含量的气体。多种水和有机溶剂用于再生二氧化硫吸收/解吸过程中。例如，碱金属水溶液(如亚硫酸钠/亚硫酸氢盐)、胺(例如链烷醇胺，四羟基乙烯二元胺等)、胺盐和各种有机酸盐已用作可再生二氧化硫的吸收剂。
无机含水缓冲溶液在吸收二氧化硫中也有效。Fung等(2000)提供了关于二氧化硫在1摩尔磷酸和碳酸钠溶液中溶解度的数据，以约1.57Na/PO₄比作为温度函数。数据是对于未经处理的混合物，并且1,000ppm的己二酸被加入到混合物中以提高二氧化硫的溶解度。Fung等还表明，当采取沸腾温度时，95％和65％的二氧化硫从溶液中除去。所述溶液pH的计算显示，一旦所述二氧化硫被吸收，pH从6变为约3。作为有机溶剂，有二氧化硫与氧形成三氧化硫的轻微反应。这个反应是很有限的，并且当使用Na₂CO₃时，通过与氧化过程中形成的自由基反应进一步受到抑制。所形成的三氧化硫导致硫酸钠的形成，其中如果其通过结晶除去被除去的硫酸钠十水合物(Na₂SO₄·10H₂O)也称为芒硝。这种盐可以通过采取气流除去，并冷却它以促使容易结晶的芒硝沉淀，和这种盐可以通过筛、过滤、离心或其他固液分离技术除去。
美国专利号4,133,650(Gamerdonk等人)公开了一种用于从废气中回收二氧化硫的回收方法，使用可回收的、含水二羧酸(例如邻苯二甲酸、马来酸、丙二酸和戊二酸以及它们的混合物)洗涤溶液缓冲至pH为约2.8至9。回收的二氧化硫可以在硫酸的生产中使用。
同样地，美国专利号2,031,802(Tyrer)建议使用具有在1×10^-2和1×10^-5之间的解离常数的基本上非挥发性酸的盐，在稀释度为40升每克分子和25℃下测量所述解离常数(例如乳酸、乙醇酸、柠檬酸和邻磷酸)在源自废气的二氧化硫的恢复的回收过程中。
美国专利号4,366,134(Korosy)公开了一种再生烟道气脱硫方法，其利用柠檬酸钾水溶液缓冲至pH为约3至约9。
在二氧化硫吸收/解吸过程中所用的有机溶剂包括二甲基苯胺、四甘醇二甲基醚和二丁基丁基膦酸盐。像大多数溶剂一样，有机溶剂的能力通过高压和低温提高。然后通过降低压力和/或增加温度回收(和溶剂再生)二氧化硫气体。这些有机溶剂需要使用金属性结构物， 并且由于硫酸的形成通常需要溶剂再生，并且在某些情况下，由于在吸收/解吸过程中溶剂与二氧化硫与氧的副反应所形成三氧化硫反应，并且通常比无机吸收介质更昂贵。从燃煤发电厂排放的显著大型烟气流速，导致非常大的设备尺寸恢复二氧化硫。需要金属结构的有机溶剂通常不与湿式除尘器在经济竞争良好，所述湿式除尘器通常使用纤维增强塑料(FRP)结构，涂布容器或低成本合金。
常规的有机溶剂被一个或多个缺点阻碍，对于在二氧化硫吸收/解吸循环中使用的吸附剂中期望的特性。许多目前使用的溶剂具有相对低的二氧化硫吸收能力，特别是在遇到在弱含二氧化硫的流出物的二氧化硫分压下(例如，约0.1至约5千帕)。常规的有机溶剂通常从含二氧化硫的流出物中吸收相当大量的水蒸汽，导致显著减少溶剂的二氧化硫的吸收能力。结果是，增加需要满足预期二氧化硫吸收效率的常规溶剂的摩尔流量。此外，在溶剂中的大量的水蒸汽的吸收可能导致在二氧化硫吸收/解吸过程中使用的工艺设备的过度腐蚀。此外，当所述溶剂在酸性环境中暴露于高温下和/或承受高挥发性时，一些常规的有机溶剂易于过度降解，如水解、或其他副反应或分解，导致大的溶剂损失。
2011年10月28日提交的共同审理和共同转让的美国序列号13/283,671描述了二氧化硫回收工艺，其利用包含某些弱无机或有机酸或它们的盐的缓冲含水吸收溶液，优选某些羧酸或它们的盐的缓冲含水吸收溶液，以选择性地吸收源自废气的二氧化硫。随后所吸收的二氧化硫汽提入再生的吸收溶液中，并产生富含二氧化硫含量的气体。所述富含二氧化硫的气体可以用作原料气的一部分供给联系的硫酸厂或Claus厂，用于元素硫的制备，或可以用于精制二氧化硫的生产。美国序列号13/283,671的方法对从含量相对低二氧化硫的废气中制备富含二氧化硫的气体特别有用。本申请还描述了一种用于从废气中同时除去二氧化硫和氮氧化物(NO_x)，并且回收二氧化硫的方法。该方法利用缓冲含水吸收溶液，所述溶液还包括金属螯合物以从所述气体中吸收二氧化硫和NO_x，随后降低吸收的NO_x以形成氮。
虽然美国序列号13/283,671的方法在高能源效率下操作，在再生二氧化硫回收过程中能源的使用保持进一步的经济的需要一直保持。
发明概要
本发明涉及一种新方法，包含提高关于从气态流出物中回收二氧化硫和其它污染物的再生吸收/解吸循环的能效的特征。在所述方法的某些实施方案中，能量从在解吸循环中产生的湿污染气流中回收。在这些和其它实施方案中，该吸收区可任选和有利地被冷却，以提高含水吸收介质吸收污染气体的能力，从而降低含水吸收介质和富含污染物的吸收液的体积，所述富含污染物的吸收液必须在吸收/解吸循环中被泵送、处理、加热和冷却。
本发明的方法的突出应用在于如上所述的从各种化学和冶金废气中回收二氧化硫。然而，本文所描述的改进也适用于其它酸性气体得回收，如H₂S、CO₂、NO_x或HCl，并且还适用于其他污染物气体如氨的回收。
因此，简而言之，本发明涉及一种用于从含污染物气源中除去污染物并回收污染物的方法，其中包含气源的原料气流在污染物吸收器中与包含污染物吸附剂的含水吸收介质接触，从而吸收从原料气流进入吸收介质的污染物，并且从污染物被移除的原料气流和富含污染物的吸收液中产生废气。富含污染物的吸收液与在吸收液汽提塔中的汽提蒸汽接触以源自富含污染物的吸收液中解吸污染物，由此产生再生的污染物吸附介质和包括水蒸汽和污染物的主汽提气流出物。再生吸收介质从吸收液汽提塔的液体出口抽出，并且主汽提气流出物从所述吸收液汽提塔的蒸气出口抽出。水从主汽提塔气流出物浓缩，通过从主汽提塔气流出物间接传热到在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的冷却介质，从而产生带有污染物的冷凝物。从主汽提塔气体冷却器/冷凝器排出的带有污染物的冷凝物与冷凝物汽提塔中的蒸汽接触，以产生汽提冷凝物和含有水蒸汽和污染物的冷凝物汽提塔气流出物。热量 从在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的所述主汽提塔气流出物转移到的冷却介质，包含所述汽提冷凝物的至少一部分，由此从所述汽提冷凝物中产生蒸汽。从在所述主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的汽提冷凝物中产生的蒸汽被引入到吸收液汽提塔中作为汽提蒸汽，用于与富含污染物的吸收液接触，以解吸其上面的污染物。
在本发明的某些实施方案中，从吸收液汽提塔排出的主汽提塔气流出物被压缩，并且水从主汽提塔气流出物浓缩，通过从被浓缩的主汽提塔气流出物间接传热到在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的包含汽提浓缩物的至少一部分的冷却介质，从而从所述汽提冷凝物中产生蒸汽，在压力超过在其液体出口处的吸收液汽提塔内的压力时。然后，从在所述主汽提塔气冷却器/冷凝器中的所述汽提冷凝物中产生的蒸汽被引入到吸收液汽提塔中作为汽提蒸汽，用于与富含污染物的吸收液接触以解吸其上面的污染物。
根据本发明的其他实施方案，压缩从在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的汽提冷凝物中产生的蒸汽，在压力超过在其液体出口处的吸收液汽提塔内的压力时。然后，所述压缩的蒸汽被引入到吸收液汽提塔中作为汽提蒸汽，用于与富含污染物的吸收液接触以解吸其上面的污染物。
在这些和其它实施方案中，可以冷却该吸收区以提高含水吸收介质的吸收污染气体的能力。在这一实施方案中，富含污染物气体吸收液的部分在吸收器之间循环，并且通过冷却流体的转移转移吸收热的热交换器。
本文公开的是用于从气源中除去污染物气体并回收污染气体的方法。在这个方法中，包括气源的原料气在富气吸收器中与包含污染物气体吸附剂的富气含水吸收介质接触，从而吸收从原料气流进入吸收介质中的污染物气体，并从污染气体被除去的原料气体中产生贫气体和含有吸附污染物的富吸收液。富气汽提塔排出的贫气在贫气吸收 器中与包含污染物气体吸附剂的贫气水吸收介质接触，从而吸收从贫气进入到贫气吸收介质的残留污染气体，并从额外污染气体被移除处产生废气和含有吸附污染物的贫吸收液。在富液汽提塔中加热富吸收液从富液中解吸污染物，从而产生再生富气吸收介质和源自富液汽提塔的富液汽提塔气流出物，所述富液汽提塔气体包含水蒸汽和污染物气体。在贫液汽提塔中加热贫吸收液，以从贫液中解吸污染物气体，从而产生再生的贫气吸收介质和源自贫液汽提塔的贫液汽提塔气流出物，上述贫液汽提塔气体包含水蒸汽和污染气体。再生富气吸收介质再循环到富气吸收器中，用于从原料气的进一步流程中除去污染物气体，并且再生的贫气体吸收介质再循环到所述贫气吸收器中，用于从贫气的进一步流程中除去污染物气体。
此外，本文所述的是一种用于从含二氧化硫的气源中除去二氧化硫和回收二氧化硫的方法，其中包含气源的原料流在富气吸收器中与包含二氧化硫吸附剂的富气吸收介质接触，从而从进入吸收介质的原料气流中吸收二氧化硫，并从二氧化硫被移除处产生贫气，并且富吸收液包含吸附的二氧化硫。富气吸收器排出的贫气与包含二氧化硫吸附剂的贫气吸收介质接触，从而从进入贫气吸收介质的贫气中吸收残余二氧化硫，并从额外的二氧化硫被移除处产生废气和含有吸附的二氧化硫的贫吸收液。富吸收液与汽提蒸汽在富液汽提塔中接触以从所述富液中解吸二氧化硫，由此从所述富液中产生的再生富气吸收介质和富汽提塔气体，所述富汽提塔气体包含水蒸汽和硫二氧化硫。贫吸收液与汽提蒸汽在贫液汽提塔中接触以从所述贫液中解吸二氧化硫，由此从所述贫液汽提塔中产生的再生贫气吸收介质和贫汽提塔气体，所述贫汽提塔气体包含水蒸汽和硫二氧化硫。再生的富气吸收介质再循环到富气吸收器中，用于从所述原料气的进一步流程中除去二氧化硫，并且所述再生的贫气体吸收介质再循环到贫吸收器中以从所述贫气的进一步流程中除去二氧化硫。
更进一步公开的是一种用于从含污染物的气源中除去污染物气体并回收污染物气体的方法。在这个方法中，包含气源的原料气流在 污染物气体吸收器中与包含污染物气体吸附剂的含水吸收介质接触，从而从进入吸收介质的原料气流中吸收污染物气体，并从污染物气体被移除处产生废气和富含污染物的吸收液。所述富含污染物的吸收液在吸收液汽提塔中与汽提蒸汽接触以从富含污染物的吸收液中解吸污染物，从而产生再生的污染物吸附介质和包含水蒸汽和污染物气体的主汽提气流出物。再生的吸收介质从吸收液汽提器的液体出口排出，并且主汽提塔气流出物从吸收液汽提塔的蒸气出口排出。在吸收器中吸收介质的pH值调节到不同于提供最有利的吸收平衡的pH值，但在汽提塔中用于减小再生吸收介质的污染物气体含量至目标水平的蒸汽消耗低于在对比操作中用于减小再生吸收介质的污染物气体含量至这一水平的蒸汽消耗，在对比操作中，在在比较操作条件基本相同的条件下进行的方法，除了在比较操作中，所述吸收介质的pH值维持在提供最有利的平衡吸收的值。
其它目的和特征将在下文中部分明显和部分指出。
附图说明
图1和2是吸收/解吸方法的备选示意流程图，所述吸收/解吸方法用于从含有二氧化硫的气源中选择性地除去和再生二氧化硫，其中源自吸收液的二氧化硫的吸收是通过与汽提塔中的新鲜蒸汽接触实现的，所述新鲜蒸汽是通过从所述汽提塔顶气体间接传热到在汽提塔气冷却器/冷凝器中的包含沸水液流的冷却介质中产生的；
图3和4是在某些吸收溶剂中二氧化硫的溶解度作为温度函数的曲线；
图5是吸收/解吸方法的流程图，所述方法用于从包含二氧化硫的气源中选择性地除去和再生二氧化硫，其中吸收液在吸收器之间循环，一个或多个外部热交换器冷却吸收液，并且提高拥有从气相中转移二氧化硫的吸收介质的能力；
图6绘制了气相中的二氧化硫含量，和气相中的二氧化硫的回收率作为距离函数，从用于气体组分、吸收介质组分和液体流速的各种组合的逆流吸收器的底部；和
图7描绘了在提供给吸收器不同数量的冷却循环用于二氧化硫恢复吸收/解吸过程中的汽相中吸收液的温度和二氧化硫摩尔百分比。
图8和图9是方法的可替代的工艺流程，其中从所述原料气中吸收二氧化硫被划分为包含连接到富吸收液汽提塔的富气吸收器的富气吸收回路和包连接到贫吸收液汽提塔的贫气吸收器的贫气吸收回路；
图10是关于供给到汽提塔的水蒸气和在包含单个吸收器和汽提塔回路的吸收系统中吸收器移除的SO₂的比率函数，在经过吸收器的废气中残留的SO₂的线性刻度图；
图11是与图10类似的曲线图，但是用废气中残留SO2绘制在对数刻度上；
图12是关联到图10和图11绘制在线性刻度上的曲线图，其中在经过吸收器的废气中的残留SO₂，作为从汽提塔到吸收器的再生吸收介质残留SO₂含量的函数绘制在对数标度上；
图13是类似于图5的流程图，但是在如图8有分开富气和贫气吸收和汽提的串联电路的过程中实现的。
图14是在苹果酸SO₂吸收器处pH值对蒸汽使用的影响图，方法中，蒸汽使用需要恢复SO₂，包括单个吸收器/汽提塔回路，同时维持吸收器废气中每个排放的几个分离水平，其中所述原料气中SO₂含量为0.24体积％，并且所述汽提吸收液再循环到吸收器作为SO₂吸收介质。
图15是基于数学模型模拟用于回收二氧化硫的单一吸收操作和汽提回路恢复，并且：(i)绘出汽提塔中蒸汽与SO₂的比率，需要从包含2,400ppmSO₂的原料气流中产生含有1ppm的SO₂的排除气流，作为在吸收液中包含苹果酸钠吸附剂(20重量％固体)的刻性/苹果酸的比率的函数；和(ii)作相同的用途，在汽提器中相关的每单位SO₂远离具有所需蒸汽/SO₂比率的溶剂流速；
图16也涉及数学模拟单个吸收器和汽提回路的操作，并且绘出蒸汽与SO₂的比率，对蒸汽与苛性/苹果酸的比率，和在汽提器基座中的pH用于产生含有1ppm源自含有2,400ppmSO₂的原料气流的SO₂的排气流，使用包含含有20wt/％固体的苹果酸钠吸附剂的进料气流的吸收溶剂；
图17绘出所述废气中的SO₂含量(“SO₂排放(ppm)”)和在汽提塔基部的pH，作为数学模拟单个吸收和汽提回路中的苛性/苹果酸之比的函数，其中从包含2,400ppmSO₂的原料气中产生包含1ppmSO₂的废气，使用吸收溶剂，包括在20重量％固体的吸附剂浓度处包含苹果酸钠，80lbs./lb.SO₂的容积比率和供应到回收的6lbs./lb.ofSO₂的汽提塔的蒸汽。
图18包含图17，但覆盖了SO₂排放和pH图，作为苛性和苹果酸的比例在相同的条件下的实验操作的函数，并且作相同的用途，模拟从图17的曲线获得的数据的操作；
