專利名稱：一種用于回收CO₂吸收劑的方法及回收裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及(X)2俘獲領(lǐng)域。更具體地，本發(fā)明涉及從胺吸收劑中除去熱穩(wěn)態(tài)鹽和其它降解產(chǎn)物的領(lǐng)域。更具體地，本發(fā)明涉及一種從胺吸收劑中除去熱穩(wěn)態(tài)鹽和其它降解產(chǎn)物的方法以及一種用于實(shí)施該方法的裝置。
背景技術(shù)：
本發(fā)明涉及一種用于CO2俘獲的現(xiàn)有公知方法的輔助方法(sub-method)， 例如，作為現(xiàn)有技術(shù)部分在申請人所有的專利申請W02008/06379A(AKER CLEAN CARB0NAS) 29. 05. 2008 中描述的裝置。在吸收(X)2過程中使用和/或推薦不同的吸收劑。通常根據(jù)能源成本、建造成本， 以及排放極限來選擇所述吸收劑。所述吸收劑通常是一種或多種吸收(X)2的化學(xué)藥品的水溶液。目前用于CO2吸收劑的典型的吸收CO2的化學(xué)藥品含有胺和碳酸鹽(或酯)。典型的胺是MEA、DEA、AMP、MDEA, MMEA, AEP和哌嗪。許多這些吸收劑在吸收過程中慢慢降解。胺溶液通過與氧氣、二氧化碳、硫磺化合物、一氧化二氮和廢氣中的其它雜質(zhì)反應(yīng)而降解。所述反應(yīng)產(chǎn)物含有熱穩(wěn)態(tài)鹽和其它降解產(chǎn)物。所述胺的降解導(dǎo)致活性胺濃度的降低，因此，降低了該方法的效率?？赡苄枰B續(xù)不斷地補(bǔ)充胺來代替所降解的胺。除了所述吸收(X)2的化學(xué)藥品外，所述吸收劑可以含有不同的其它化合物。所添加的化合物可以含有消泡劑、緩蝕劑等。應(yīng)該限定所述胺溶液中降解產(chǎn)物的濃度。降解產(chǎn)物常常具有腐蝕性并降低系統(tǒng)的效率。通常將降解產(chǎn)物的最大濃度設(shè)定在2%和10%之間。將可以循環(huán)到所述吸附/脫附循環(huán)中的吸收劑與雜質(zhì)、降解溶劑和熱穩(wěn)態(tài)鹽分離的過程通常被稱作所述吸收劑的回收。有幾種方法從胺系統(tǒng)中除去降解產(chǎn)物。側(cè)線餾分通常從所述胺系統(tǒng)中提取并傳送到凈化系統(tǒng)。所述凈化系統(tǒng)除去一些所述降解產(chǎn)物，并且凈化胺返回到所述胺系統(tǒng)中。這些系統(tǒng)能夠連續(xù)地，半連續(xù)地或分批量地運(yùn)轉(zhuǎn)。用于凈化的典型的方法和工藝包括熱回收、 吸附、離子交換、膜和電滲析。在熱回收系統(tǒng)中，將離開再生器的一部分(通常為0.5至5%)貧且熱的吸收劑排出，并且在回收裝置中進(jìn)一步加熱。優(yōu)選將堿注入到所述回收裝置中。加入所述堿以從所述熱穩(wěn)態(tài)鹽中釋放和回收分子胺。在回收裝置中對所述吸收劑進(jìn)行進(jìn)一步加熱，使所述胺和蒸汽一起蒸發(fā)。在所述俘獲裝置的吸附脫附循環(huán)中提取所述蒸發(fā)的胺和蒸汽，并將它們引入到所述汽提塔(stripper)或再生塔中。所述回收裝置常常是釜式裝置并且通常用蒸汽加熱。一般地，所述回收裝置與所述汽提塔在相同的壓力下操作，以便使在所述回收裝置中生成的蒸汽能夠直接供給到所述汽提塔中。所述回收裝置需要相當(dāng)大的熱量，然而，由于所述蒸汽被返回到所述汽提塔中， 該熱量沒有從所述系統(tǒng)中損失。高沸點(diǎn)的化合物和鹽在所述回收裝置中逐漸積累。隨著這些化合物濃度的增加，所述混合物的沸點(diǎn)提高，因此，所述回收裝置的操作溫度增加。將所述回收裝置中的流體移入排水管中，并送去處理。EP 1967250A (MITSUBISHI HEAVY INDUSTRIES，LTD) 17. 01. 2008 涉及一種 CO2 回收系統(tǒng)以及一種用于除去所述系統(tǒng)中使用的固體顆粒的方法。用于除去固體顆粒的方法包括用于從循環(huán)的貧溶劑中除去固體顆粒的過濾裝置。來自所述過濾器的微粒(retentat)用回洗水回洗從所述過濾器中除去。