图19绘制了与图17相同的关系，用于在相同条件下模拟操作吸收和汽提回路，并为作为同样的用途，模拟图17的曲线，除了图19包含在一系列离散蒸汽和SO₂比率处用于分离操作的曲线族之外；
图20显示在作为相同的用途和与图19相同的情况下，从过程模拟获得的两个曲线族，一个曲线族用于SO₂排放对在三个不同的离散蒸汽的苛性钠/苹果比至含有0％的硫酸吸收液处的SO₂比率，另一个曲线族用于在同三个离散蒸汽的SO₂排放和SO₂的比率，而不是包含 7重量％硫酸根离子的吸收液；
图21显示从同六个模拟图19的那些除了在汽提塔的底部SO₂排放绘制对pH值，而不是对苛性/苹果酸比之外的两个曲线族；
图22显示呈现两个曲线族，绘制了在汽提塔基部的SO₂质量分数，对在汽提塔基部的pH值，为同六个模拟图20和21相关的曲线；
图23显示两个曲线族，绘制在汽提塔基部的SO₂质量分数，对烧碱/苹果比，为同六个模拟图20-22相关的曲线；
图24显示两个曲线族，绘制SO₂排放与在汽提塔基部的苛性/苹果比，为相同的条件下的六个过程模拟作为图20-23相关的那些，除了溶剂的固体含量仅为10重量％，但溶剂与SO₂的比率为140lbs./lb.SO₂之外；
图25显示两个曲线族，绘制SO₂排放对在汽提塔的底部的pH，为同六个模拟为与图24相关的那些；和
图26两个曲线族，绘制在汽提塔的底部的SO₂质量分数，与在汽提塔的底部的pH，为同六个刚刚模拟图24和25相关的。
相应的参考标号表示整个附图中相应的部件。
具体实施方式
根据本发明，已经开发了几个新的方法方案用于以相对高的能量效率从气源中恢复污染物气体。本发明的方法特别适用于酸性气体，如二氧化硫、氮氧化物、硫化氢、二氧化等，但也在其他污染物气体例如氨的回收中也是有用和有价值的。通用术语“污染物”在本文中使用，因为典型地，本发明的方法用于从化学、冶金或发电设施的废气流中清理废气流，以尽量减少酸气体或成为大气中的污染物其它气体组分的排放。然而，本领域技术人员公知，从气流出物流除去的污染 物气体往往是经济价值的，并可以通过发明所述的方法回收，然后应用到商业上有价值的用途，例如，二氧化硫转化为三氧化硫和硫酸、源自二氧化硫和硫化氢的元素硫的回收、在化学处理中使用的盐酸或氨水的回收、氯化氢到元素氯和氢的转换的回收。
本发明的方法可以通过二氧化硫回收的具体情况进行说明。在本发明的实践中，各种水和有机溶剂可以用作二氧化硫吸收介质。例如，所述吸收介质可以包括碱金属的水溶液(例如亚硫酸钠/亚硫酸氢盐溶液)、胺(例如链烷醇胺，四羟基乙烯二元胺等)、胺盐和各种有机酸盐。或者，二氧化硫吸收介质可以包含有机溶剂，包括例如二甲基苯胺、四甘醇二甲基醚或二丁基丁基膦。一些有机溶剂需要使用金属性结构，并且通常需要溶剂再生由于硫酸的形成，并且在某些情况下，由于在吸收/解吸过程中，具有二氧化硫的副反应所形成三氧化硫的溶剂与氧反应，并且通常比无机吸收介质更昂贵。从燃煤发电厂排放的显著大型烟气流速，导致非常大的设备尺寸以恢复二氧化硫。传统的有机溶剂也可以通过一个或多个关于对于合适二氧化硫吸收介质的特点的缺点妨碍，所述特点包括：相对低的二氧化硫吸收容量，尤其是在二氧化硫分压遇到弱含二氧化硫的流出物时；降低二氧化硫吸收容量，导致从含二氧化硫的流出物中吸收相当大量的水蒸汽，这也可能导致工艺设备的过度腐蚀；对过度降解如水解或其他副反应或分解易感，当溶剂暴露于高温下在酸性环境中时；和/或高波动性，导致大量溶剂损失。
鉴于这些和其他方面的考虑，根据本发明的一个优选实施例中，如实施二氧化硫的回收，如2011年10月28日提交的题目为entitledREGENERATIVERECOVERYOFSO₂FROMEFFLUENTGASES，美国序列号13/283,671所述，二氧化硫吸收介质包括相对较弱酸性的羧酸盐的缓冲水溶液(例如苹果酸钠)，它的全部内容明确地通过引用并入本文。在以下描述中，参考优选的吸收介质，包含酸性羧酸盐，以及包含四甘醇二甲醚(四甘醇二甲醚)的吸收介质。然而，应该理解，本文所描述的方法的各种特征可容易地适用于系统中，其中采用 其它吸收介质。如上所述，还应该理解的是，本文所描述的改进同样适用于其它酸性气体和污染物的除去和回收，使用合适的本领域已知的常规污染物吸收介质。例如，本文所描述的方法可用于从流出物气流中各种污染物的再生吸收和解吸，所述流出物气流包括硫化氢、二氧化碳和氯化氢、氮氧化物、以及其它污染气体如氨气。
如图1所示，任选条件处理含有二氧化硫的气源的原料气流10，引入具有一个或多个理论级数的二氧化硫吸收塔11，在那里与含水吸收介质接触，所述含水吸收介质包括二氧化硫的吸附剂以吸收二氧化硫。二氧化硫吸收塔11包含含有气/液接触区13的垂直柱或塔12，包含用于促进气相和液相之间物质传递，其包括一丛随机填料如鞍形或环形，规整填料，或其它的接触设备。优选地，为了最大限度地转移二氧化硫，所述处理原料气流与含水吸收溶液逆向接触。如图1所示，导入所述原料气流10通过接近塔12底部的气体入口14，并进入气/液接触区13的底部，而导入包含从二氧化硫汽提塔30再循环的再生含水吸收介质的气流15通过接近所述塔的顶部的液体入口16，和分布于并进入气/液接触区的顶部。离开气/液接触区13的底部的富含二氧化硫的吸收液体流17，从接近塔12的底部的液体出口18排出，并且基本不含区域13的顶部流出二氧化硫的废气流19从接近所述塔顶部的气体出口20排出。虽然传统的、无规填充塔可被用作吸收塔11，本领域的技术人员将认识到其它配置可以适当地采用。例如，塔12可包含结构化填料或包含盘式塔，在其中任何一中，处理气流优选逆向流动。虽然吸收器中的生产用原料气流10和含水吸收介质之间的逆向流动是优选的，所述吸收器却可以顺流操作。然而，这样的安排倾向于对吸收能力和效率产生不利影响，并且通常较少优选的。
其中酸式盐吸收剂或与二氧化硫化学结合的其它物种在含水吸收介质中以主要吸附剂的形式存在，吸收介质中吸附剂的浓度和吸附介质流动流速应是这样的，在吸收器的液体出口处的普遍温度下，超出保持在吸收液中吸收能力。优选地，所述剩余容量为至少10％，优 选地，进入吸收器中的总吸收能力为至少20％。为了这个目的，吸附剂浓度和进入吸收器的吸收介质的流速应足以提供化学计量超过流经吸附剂的比率相对于二氧化硫从所述处理原料气流中回收的速率，优选超过相对于原料流的总二氧化硫含量，由此，以补偿几个因素，如再生它们之后保留在吸收介质中的二氧化硫含量、在富含二氧化硫的汽提塔气中的二氧化硫的浓度、可能存在的微酸组分，例如二氧化碳，和主要以补偿优选吸着剂的优选相对较弱的吸收性亲和力，所述优选吸附剂如含水酸性羧酸/盐的吸收系统。优选为相对较弱的吸收亲和力，以通过温和的温度升高和/或降低压力促进二氧化硫的随后解吸。因此，在含水吸收介质中的吸附剂的浓度必要达到因所用的酸而变化的所需的除去效率，在待处理的气体中二氧化硫的浓度以及吸收器的传质特性，本领域技术人员可以容易地确定。通常情况下，在吸收溶液中每摩尔酸性羧酸盐吸收的二氧化硫的化学计量当量比率从0.1至约1变动。在包括苹果酸的钠盐的含水吸收介质作为用于处理包含约2600ppmv的二氧化硫的气体的吸收溶剂，在吸收溶液中苹果酸的浓度可适当地在从约1摩尔％至约7摩尔％变动。
导入二氧化硫吸收塔11的含水吸收液流15含和生产用原料气流10的质量流速比(L/G)必须实现达到二氧化硫从所述气源大量转移到所述吸收吸收介质，可以通过常规设计方法确定。更具体地，所述L/G可以基于进入吸收器的气流的污染物含量、在含水吸收介质中吸附剂的浓度、和在吸收剂中普通的液体/气体温度下的所述吸附剂的单位吸收能力来选择。通常，选择L/G以便进入吸附器的吸收剂超过进入吸收器的污染物气体至少10％至20％。超过的最佳程度取决于气/液接触区的质量传递和热传递的速率。
优选地，二氧化硫吸收塔的设计和操作，使得离开吸收器的废气流19中二氧化硫含量是小于约500ppmv的，更优选低于约200ppmv(例如，低至10-20ppmv)。二氧化硫随着包含在原料气流过程的二氧化碳、氧气、氮气和其他惰性气体从系统中吸收器顶部作为废气流的一部分排出。废气与所述吸收溶液大致平衡，基于送入吸收器的原 料气流中水蒸气含量和吸收器的条件，这可能在吸收器中有净增益或失水。如果需要的话，送风机21被用于驱动气体到堆栈中。为了达到令人满意的排放标准，废气流19可能通过除雾器或通过用于通过烟囱排出之前回收夹带的液体的类似装置。此外或者替代地，在某些情况下废气流19可以被热交换器22中使用原料气流或使用其他的热介质或如下描述的热交换器64进行间接热量交换产生的热量加热，以使得在通过堆栈释放后的气流将不会有温度降低的倾向。
如图1所示，其中，所述吸附剂包括聚质子羧酸，金属基体的补偿源23，如氢氧化钠，氢氧化钾，碳酸钠等，与包含在溶剂罐24中的再生含水吸收介质的气流15在被引入邻近吸收塔12的顶部之前相结合。金属基底与聚质子羧酸反应形成金属盐吸附剂。按照美国序列号13/283,671的公开内容，足够的金属基被引入使至少部分酸性基团中和，使得约20％的所述酸被中和，更优选至约10％内，所述当量点的酸离解在25℃具有大约3至10pKa值，优选在25℃具有约4至7。本领域的技术人员可以使用公知的pH值控制技术和仪器，以碱添加到现有的再生吸收介质与含二氧化硫的气体在吸收器接触，以保持中和所需程度的相对于该pKa的等价点值。此外，应加入足量的碱以保持金属离子浓度。例如，如下所述，一些金属离子在结晶操作中以硫酸盐形式丢失。在每摩尔的硫酸钠丢失的时候添加两摩尔的碱(例如氢氧化钠)。金属离子浓度可以通过在植物实验室抽取样品和运用金属分析适当地监测和控制。
加热所述吸收塔11排出的富含二氧化硫的吸收液17至中间温度(如下所述)，本期将预热的吸收液导入到二氧化硫汽提塔30中，其中二氧化硫是从吸附剂解离和从吸收液解吸。汽提塔30包括含有包括用于促进气相和液相之间传递介质的气/液接触区32的垂直柱或塔31。像吸收塔11，汽提塔30可以以填料塔的形式进行配置，所述填料塔包含一从常规随机填料、规整填料、塔盘或任何其它气//液接触装置。塔31内的汽/液接触区32的较低(汽提)部分可用根据本发明产生的新鲜蒸汽供给(如下所述)和用于从所述吸收液中除去二氧 化硫。主要的富含二氧化硫的汽提塔气流出物33，包含基本用水蒸汽饱和的二氧化硫，产生于气/液接触区32的以上的汽提塔30的塔顶，并从在塔31的顶部的蒸汽出口34排出；和从汽/液接触区离开的再生的吸收介质15从所述塔底部的液体出口35排出，并且循环回到所述到吸收器11完成循环。尽管如图1优选的所示的汽提塔中的富含二氧化硫的吸收液和汽提蒸汽之间逆流流动，所述汽提塔可以顺流操作。然而，这样的安排倾向于对汽提效率产生负面影响，并且通常较少优选。
在吸收器11中的二氧化硫吸收介质的平均温度一般保持在从约10℃至约70℃的范围内。按照本发明，在吸收器中的二氧化硫吸收液的平均温度优选保持在从约20℃职约60℃。虽然通常在较低的吸收介质温度下，二氧化硫的吸收提高，吸收液需要从吸收温度加热到足够高的温度和/或减压以释放二氧化硫，和提供这种显热导致更高的能量需求。在再生过程中，降低的水的汽化量以降低所消耗的能量，并避免吸收介质中的低水浓度可能导致二氧化硫吸附剂(例如弱聚羧酸或盐)的沉淀是合适的。当所述吸收相对强地依赖于温度，并且在循环的吸收和解吸阶段之间的较窄温度范围时，所述二氧化硫的吸收/解吸过程的整体效率得到提高。
在汽提塔30中的二氧化硫吸收液的平均温度通常保持在约60℃一直到吸收溶液的沸点的范围可，在汽提塔的操作压力下。
二氧化硫的吸收和解吸可以通过分别增加或减少吸收塔11和汽提塔30的操作压力而得到增强。在吸收塔11中的合适的操作压力为绝对约70至约200kPa。在必要处可使用较高的压力，多达700kPa或更高。在吸收器中增加的压力增加了吸收介质可以吸收的二氧化硫的分数，但所述吸收优选地在相对低的压力下执行，从而降低设备成本。同样，在汽提器30中合适的操作压力为绝对约40至约200kPa，但可以使用更高或更低的工作压力。
吸收塔11和汽提塔30内的温度控制可以通过控制供供给到这些操作的各种工业液流的温度和体积来实现。优选地，在汽提塔30中的温度是通过控制富含二氧化硫的吸收液17和在蒸汽/液体接触区32的汽提部分中的汽提塔的底部附近被引入的温度而保持在所需范围内。再次参照图1，在从约10℃至约70℃的温度，更优选从约20℃至约60℃的温度下的吸收器11流出的富含二氧化硫的吸收液17通过热交换器40，在此所述热交换器40通过从汽提塔30再循环的再生吸收介质15间接传递热量到二氧化硫吸收器中来预热至中间温度。热量从再生吸收介质传递到所述交换器内的吸收液中增加了再生的吸收介质的吸收能力，并且加热吸收液，以帮助促进其上面的二氧化硫的汽提。如果需要进一步加热以达到汽提塔中的所需温度，富含二氧化硫的液体17可以通过溶剂加热器41，在那里它被预热(例如通过从过程中流出的回收的二氧化硫产物流的间接热量转移)，和/或通过与蒸汽或与热凝物液流70的间接热交换进一步加热。在某些有利的实施方案中，富含二氧化硫的吸收液可以通过从生产用原料气流和/或再生二氧化硫吸收介质传递热量而加热，而无多余的热量添加。在这样的实施方案中，生产用原料气流的温度优选不降低到低于约50℃，并且在所述被引入到汽提器中的富含二氧化硫的吸收液和再生吸收介质之间的温差小于约40℃。
在从约约60℃至约140℃的温度下，在交换器40中冷却汽提塔30底部排出的再生含水吸收介质15，通过传热到二氧化硫吸收塔11排出的富含二氧化硫的吸收液17中。同样地，如果需要进一步冷却以保持在吸收器中所需的温度，离开交换器40的再生吸收介质可通过溶剂冷却器42，并且通过与冷却塔水的间接热交换进一步冷却。利用换热器40降低了系统的能量需求，使得可以不需要使用溶剂加热器和/或溶剂冷却器。
在本发明的优选实施方案中，包含酸性羧酸盐的水吸收溶液中的硫酸盐污染物水平维持在可接受的水平，通过任选转移至少清洗级分90的用于处理的离开汽提塔30的再生的吸收介质15，以除去硫酸。 纯净分数随再生吸收介质中吸附剂的浓度和在二氧化硫的吸收和汽提的过程中二氧化硫对氧的易感性而变化。通常，在操作中使用苹果酸盐作为吸收剂，所述清洗级分可以表示低于约10.1％的再生吸收介质液流。