然后，將含有從過濾器中去除的顆粒的所述回洗水引入到蒸發(fā)器中，在所述蒸發(fā)器中，將所述回洗水中分散的顆粒加熱，使任何的作為解吸氣引入到所述再生塔中的游離胺和蒸汽蒸發(fā)，并將所述蒸發(fā)器中殘留的更多的濃縮的懸浮液提取并引入到回收裝置中；在所述回收裝置中，通過加熱和生成被提取并作為解析氣引入再生器中的蒸汽進(jìn)一步濃縮所述顆粒。將所述進(jìn)一步濃縮的懸浮液從所述回收裝置中除去以進(jìn)行沉淀。EP1967250中沒有表明在所述回收裝置中閃蒸貧吸收劑或降低壓力來提高回收。 沒有探討需要降低回收裝置中的壓力和溫度這個問題。在所述汽提塔操作壓力下的熱回收對于具有高沸點(diǎn)溫度的胺是沒有選擇的。在所述回收裝置中，回收這些胺所需要的溫度將導(dǎo)致降解率非常高。在高溫狀態(tài)下操作所述回收裝置將導(dǎo)致傳熱面積增大、所述回收裝置中的胺降解提高和可能產(chǎn)生返回到所述汽提塔中的氣體分解產(chǎn)物。因此，在低溫下操作所述回收裝置是有益的。降低所述回收裝置的操作溫度的最普通的方法是降低所述回收裝置的操作壓力。這也常常被稱為真空回收。在低溫下回收的另一個優(yōu)點(diǎn)是能夠使用溫度更低的熱介質(zhì)。低溫?zé)峤橘|(zhì)通常比高溫?zé)峤橘|(zhì)的成本更低。US 5389208A(CANADIAN CHEMICAL RECLAIMING，LTD) 14. 02. 1995 描述了一種用于回收和/或濃縮化學(xué)藥品(例如，用于除去天然氣中酸性成分的鏈烷醇胺)的水溶液的方法。使用溫度和真空的結(jié)合來使水和/或鏈烷醇胺蒸發(fā)，用于循環(huán)到吸附過程中。低壓或真空回收需要引入壓縮機(jī)系統(tǒng)或真空泵系統(tǒng)。真空泵系統(tǒng)需要冷凝大部分的蒸汽，因而，不是高能效的。使用壓縮機(jī)會大量地降低能源消耗，然而，專用壓縮機(jī)的資金成本通常不包括這項(xiàng)。因此，需要一種用于真空或低壓下回收的方法及設(shè)備，所述用于真空或低壓下回收的方法及設(shè)備與使用真空泵相比所需要的能量減少，但是，該解決方案的資金成本比安裝專用壓縮機(jī)低。

發(fā)明內(nèi)容
根據(jù)第一個方面，本發(fā)明涉及一種從離開再生塔的貧CO2含水吸收劑(lean aqueous CO2 absorbent)中回收一種或多種吸收CO2 的化學(xué)藥品(O)2absorbing chemical) 的方法，在再生塔中，CO2從(X)2吸收劑中釋放或脫附，并且釋放的(X)2從所述再生塔的頂部提取用于進(jìn)一步處理，貧或耗盡(X)2的吸收劑從所述再生塔的底部收集并提??；將從所述再生塔的底部離開所述再生塔的貧吸收劑中的至少一部分引入到再沸器中進(jìn)行加熱，以生成作為解吸氣引入到所述再生塔中的蒸汽和汽化的吸收劑(vaporized absorbent)；其中， 貧吸收劑被提取并閃蒸生成蒸汽和液相，所述蒸汽被壓縮并作為解吸氣返回到所述再生塔中，所述液相返回到吸收塔中；并且其中，所述貧吸收劑的一部分被提取并引入到回收裝置中，在回收裝置中將所述貧吸收劑煮沸以生成作為回收吸收劑被提取并返回到所述再生塔中的氣相和含有雜質(zhì)、熱穩(wěn)態(tài)鹽，以及來自吸收性的所述化學(xué)藥品和其它的化學(xué)藥品的降解產(chǎn)物的液相；其中，將從所述回收裝置中提取的所述氣相與通過閃蒸所述貧吸收劑而得到的蒸汽部分一同進(jìn)行壓縮以在所述回收裝置中產(chǎn)生壓力，所述壓力比所述再生塔中的壓力低。根據(jù)第二個方面，本發(fā)明涉及一種用于(X)2的液體吸收劑的再生器，所述再生器包括再生塔、將富吸收劑引入到所述再生塔中的富吸收劑管路、從所述再生塔的底部提取貧吸收劑的提取裝置、將提取的貧吸收劑的至少一部分加熱以生成再次引入到所述再生塔中的蒸汽的再沸器、將所述貧吸收劑的第二部分從所提到的提取裝置中導(dǎo)向閃蒸裝置的第一貧吸收劑管路、從所述閃蒸裝置中提取氣相的蒸汽提取管路、將蒸汽提取管路中的氣相壓縮的壓縮裝置(34)、以及將壓縮的氣相注入到所述再生塔中的管路、以及用來從所述閃蒸裝置中提取液相并將貧吸收劑返回到吸收設(shè)備中的第二貧吸收劑管路、以及從所述再生塔的頂部提取(X)2和蒸氣的氣體提取管路、以及將從再生塔頂部提取的氣體分離成(X)2流和水的分離裝置，所述(X)2流從再生器輸出，所述水循環(huán)回到所述再生塔中，其特征在于，所述再生器還包括用于提取所述貧吸收劑的一部分并將所述貧吸收劑引入到所述回收裝置的回收裝置管路、用于在所述回收裝置中加熱所述貧吸收劑的加熱裝置、用于提取在所述回收裝置中生成的氣相并且將氣相引入到所述壓縮裝置中的回收裝置提取管路，以及從所述回收裝置中提取廢胺用于沉積的廢胺管路。


圖1是根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的一種(X)2俘獲裝置的原理簡圖；圖2是根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的一種真空回收裝置的原理簡圖；圖3是根據(jù)本發(fā)明的第一種具體實(shí)施方式
的原理簡圖；圖4是根據(jù)本發(fā)明的第二種具體實(shí)施方式
的原理簡圖；圖5是根據(jù)本發(fā)明的第三種具體實(shí)施方式
的原理簡圖；圖6是根據(jù)本發(fā)明的第四種具體實(shí)施方式
的原理簡圖。
具體實(shí)施例方式圖1是根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的一種CO2俘獲裝置的原理簡圖。來自碳質(zhì)燃料燃燒的廢氣通過排氣管路1進(jìn)入所述(X)2俘獲裝置中。通過管路1進(jìn)入(X)2俘獲裝置的所述廢氣的溫度通常從約120°c到約40°C，通過冷卻所述廢氣以生成蒸氣來實(shí)現(xiàn)幾個用途。來自管路1 的所述廢氣被任選地引入到充滿水的冷卻部分2中并冷卻到例如從約35°C至約60°C的溫度。然后，將冷卻的且潮濕的廢氣引入到所述吸收塔3下部。在所述吸收塔3中，所述廢氣從所述吸收塔3的底部流動到頂部，與通過貧吸收劑管路4引入到所述吸收塔上部的貧吸收劑(即解吸了(X)2的吸收劑)逆流；貧氣(S卩，除去大部分CO2的廢氣)通過位于所述吸收塔頂部的氣體排出管路6排出；而富吸收劑(即，已經(jīng)吸收了 CO2的吸收劑)通過富吸收劑管路5從所述吸收塔中排出。在將所述富吸收劑引入到再生塔8之前，所述富吸收劑在熱交換器7中被返回吸收塔的貧吸收劑加熱至通常為90-110°C的溫度。
在所述再生塔8中，所述富吸收劑向下流動，與通過加熱再生再沸器 (regeneration reboiler) 11中的一些吸收劑生成的蒸汽逆流。貧吸收劑通過貧吸收劑出口 10離開所述再生塔。將所述出口 10中的一部分貧吸收劑引入到所述再生再沸器11中， 在所述再生再沸器11中，將該部分所述貧吸收劑加熱至115-130°C，以產(chǎn)生通過管路12再次被引入到所述再生塔中的熱吸收劑、CO2和蒸汽。在所述再生再沸器11中的所述貧吸收劑通常利用電或諸如蒸汽的熱介質(zhì)來加熱。當(dāng)使用熱介質(zhì)對所述再生再沸器中的吸收劑進(jìn)行加熱時，所述熱介質(zhì)通過管路13引入并且通過管路13'排出。作為再沸器的熱介質(zhì)的蒸汽通常以溫度為130°C到約140°C的高壓蒸汽而引入，并且在相同的溫度下作為冷凝蒸汽通過管路13'而排出。換句話說，從所述熱介質(zhì)轉(zhuǎn)移到所述再沸器中的吸收劑的能量是所述蒸汽冷凝產(chǎn)生的熱量。從底部對所述塔進(jìn)行的加熱提供了從所述塔的底部到頂部的處于穩(wěn)定狀態(tài)下的溫度梯度，其中，取決于所述塔的實(shí)際設(shè)計(jì)，所述塔頂部的溫度比所述塔底部的溫度低10 到50°C。在典型的再生塔中，所述塔底部的溫度約是120°c，并且所述塔頂部的溫度比所述塔底部的溫度低約10到50°C。在管路10中的沒有引入到所述再生再沸器中的貧吸收劑通過所述管路4循環(huán)回到所述吸收塔3中，并且所述貧吸收劑在所述熱交換器7中通過管線5中的富吸收劑冷卻。 在所述熱交換器7中，相對較冷的富吸收劑通過相對較熱的貧吸收劑加熱，并以約120°C的溫度離開所述汽提塔。