清洗级分的处理包括从在蒸发结晶器92中的清洗级分90蒸发水，以产生硫酸盐过饱和的浓缩溶。然后，硫酸盐结晶从结晶器中浓缩的含水吸收溶液中沉淀，以形成包含沉淀硫酸盐晶体和母液的结晶浆料94。硫酸钠晶体从常规固/液分离装置96的浆料中分离，所述常规固/液分离装置如真空过滤器或离心分离机，并且母液馏分98再循环到溶剂罐24中，在其中它与再生吸收介质的主流混合返回到吸收11中。含水吸收溶液的浓度可通过加热和/或降低压力或增加蒸汽流到再沸器中适当地实现，以闪蒸发水。通常，所述含水吸收溶液被加热到至少约40℃，更优选至少约60℃的温度下，并且优选在汽提塔操作压力下达到吸收溶液的沸点，在浓缩以抑制十水硫酸钠或芒硝(Na₂SO₄·10H₂O)的形成和沉淀期间。芒硝趋于形成不容易通过离心或过滤从母液中分离的凝胶状或粘性的沉淀物。
结晶器可在大气压或在真空下操作。作为替代，通过离心或过滤来分离硫酸钠盐晶体，结晶器可以设计成从结晶浆料连续地倒出母液。此外，可以用水洗所述硫酸盐晶体，得到的洗涤水包括所述酸性羧酸盐吸收剂，同样定向到溶剂罐以便返回到吸收器中。源自结晶器塔顶的蒸汽流可用以被冷凝并返回到吸收器。或者，源自结晶器的塔顶流可被路由到汽提塔中作为汽提蒸汽。
尽管上述处理对于维持在循环吸收溶液中的可接受的硫酸盐水平是有效，根据本发明的一些实施方案中，氧化抑制剂可包含在吸收溶液中分别以减少亚硫酸氢盐和亚硫酸盐氧化成硫酸氢盐和硫酸盐的污染物。在本发明的实践中可以使用几种不同类型的氧化抑制剂：氧气清除剂和自由基捕手如对苯二胺和对苯二酚；NO_x催化的氧化抑制剂，例如抗坏血酸；和螯合剂如乙二胺四乙酸(EDTA)，其螯合并 抑制金属催化的氧化。这种氧化抑制剂可以单独或者以各种组合采用，并可以根据需要来被引入到吸收器中的再生的含水吸收溶液。根据所使用得抑制剂的类型，所述吸收溶液的浓度通常从几ppm至按重量比从约1至约10％。通常加入过量(例如至少约1000ppm)，由于该抑制剂将逐渐被氧化而消耗掉。抗坏血酸和对苯二酚在苹果酸钠吸收溶液中对抑制氧化特别有效。当金属存在于吸收溶液中时，EDTA预计作为氧化抑制剂是有效的。
在吸收溶液中增加酸度有增加二氧化硫汽提效率的效果。因此，留下低浓度溶解的二氧化硫或维持在一些吸收溶液中的硫酸盐以导致在汽提塔中更高的效率。例如，在汽提塔中的小浓度的硫酸钠和/或亚硫酸钠使吸收溶液的再生较少的能量密集型。然而，在所述再生吸收介质中的存在SO₂对吸收器中的平衡产生不利影响。因此，如果通过允许循环的吸收介质/吸收液的部件的累加来调节酸度，优选地通过允许硫酸根离子积累，而不是积累SO₂的任何明显的稳态水平来做到这一点。根据本发明的各种实施方案，硫酸盐的浓度保持在吸收溶液中约0.5至约11的重量百分比，优选我约3至约11％重量百分比，并且二氧化硫的一小部分留在再生的含水吸收溶液中从而使该溶液更多的酸性，因此使二氧化硫的解吸较少的能量密集。
源自汽提冷凝物的汽提蒸汽的生成
为了提供用于产生汽提蒸汽的能量的能源，源自吸收液30的主汽提塔气流出物33被压缩在适合于提高主汽提气流出物的压力的装置中。适合的装置包括机械压缩机和热压缩机(即喷射蒸汽的喷射器)。如图1所示，主汽提塔气流出物优选通过蒸汽喷射式喷射器36压缩。二氧化硫从所述接触硫酸厂的尾气中回收处，在三氧化硫吸收热回收中产生的蒸汽可提供用于喷射器的动力蒸汽。
尽管用于回收二氧化硫的吸收/解吸系统是已知的，其中压缩湿的二氧化硫汽提塔气体，并且水蒸汽冷凝的潜热从压缩气体转移到富 含二氧化硫的吸收液体中，在这种系统中，所述冷凝物排出用二氧化硫饱和的系统。除非从冷凝物发出的二氧化硫在单独的系统中捕获，这个方案造成不可接受的排放，也等同于二氧化硫值损失。
在美国序列号13/283,671所描述的方法中，二氧化硫从冷凝物汽提塔中的冷凝物回收，但这消耗额外的能量。
根据本发明的优选方法，汽提冷凝物所需的能量基本上通过使用汽提冷凝物作为用于吸收液汽提塔的汽提蒸汽的来源来回收。在压力足以使其流入所述汽提塔基部下，进一步的能量输入对蒸发所述冷凝物是必需。在本发明的方法中，在汽提塔气体中的水蒸汽组分的潜热提供能量的来源。离开吸收液汽提塔的汽提塔气体的适度压缩产生适度的温度差，足够从压缩的汽提塔气体中转移的热量到所述汽提冷凝液中，从而在足以驱动进入汽提塔的所得蒸汽的压力下，蒸发所述汽提冷凝物。
源自所述汽提塔的湿的含二氧化硫的气流出物的压缩优选通过从约30kPa至约65kPa的增量来增加所述气流的压力。较高压力的增量可以容易地用机械压缩机来实现。提高二氧化硫的分离，如果在较低的压力下操作汽提塔30(例如在真空条件下)，以增加二氧化硫关于水的相对挥发度和增强解吸和减少所需的给定回流理论级的数量。此外，低压导致在用于允许使用加热富含二氧化硫的吸收液的低压蒸汽的系统中的较低温度。然而，在适度更高的操作压力下，能量的回收是最优化的，并且这也降低了塔31的所需直径和相关的资本成本。以举例的方式，在轻度真空下操作所述汽提器(例如-35kPa的表压下)，并适度增加离开汽提塔的富含二氧化硫的汽提塔气体的压力(例如至约20kPa表压)代表一种经济的方法。然而，在处于或高于大气压力下操作所述汽提塔也可能是一个有吸引力的途径。经济优化可确定特定的操作条件。平衡这些考虑，离开所述吸收液汽提塔的主汽提塔气流出物的压力优选从绝对约40至约170kPa)。
含二氧化硫的汽提塔气体的加压流被引导到主汽提塔气体冷却器/冷凝器50中。水蒸汽的主要部分从冷却器/冷凝器50中的主汽提塔气流出物浓缩，通过间接转移热量至冷却介质。根据本发明，在从冷凝物汽提塔或水柱60流向冷却器/冷凝器50的液流51的汽提冷凝物(其操作在下文描述)作为冷却介质，并且冷凝的潜热被传递到汽提冷凝物中，从而产生蒸汽，所述蒸汽用作在吸收液汽提器30中的汽提介质。如图1所示，离开塔60的汽提冷凝物液流51针对蒸气液体分离器52，并经由所述分离器和冷却器/冷凝器50之间的线54循环，在那里从主汽提塔气体转移的热量产生用于所述汽提塔的蒸汽。汽提冷凝物和蒸汽在分离器52中分离，所述蒸汽被引导到汽提塔30中，冷凝物的至少一部分经由管线54循环到主汽提塔气体冷却器/冷凝器50中，而另一部分可任选再循环，并且经由管线55与再生的二氧化硫吸收溶液15结合，并返回到吸收器11中和/或可以从系统中清除的部分56中。或者，汽提塔气体冷却器/冷凝器50的冷凝物侧可以设计成允许蒸汽从热交换器本身内的水中脱离，允许自由的夹带水蒸汽流直接从冷却器/冷凝器流动到吸收器，而无需单独的气/液分离。
在主汽提塔气体冷却器/冷凝器50中产生得到蒸汽通过管线57被引入到汽提塔30中，在此其接触气/液接触区32中的吸收液，所述气/液接触区32供热给吸收液并作为用于从液相中除去二氧化硫的汽提气。加热在吸收液体汽提塔中的液相降低了在其中的二氧化硫的平衡浓度，并增强对二氧化硫转移到气相的驱动力。在将热量传递到液相中，产自冷却器/冷凝器50中的汽提冷凝物的蒸汽部分在汽提塔内浓缩，从而基本上充当可冷凝的汽提气体。任选地，通过由主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的汽提冷凝物的气冷却器产生的蒸汽可以通过从再沸器中的37外源供给热量，通过它从吸收液汽提塔循环的液相。所述辅助重沸器提供在该方法的水平衡控制中的充分灵活性。通常情况下，通过该再沸器的吸收液从汽提塔的贮槽排出，并返回到贮槽上方的气/液接触区32的下部。
在主汽提塔气冷却器/冷凝器50中，冷凝主汽提塔气流出物33中的水蒸汽含量，因此通过转移除去大多数的潜热到从冷凝物60返回的汽提冷凝物中。通过源自主汽提塔气流出物的冷凝水蒸汽获得的水冷凝物包含溶解二氧化硫。这种冷凝物是从冷却器/冷凝器50中除去的，并且经由管线58进料至冷凝物汽提塔或水塔60中，并加热(例如用蒸汽或再沸器)以解吸二氧化硫，产生含有从水冷凝物解吸的水蒸汽和二氧化硫的冷凝物汽提塔气体。如图1所示，冷凝物汽提塔气体与从主汽提塔气体冷却器/冷凝器50的湿含二氧化硫的排出气59结合。将从冷凝物汽提塔柱60的顶部排出的结合的最终冷凝物汽提塔气体(湿回收SO₂液流)61冷却至至通常低于约70℃的温度下在低温冷凝器62中(例如，用50℃的冷却水)以冷凝水蒸汽和产生包含回收二氧化硫的产物流63。如图1所示，边际附加冷凝物可拧出冷凝物汽提塔气体，或从冷凝物汽提塔柱60的顶部排出的结合的最终冷凝物汽提塔气体(湿回收SO₂液流)61，首先通过热交换器64传送气体，其中冷却所述冷凝物汽提塔气体通过传热至吸收塔11排出的废气19的部分。冷却后，将所述回收的二氧化硫产物流63从二氧化硫回收过程中除去，并被引导到其可被使用得目的地，例如，到干燥塔或接触硫酸厂以转化成三氧化硫的催化阶段，到用于产生元素硫的Claus过程，到碱金属亚硫酸盐或亚硫酸氢盐的制造过程中，到造纸操作中，或到用于液化成液体二氧化硫的压缩和制冷单元。
耗尽二氧化硫的汽提冷凝物液流51从冷凝物汽提塔60的底部排出，并且被引导到主汽提塔气体冷却器/冷凝器50中，其中源自压缩的主汽提塔气流出物33的水蒸气的冷凝将热量传递给汽提器冷凝物，由此产生用作结合的加热介质和汽提气体(例如作为冷凝汽提介质)的蒸汽在吸收液汽提塔30中。任选地，一部分可从系统中清除。
从吸收液汽提塔30主汽提塔气流出物33的压缩程度不一定足以使压缩蒸汽达到足够高的温度以使得蒸汽在塔31内气/液接触区32通过在主汽提塔冷却器/冷凝器50内加热汽提冷凝液生成比在低级(汽提)部分有更高的压力。但压缩程度优选地控制在使汽提冷凝物 生成并流入汽提塔的最小需求程度。更具体地，优选的是蒸汽在一个比吸收液汽提器内的液相的温度不超过约30℃的温度下从液体出口35的汽提冷凝物中产生，或更实际地，比从汽提塔气/液接触区32底部流出的液相温度不高于20℃或不高于大约5℃到约10℃。在某些特别优选的实施方案中，通过加热在主汽提塔气体冷却/冷凝器50中剥离液的温度不大于等于，甚至还要低于在吸收液汽提塔液体出口或气/液接触区底部的液相温度。更一般地，更优选的是在主汽提塔气体冷却/冷凝器50中生成的气体温度与在汽提塔液体出口再生吸收介质的温度或排出低级(剥离)部分气/液接触区在吸收剥离液的液相温度各不相同，不超过约±10℃。为了使蒸汽流入吸收液汽提塔，在冷却器/冷凝器50中生成的蒸汽压力必须比在汽提塔中的总压力高，因而比在气/液接触区汽提部分中液相平衡蒸汽压力高，其中二氧化硫的分压趋近于零作为极限的液相出口。
因此，伴随的气相水压驱动力使水蒸汽冷凝以发生在汽提塔中，不考虑汽相和液相之间的温度差，导致气/液接触区的汽提部分内的液相的压缩和加热，即使蒸汽被引入区的温度不高于、或甚至略低于液相的温度。因为在液相中的溶质的抑制作用，即吸附剂如酸性羧酸盐，液相的蒸气压可略低于在相同的温度下蒸汽的压力，或甚至液相的温度略高于蒸汽的温度。
为了满足这些优选条件，在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt)不低于约1.5℃、约2℃、约3℃、约4℃或约5℃，并且不高于约10℃、约8℃、约6℃或约5℃。例如，所述在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的对数平均温度差(Δt)从约1.5°至约10℃、或从约2°到约9℃，或从约2.5°至约8℃。
根据整个方法的能量和水的平衡，源自汽提塔60的汽提冷凝物的体积可超过在吸收液汽提塔30中的蒸汽的需求。因此，所述汽提冷凝物可以有效地划分为：(i)指向主汽提塔气体冷却器/冷凝器50的冷凝物液流作为用于冷凝源自汽提塔气体的水的冷却流体，从而将 汽提冷凝物至少部分转换为用于被引入到吸收液汽提塔中的蒸气；和(ii)用于从该过程中除去水的水液流。
源自冷凝物汽提塔60的汽提冷凝物部分作为废水也可任选地用于调节所述含二氧化硫的气源或原料气流10。如图1所示，源自汽提蒸汽鼓52的冷凝物通过管线70，并且导入相对于进料气流的二氧化硫吸收塔11上游的饱和器71。所述饱和器可包括一个阶段接触器(通常由含有无规或规整填料的填充柱或塔或喷雾塔组成)，其中所述汽提冷凝物接触所述气流，从而提高进入二氧化硫吸收塔原料气的湿度。离开饱和器的水液流可从该过程中除去。进入吸收器之前，所述饱和器还可以通过蒸发冷却冷却冷却所述含二氧化硫的气体和除去酸性气体(例如硫酸、盐酸、三氧化硫)。所述饱和器方便地利用较低质量的水允许原料气流的加湿，与加湿吸收器中的气体相比，它提供了增量节约成本，在吸收器处，使用的水应去离子或蒸馏以避免积聚杂质。尽管离开饱和器的水流是用二氧化硫饱和的，这种水流的体积却很小。而且，在例如二氧化硫从所述硫酸厂的尾气中回收处，离开饱和器的负载二氧化硫的水流可以用作在SO₃吸收器中的稀释水。在层间工厂，水方便地用于在层间吸收器中稀释，但是在最坏情况下，参与的二氧化硫的最小净流通过二氧化硫回收单元返回，而不是从过程中损失。
图1的过程压缩了主汽提塔气流出物，以提供温度差，由此通过源自主汽提塔气体的水蒸汽的冷凝回收的潜热被转移到汽提冷凝物这种用于产生蒸汽，所述蒸汽被引入到在吸收液汽提塔中的吸收液的汽提中起作用。根据本发明，提供了用于产生这个温度差和驱动所述汽提操作的其他替代方案。
图2阐明了图1的过程的替代方案，其中，产自所述汽提冷凝物的蒸汽通过压缩机39压缩，在冷却器/冷凝器50的蒸汽出口和吸收液汽提器30之间的流动过程中。该图显示通过机械压缩机压缩所述蒸汽，但所述蒸汽也可以被引入到蒸汽喷射式喷射器的窄部以达到要 求的压缩。测定汽提器30的直径，并且设计了所述填料或其它汽提塔30的汽/液接触区32内的质量传递推动结构，以避免在所述气体/蒸汽相向上通过所述区的期间，过大的压力下降。主汽提塔气体出口34和用于转移主汽提塔气流出物33到冷却器/冷凝器50的通道也限定大小以避免过大的压力下降。通过保留在冷却器/冷凝器50的主汽提塔气体侧的压力，所述压力高于在交换器的汽提冷凝物侧的压力，确定温度差，通过热量传递到所述汽提冷凝物中作为从主汽提塔气流出物冷凝的水蒸汽，并且在汽提塔30中使用的冷凝端产生蒸汽。将在冷却器/冷凝器50中产生的蒸汽被引入到压缩机39的吸入侧，所述压缩机压缩蒸汽用于提供通路57被引入到汽提塔中。
为了恢复源自汽提气体的水蒸汽冷凝的潜热，压缩机39会增加蒸汽的压力到一定程度，以便当主汽提塔气体到达冷却器/冷凝器50时，在冷却器/冷凝器的汽提塔气体侧的压力高于在冷却器/冷凝器的汽提冷凝端的汽提冷凝物产生的蒸汽的压力。更具体地说，压缩的程度足够使得在所述冷却器/冷凝器的主汽提塔气体端的浓缩的水的水蒸气的水饱和压高于在所述冷却器/冷凝器的汽提冷凝端产生的压力。