取決于所述裝置的實(shí)際尺寸和構(gòu)造，離開用于胺汽提塔的所述熱交換器7時所述富胺(rich amine)的溫度可以從約90到約110°C。從所述吸收劑中釋放的CO2和水蒸氣通過氣體提取管路9從所述再生塔8中提取。 在所述氣體提取管路9中的氣體在回流冷凝器14中冷卻以冷凝水，所述水在(X)2分離器15 中與主要含有(X)2的殘留氣體分離。通過(X)2管路16從所述(X)2分離器15中除去(X)2氣體和一些殘留的水蒸氣以進(jìn)一步處理，例如干燥、壓縮和沉積。在所述CO2分離器中的所述冷凝水通過管路17提取，并且通過泵18泵回到所述再生塔8的頂部?；厥昭b置管路20與所述管路10相連接，用于提取管路10中的一部分貧胺(lean amine)。將所述回收裝置管路20中的所述貧胺引入到回收裝置21中；在所述回收裝置21 中，通過合適的熱源(例如電或蒸汽)加熱所述胺。當(dāng)蒸汽被用作熱源的時候，將熱蒸汽通過蒸汽管路22引入到所述再沸器的加熱盤管(heating coil)中。通過蒸汽提取管路22' 提取冷凝蒸汽。優(yōu)選將堿通過堿管路27注入到所述回收裝置中。在所述回收裝置中蒸發(fā)胺和水以生成氣態(tài)胺、CO2和蒸汽的混合物，通過回收裝置提取管路23提取所述混合物。所述氣態(tài)胺、CO2和蒸汽的混合物作為解吸氣被引入到所述再生塔8中。在所述回收裝置的底部收集胺、水、不溶性鹽和可溶性鹽、以及其它化學(xué)藥品的漿料，并且通過胺廢氣管路M排出以處置或廢物處理。通常，所述再生塔或汽提塔在稍高于大氣壓力下進(jìn)行操作，例如從約1. 1絕對巴 (bara)到約5絕對巴。特別地，所述再生塔中的壓力從1. 5到2. 5絕對巴。所述再沸器中的壓力通常與所述汽提塔的壓力相同或稍高(例如，高0. 1到1.0 巴)。所述回收裝置通常是在與所述再沸器大約相同的壓力下操作。根據(jù)需要，所述回收裝置可以在穩(wěn)定狀態(tài)下連續(xù)地操作以回收胺和提取降解的胺和鹽，或以不連續(xù)的方式除去同樣不需要的上述成分。圖2闡明了也根據(jù)現(xiàn)有技術(shù)的一個可選具體實(shí)施方式
，其中，在所述回收裝置21 和所述再生塔8之間設(shè)置壓縮機(jī)25，用來壓縮管路23中的氣態(tài)混合物。所述壓縮機(jī)25從所述回收裝置中主動提取氣體，以在所述回收裝置中產(chǎn)生降低的壓力。來自所述壓縮機(jī)25 中的加壓氣體通過管路26離開所述壓縮機(jī)，并且作為氣體引入到所述再生塔中。此設(shè)計(jì)的主要優(yōu)點(diǎn)在于用于蒸發(fā)所述回收裝置中的液體的熱量沒有散失。將所述蒸汽供給所述汽提塔并回收所述熱量。使用低壓回收的主要原因是降低溫度，因此，降低所述回收裝置中胺的熱降解。因?yàn)樵诜悬c(diǎn)溫度下降解率將太高，所以在與所述汽提塔相同的操作壓力下，不能回收一些高沸點(diǎn)的胺。另外，在降低的壓力下操作所述回收裝置也降低了所述熱介質(zhì)(例如蒸汽)所需要的溫度。這常常減少了所述熱量的成本。然而，降低所述回收裝置中的壓力和壓縮所述氣體混合物的成本相對較高。當(dāng)與真空泵系統(tǒng)的成本相對比時，所述壓縮機(jī)的投資成本是顯著的?；厥粘３２皇且粋€連續(xù)的過程，因而，基于使用真空泵系統(tǒng)的年度熱量損失如此少以至于在壓縮機(jī)系統(tǒng)中投資的回報時間將太長。低壓回收裝置中的壓力取決于所回收的(X)2吸收劑。通常調(diào)整所述壓力以便使所述吸收劑的沸點(diǎn)比所述吸收劑中的成分的降解溫度低。所述壓力通常為約1. 5絕對巴到約 0. 3絕對巴。圖3闡明了根據(jù)本發(fā)明的用于吸收劑再生的再生裝置的一種具體實(shí)施方式
。圖3 所述的具體實(shí)施方式
是以上述所提到的W02008063079的一個具體實(shí)施方式
為基礎(chǔ)的。參照圖1或圖2所描述的所述再生塔8的操作壓力通常從約1. 5絕對巴到約2. 5 絕對巴。將通過管路10離開所述再生塔8的所述貧吸收劑分成三個支流被引入到如上所述的再沸器11中的第一支流，在閃蒸閥(flash valve) 31和閃蒸器32上閃蒸的管路30中的第二支流，以及通過管路20被引入到回收裝置21中的第三支流。優(yōu)選將堿通過堿管路 27注入到所述回收裝置中。在這個具體實(shí)施方式
中，所述再沸器11與上述所描述的再沸器一致。在所述閃蒸器32中，將所述貧吸收劑閃蒸以得到氣相和液相。所述氣相主要包含通過閃蒸從所述貧吸收劑中除去的蒸汽和CO2,以及部分胺。所述液相包含所述貧吸收劑， 由于通過閃蒸除去了部分CO2，所述貧吸收劑在閃蒸之后甚至“更貧”了。閃蒸也降低了所述閃蒸器中氣體和液體的溫度。所述閃蒸器32中的氣相通過管路33提取，然后在壓縮機(jī) 34中壓縮以生成管路35中的壓縮的、熱的、含有(X)2的不飽和蒸汽。然后，在管路35中的蒸汽在過熱減低器(de-superheater) 36中通過水冷卻和飽和，在所述過熱減低器36中，水通過管路38引入并且與來自管路35的蒸汽混合。然后，將來自所述過熱減低器36的水飽和蒸氣通過管路37返回并注入到所述汽提器8中。被引入到所述過熱減低器中的水可以便利地成為所述分離器15中冷凝的水的一部分。在圖解具體實(shí)施方式
中，管路38中的水是從所述管路17中方便地經(jīng)過泵18后提取的。然而，所述過熱減低器36是可選特征，所述系統(tǒng)可以在沒有過熱減低器系統(tǒng)下進(jìn)行操作，其中將所述熱氣流直接供給所述汽提塔。
7
由于在所述閃蒸閥31上閃蒸而帶來的所述貧吸收劑的溫度的降低導(dǎo)致了管路4 中所述吸收劑的溫度的降低。因而，離開熱交換器7的所述富介質(zhì)可能具有比引入到所述再生塔8的期望溫度更低的溫度。因而，可提供通過管路41中的低溫?zé)峤橘|(zhì)來加熱的可選熱交換器40，以將所述富吸收劑加熱至期望溫度。通過管路41進(jìn)入到所述熱交換器40中的所述低溫?zé)峤橘|(zhì)可以是例如通過管路13'離開所述再沸器11的熱介質(zhì)。通過管路13引入到所述再沸器中的所述熱介質(zhì)優(yōu)選為蒸汽，而通過管路13'離開所述再沸器的所述熱介質(zhì)是冷凝水。壓縮管路33中的蒸汽提高了所述蒸汽的溫度和壓力，生成了熱的不飽和水蒸氣。 所述吸收劑能夠在高于約130°C的溫度下降解。添加至所述過熱減低器36中的水確保了通過管路37引入再生塔的蒸汽是溫度為110-140°C的飽和蒸汽。在本說明書和權(quán)利要求書中使用的術(shù)語“蒸汽”適當(dāng)?shù)臅r候也意欲包括含有其它氣體(例如(X)2和氣態(tài)胺)的蒸汽。通過壓縮管路33中的蒸汽增加了熱量；將管路33中的低溫和低壓的蒸汽轉(zhuǎn)換為中溫蒸汽，能夠直接供給所述汽提塔。管路37中的蒸汽代替了管路12中的來自所述再沸器中的蒸汽，因此，減少了所述再沸器的負(fù)荷。另外，發(fā)現(xiàn)所述再沸器中的低溫?zé)崃靠梢杂糜谒鰺峤粨Q器40中。在根據(jù)目前發(fā)展水平的裝置中，所述低溫?zé)峤橘|(zhì)，例如離開所述再沸器的冷凝汽(steam condensate)，在熱交換器中通過水冷卻，并返回到再沸器中以生成返回到所述再沸器中的中溫蒸汽。貧吸收劑的第三支流通過管路20提取，并引入?yún)⒖紙D1和圖2如上所述的回收裝置中。所述回收裝置提取管路23與管路33相連接。因此，管路23中的氣體與來自所述閃蒸罐32中的氣相一起引入到所述壓縮機(jī)34中。通過所述壓縮機(jī)34從所述回收裝置中提取氣相導(dǎo)致所述回收裝置中壓力的降低，因此，降低了所述回收裝置中液體的沸點(diǎn)溫度。所述回收裝置中的壓力應(yīng)該比所述再生塔中的壓力低至少0. 2巴，或至少0. 3巴， 更優(yōu)選大于0. 5巴，或甚至大于0. 7巴。同時，所述回收裝置中的壓力應(yīng)該低于1. 5絕對巴。取決于所述再生塔中的操作壓力，圖3的構(gòu)造允許所述回收裝置中的壓力約為0. 7至 1.5絕對巴。當(dāng)用于生成所述閃蒸罐32和所述回收裝置21 二者的低壓時，所述壓縮機(jī)34的負(fù)荷稍高于僅僅用于生成所述閃蒸罐32的低壓時所需要的負(fù)荷。與為管路23設(shè)置一個壓縮機(jī)并為管路33設(shè)置另一個壓縮機(jī)的解決辦法相比，僅僅使用一個壓縮機(jī)來獲得管路33和管路23 二者的低壓可顯著降低成本。