图2所述的方法中获得的温度和压力差优选基本与图1中的实施方案中的冷却器/冷凝器50中存在的温度和压力差相同，其中将所述主汽提塔气流出物压缩，在从所述汽提塔气体出口至所述冷却器/冷凝器的气体入口流动的过程中。在所述气/液接触区的绝对压力优选也是分别与在图1和图2所示的每一个实施方案中的绝对压力在同一范围内。在这两种情况下，将汽提塔中的压力维持在稍高于大气压下是合适的，例如约15至约18psia(绝对约100至约125kPa)。然而，因为只有在图2的方法中蒸汽被压缩，在图2的方法中的吸收液汽提区内的最佳压力比在图1的方法中的最佳压力略低，其中主汽提塔气体的二氧化硫成分必须也被压缩，当将水蒸汽的分压带至使水蒸汽凝结在高于冷却器/冷凝器50的汽提冷凝端的沸水温度的水平。
图2的方法的其余部分以基本上等同于上述关于图1的方式操作。
尽管图1和图2的方法提供了可比的能源效率，图2的方法的优点是基本上不存在受到压缩的蒸汽的二氧化硫。这意味着被压缩的流体一般比在图1的方法中压缩的流体的腐蚀性更小，因此提供了节省在用于压缩机或喷射器的结构材料的维护和选择。
依靠从在主汽提塔气体冷却器/冷凝器中的汽提冷凝液产生的饱和水蒸气作为用于从所述吸收液汽提二氧化硫的唯一能量源，可导致水在再生吸收介质中的水循环回稻吸收塔的净积，并最终在所述吸收器和所述汽提器之间的吸附剂介质回路中。事实上，完全依靠直接蒸汽的任何汽提塔操作一定具有这样的效果，由于必须添加的蒸汽的增量提供了二氧化硫和由于热量损失到环境中的增量的蒸发热。因此，在该回路中的水平衡的控制需要一些措施，以除去可能增加到这种操作方案中的水馏分。各种选择可用于这一目的。例如，从再沸器37的外源中提供的能量可略微增加主汽提塔气体的温度，使得它携带稍高的水蒸气负荷，并且所述主汽提塔气体冷却器/冷凝器可以在稍高于Δt和稍高于排出气温度下操作，以除去水蒸汽的足够增量，以保持水平衡。这可能需要在图1的实施方案中的主汽提塔气体的稍大的压缩或在图2的实施方案中的汽提蒸汽的稍大的压缩。或者，一些或所有的再生吸收液可以旁通互换器40和/或调温冷却器42，从而使吸收剂在稍高温度下操作，所述稍高温度逐步增大了废气中的水蒸汽含量以保持平衡。
在图1的典型操作方法中，在每一个吸收器/汽提塔回路中都经历水容量中约2％增加。在一个实施方案中，其中反映煤中的硫含量水平的含二氧化硫的烟道气在27℃下被输送到吸收器中，可以通过旁通围绕交换器40和调温冷却器42的再生吸收介质和在40℃下馈送吸收介质进入吸收器来实现平衡。在35℃下离开吸收器的废气携带足够的水蒸汽以平衡增加，所述增加起因于从吸收液汽提塔的吸收 液中蒸发二氧化硫所必须的蒸汽的增量。
富气流的二氧化硫回收
本发明的方法适合于从接触硫酸厂的尾气中回收二氧化硫。然而，它适用于需要二氧化硫回收的其它工艺操作，包括产生相对富二氧化硫气流的操作。因为用于从原料气中吸收二氧化硫的反应通常是放热的，在操作使用的吸收器中产生显著反应热，以从包括气流的富气中回收二氧化硫，所述富气包含例如2至4体积％的二氧化硫或更高，其中所述二氧化硫含量可以高达10体积％、15体积％、20体积％、25体积％、30体积％、40体积％或更高。例如，二氧化硫浓度可为至少约4体积％、或至少约5体积％、或至少约10体积％、或至少约15体积％、或至少约20体积％、或至少约30体积％。
本发明的方法相当容易地适用于从这种富含二氧化硫的气流中回收二氧化硫。然而，在气流中的二氧化硫含量高处，在放热吸收反应中产生的显热可能急剧增加吸收液的温度，在某些情况下至可能会严重损害循环吸收介质的吸收效率和/或吸收能力的水平。例如，在使用四甘醇二甲醚作为吸附剂的吸收系统中，所述进入原料气的二氧化硫浓度达到2.9体积％，吸收液的温度可从通常优选的温度17℃增加至30℃的温度，在吸收器中以其他适当的L/G比。进气的二氧化硫含量为43摩尔％时，所述温度通常可从17°增加至49℃。对于四甘醇二甲醚的吸收系统，这一温度升高可能严重损害吸收介质吸收二氧化硫的能力。
图3和4说明了温度对两种已知的二氧化硫吸收溶剂的平衡吸收能力的不利影响。如图3所示，在气体中采用4摩尔％SO₂(100S)纯四甘醇二甲醚(100S)，随着温度即使在从20°至30℃的小范围内的升高。所述含水吸收介质的吸附能力从约13重量％下降至约8重量％。在40℃时，吸收能力下降到约5重量％，并在50℃下，它下降到约4重量％。如图4所示，其中进料气体含有30摩尔％SO₂，吸 收能力从在20℃下约25重量％降至在30℃约21重量％，下降到在40℃下约17重量％，和在50℃下少于约14重量％。图3和图4还显示，使用其它四甘醇二甲醚吸附剂，会发生吸收能力类似的降低，即95S_5W(95％四甘醇二甲醚)。因此，对于含有超过2体积％二氧化硫的富气，增加的含水吸收介质的流动通常需要减少在通过吸收器的液相中上升的温度范围，这导致在富含二氧化硫的吸收液中相对低的二氧化硫浓度。
吸收介质和吸收液增加的流动以两个重要方式负重到汽提塔中。它增加了用于加热吸收液的能源需求到适当的温度，用于进行其上面的二氧化硫的汽提，从而降低过程的能量效率。但它也规定增加在整个汽提塔柱中的质量流量，这增加了整个柱容纳液体流动所需要的直径，而不泛滥所述气/液接触区。较高的液相流率也决定了吸收塔柱增大的直径。
根据二氧化硫吸收过程的进一步优选特征，在所述吸收器的基部提供冷却，为了降低的在通过所述吸收器(即气/液接触)区的吸收介质中的温度上升，从而使吸收塔和汽提塔均能在相对低的L/G比率下进行操作。控制吸收介质中的温度上升，尤其是在吸收区的下部，保持了所述吸收介质的平衡能力，并因此保持了二氧化硫从所述吸收区内的气相到液相吸收的质量转移的驱动力，以及用于液相中二氧化硫与吸附剂反应的驱动力。相对较低的液相温度也有利于液相内二氧化硫加合物的转化程度，其中二氧化硫和吸附剂之间的反应是放热平衡反应。优选地，吸收液从吸收器内气体的液体/接触区排出，通过外部热交换器循环，并返回到吸收区中。更具体地，所述循环吸收液从所述区的气/液接触区离开，所述区远离所述冷却的循环吸收液返回到区的下方的区域，因此限定到所述吸收区内的部分，所述吸收区在冷却吸收液返回的区下方，其内的大部分二氧化硫的吸收优选发生，并产生大部分吸收热量。
例如，如图5所示，热的富含二氧化硫的吸收液17的部分从液 在吸收器11中的液体出口18离开，或从垂直的气/液接触区13的底部附近的区域13.1离开，并且在外部热交换器80中循环，其中热吸收通过转移到冷却液中而除去。所述冷却吸收液返回到气/液接触区的吸收器13.2中，所述区域从所述热吸收液抽出的区之上隔开，但从气/液接触区的顶部下面隔开。更优选，所述区域13.2至所述冷却循环吸收液返回的区域是在气/液接触区的下部。
在二氧化硫吸收器和外部热交换器之间的吸收液体的流通导致增加的质量流量和落入区域13.1和13.2之间的吸收区的循环部分的吸收液不可避免的返混，并且这可以略微抵消用于所述区域的此部分中除去二氧化硫的质量转移的增加。因此，优选地，返回区域13.2是由气/液接触区顶部的下方的至少一个传送单元的高度隔开，从而限定了吸收区的整流部，所述吸收区包含所述区域顶部的下面的至少一个传送单元。优选地，所述整流部包括至少两个传输单元。还优选地，所述返回区域13.2是由至少一个传送单元的高度隔开，更优选抽出区域13.1的至少两个传输单元。为了容纳在返回区域13.2和抽出区域13.1之间的吸收区的循环段和返回区域13.2和吸收区的顶部之间的精馏区的充分传质能力，所述吸收区作为一个整体优选包括至少三个、更优选至少四个传输单元。由于气体和液体流在精馏段内大幅塞流，在此段设置用于质量传递的最大驱动力，使废气中二氧化硫浓度减少至满足排放标准的水平。用于循环返回区域13.2的液体的适当选择是基于区域的选择，其中在气体在其上面向上流动的二氧化硫水平没有高到足以产生在整流部分的吸收/反应热，将对所述含水吸收介质的吸收能力或对整流部分的传质驱动力，具有显著不利影响。
优选地，所述吸附剂是四甘醇二甲醚时，到冷却循环的吸收液的区域13.2返回到所述气/液接触区，所述区维持在温度不大于约40℃，更优选地不大于约30℃，最通常为约15°至约25℃。在四甘醇二甲醚系统中，从所述气/液接触区排出的热循环吸收液的区域13.1的温度优选保持在不大于约45℃的温度下，更优选不大于35℃，更通常从 约15°至约30℃。本领域技术人员将认识到不同，在某些情况下基本上不同，温度范围最适合于其它吸附剂。例如，所述吸附剂是苹果酸钠时，返回到所述气/液接触区的到冷却循环吸收液的区域13.2保持在不大于约45℃的温度下，更优选不大于约45℃，最通常从约20°至约40℃。在这种情况下，从该热循环的吸收液从气/液接触区排出的所述区域13.1的温度优选保持在不大于约50℃的温度下，更优选不大于40℃，更通常从约25°至约35℃。在每一种情况下，通过这些吸收过程的温度限制和单元能量产生来计算区域13.1和13.2之间循环的速率。
便利地，热的富含二氧化硫的吸收液17的前向气流部分从所述外部热交换器80的上游的循环吸收液流出去，并被引导到吸收液汽提塔30中。
返回至区域13.2的循环吸收液的位置可以基于二氧化硫吸收区的吸收曲线的来选择。使用不同吸收介质的典型曲线如图6所示。
其中吸收是直接的，与在气/液接触区中的吸收介质原料气体的接触基本上是定量的，一个单一的吸收液体冷却回路通常足以保持吸收效率和控制吸收液体的体积流量，以达到吸收液汽提塔高效的能源使用量相一致的水平。然而，吸附剂对二氧化硫的亲和力是比较有限的，因为还希望吸收液汽提塔的有效操作的目的，通过吸收区的二氧化硫浓度梯度，所述在气流(和液流)中二氧化碳硫浓度速率在所述到吸收区气体进口随距离降低，可能只有有限的。在这样的情况下，在吸收器和汽提器的更高的操作效率可以通过使用吸收带之内的气流路间竖直的隔开两个或两个以上的冷却循环来实现。例如，如图5中所示，两个这样的冷却回路被示出。在第二冷却循环中，吸收器11中富含热的二氧化硫的吸收液的第二部分中下降气/液接触区13是从在13.2区域之上的13.3区域，其中第一个冷却循环中冷却循环吸收液返回到气/液接触区，吸收的热量通过外部热量交换器81被转换器传导到冷却液中。所述冷却吸收液在气/液接触区中的区域13.4返 回到吸收器，所述吸收器安置在排出热吸收液的区域13.3上面，但在气/液接触区顶部的下面。
图7示出了吸收器/汽提塔系统的操作，其中二氧化硫对吸附剂只具有适度的亲和力，从而使二氧化硫梯度相对较浅。图7绘制了在吸收带之内的气流中吸收液的温度和二氧化硫浓度，在每个实例中的吸收区中的位置的函数表示为从顶部在传送单元的距离，即，该区域气体出口，与不同的曲线表示用于分别含有无冷却环路，一个冷却回路，两个冷却回路，和三个冷却回路的系统。在一个，两个或三个冷却回路的效果数据也列于下面的表1中。
表1：蒸汽要求的制冷环路的影响

绘制在图7和列于表1中的数据是从一个二氧化硫吸收系统中得到的，其中，吸收器包括15个阶段所述吸收器包括15个阶段(基本上对应于传输单位)。在其中循环的吸收液被冷却的每种情况下，存在至少一个循环，其中的排出区域是阶段15和返回区域是阶段13，即，返回区域与吸收区底部隔开的基本上两个传送单元的高度且与和顶部间隔开12个单位的高度。其中加入第二循环，排出区域是阶段10和返回区域是阶段8，并且使用第三循环，排出区域是阶段5和返回区域是阶段3。
这些图和表格图形化地示出在促进该过程的总能量效率的一个或多个冷却回路的价值。如表1所示，与没有冷却循环相比，一个冷却循环在吸收液体汽提塔中降低15％的蒸汽消耗。与没有冷却操作相比，有两个冷却循环的操作降低了24％的蒸汽消耗，有两个冷却循环的操作降低了25％的蒸汽消耗。无冷却，温度最高可达到31℃。分别引入一个，两个或三个冷却回路，最高温度下降到27℃，22.5，和19℃。
通过比较操作反映在图7和表1中的系统，二氧化硫吸收过程通常只有一个单一的冷却循环是合理的，它使用一个多元酸如苹果酸钠作为吸附剂。
如图5所示该方法的其余部分，是在上述图1或图2中参考图的方式的基础上操作的。然而，应该理解的是，基于本发明控制吸收器11中的吸收介质的温度上升，通过独立地压缩基本汽提塔气流出物或从汽提冷凝物生成的蒸汽(即，该方法可以完全依赖于再沸器37作为能量源，用于吸收液汽提塔30)为生成气体蒸汽提供能量的方式实现。
串联富和贫气吸收和汽提回路
图8显示一个系统，其中当实现显著低排放时，通过前后将两个分开的吸收和汽提回路操作之间的污染物气体吸收分开来实现大量节约能源。如结合图8所述，将所述方法应用到二氧化硫的回收中。然而，所述方法也适用于在含水系统中受吸收的其他气体的回收以产生吸收液，其中在所述吸附气体和溶剂之间存在挥发性的总差，通常所述溶剂通常为水。在这样的吸收系统中，如共同未决的序列号13/283,671所公开，吸收反应通常是非零级的。如图10和图11所示，在任何给定的L/G和在吸收器中吸附剂对SO₂的比率时，所述吸收器废气中的残余SO₂浓度随到汽提塔中的蒸汽的比率而变化，其中SO₂从所述吸收液中回收。如图12所示，这是因为在再循环到吸收器中 的再生的吸收介质中的剩余SO₂浓度随着蒸汽速率增加到汽提塔中下降，从而减少了SO₂吸收的驱动力。将相对于气流串联的两个吸收器之间的所述吸收占空分开，允许大部分二氧化硫以适度的L/G和吸附剂到在第一富气吸收器中SO₂的比率从原料气除去，产生具有二氧化硫含量大大减少的贫气，但通常没有减少到满足排放标准和/或符合目标硫产量的水平。二氧化硫的其余部分，降低到可接受的残余设计目标浓度，然后可以气流动方向从所述富气吸收器下游的贫气吸收器中除去，再在相对适度的L/G，通过相对较高的吸附剂对SO₂的比率。
参照图8，可以看出每个吸收器和汽提塔连接用于从所述吸收器排出的吸收液中除去二氧化硫。在这个过程中的操作中，包含气源的原料气流110在富气吸收剂101中与含水富含气体吸收介质103接触。在所述原料气中的大部分二氧化硫从气流中除去，产生含有残留二氧化硫的贫气113和含吸附二氧化硫的富吸收液105。将所述富气体吸收液被转移到富吸收液汽提塔107中，其中二氧化硫从所述富吸收液中汽提，优选通过将吸收液与汽提塔中的蒸汽接触。优选地，所述富气吸收器101包括含有包含填料、塔盘或其他装置的垂直气/液接触区101.1的柱，用于促进所述气相和所述液相之间的传质。原料气进入底部，并且贫气离开所述气/液接触区的顶部，并通过对吸收器的气体出口抽出，而富气含水吸收介质进入所述区的顶部，并且富吸收液离开所述底部，即所述吸收介质和气相通过区域逆向流动。离开富气体吸收区底部的富吸收液105经由吸收器的液体出口取出，并转移到富吸收液汽提塔107中。
在其通到富液汽提塔107中，优选通过任何各种其它工艺气流的能量回收预热所述富气体吸收液105，从而节省了在其他这些热发出的过程操作中引入过程中的热。作为主要的实施例，吸收液可以通过交换器147，其中热从返回到富气吸收塔的再生富气体吸收介质103传递到所述富气吸收器101中。在进入交换器147之前，所述吸收液可任选地通过另一个热交换器149，在此处通过参照下面的从另一个 普通原料的热量传递加热。
所述富液汽提塔107优选地还包括含有一个汽提区，其包含含有填料，塔盘或其它用于促进液相和气相之间物质转移装置的垂直气/液接触区107.1。所述汽提塔优选还逆流地进行所述被引入到所述区域顶部的富吸收液和被引入到底部的蒸汽的操作。任选地，以代替蒸汽或附加蒸汽，液相可以从或接近所述区域底部附近通过再沸器(未示出)给液相提供热量以从中汽提二氧化硫。再生富气体吸收介质103离开气/液接触区的底部，是通过富液汽提塔107的液体出口排出并循环到富气吸收器101用于在进一步原料气流动中除去二氧化硫。有利的是，再生的富气吸收介质通过传热到热交换器147的富气体吸收液105上被冷却。如果硫酸积聚在富气系统吸收介质电路，它可以通过冷却在热交换器111中的再生富气体吸收介质的滑流到足够结晶硫酸钠的温度，然后结晶的硫酸钠可以通过一个过滤器或离心151的装置来除去。
包含未从所述富气体吸收区101.1顶部的富气吸收器的SO₂的贫气113，从富气吸收器101的气体出口排出，直接连接到贫气吸收器115的气体进口。所述贫气吸收器优选地还包括包含垂直吸收区，其包含含有如填料或塔板用于促进质量传递的装置的气/液接触区115.1。贫气进入气/液接触区的底部，而贫气吸收介质进入所述区域的顶部，气体和液相优选地逆流通过所述区域。残余在贫气中的二氧化硫在贫气吸收器中被除去，并转移到吸收介质生成贫气吸收液117从贫气吸收区域115.1的底部排出，从贫气吸收器115的液体出口排出。干净的气流达到工艺和/或硫产量排放可以接受的水平的目标规格，从贫气体吸收区的顶部通过贫气吸收器的气体出口排出。如上所述，该气体可通过除雾器传递并稍微加热以抑制羽流的形成。
吸收贫液117被引导到贫液汽提塔119。贫液汽提塔优选还包括含有填料，塔盘或其它装置，用于促进液相和气相之间物质转移的垂直气/液接触区119.1的圆柱。汽提塔优选地还逆流地将贫吸收液被引 入到所述区域的顶部并将蒸汽被引入到底部进行操作。任选地，以代替蒸汽或附加蒸汽，液相可以由或靠近区域的底部通过再沸器109向液相传递热量以使得二氧化硫从中剥离。再生的贫吸收介质121离开气/液接触区的底部，是通过汽提塔的液体出口排出并再循环到贫气吸收器。在其返回贫气体115，再生贫气吸收介质可以任选地被冷却，例如，在热交换器153通过热传递到塔架水或其它方便的冷却流体。例如，如图8中所示，热交换器153可以是从再生的贫气体吸收介质传送的用来预热在通道中流向贫液汽提塔的贫吸收液的热量交换器。
如果与作为硫酸钠蓄积在再生贫气吸收介质中，吹扫气流可以被转移结晶和过滤系统以除去硫酸钠。一个常见的结晶器/滤波器电路可以同时服务于富和贫吸收器/汽提塔电路。在这种情况下，再生贫气吸收介质的净化级分优选地掺合有被输送到结晶器中再生富气吸收介质的净化级分。虽然共同的结晶器可以服务于两个电路，单独的溶剂罐被保持以用于在相应的再生吸收介质的过程的存储，调节其pH值及吸附剂的组成。
在如图8所述的优选方法中，来自两个汽提塔的汽提塔气可以方便地组合，以提供汽提塔处理气体123，优选压缩在蒸汽喷射器或压缩机中(未示出)，然后冷却以冷凝在冷却冷凝器125中的水蒸汽。源自冷却器/冷凝器的冷凝物被引导到冷凝物汽提塔127中，其中它与蒸汽接触用于汽提残余的SO₂。源自冷却器/冷凝器125的排出气与源自冷凝物汽提塔127的汽提塔气体结合，以产生最终的组合汽提气体(湿的回收SO₂流)133，它通常被进一步冷却，例如在热交换器135和137中，并从该过程中除去。通过冷却在热交换器135和137中的湿回收SO₂流形成的另一含水冷凝物返回到冷凝物汽提塔127中。在回收的SO₂冷却介质/冷凝器135中的所述冷却介质可以是，例如源自贫气吸收器115的废气和在回收SO₂冷却介质/冷凝器137中的冷却介质可以是从富气吸收塔101排出的重要的富气体吸收液，在这种情况下，热交换器137和热交换器149可以是同一个。所述废气的加热有助于防止在所述堆中烟羽的形成，而预热吸收液节约了富 液汽提塔中的能量。冷却和冷凝源自回收的二氧化硫气流的水有助于决定用于下游操作的气流，例如，它可以降低在干燥塔中的负荷，在被引入到接触硫酸厂的转换器之前通过传递回收SO₂。
在如图8所述的方法的优选实施方案中，源自贫液汽提器的汽提塔气流出物，其包含基本上用在贫液汽提塔顶部中的贫吸收液温度下的水蒸汽饱和的二氧化硫，用作富液汽提塔的汽提蒸汽的来源。这种流动模式可能是特别有利的，其中进入富气吸收器的气流具有相对高的SO₂或其它污染物气体含量，例如，大于约40体积％，优选大于约30体积％，更典型地在约0.2与约10体积％之间。进气流具有相对低的SO₂含量，例如小于约5体积％，或在约0.1至约2体积％之间，提供单独的热量来源到富液汽提塔中可能是必要的，要么间接地到富液汽提塔的再沸器中，要么通过新鲜蒸汽直接注入到汽提塔本身。
在另一个优选实施方案中，源自另一来源的新鲜蒸汽129a，优选比贫汽提塔处理气体131更低SO₂含量和更优选基本上不含SO₂，被引入到富液汽提器107内的气/液接触区107.1的底部。在这个实施例中，从贫液汽提塔119排出的贫汽提塔气131优选分绕在富液汽提塔气/液接触区107.1的底部处的液体出口，并被引入到区域107.1中在高于液相充分间隔的点(再生吸收介质)离开，以从具有蒸汽129a的液相汽提进入的SO₂，所述蒸汽129a基本上不含二氧化硫。在这个实施方案中，用于传递贫汽提塔气体到汽提器107的导管131a应充分大以减少汽提塔119的气相出口和贫汽提塔气体进入富液汽提塔接触区107.1的进入点之间的压力降。
在另一任选实施方案中，贫汽提塔气体131可以通过导管131b完全绕过富液汽提器107，以使用于富吸收液的汽提蒸汽基本上不含SO₂，不同于从富液汽提区107.1中的富吸收液转移的。然后，富汽提塔气体122可与贫汽提塔气体131结合以形成汽提塔处理气流123。因此，在这个实施方案中，两个汽提塔完全并联而非串联运行，但流 出气体仍然结合以形成汽提塔处理气流123。为了提供灵活性，汽提塔107和汽提塔119大小到携带完全的汽提载荷，以便保持操作，如果一个或另一个汽提柱必须停止使用。这种能力在在高资本设备中特别重要，所述高资本设备必须在具有最小的处理中断或停机时间的高产量下可靠地操作，例如，在硫酸制造公司。这种操作模式下，当一个汽提柱必须停止使用时，处理的操作被转换为单一的吸收和汽提回路，其中例如，再生的吸收介质可再循环到吸收器115的顶部，吸收器115流出的液相可传递到在吸收塔101的顶部的所述液体入口，并且从吸收塔101排出的吸收液可传递到正在运转的单汽提塔中。
在又一实施方案中(未显示)，提供并且定量尺寸第三汽提柱，以便根据图8的流程图可以在同一时间操作任何两个汽提塔，另外一个待命服务；或者，如果需要的话，与汽提器107或119并行操作，以便在高通量富/贫操作时提供额外的汽提富或贫吸收液容量。
在另一优选的实施方案中，从汽提塔处理气体的冷凝水蒸汽用来为富液和稀液汽提塔之一或两者生成汽提蒸汽。汽提塔处理气体可包括从富液汽提塔107产生的富汽提塔气，从稀液汽提器119产生的贫汽提塔气，或者，如上面提到的，两种气流的组合。在一个特别优选的实施方案中，如图8所示，汽提塔处理气体主要由来自富液汽提塔107排出的富汽提塔气体123，其中包括从富液和贫液产出的SO₂。另外，汽提塔处理气体123可通过将离开富液汽提塔107的富液汽提塔气体122和经过富液汽提塔107并与从汽提塔107排出的富汽提塔气体122混合的贫液汽提塔气体131b相结合而生成。所述汽提塔处理气体在汽提塔处理气体冷却器125中被冷却以生成冷凝水，并提供被引导至与图1和2中所示冷凝物汽提塔基本相同的方式的操作冷凝物汽提塔127中的冷凝物。还优选地是，至少一部分排出冷凝物汽提塔127的剥离冷凝物被引导回汽提塔处理气体冷却器125作为一种用来从汽提塔气体中冷凝水的冷却液体。仍然进一步优选的是，汽提塔处理气体冷却器被操作以从所述剥离冷凝中产生冷凝物液流，并且至少这样生成的蒸汽129的一个部分，作为汽提蒸汽源通过管道129a 和119通过作为汽提蒸汽源的管道129被导入到一个或两个吸收液汽汽提塔107。在一个特别优选的实施方案中，如图8固体流线所示，在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器125中在汽提塔处理气体和玻璃冷凝之间进行热交换而生成的蒸汽129直接导向贫液汽提塔119蒸汽入口，如图8中所示富液汽提塔的蒸汽源131从贫液汽提塔的气体排放物得到。因此，更高的能量效率得以实现。在富系统汽提塔107中通过由贫液汽提塔119排出的SO₂的造成气相中SO₂含量微小增量可能不会导致解吸的驱动力遭到实质性损害，任何不利的影响可以通过导入在冷却器/冷凝器125中生成并通过线路129a直接连接到富液汽提塔在排除富液汽提塔区域107.1的液相上面的点上向富液汽提塔被引入贫汽提塔气体的部分蒸汽被避免。
同样如图8所示，还优选的是压缩离开富液汽提塔的汽提处理气体123，例如，通过蒸汽喷射器155，至足够的压力，它可用于从汽提塔处理气体冷却器/冷凝器125的汽提冷凝物产生蒸汽。所述富液汽提塔和蒸汽压缩和汽提塔处理气体冷却器-冷凝器/汽提冷凝锅炉操作条件基本上如上文图1所述。
如图8所述，从冷凝物汽提塔127排出的汽提冷凝物液流139被引导到气/液分离器141中，并经由分离器和冷却器/冷凝器125之间的线143循环，其中从汽提处理气体的热传递产生用于贫液汽提塔119的蒸汽129。在分离器141中分离汽提冷凝物和蒸汽，所述蒸汽129优选指向汽提塔119，并且汽提冷凝物的至少一部分循环到贫液汽提塔气体冷却器/冷凝器125中通过用于转换为汽提蒸汽的线路143。从的汽/液分离器141排出的汽提冷凝物的其它部分可任选地再循环并与再生的贫气体吸收介质121或富气吸收介质103(经由未显示得管线)结合，用于返回到贫气吸收器115、富气吸收器101中或两者，并且汽提冷凝物145的残余可以从系统中清除。
或者，将所述汽提塔气体冷却器/冷凝器125的汽提冷凝端设计成允许蒸汽从热交换器本身内的水中脱离，允许蒸汽流基本上不含夹 带的水以直接从冷却器/冷凝器传递到吸收器中，而不需要单独的气/液分隔器。在这种情况下，从汽提冷凝锅炉125排出的汽提冷凝物可以以如从气/液分离器排出的汽提冷凝液相同的方式分布，如关于分离器141的上述所述。
在主汽提塔气体冷却器/冷凝器125产生的蒸汽通过管线129被引入到气提器119中，在此其接触汽/液接触区119.1中的所述贫吸收液，既供应热量到贫吸收液中，又作为汽提气体用于从液相中除去二氧化硫。在贫吸收液体汽提塔中的液相的加热降低了二氧化硫在液相中的平衡浓度，并提高了二氧化硫转移到气相的驱动力。在将热量传递到液相中时，从冷却器/冷凝器125的汽提冷凝物中产生的蒸汽部分冷凝在所述品液汽提塔中，因此实质上用作可压缩的汽提气体。任选地，由所述汽提塔处理气体冷却器/冷凝器的汽提冷凝物产生的蒸汽供给的汽提热可以通过从再沸器109中的外源供应的热量补充，通过从吸收液汽提塔液相循环。所述辅助重沸器提供了在该方法的水平衡控制中充分的灵活性。通常，通过该再沸器的吸收液从汽提塔的贮槽排出，并返回到贮槽上方的贫液汽提器的汽/液接触区119.1的下部。
包括独立的富气和贫气吸收器和汽提回路的系统的操作提供了巨大的节能潜力通过利用SO₂和H₂O之间挥发性的总差异。因此，所述富气吸收器不需要实现二氧化硫的定量除去，这意味着含水富气体吸收介质的相对中等的体积，并且相对低吸着剂对SO₂的当量比对除去大部分的二氧化硫有效，仅充分地强加贫气体吸收器的吸收能力的适度负载。例如，在酸性羧酸盐吸收剂如苹果酸盐的SO₂吸收情况下，被引入富气吸收器中的吸附剂的比率比SO₂被引入到吸收器中的比率的化学计量比优选为不大于约0.6，更优选为在约0.3至约0.5之间。在富气吸收器中的质量比L/G通常在约0.1至约50之间，更典型地0.1至40，优选0.1至30。这些范围的下端通常是优选的，其中所述入口SO₂浓度相对低至适中，例如≤5体积％，而该范围的上端优选在高二氧化硫浓度下，例如，30-40％或更高。加之相对较低的L/G， 所述富气吸收器中普遍存在的最大驱动力通常会产生富气吸收液包含至少约0.5重量％SO₂，更典型地在约0.8至约15重量％SO₂之间。类似的过程参数适采用SO₂吸附剂而不是苹果酸，并且适用于其他的酸性气体，如CO₂、NO_x、H₂S或HCl的吸收，以及适用于其它吸收气体如NH₃的吸附。
由于富气吸收液相对集中，SO₂容易在具有适度的蒸汽消费的富液汽提塔中恢复。对于这几个原因，只有相对低的蒸汽到吸收液体流量比需要在富液汽提塔中。在富吸收液中的相对高的二氧化硫浓度增大了富液汽提塔的蒸气相中的平衡二氧化硫分压，从而有利于质量传递到气相。同时，因为从富液吸收器排出的贫气可以在贫液吸收器中清理，在再生富气吸收介质中的相对高的残留二氧化硫浓度是可以容忍的。考虑到水和二氧化硫之间的挥发性的总差，只有相对小的比例的蒸汽到富吸收液是必要的，以实现接近SO₂到一定水平的定量除去，所述水平为对解吸溶剂返回到富气SO₂吸收器的必要SO₂吸收能力没有重大影响。因此，例如，蒸汽与被引入到富液汽提塔的SO₂的质量比被控制在不大于约8，更典型地在约0.2至约8之间，还更典型地在约0.3与约6之间的值，优选控制在约0.3至约4之间。这相当于实质上与蒸汽与进入所述富液吸收器的SO₂相同的比率。在富液汽提塔中，在再生吸收介质中的残余SO₂浓度通常会降低到不低于约0.02重量％、或约0.02重量％至约1.5重量％之间、或约0.02重量％至约0.5重量％之间、或约0.03重量％至约0.3重量％之间的水平，其中所述气源的SO₂浓度小于4％。在原料气中较高SO₂浓度时，再生吸收介质的SO₂含量可能落入通常更高范围，例如，至少约0.3重量％、或在约0.2至约8重量％之间、或在约0.4至约7重量％之间、或在约0.5至约6重量％之间、或在约0.8至约15重量％之间。