除了所述閃蒸閥31，管路30和20中的流速還可以通過設(shè)置在管路20、23和30中沒有顯示的閥來調(diào)節(jié)。增加蒸汽壓縮機(jī)34的尺寸的成本是最低的。這種設(shè)計(jì)的主要的優(yōu)點(diǎn)是去掉了對帶有相關(guān)冷凝器的真空泵的需求。所述真空泵和冷凝器系統(tǒng)對幾乎所有的來自所述回收裝置中的水蒸氣進(jìn)行冷凝，因此，損失了大量能量到冷卻介質(zhì)中。在這種設(shè)計(jì)中，不要冷凝水蒸氣，并且能量的損失非常少。真空泵系統(tǒng)的成本低，并且因此是維持低壓的標(biāo)準(zhǔn)方法。所述回收裝置常常不連續(xù)運(yùn)轉(zhuǎn)，這意味著更難去證明用于降低所述回收裝置的壓力的專用壓縮機(jī)的高資金成本是合理的。根據(jù)本發(fā)明的這種具體實(shí)施方式
，沒有專用的壓縮機(jī)用于降低所述回收裝置的壓力。根據(jù)本發(fā)明，所述壓縮機(jī)將在連續(xù)狀態(tài)下操作，并且所述壓縮機(jī)除了降低所述回收裝置的壓力外，還將用于降低所述閃蒸罐32的壓力和壓縮所述閃蒸氣體。即使所述回收裝置是不連續(xù)操作的，設(shè)計(jì)所述壓縮機(jī)來操作兩種氣源的額外費(fèi)用也是最低的。優(yōu)選提供堿管路27用于將堿溶液注入到所述回收裝置中。優(yōu)選堿溶液是一種或多種堿金屬氫氧化物和/或堿土金屬氫氧化物的水溶液。目前特別優(yōu)選的堿溶液為氫氧化鈉的水溶液。添加所述堿溶液以從熱穩(wěn)態(tài)鹽中釋放和回收分子胺。所添加的堿溶液的量取決于所述胺溶液中熱穩(wěn)態(tài)鹽的濃度和所述反應(yīng)的化學(xué)計(jì)量。圖4闡明了根據(jù)本發(fā)明的一種可選具體實(shí)施方式
。該具體實(shí)施方式
不同于圖3中的具體實(shí)施方式
，為了更多地降低所述回收裝置的壓力，在管路23中引入了壓縮機(jī)或風(fēng)扇 43。這個構(gòu)造使在低于在罐32中閃蒸的所述貧胺的壓力下操作所述回收裝置成為可能。附加的壓縮機(jī)43可以在整個回收過程中或僅僅在回收循環(huán)結(jié)束時使用，用于促進(jìn)蒸發(fā)和水中通過管路M除去的固體顆粒懸浮液的濃縮。所述壓縮機(jī)43提高了所述回收裝置中氣體的壓力，以達(dá)到與壓縮機(jī)34的入口相同的壓力。該設(shè)計(jì)具有參考圖3所描述的本發(fā)明的具體實(shí)施方式
的優(yōu)點(diǎn)，沒有熱量從系統(tǒng)中損失，并且減少了能量消耗。當(dāng)考慮到壓縮機(jī)將氣體的壓力提升到所述再生塔中的壓力的成本時，壓縮機(jī)43的成本是低的。當(dāng)為了避免所述吸收劑的降解，同時為了獲得有效蒸發(fā)而需要低壓時，通過引入所述壓縮機(jī)43，所述回收裝置21中的壓力可以比參考圖3所描述的具體實(shí)施方式
中降低得更多。圖4的具體實(shí)施方式
使在所述回收裝置中獲得的壓力為0. 3絕對巴或更低，例如約 0. 1絕對巴成為可能，取決于所述再生塔的操作壓力、所述工藝和所使用的吸收劑的要求。 在該具體實(shí)施方式
中，所述再生塔8和所述回收裝置21之間的壓力差優(yōu)選高于0. 7巴，例如1巴或更高，例如1. 5或甚至2. 0巴。圖5是圖4中闡明的具體實(shí)施方式
的可選具體實(shí)施方式
，其中，所述壓縮機(jī)或風(fēng)扇 43用噴射機(jī)或風(fēng)機(jī)(venture)裝置44代替。設(shè)置了與加壓氣源相連接的燃料推進(jìn)劑管路 45，用來將推進(jìn)氣(driving gas)引入到所述風(fēng)機(jī)44中。所述推進(jìn)氣通常為蒸汽。所述蒸汽將與來自所述回收裝置中的水蒸氣混合，并進(jìn)入到所述汽提塔中。風(fēng)機(jī)或噴射機(jī)裝置等具有低壓縮效率。因此，連續(xù)地運(yùn)轉(zhuǎn)所述噴射機(jī)通常不是經(jīng)濟(jì)的或能量有效的。然而，經(jīng)常需要在所述回收循環(huán)結(jié)束時在低溫下操作所述回收裝置。所述噴射機(jī)提供了壓縮機(jī)的低成本替代物。圖6闡明了圖3所述真空回收的更進(jìn)一步的具體實(shí)施方式