即使在保持在富气吸收器中相对粗糙的情况下，高组分例如，通过富气和贫气吸收器的结合操作除去的气体的总和的至少85％、或更典型地90％、95％或甚至99％可在富气吸收器中单独排出，而且全部进入的污染气体的含量基本上相同的比例也可以在富气吸收剂除去。 例如，在苹果酸或四甘醇二甲醚吸附剂溶液中的二氧化硫吸收的情况下，从所述富气吸收器排出的贫气典型地按体积比，含有不超过约0.5体积％、更典型地不超过约0.4体积％、优选在约0.01至约0.3体积％之间、更优选不大于约2,000，和最优选在约100至约1,500ppmSO₂。应当理解的是，在富气吸收器中过快降低SO₂水平可能需要减少用于再生富气吸收介质的SO₂含量至非常低的水平，所述水平对于整个过程的效率是不需要的，但需要在富液汽提塔中多于蒸汽的最佳消耗。
所述排出富液汽提器的富汽提塔气SO₂含量按体积比优选为至少15％，更优选至少约20％，还更优选至少约25％体积。所述富汽提塔气体通常包含在10％至约60％之间，或在20％至50％之间，或优选在约25％至约40％之间的SO₂。通过另一实施例的方式，富汽提塔气体的SO₂含量与进到富气吸收器中原料气的SO₂含量和再生吸收介质的SO₂含量相关。因此，在原料气的二氧化硫含量在约1000ppm至约4000ppm之间，且再生的富气吸收介质的二氧化硫含量之间在约0.5至约2重量％之间处，源自富液汽提塔的富汽提塔气流出物的二氧化硫含量按体积比在约25％至约45％之间，其对应的水蒸汽负载比在单个吸收器/汽提器回路所产生的汽提塔气体的水蒸汽负载低得多。在另一实施例中，原料气的SO₂含量更高，即约40体积％，并且再生富气吸收介质的SO₂含量在约1.5至约8.0重量％之间，源自富液汽提塔的富汽提塔气流出物的二氧化硫含量按体积比在约40％至约60％之间。在再生富气吸收介质中的二氧化硫的这种相对高的残余量将对再生吸收介质除去进入气源和原料气中过程的高比例SO₂的能力产生不利影响。
在贫气体吸器中比在富气吸收器中需要更高比率的SO₂的吸附剂，以满足排放规格或满足硫产量目标，而在贫气体吸收器中的这个质量比L/G通常不高于中如序列号13/283,671所述的在单一的吸收器中的，例如，不大于约0.8、在约0.02至约0.6之间、在约0.4至约0.4之间、在约0.05至约0.3之间，更优选在约0.08与约0.25之间、 或在约0.1至约0.2之间。但其中原料气具有高SO₂含量，例如30-40％或更高，在贫气体吸收器中的质量比4G可高达2.5或更高。在贫气吸收器中通常还需要SO₂吸附剂相对较高的当量比，例如在约1至约6之间，更典型地在约2至约4之间，但由于大量SO₂已经在富气吸收塔中除去，既不是L/G也不是绝对吸附剂流到贫气体吸收器中需要任何更高的，并且通常是显著低的，比基于单个吸收器/汽提塔回路的过程中的吸收器所需要的。因此，引入贫气体吸收器的吸附剂的比率相对于被引入到富气吸收器的二氧化硫的比率的化学计量比通常不超过约0.8，优选在约0.02至约0.6之间，更优选在约0.04至约0.4之间。甚至在这些低吸附剂流中，从贫吸收器排出的二氧化硫含量通常不大于约10重量％、或不大于约9重量％、或不大于约8重量％、或不大于约7重量％、或不大于约6重量％、或不大于约5重量％、或不大于约4.5重量％、或不大于约4重量％，通常按重量比计，在约0.1至约8％之间、或在约0.1％至约5％之间。
降低再生贫气体吸收介质的二氧化硫含量至低水平以保证足够的传质和用于贫气体吸收器吸收的反应平衡驱动力是重要的，以便实现废气排放标准和/或产量目标，因此，高的蒸汽液相率必需从贫吸收液中汽提残留SO₂。优选地，再生的贫气体吸收介质的残余二氧化硫含量在约100ppb至约0.5重量％之间，或在约500ppb至约0.2重量％之间，或在约700ppb至约500ppm之间。更特别优选地，再生的贫气体吸收介质的SO₂含量按质量比计，小于约500ppm、或小于约100ppm，更优选小于约50ppm，还更优选小于约10ppm，通常按质量比计，为0.1至25或0.1至10ppm。
在图8的方法中，其中所述贫液汽提塔SO₂作为蒸汽供给到富液汽提塔中，蒸汽与供应到贫液汽提塔的贫吸收液的比率在约0.05至约0.8之间，更典型地在约0.1至约0.5之间。较低的蒸汽与贫液的比率是足够的，其中独立蒸汽供应的提供到富液汽提塔中。这仍然得到高的蒸汽与贫液汽提塔中的二氧化硫比率，但由于负载到贫液汽提塔的二氧化硫是非常低的，在贫吸收液汽提塔中负荷的蒸汽保持低， 如二氧化硫流入具有气源和原料气的系统的函数。
通常，所述贫汽提塔气体的SO₂含量按体积比计，在约0.1％至约10％之间，或在约0.2％至约6％之间。
有利地组合源自富吸收液汽提塔和贫吸收液汽提塔的蒸汽流出物(汽提塔气体)，在缩合以产生用于传送到冷凝物汽提塔的单个冷凝物液流之前或之后。然而，所述两个流可以分别地供应到冷凝物汽提塔中，如果需要的话甚至供应到单独的汽提塔中。
尽管需要相对高的蒸汽对SO₂比以从贫吸收液中汽提残留SO₂，将从贫液中除去的低容量的SO₂仅需要相对于贫吸收液的流动的汽提蒸汽的适度流动，如上所述，二氧化硫的低比率负载进入原料气到富气吸收器中。此外，贫吸收液的流动体积也相对较低，维持给出地相对最小的吸收负荷，在SO₂已在富气吸收器中几乎定量地除去之后。由于高的SO₂残留水平，其可能在从富液汽提塔排出的再生富气吸收介质可以承受的，与贫气吸收介质的相对低的体积流率一起，用于两个汽提塔的复合操作的总蒸汽需求量比在方法中吸收液汽提塔的蒸汽需求显著降低，所述方法仅利用用于相同排放的单个吸收器/汽提塔回路中。
因此，冷凝物的总流量是适度的，并且在冷凝液汽提器上的负荷相对地适度。在冷凝物汽提塔中所得的低蒸汽需求，与串联富和贫吸收器和汽提回路的减少净蒸汽需求一起，导致产生具有相对高的SO₂含量的最终组合汽提塔气体(湿的回收SO₂流)。因为相比于从仅具有单一吸收器/汽提器回路的过程中的汽提塔气体，在汽提塔处理气体中的较高SO₂与水的比例，冷凝物的平衡二氧化硫含量可略微高于源自单一回路过程的冷凝物的SO₂含量。在水柱(凝汽提塔)中稍高的蒸汽与水的比例下，仍可通过从汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中汽提冷凝物保证高硫收率，但是，即使这个比率相对高，在水蒸汽流速至冷凝物汽提塔增加的任何增量比蒸汽流增量减少，通过避免需要 以实现定量除去流经富吸收液汽提塔的溶剂液体的SO₂。通过利用水和SO₂之间挥发性的总差，这个过程的总蒸汽需求，包括富液汽提塔的汽提蒸汽、贫液汽提塔的汽提蒸汽、冷凝物汽提塔的汽提蒸汽，并且到喷射器的蒸汽用于压缩相对于原料气的二氧化硫含量的汽提塔处理气体，通常不超过15lbs/lb.SO₂，或优选在约5至约10lbs/lb.SO₂之间，在原料气到富气吸收器中的1000至2000ppm的SO₂水平处，不超过8lbs/lb.SO₂，或优选在约1.5至约5lbs/lb.SO₂之间，在气体中2000ppm至2体积％的SO₂水平处，不超过4lbs/lb.SO₂，或优选在约0.8至约3lbs/lb.SO₂，在气体中2至4体积％的SO₂水平处，和不超过3lbs/lb.SO₂，优选在约0.5至约2.5lbs/lb.SO₂之间，在SO₂水平大于4体积％处。可能需要额外的蒸汽，通过结晶用于从再生吸收介质中除去硫酸，但在富/贫系统中的这种增量应当基本上与常规单一吸收器/汽提系统中的相同。在蒸汽需求的这些速率下，串联富/贫系统可以降低源自贫气吸收器的废气的SO₂含量至≤20ppm，或甚至≥10ppm。汽提塔处理气体的压缩可以使得在这些排放水平中进一步减少。
上述所讨论的节能原则可以概括阐述如下。因为所述富液汽提器所需的相对较低的蒸汽流率，从富液汽提塔的蒸气流出物比从必须在再生吸收介质中获得较低稳态SO₂含量的单一吸收/汽提塔系统的蒸汽流出物具有更高的SO₂含量。因为保留在贫液汽提塔中需要被除去的SO₂相对较少，贫气吸收液流中体积适中，贫液汽提塔的能量和蒸汽流量需求也较低。因此，从两个吸收液汽提塔(在图8中为汽提塔处理气体)流出的组合气体中SO₂含量也比单一汽提塔系统蒸汽流出物的高，为的是富液汽提塔气流出物的SO₂含量即使在贫液汽提塔的所有气流出物被导向富液汽提器的蒸汽入口，以及贫汽提塔气作为富液汽提塔的汽提蒸汽来源，如在图8所示的优选实施例中。此方案恢复从贫气吸收器115排出的蒸汽中SO₂的进一步增量，通过使用贫液汽提塔排出的气体/蒸汽作为富液汽提塔的汽提气的蒸汽成分获得更高的能量效率。所述在贫系统吸收器中从贫气蒸汽中排出的进一步增 加的SO₂在贫气汽提塔中贫液排出并通过富系统汽提塔被最终收集，例如，作为从冷却器/冷凝器125排出的气体。
由于在汽提所述富和贫吸收液气流中蒸汽消耗的所得经济，根据冷却所述综合蒸汽流出物获得的冷凝物具有相应高的SO₂含量。正如，这可能需要比在图1所示的单一吸收器/汽提塔回路过程中稍高的蒸汽流比率以冷凝在冷凝物汽提塔129中流量。然而，由于在图8的方法中冷凝物相对低容量和SO₂和水之间挥发性的总差，SO₂仍然容易在相对于原料气的流动和自身二氧化硫含量低的蒸汽流量下从冷凝物中除去。消耗蒸汽的热压缩还促进了能源效率。如图8所示，在蒸汽喷射器155中压缩汽提过程气体，优选地提高了汽提处理气体压力高于在富液汽提塔顶部的压力约12至约18psi之间，其优选在约16至约20psia之间。
图10至12显示在5-10lbs蒸汽每lbs.SO₂适度蒸汽消耗下，实现在富气系统汽提塔中SO₂的85-90％回收的能力，同时在贫系统汽提塔中，实现定量二氧化硫恢复，在显著高的蒸汽对SO₂的比例下，但在更低的蒸汽消耗绝对速率下。图10至12都反映了方法的操作，其中在单一吸收器/汽提塔回路中，SO₂从含有0.24％体积％SO₂的原料气中除去。图10是源自吸收器的废气中残留的SO₂的线性图，作为供给到汽提塔的蒸汽与进入吸收器的SO₂的比率的函数，而图11绘制残余SO₂在对数标尺与在线性标尺上蒸汽与SO₂的比率。图12绘制了在废气的残余SO₂作为吸收介质的SO₂含量的函数，在图10和11的横坐标上可变负相关到蒸汽/SO₂比率。图10的这两个参数是线性标尺。所述三条曲线表明：(i)大部分SO₂可以在低消耗蒸汽下在由单一吸收器/汽提器回路组成的方法中除去，但是这在废气中仍然留下不可接受的高浓度SO₂；(ii)在单一吸收器/汽提器回路系统中，每单位传入SO₂的高的蒸汽消耗是必要，以带来废气的SO₂含量下降至根据典型的排放标准可接受的水平；和(iii)这些现象反映了吸收反应和汽提的操作的非零阶性性质。
通过比较，在蒸汽和能源消耗中大的效率通过图8的处理来实现，其中吸收负载在富气吸收器/汽提塔电路之间划分，在相比进入到富气吸收器的原料气的SO₂传递到富液汽提塔低比率蒸汽进行操作，和贫气吸收器/汽提器电路在相比于从富气吸收器排出到贫气吸收器进口的贫气气流中SO₂含量高的水蒸气比率下进行处理。图10和11确认并生动地说明，因为较高但相对粗糙的部分进入的SO₂在富气吸收器中被排除，相对高的SO₂含量可以保留在返回到富气吸收器的再生富气吸收介质中，因此使得富液汽提塔在相对低的进入SO₂比率蒸汽中操作，在此电路中得到蒸汽养护网。因为只有极小部分进入的SO₂保留在贫液汽提塔中以被除去，即使在富气吸收器的操作非常适度的效率下，贫液汽提塔的脱硫负荷很低。而需要高比率的SO₂含量的贫气和贫吸收液来提供再生贫气吸收介质以通过除去贫气吸收器中残余的SO₂达到排放标准和/或目标硫磺产量，因为施加到贫吸收器/汽提塔电路上非常低的SO₂负载，所需流向贫液汽提塔的蒸汽绝对速度很低。这转化为进入贫气吸收器的低质量流量的贫气吸收介质，相应地流向贫液汽提塔的适度的低蒸汽速率，和一个相对于进入到富气吸收器的原料气中SO₂含量的总的蒸汽消耗的低速率。
因此，例如，以图8所述过程中减少在贫气113中的SO₂含量到100-200ppm，进入到富液汽提塔中的蒸汽与进入到富气吸收器中SO₂的比例需要在大约4到大约15之间优选地在约5到约10蒸汽/lb.SO₂当进入到富气吸收器中原料气中SO₂在1000至2000ppm的水平上，当进入到富气吸收器中原料气中SO₂在2000ppm至2％体积的水平上，约2到约8的蒸汽/SO₂比例，当进入到原料气中SO₂在2％至4％体积的水平上，需要约1到约4的蒸汽/SO₂比例，当进入到原料气中SO₂在大于4％体积的水平上时，需要约1到约3的蒸汽/SO₂比例。为了将贫气113中SO₂含量从200ppm减少，以取得从贫气吸收器中废气18典型的排放标准50ppm，进入到贫液汽提塔中蒸汽和进入到贫气吸收器中SO₂的比例比在富气吸收器汽提塔回路中相对的比率高很多。例如，贫液汽提塔蒸汽通常需要在贫气中至少15lbs.包含一 lbs.SO₂，例如，在大约15到100之间，更通常在贫气吸收器中贫气的SO₂水平在200ppm，约10和80lbs.蒸汽/lbs.贫气SO₂，或在贫气中的SO₂水平在100ppm，约20和120lbs.蒸汽/lbs.贫气SO₂。然而，由于贫气中非常低的SO₂含量，在贫气吸收器中吸收介质的流速要求相对较低，并且在贫液汽提塔中净蒸汽需求也是非常适度的，在绝对意义上和作为进入到富气吸收器的原料气中SO₂的函数都是如此，即，原料气中SO₂的含量在大约0.2和约5之间，更多的介于0.2和3之间。
此外，尤其是在贫液汽提塔气体131被引导到富液汽提塔以用作富吸收液的汽提蒸汽，和排出富液汽提塔的汽提塔气体用作汽提塔处理气体在汽提塔处理气体冷却器125中为生成汽提蒸汽提供能量，总的蒸汽净需求没有富气汽提塔的净需求大，即，在原料气至富气吸收器中1000到200ppm的SO₂水平处，约4至约14lbs./lb.SO₂之间，在原料气中2000ppm至2体积％的SO₂水平处，约2至约8lbs./lb.SO₂之间，在原料气中2体积％至4体积％的SO₂水平处，约1至约4lbs./lb.SO₂之间，和在原料气大于4体积％的SO₂水平处，约1至约3lbs./lb.SO₂之间。