。在所述回收裝置提取管路23中的氣體混合物通過冷卻器46冷卻以生成水和胺的冷凝氣流；所述冷凝氣流在分離器47中分離生成液相，所述液相經(jīng)由泵51通過液體提取管路52提取，然后返回到例如貧胺系統(tǒng)的工藝中。在所述分離器47中的氣相通過管路48提取。在將所述氣體引入到管路33進(jìn)行如上所述在的壓縮之前，在管路48上設(shè)置真空泵49以增加所述氣體的壓力。從管路23到管路33設(shè)置了直通管路50。在所述回收循環(huán)結(jié)束時，通常需要在低壓下操作所述回收裝置。圖4和圖5已經(jīng)列舉了如何實(shí)現(xiàn)的例子。圖6列舉了另一例子。在正常操作條件下，將省略所述冷卻器、分離器和真空泵。所述回收裝置將在與所述壓縮機(jī)的入口相同的壓力下進(jìn)行操作。在所述循環(huán)結(jié)束時，將使用所述真空泵系統(tǒng)來更多地降低所述壓力，并完成所述回收過程。使用冷凝器和真空泵的最主要的缺點(diǎn)在于損失了大量的熱量(能量) 至冷卻介質(zhì)中。通過在沒有用于大部分循環(huán)的冷卻器下進(jìn)行操作，保存了熱量，盡管在所述循環(huán)結(jié)束時會有熱量損失。所述回收裝置中優(yōu)選的壓力取決于在被回收的吸收劑中所含的化合物，例如胺和鏈烷醇胺(alkanolamines)。取決于實(shí)際的化合物，如果在甚至更高的壓力和低至約0. 1絕對巴下操作所述再生塔，所述回收裝置中的壓力可以高至1. 5絕對巴。所述裝置的實(shí)際構(gòu)造取決于從所述再生塔到所述回收裝置中所需要的壓力差。如果所述再生塔和所述回收裝置之間的壓力差不是太高，例如約1巴、或1更低，例如0. 5巴、0. 3巴或0. 2巴，參考圖3描述的具體實(shí)施方式
是優(yōu)選的，因?yàn)樵?b>具體實(shí)施方式
提供了最簡單且更廉價的解決方案。如果需要更高的壓力差，選擇根據(jù)圖4或圖5的具體實(shí)施方式
的構(gòu)造。圖6的具體實(shí)施方式
允許最高的壓力差。參照所使用的胺或胺的混合物的水溶液作為(X)2吸收劑來描述了本發(fā)明。然而， 本領(lǐng)域技術(shù)人員將理解本發(fā)明也適用于其它公知的、建議的或之后開發(fā)的吸收劑。因此，本發(fā)明并不限定于使用胺作為吸收劑。然而，與本發(fā)明有關(guān)的所使用的胺優(yōu)選是例如本說明書中前言部分所提到的胺。本領(lǐng)域的技術(shù)人員將理解對于管路20的可選設(shè)置是連接管路20到管路4，用于在閃蒸之后提取貧吸收劑至所述回收裝置。此外，所有圖均顯示了熱虹吸再沸器(thermosyphon reboiler)。本發(fā)明也適用于包括釜式再沸器(kettle reboilers)的其它類型的再沸器。所述圖和說明書表明了貧胺從所述汽提塔直接進(jìn)入到所述回收裝置中，當(dāng)貧胺從所述閃蒸罐供給到所述回收裝置中時，本發(fā)明也是恰當(dāng)?shù)摹Ｔ诂F(xiàn)有技術(shù)以及本發(fā)明的不同的具體實(shí)施方式
的描述中，兩個或更多個圖中或者是具體實(shí)施方式
中共同的元件的說明可能僅在說明書中第一次出現(xiàn)時明確和具體提到。因此，如果所述元件在不同的具體實(shí)施方式
的描述中提到過，并且所述元件和功能與所述元件之前提到過的相一致，那么并非該圖中所有的元件都參照圖進(jìn)行具體地描述。
權(quán)利要求