更通常，气流中SO₂或其它污染物的含量在富气吸收器中降低一至三个数量级，并且在贫气吸收器中降低另一至三个数量级，导致通过富/贫吸收系统三到六个数量级的总体降低。蒸汽消耗相对于气流的污染气体含量降低的程度仅适当地不同。在原料气中低浓度SO₂，例如1000至2000ppm，用于降低SO₂含量3至5个数量级的蒸汽需求范围在5至约15之间，或除去约7至约12lbs./lb.SO₂；在原料气中稍微较高浓度，即2000ppm至2体积％之间，用于相同比例的SO₂含量降低的蒸汽需求范围在3至约10之间，或除去约3至约8lbs./lb.SO₂之间；在原料气中2至4体积％SO₂的浓度下，同样的比例减少需要除去约2至约4之间或约2.5至约4lbs.蒸汽/lb.SO₂之间；在原料气中4至20体积％SO₂下，蒸汽需求落在约1至约3.5之间的范围内，或在移除约2至约3.5lbs./lb.SO₂之间；在原料气中20至40体 积％SO₂时，所述蒸汽需求在约1至约3之间，或移除约0.8至约2.5lbs./lb.SO₂；并且在原料气中≥40体积％SO₂时，蒸汽需求仅为0.8至2.5之间，或移除约0.5至约2.5lbs./lb.SO₂。在每一种情况下，回收的二氧化硫蒸汽具有相对于原料气中的二氧化硫，SO₂含量为2至20倍或更多的范围内。对于典型的承受SO₂的废物流如源自双吸收接触硫酸厂的尾气，使用苹果酸吸附剂的富/贫过程可以经济地从具有残留SO₂含量<5ppmv，甚至<1ppmv的贫吸收器产生废气。
如上所述，净(总)蒸汽需求包括从外来来源提供到过程中的所有水蒸汽的总和，包括：(i)用于富液汽提塔的汽提蒸汽；(ii)用于贫液汽提塔的汽提蒸汽；(ⅲ)用于在冷却汽提塔处理气体中得到的冷凝物的汽提蒸汽；和(iv)喷射器的蒸汽，用于压缩吸收液汽提器出口和汽提器处理气体冷却器/冷凝器之间的汽提塔处理气体，所述冷却器/冷凝器作为用于产生吸收液汽提蒸汽的锅炉起作用，和/或射流喷射器，用于压缩从汽提在汽提塔处理气体冷却器/冷凝器中的冷凝物中产生蒸汽，用作在一个或多个吸收液汽提塔中的汽提蒸汽。
图9示出一种根据图8所描述和说明的完全相同的原则操作的方法，根据相同的参数，基于相同的工艺流程，并使用相同的设备，所不同的是，不是如图8所述压缩汽提塔处理气体，反而是图9的方法压缩在汽提塔冷却器/冷凝器125中产生的蒸汽，以方式恰好相当于如上所述图2的方法的方式。关于图2和图9，本领域技术人员将理解的是，虽然蒸汽的压缩是替代汽提塔气体的压缩，两者不是相互排斥的。因此，本发明包括结合图1和8的汽提塔气压缩和图2和9的蒸汽压缩的混合系统。
串联富/贫吸收/汽提回路提供了最大优点，其中宿舍吸收步骤包括化学反应，更特别是在吸收反应是非零级，导致非线性操作线(液体和气体SO₂含量通过吸收器沿着液体流程画图)具有如图10和11间接说明的在附气体入口近的吸收器的区域中尤其尖锐斜率。该串联方法也可以在吸附过程中使用，所述吸附过程不涉及化学反应，但在 大多数这些中，吸收器操作线是在没有那么大的蒸汽消耗中是更线性和节约的。
根据本文提供的公开内容，本领域技术人员将认识到，污染物气体的吸收和回收可以在包括串联多于两个吸收/汽提回路的方法中进行。在许多，如果不是大多数情况下，以这种方式实现的增量节约蒸汽无法证明所需的额外资本投资。然而，在气源中的污染物的浓度特别高，并在吸收反应中离开零级的特别大，使用三个甚至更多的串联吸收器/汽提塔回路可能是值得的。源自连续从最贫到逐渐变富的液体汽提塔的蒸汽/汽提塔气流串联路提供了额外的好处，尽管热损失可能作为一个需要补充蒸汽的实际问题。
其他方法的工艺流程可根据本发明断定的富/贫过程的原则来实现。
在富/贫吸收原则的实施中，如以上所述的方法在相对低的L/G下和通常也在相对低的吸附剂下操作，以至富气吸收器中的污染物气体比率，从而导致在富吸收液中相对高的污染物浓度。在液相中的高污染物浓度提供了富液汽提塔中用于解吸的实际的驱动力，并由此有助于在相对低的汽提蒸汽与进入吸收器的污染物气体的比率下，污染物气体的大量回收。
其中所述吸附包括酸/碱反应，影响在富液汽提塔中的液相和蒸气相之间的污染物的平衡分布的另一变量是富吸收液的pH值。当应用到酸性气体的吸附时，应当理解的是，“酸/碱”反应包括酸性气体和吸附剂之间的反应，所述吸附剂不一定是碱性的，但其具有的pK_a实质上高于污染物气体是酸酐的酸的pK_a，或亲核气体和吸附剂之间的反应不一定是酸性的，但其具有低于污染物亲核试剂是酸酐的碱性溶液的pK_a。pH值的调整也适用于此类反应。
例如，在使用吸附剂如苹果酸或苹果酸盐吸附SO₂时，富吸收液的pH值影响在富液汽提塔的液相和汽相之间的SO₂平衡分布。随着 pH降低，所述平衡被改变，以分配SO₂相对较高的分数到气相中，在液相中给定浓度的SO₂和吸附剂下。因此，在任何给定的入口气体组成，L/G，和吸收器中吸附剂和SO₂的比率，需要除去和回收在富液汽提塔中的SO₂的给定分数的蒸汽消耗直接随着离开吸收器和进入汽提塔的富吸收液的pH而变化，如实现离开富气吸收器的贫气流中SO₂的负相关浓度所需的蒸汽消耗。
这个效果如图14所示。由圆圈数据点所限定的曲线指出离开吸收器的吸收液体与在汽提塔中消耗的蒸汽之间的pH值的关系，以从再生的吸收液中除去足够SO₂，使得离开富气吸收器的贫气具有按体积计450ppm的二氧化硫含量。由三角形数据点所定义的曲线指出作为pH的函数，所述蒸汽/SO₂的比率需要降低贫气流的SO₂含量至200ppm，由菱形数据点所限定的曲线图指出蒸汽/SO₂比与降低贫气流的SO₂含量到100ppm所需的pH值，和星形数据所限定的曲线图指出蒸汽/SO₂比与以减少贫气流的SO₂含量到17ppm所需的pH值。根据图14的数据图中所述的关系，吸收介质的pH可以要么在吸收系统进行优化，其中富和贫吸收和汽提塔回路串联操作，要么在标准的吸收系统进行优化，其包括单一的吸收器和汽提塔。
在仅由单一吸收和汽提回路组成的方法中，在富吸收液中较低的pH对汽提塔的有益效果是有代价的，因为它通常与进入吸收器的再生的吸收介质中的低pH值相关，至少在缺乏措施以通过引入酸进入吸收器内的酸和返回到吸收器的再生吸收介质的碱的偏移增量独立地控制pH值。在再生吸收介质中较低的pH略微降低了富气吸收器中的吸收效率。通过独立地控制在吸收器的上部和下部的pH保存吸收效率是可行的，并且在本发明作为操作的可选模式的范围内，但它也落入用于pH调节的酸和碱性物质的消费价值内。
图14中所描绘曲线没有反映独立pH调节，而是归入较低pH对汽提效率的有利效果，和对吸收效率的较小的负面影响。因此，根据本发明，已经发现在图14所示的最佳的范围内，pH可以允许到调整 至水平，富液汽提塔中蒸汽消耗的有利影响胜过富气吸收器中的较少吸收效率的不利影响，并且在不加入酸到吸收器中或碱到再生吸收介质的偏移增量的情况下，通过使pH到标出优选值所取得的好处。例如，对于200ppm的吸收器排放目标，每单位质量SO₂所需的蒸汽消耗可以从>10：1降低至接近7：1，通过调节在吸收器的下端的吸收介质的稳态pH值从4.5的值至4.0的值。甚至更大的节约可通过允许稳定状态的pH调整到在3.6至3.8范围内的值来理论上实现。曲线集合表明，在单一的吸收和汽提回路中，实质上增加溶剂流以确保足够除去在吸收器中的SO₂，同时对于基于图14的系统，通过降低pH至所需的蒸汽/SO₂比率显著低于约7的水平，利用所指示的关系是有必要的。然而，在富/贫系统中，贫气吸收器在在恒定的L/G和吸收剂含量的吸收介质，甚至在图14所示的其它值所限定的范围内随机变化的进入污染物气体含量下稳定地操作。
因此，虽然pH值的优化可以在包括单一吸收器/汽提器回路的方法中给蒸汽消耗带来益处，可以在具有例如图8所示的串联富和贫吸收器/汽提塔回路的方法中获得图14所示的关系的实质性增加的优点。在从图14导出的单一吸收/汽提回路系统中，可以确定吸收器的下端的pH，或允许调整到在4.0至4.2附近的值，并且蒸汽到汽提塔设定在进入SO₂的比率在依赖原料气的SO₂含量和排放的目标水平而变化的范围内，但通常在2至10lbs./lb.SO₂的范围内。在这种操作模式下，贫气流中残留的SO₂的精确水平可能有些波动，但从贫气吸收器中在相对低范围内的波动能够进一步降低SO₂含量至满足最严格的环境规制的非常低的水平。
如图14所述的pH和污染物气体排放量之间的具体关系对使用包含苹果酸或苹果酸盐的吸附剂吸附SO₂是特异的。然而，类似的关系可以应用到包含酸/碱反应的其它吸附系统中，例如，使用胺吸附剂回收H₂S或使用酸性吸附剂回收氨。在氨的情况下，蒸汽消耗可通过边缘增加，而不是吸收介质的pH的降低而减少。
如上所述，pH调节的思路可以应用到吸收系统的优化操作中，所述吸收系统包括在单一的吸收器和汽提塔回路中的酸/碱吸附反应。在富/贫系统的单个一回路或富气吸收汽提回路中，将在吸收器中的吸收介质的pH值调节到不同于提供最有利吸收平衡的pH值的值，但在汽提塔中用于减少再生吸收介质的污染物气体含量至目标水平的蒸汽消耗，低于在对比操作中用于降低再生吸收介质的污染物气体含量至这样的水平的蒸汽消耗，其中吸收介质的pH值保持在提供有利吸收平衡的值。结果是，从吸收器排出的气体的污染气体含量可能比在比较系统中的排气的污染物含量没有显著提高，并且对于某些酸/碱体系没有提高。
优选地，所述气流逆流到所述气体吸收器中的气体吸收介质流，并将在吸收器的底部的吸收介质的pH值调节到不同于提供最有利的吸收平衡的pH值的值。更普遍地，将pH调节至从吸收液排出的吸收器的区域中所需的值。常规优化可以识别这个区域的pH值，这降低了蒸汽消耗的好处大于从吸收效率的边际损失而导致的任何损失。在一些系统中，特别是在富/贫系统中，其中在富气吸收器中的吸收效率的损失可能很容易地在贫气吸收器的设计和/或操作中补偿，减少蒸汽消耗的好处与坏处在吸收效率上是不相称的，如果有的话。
所述污染物气体包含酸性气体，例如SO₂或H₂S，吸收器内的吸收介质，并且尤其在逆流吸收器的基础上，优选调整到低于提供最有利的吸收平衡的pH值的值。所述污染气体包含碱性气体例如氨，吸收器内的吸收介质优选调整到高于提供最有利的吸收平衡的pH值的值。示例性的酸性气体吸附剂包括用于吸收SO₂和吸收硫化氢胺的苹果酸和苹果酸盐。当使用包括苹果酸或苹果酸盐的吸附剂恢复SO₂时，在临近吸收液体出口的吸收器中的吸收介质的PH被保持，例如，在3.4和4.2，或3.4和4.0之间，或3.5和3.9之间，或3.6和3.8之间，或3.7和3.85之间，或4.0和4.2。在富/贫系统中，在富气吸收剂的苹果酸盐吸收介质的pH最优选保持在3.4至4.2。在启动期间，通过相对增加苹果酸和碱性物质，如NaOH或KOH，初始pH优选 地设置在3.2和3.6之间。
作为过程控制的一个问题，排出吸收液汽提塔的再生吸收介质的PH值可能是优选的控制变量，可通过在液流返回到吸收器前向其中加入苛性碱和苹果酸任意调整。尽管该PH可以从吸收器出口的吸收液的PH值进行变化，优选的PH值范围应以上文总结的应用到再生富气吸收介质中为好。
如果吸收介质的pH维持在上面列出的优选的范围内，为使二氧化硫在再生吸收介质中达到一个令人满意的水平，每lbs.SO₂从汽提塔中包含一个单一的吸收/汽提塔回路过程液相中移除，汽提塔中蒸汽的消耗，应不超过7.5lbs./lb.SO₂，或在4.8到7.5lbs./lb.SO₂之间，或在5.0和7.0lbs./lb.SO₂之间。如图14所示，再生吸收介质中令人满意的SO₂水平可以是排出吸收器的气流中的SO₂含量低于450ppm，或小于200ppm，或小于100ppm，或甚至小于17ppm。通常情况下，如图8所示的本发明中富/贫吸收系统的操作，排出吸收器气体中SO₂在450ppm水平下是可以接受的。然而，基于气体体积，监管制度和其他情况，SO₂水平为200ppm或100ppm作为最终的废气流出物是可以接受的，和SO₂水平不大于17ppm在大多数情况下是可接受的。
在富/贫系统的富气吸收器中的吸收介质的pH值被调整以减少蒸汽的消耗，pH值更接近最佳的气/液平衡，优选地在任何情形下蒸汽消耗相对低的贫气吸收器中建立并维持，因为贫吸收液中无论pH值多少，非常低的酸气体含量不能产生高的蒸汽需求。因此，例如，在用于使用苹果酸吸附剂的SO₂回收系统中，在贫气吸收器中的吸收介质的pH值可以有利地维持比在富吸收器中的pH值高0.1至0.5个单位。为了过程控制的目的，这种同范围的差异适用于再生的贫气体吸收介质和再生的富气吸收介质之间的差异，和贫吸收液与富吸收液之间的PH差异相同。在苹果酸盐系统，在贫吸收器中的pH优选在3.8至4.4的范围内。
如果在吸收器中的pH调整到最佳值之外，以尽量减少汽提器的蒸汽消耗量，吸收效率的牺牲，也可为通过添加到吸收器的传热单元进行补偿，即，通过加入塔盘或填料的高度。
虽然调节吸收介质的pH需要在该系统中增加酸或碱的增量，但这不是必需的情形。在系统中，其中pH倾向于远离最佳气/液平衡的方向上，例如在SO₂除去回路中生成硫酸盐，必须加入酸或碱以防止pH在那个方向漂移太远。例如，在用于SO₂的苹果酸吸收介质的操作中，稳定地加入腐蚀剂如NaOH。在这样的操作中，调整至非最佳的吸收的pH，但可以通过仅克制酸或碱的加入来完成在蒸汽消耗中支付最终股息，或在亚化学计量水平下添加酸或碱直至所预期的pH值来实现，在该点处的添加可以在化学计量速率下继续以保留稳态pH在所预期的水平。
图15-26进一步说明维持在汽提塔中的水相的pH在相对低的水平的好处，其以图表形式公开了用于提高污染物除去的效率的因素，从而实现在低汽提蒸汽消耗的情况下的低污染物气体排放。
在富/贫系统中，吸收介质的pH的最佳控制能够使给定的排放水平，即在来自贫气吸收器的废气中的污染物气体的浓度，在最小汽提蒸汽消耗和/或在贫吸收器中的残留污染气体在给定速率的蒸汽供应到汽提塔中的最小排放的情况下来实现。污染物气体包括二氧化硫和含有苹果酸离子的水溶液的吸收介质，已经发现可以实现接近最佳的性能，富气吸收介质含有在约5至约30重量％之间的苹果酸离子，碱金属氢氧化物与苹果酸的比率在上述范围内，并且进入富气吸收器的吸附剂的活性成分流与进入吸收器的SO₂的比率在约1至约20之间、或在约2至约15之间、或在约2.5到约12之间。这转化成在富气吸收器底部的L/G，随下表A所反映的入口气体的SO₂含量变化。
贫气吸收介质的苹果酸离子的含量以按重量计，更优选在约5至约35％之间的范围内。苹果酸离子含量落在此范围内时，已经发现可 实现接近最佳的性能，控制碱金属氢氧化物与苹果酸的比率为苹果酸和再生的吸收介质的硫酸盐含量的函数，并且进入贫气吸收器的吸着剂的摩尔流与进入吸收器的SO₂的比率在约1至约15之间或在约2.5至约12之间。这转化成在贫气吸收器底部的L/G，其也随着下表Z所反映的入口气体的SO₂含量变化。通常，在贫液汽提塔的底部(液相出口)的pH和在富液汽提塔的底部的pH之间的最佳差为约0.2至约0.4之间。
表A

(a)在表中输入的L/G值是用于吸收介质含有20重量％苹果酸钠的方法中；每表示本品在L/G这个标题表达的每个关系中，因为苹果酸含量变化相应地调整L/G