1.一種從離開再生塔的貧CO2含水吸收劑中回收一種或多種吸收(X)2的化學(xué)藥品的方法，在再生塔中，CO2從(X)2吸收劑中釋放或脫附，并且釋放的(X)2從所述再生塔的頂部提取用于進(jìn)一步處理，貧或耗盡(X)2的吸收劑從所述再生塔的底部收集并提取；將從所述再生塔的底部離開所述再生塔的貧吸收劑中的至少一部分引入到再沸器中進(jìn)行加熱，以生成作為解吸氣引入到所述再生塔中的蒸汽和汽化的吸收劑；其中，貧吸收劑被提取并閃蒸生成蒸汽和液相，所述蒸汽被壓縮并作為解吸氣返回到所述再生塔中，所述液相返回到吸收塔中； 并且其中，所述貧吸收劑的一部分被提取并引入到回收裝置中，在回收裝置中將所述貧吸收劑煮沸以生成作為回收吸收劑被提取并返回到所述再生塔中的氣相以及含有雜質(zhì)、熱穩(wěn)態(tài)鹽，以及來自吸收性的所述化學(xué)藥品和其它的化學(xué)藥品的降解產(chǎn)物的液相；其中，將從所述回收裝置中提取的所述氣相與通過閃蒸所述貧吸收劑而得到的蒸汽部分一同進(jìn)行壓縮以在所述回收裝置中產(chǎn)生壓力，所述壓力比所述再生塔中的壓力低。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其中，所述回收裝置中的壓力通過用于從所述回收裝置中提取氣相的抽氣裝置得以進(jìn)一步降低。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的方法，其中，所述抽氣裝置是真空系統(tǒng)、噴射機(jī)或壓縮機(jī)。
4.根據(jù)前述權(quán)利要求中的任意一項(xiàng)所述的方法，其中，所述回收裝置中的壓力至少比所述再生塔中的壓力低0.2巴。
5.根據(jù)權(quán)利要求4所述的方法，其中，所述回收裝置中的壓力至少比所述再生塔中的壓力低0. 3巴。
6.一種用于CO2的液體吸收劑的再生器，所述再生器包括再生塔(8)、將富吸收劑引入到所述再生塔(8)中的富吸收劑管路(5)、從所述再生塔(8)的底部提取貧吸收劑的提取裝置(10)、將提取的貧吸收劑的至少一部分加熱以生成再次引入到所述再生塔(8)中的蒸汽的再沸器(11)、將所述貧吸收劑的第二部分從所提到的提取裝置(10)中導(dǎo)向閃蒸裝置 (31,32)的第一貧吸收劑管路(30)、從所述閃蒸裝置中提取氣相的蒸汽提取管路(33)、將蒸汽提取管路(3 中的氣相壓縮的壓縮裝置(34)、以及將壓縮的氣相注入到所述再生塔中的管路(37)、以及用來從所述閃蒸裝置中提取液相并將貧吸收劑返回到吸收設(shè)備中的第二貧吸收劑管路G)、以及從所述再生塔的頂部提取CO2和蒸氣的氣體提取管路(9)、以及將從再生塔頂部提取的氣體分離成CO2流和水的分離裝置(14，15)，所述(X)2流從再生器輸出，所述水循環(huán)回到所述再生塔(8)中，其特征在于，所述再生器還包括用于提取所述貧吸收劑的一部分并將所述貧吸收劑引入到所述回收裝置的回收裝置管路(20)、用于在所述回收裝置中加熱所述貧吸收劑的加熱裝置02，22')、用于提取在所述回收裝置中生成的氣相并且將所述氣相引入到所述壓縮裝置(34)中的回收裝置提取管路03)、以及從所述回收裝置中提取廢胺用于沉積的廢胺管路04)。
7.根據(jù)權(quán)利要求6所述的再生器，其中，在所述回收裝置提取管路中設(shè)置有壓縮機(jī)(43)，用于進(jìn)一步降低所述回收裝置中的壓力。
8.根據(jù)權(quán)利要求5所述的再生器，其中，在所述回收裝置提取管路中設(shè)置有噴射泵(44)，用于進(jìn)一步降低所述回收裝置中的壓力。
全文摘要
描述了一種從離開再生塔(8)的貧CO2含水吸收劑中回收吸收CO2的化學(xué)藥品的方法以及用于實(shí)施所述方法的再沸器(11)，其中，所述貧吸收劑(30)被提取并閃蒸(31)以生成作為解吸氣(37)被壓縮(34)并返回到所述再生塔中的水蒸氣；一部分貧吸收劑(20)被提取并引入到將所述貧吸收劑(20)煮沸以生成氣相和液相的回收裝置(21)中，所述氣相作為回收吸收劑被提取并返回到所述再生塔中，所述液相含有雜質(zhì)；其中，從所述回收裝置中提取的所述氣相與來自所述貧吸收劑閃蒸的蒸汽部分一同被壓縮(34)以在所述回收裝置中產(chǎn)生壓力，所述壓力比在所述再生塔中的壓力低。
文檔編號B01D53/14GK102458610SQ201080025264
公開日2012年5月16日 申請日期2010年6月9日 優(yōu)先權(quán)日2009年6月9日
發(fā)明者A·H·哈蘭德, B·M·貝爾格, O·M·巴德, O·高賽特, S·伍德豪斯 申請人:阿克清潔碳公司