参见附图，图15描述了单个吸收性能和使用含有20重量％固体的含水吸收介质，即20重量％苹果酸钠的含水吸收介质，用于按体积计含有2400ppmSO₂的原料气汽提回路。应当理解的是，由于腐蚀剂和苹果酸的比率通常大于20％固体，其实际上包含钠离子、苹 果酸盐阴离子和游离氢氧根离子的混合物。随着将腐蚀剂/苹果酸的比率推向1.0，也存在苹果酸盐离子的一小部分。但该组合物为约20重量％的苹果酸钠。在图15中描述了两种关系。基于菱形数据点的曲线绘制了在所需的进气流中每lb.SO₂的蒸汽耗量，以达到来自贫气吸收器的废气中给定的污染物浓度，在这种情况下按体积计1ppm。基于所述正方形数据点的曲线绘出了蒸汽与SO₂的比率，作为溶剂的流动速率与进料的SO₂之比的函数，即

从这些曲线的第一个可以看出，蒸汽需求基本上在最低水平保持恒定，在此情况下，在入口气体中的5lbs.蒸汽每lb.SO₂，超过相对宽范围的腐蚀剂与苹果酸的比率，即从1.0至约1.4。达到相当令人满意的性能，甚至高达约1.45的比率。因此，如图16所示，其反映了在如图15所示相同的条件下的性能，将良好的蒸汽效率保持如在富液汽提塔的底部(液体出口)所测得的再生吸收介质的pH在一个适度的范围内，即从pH3.5至约pH4.0。
在图15中所绘制的第二条曲线反映了吸附剂/SO₂比的影响，通过控制在吸收介质中L/G在20重量％的恒定吸附剂含量。当(L/G)/[原料气的SO₂含量]范围从130下降到50时，也就是说，约0.3至0.12的L/G，相当于吸附剂与SO₂的摩尔比为约11至约3之间，足以实现胸贫气吸收器离开的废气在1ppm的水平的蒸汽需求基本上保持恒定，在5lbs./lb.SO₂。当L/G降至低于0.12时，即参数(L/G)/[原料气的SO₂含量]降至低于50时，由于在吸收器中用于质量转移的驱动力不足，蒸汽需求急剧增加。
图17绘制出在基于所述方法的数学模型的每种情况下，离开汽提塔的再生吸收介质的pH和从吸收器的SO₂排放与在吸收介质中腐蚀剂/苹果酸的比率。推测是基于在含水吸收介质中20％的固体，吸收器(L/G)/[原料气的SO₂含量]＝80lbs./lb.，和6lbs./lb的固定的蒸 汽/SO₂的比率。可以看出的是，在腐蚀剂与苹果酸的比率在1.20至1.25的范围内，相当于pH值略低于3.8，预测在蒸汽的需求中不同的最佳条件(最小值)。在较低的pH下，吸收器的效率变差。但图17还描述了随着腐蚀剂与苹果酸的比率显著增加至1.25以上，废气的质量下降。尽管较高的pH吸收介质对污染物酸性气体(SO₂)具有更高的亲和力，用于从水相中除去SO₂的汽提塔的能力开始急剧下降，因为pH增加至高于3.8的值，表示在废气流中的最小SO₂浓度的点。已经发现，该方法实现特别低排放的能力对返回到富气吸收器中的再生吸收介质的SO₂含量相当敏感。
图18覆盖了在图17的曲线中L/G＝80lbs./lb.和6lbs./lb.的蒸汽/SO₂比率下的真实操作的数据集。如在从模型得到的曲线中，实际数据反映在腐蚀剂/苹果酸的比率在1.2至1.3之间的最小SO₂排放。基于实际数据的最小值不如模型所反映的最小值一样急剧或有利，但仍是明确的。最佳的腐蚀剂/苹果酸比似乎比基于模型的最佳比例略高，但区别是很小的。此外，最佳的腐蚀剂/苹果酸的比值表明用于实现基于实际数据的最小SO₂排放也在区域中，其中最小蒸汽消耗量由图15所绘制的数据表明。
图19也与图17类似，不同之处在于图19包括用于模拟在三个离散蒸汽与SO₂的比率，即4lbs.蒸汽/lb.SO₂、5lbs.蒸汽/lb.SO₂和6lbs.蒸汽/lb.SO₂的操作的曲线族。可以观察到图19中的曲线的配置与图17的曲线相比，除了如预期的最小值SO₂排放增加，蒸汽/SO₂的比例从6lbs./lb.下降到5lbs./lb.和4lbs./lb.。还需要注意的是，随着蒸汽与SO₂的比例减少，在逐渐降低的腐蚀剂/苹果酸的比率下发现最小值。然而，在所有的情况下，最小SO₂排放落在区域内，其中需要最小蒸汽需求以实现如图15所反映的给定SO₂排放水平。
图20是与图17-19所显示的那些相比较的曲线图。图20的曲线都是基于该方法的数学模型，规定在原料气中2,400ppmv的SO₂浓度，在富气吸收介质中20％的苹果酸钠，和在吸收器中80lbs./lb的 溶剂/进入SO₂的比率。分别在4lbs.蒸汽/lb.SO₂、5lbs.蒸汽/lb.SO₂和6lbs.蒸汽/lb.SO₂生成运行曲线。分别在4lbs.蒸汽/lb.SO₂、5lbs.蒸汽/lb.SO₂和6lbs.蒸汽/lb.SO₂下操作产生曲线。一个曲线族绘制用于几个离散蒸汽与SO₂的比率，其中所述溶剂含有苹果酸盐吸附剂和非硫酸盐离子，另一个曲线族绘制用于相同的一系列蒸汽与SO₂的比率，其中溶剂包含苹果酸吸附剂和7重量％的硫酸根离子。用于0％和7％硫酸盐的情况下明显不同的最适条件是由于在包含硫酸盐的溶剂中的显著较低的水含量的影响，再加上硫酸离解平衡对苹果酸平衡的影响，和由此产生的游离苹果酸离子与苹果酸盐离子和未解离苹果酸的含量。需要较低的腐蚀剂与酸的比率以降低pH(相对于硫酸的情况)，器提供最低的二氧化硫排放量。
图21类似于图20，不同之处在于每个曲线族绘制了在富液汽提塔基部的SO₂排放对pH而不是腐蚀剂/苹果酸的比率。由数学模型生成并在图21中显示的曲线是基于相同条件的离散系列，从产生绘制在图20中数据中。再次，蒸汽率为6lbs./lb.SO₂、5lbs./lb.SO₂和4lbs./lb.SO₂，用基于0％硫酸的模型产生一组曲线，而另一组曲线是基于7重量％硫酸铵生成的。再次，出于同样的原因，SO₂的排放相对于7％硫酸的pH的关系从0％硫酸盐的关系抵消。
图22显示基于图17-21所呈现的数据相同的模拟的曲线族，除了在这种情况下，在富液汽提塔端中的再生吸收介质的SO₂含量与在汽提塔端的pH相关。尽管再生吸收介质的SO₂含量对富/贫系统中的富气吸收器/汽提塔回路不是严格的，其中在贫气吸收器中获得通过富气吸收器打破的二氧化硫，再生吸收介质的SO₂含量可以是在单一的吸收器汽提塔回路中的临界变量，其中离开吸收器的废气具有不低于与进入吸收器的再生的吸收介质平衡的浓度的污染气体含量。
图22表示，当硫酸盐水平上升至7重量％的稳定状态水平时在SO₂的除去上有明显的改善。
图23是基于图17-22相同的模拟条件下，但再生吸收介质的SO₂含量是以相对于苛性/苹果酸比进行绘制的。在图23中的方形点代表在0％硫酸和蒸汽与SO₂比例为6lbs./lbs.SO₂的相同条件下获得的经验数据。在这种情况下，可以看出，降低苛性/苹果酸比的实际效果没有在模拟投影中那么显着，但当比例从1.5向1.25降低时可以看到显著的好处是。可以看出，SO₂水平低于1.25是由于分析灵敏度的缺失。
图24呈现了类似于图20的两族曲线，在这两族曲线中SO₂释放量相对于苛性酸至苹果酸的比率进行绘制。在图24上模拟的操作是基于图20中所示的不同，指定10％Na苹果酸含量，而不是20％重量，和140lbs./lbs.溶剂/SO₂比，代替80lbs./lbs.。再次，和吸收介质硫酸盐含量在7％重量的操作曲线与吸收介质中没有硫酸盐的对应曲线相偏移。关系中的差异产生受排挤水中硫酸和改变苹果酸盐阴离子的质子化的程度的影响。应当指出的是，对于7％和0％硫酸这两种情形下，最佳的苛性酸/苹果酸的比率比在图20中绘制的模拟图中显著低。最终的最小值是非常轻微相对于10％固体/140lbs.，20％固体/80lbs.更有利。但考虑到SO₂的排放标准，差异可能并不显著。由于可感应的热量需求，图24的条件需要稍高的蒸汽需求。曲线的偏移归因于图20中确定的相同因素。
图25绘制了一系列的SO₂排放量和在图24中模拟运行的汽提塔底部的PH的关系曲线图。与图21对比表明，10％苹果酸/140lbs.溶剂每lbs.SO₂的条件下，PH明显较低。同样，从0％硫酸曲线上7％重量的硫酸偏移与上述解释的原因相同。
图26呈现曲线与图22相同，除了图26与基于图24和图25的模拟相同。
根据对比绘制在图24-26和绘制在图17-23中的数据，可能更优选地是控制在吸收介质中硫酸盐与苹果酸的比例在值0.9到1.4之间， 吸收介质的苹果酸含量在约10％到约20％重量的浓度范围内。
根据二氧化硫吸收过程的进一步优选特征，在富气吸收器的底部设置冷却以降低当其通过吸收区域(即，气/液接触区)时富气吸收介质的温升，从而保持富气吸收器和富吸收液汽提器以在相对低的L/G来操作的能力。控制吸收介质的温升，特别是在富气体吸收区的下部，保持所述吸收介质的平衡能力，并因此保留了大规模从气相向液相吸收区内转移二氧化硫的驱动力，以及在液相中二氧化硫与吸附剂反应的驱动力。更优选地，吸收液从富气吸收器中的气体/液体接触区排出，通过外部热交换器内循环，并返回到吸收区。更具体地，循环的吸收液在冷却的循环吸收液返回到该区域之下从气/液接触区除去，因此限定在吸收区域内的部分，在该部分区域下面，冷却吸收液返回，其中大部分的二氧化硫的吸收优选发生并产生内部吸收的热量。
例如，如图13所示，热的富含二氧化硫的吸收液405的一部分从液体出口418或从在吸收器401中靠近垂直的气/液接触区401.1的底部区域401.2排出，并从外部热交换器480循环，吸收热量通过传递到冷却液的方式除去。冷却的吸收液在与热的富吸收液排出的区域之上但与气/液接触区顶部下面隔开的气/液接触区中的区域401.3返回到吸收器。更优选地，冷却的循环吸收液返回的区域401.3在气/液接触区的下部。
在富气吸收器和外部热交换器之间循环的吸收液引起增加的质量流和落在区域401.2和401.3之间的吸收区的循环部分不可避免的吸收液返混，并且这可以略微偏移在该区域此部分中SO₂的移除过程中质量转移的增加。因此，优选地，返回区域401.3由至少一个气/液接触区的顶部下方的传送单元的高度间隔开，从而限定包含至少一个区域的顶部下方的传送单元的整流部分。优选地，所述整流部分包括至少两个传输单元。还优选地，所述返回区域401.3由至少一个传送单元的高度间隔开，更优选高于排除区域401.2至少两个传送单元。 为了适应足够的质量传递能力，在介于返回区401.3和排除区401.2之间的吸收区的循环部分和介于返回区401.3与吸收区顶部的整流部分，富气吸收区作为一个整体优选地包括至少三个，更优选地至少四个传送单元。因为气流和液流在整流区是大幅推流，该区域提供了一个对质量传递的最大的驱动力，通过对贫气吸收器415.1中贫气中SO₂的吸收降低废气中SO₂浓度到足够低的水平已达到排放标准和/或目标硫产量。返回区域401.3的循环液体位置的适当选择是基于在气流中SO₂水平不会高到在整流部分生成吸收/反应热量以至于对水吸收介质的吸收能力有一个显著的不利影响，或在整流部分物质转移驱动力的选择。
如在图5所示的过程中吸收器的情况下，图13的富气吸收器401可以提供多个必要的冷却循环来达到对吸收器内吸收液体温度适当的控制。图13示出了两个冷却回路，但是根据不同的传质速率，热吸收，吸附剂动力学，吸附剂/污染物的反应热，等等，可有更多的回路。
图13的方法的其余部分基本上如关于图9所说明和描述的，但图13中的参考字符在400而不是在100系列。
优选地，当吸附剂是四甘醇二甲醚时，到冷却循环的吸收液被返回到气/液接触区的区域401.3的温度保持在不大于约40℃，更优选地不大于约30℃，最通常在约15°至约25℃之间。在四甘醇二甲醚的系统中，从热循环吸收液从富气/液接触区除去的区域401.2的温度优选保持在不大于约45℃，更优选不大于35℃，更典型地在约15°至约30℃之间。本领域技术人员将认识到区别，在某些情况下基本上不同的温度范围最适合于其它吸附剂。例如，当吸附剂是苹果酸钠时，到冷却循环的吸收液返回到所述气/液接触区的区域401.3保持温度不大于约45℃，更优选不大于约45℃，最典型地在约20°至约40℃之间。在这种情况下，从热循环吸收液从富气/液接触区除去的区域401.2的温度优选保持在不大于约50℃，更优选不大于40℃，更典型地在 约25°至约35℃之间。在每一种情况下，区域401.2和401.3之间的循环速率是由这些温度限制和吸收过程的单元能量产生决定的。
方便地，热的富含二氧化硫的吸收液405的前向气流馏分从外部热交换器480的上游的循环吸收液体流排出，并且被引导到富吸收液汽提器407中。
可以根据二氧化硫吸收区的吸收曲线来选择返回区域401.3的循环吸收液的位置。使用不同的吸收介质的典型剖面如图6所示。
当吸收是直接的，并且在气/液接触区中对吸收介质接触的原气体基本上是定量的，单一的富吸收液冷却回路通常足以保持吸收效率和控制吸收液的体积流量至在吸收液汽提塔中的高效能源使用量相一致的水平。然而，当吸附剂对二氧化硫的亲和力非常有限时，由于以吸收液汽提塔的有效操作为目的是合适的，通过吸收区的二氧化硫的浓度梯度，即在气流(和液体流)中二氧化硫浓度的比率随着气体入口到吸收区上方的距离而减少，可能只有有限的。在这样的情况下，在富气吸收器和富吸收液汽提塔的操作中更高的效率可以通过使用两个或多个冷却回路来实现，所示冷却回路垂直沿着吸收带内的气流路间隔开。例如，如图13所述，显示两个这样的冷却回路。在第二冷却循环中，下降的吸收器401气/液接触区401.1的热的富含二氧化硫的吸收液的第二部分从区域401.4和区域401.3抽出到冷却循环吸收液被返回到在第一冷却循环中的气/液接触区，并通过外部的热交换器481循环，将吸收的热量通过传递到冷却流体中除去。冷却吸收液返回到气/液接触区的区域401.5中的吸收器，所述区域401.5在区域401.4上方隔开，热吸收液从所述区域401.4排出，但在气/液接触区的顶部下面隔开。
正如本领域技术人员所理解的，其中在导入冷却器/冷凝器中之前优选压缩汽提塔处理气体，在图8另外所示的方法中实施，如图13所示的富吸收器冷却系统可以容易地在图9另外所示的方法中实 施，在被引导到吸收液汽提塔之前，优选压缩在冷却器/冷凝器中产生的蒸汽。操作的参数与图13中的相同，只要涉及冷却的富液吸收器，如在图9中相同的，只要涉及蒸汽压缩和蒸汽被引入到汽提塔中。
当介绍本发明或其优选实施方案的元素时，冠词“一(a)”、“一(an)”、“所述(the)”和“所述(said)”旨在表示有一个或多个元素。术语“包含(comprising)”“含有(including)”和“具有(having)”规定为包容性的，并且表示可以有除所列元素之外的其它元素。
鉴于上述，将会看出达到本发明的几个目的，并且取得其他有利的结果。
在不脱离本发明的范围的情况下，在上述组合物和方法中可以作出各种变化，意思是是包含在以上描述中的所有内容应理解为说明性的而不是在限制的意义上。