CN101384333B

CN101384333B - 从烟道气等中回收二氧化碳

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Publication number: CN101384333B
Application number: CN2006800533160A
Authority: CN
Inventors: S·查克拉瓦蒂; K·L·伯格斯; A·古普塔; W·R·威廉斯
Original assignee: Praxair Technology Inc
Current assignee: Praxair Technology Inc
Priority date: 2005-12-23
Filing date: 2006-12-15
Publication date: 2011-11-23
Anticipated expiration: 2026-12-15
Also published as: CA2634256A1; BRPI0620441A2; WO2007075399A1; NO20082995L; KR20080091154A; CN101384333A; MX2008008168A; US20070148069A1; EP1973630A1; JP2009521313A

Abstract

通过将二氧化碳和氧气吸收到还含有另一有机组分的胺溶液中、除去氧气、并从吸收剂中回收二氧化碳，以浓缩形式从还含有氧气的进气流中回收二氧化碳。

Description

从烟道气等中回收二氧化碳

发明领域

本发明广泛地涉及回收二氧化碳且，更特别地，涉及从还含有氧气的进料混合物中回收二氧化碳。

发明背景

二氧化碳是由具有高CO₂纯度(本文中使用的该术语含义为具有＞95％的二氧化碳含量)的进料流制备的，其中该进料流是可获得的，采用蒸馏技术。该来源的实例包括氨和氢气工厂废气，发酵来源和富含CO₂的井中自然产生的气体。典型地，液体CO₂在中央工厂生产并随后输送到可以在好几百公里之外的用户，由此导致高运输成本。具有高浓度二氧化碳的来源的缺乏和它们与用户的距离，提供了从低浓度来源中回收CO₂的动机，该来源通常可更靠近用户地点获得。这种来源的主要实例为烟道气，其典型地含有3～25％CO₂，取决于用于燃烧的燃料和过量空气的量。

为了由具有较低CO₂浓度的来源制备高浓度的CO₂产物流，需要将进气中的CO₂浓度显著提高，由此形成可以送到蒸馏单元的更高浓度的流。各种技术-包括膜、吸附分离(PSA、VPSA、TSA)、物理吸收和化学吸收，可以用于提高CO₂纯度。整个方案的经济性(投资和操作成本)取决于进料的纯度、产物纯度规格和获得的回收率。对于膜、吸附分离和物理吸收，获得一定高产物纯度的成本主要与进料纯度相关。另一方面，化学吸收提供了在单一步骤中直接获得高纯度(＞95％)CO₂蒸汽的便捷方式，因为这种技术的成本对进料CO₂含量相对不敏感。该蒸汽可以就这样使用或者用作CO₂液化工厂的进料。

化学吸附可以通过使用烷醇胺以及碳酸盐如热的碳酸钾来进行。但是，在使用碳酸盐时，CO₂的分压必须为至少15psia以得到任意显著的回收率。由于烟道气通常可在大气压下获得，且烟道气中CO₂的分压在约0.5～3psia之间变化，所以使用碳酸盐的化学吸收将要求压缩进气。由于在压缩也存在的氮气中消耗的大量能量，这点是非常不经济的的。另一方面，存在可以提供在大气压下从贫来源中充分回收CO₂的水平的烷醇胺。由此对于从诸如烟道气的来源中回收高纯度(＞95％)CO₂蒸汽，优选使用胺的化学吸收。

该化学吸收方法中关键步骤是在较低温度(100℉左右)下将CO₂从烟道气吸收到胺溶液中，将获得的富含CO₂的胺溶液加热到220℉左右，并随后使用蒸汽在240℉左右的温度下从该富溶液中汽提CO₂。再生步骤中消耗的蒸汽是最主要的成本单元，典型地占操作成本的接近75％。主要是三个因素推动蒸汽消耗的速率：CO₂与胺的反应热、再生段中将富含CO₂的吸收剂溶液加热到所期望的温度所需的显热、和将提供用于从进入汽提器的富含CO₂的吸收剂中汽提CO₂的推动力的重沸器中的一些水蒸发所需的潜热。

由此，存在对于采用吸收和汽提以将二氧化碳从其低浓度来源中回收的方法的需求，其中降低了每个回收的二氧化碳单位的蒸汽消耗。

典型地，烟道气含有大量的氧气(＞2％)，其可以导致胺和吸收剂的其它组分的降解。该降解副产物导致腐蚀问题，以及导致整体性能的显著恶化，如CO₂回收的下降。由此，也存在对于将前述降低的蒸汽消耗与降低的氧气导致的吸收剂降解组合的二氧化碳回收方法的需求。

发明概述

本发明包括一种用于回收二氧化碳的方法，包括步骤：

(A)使包含二氧化碳和氧气的进气与吸收剂溶液对流接触地通过，该吸收剂溶液包含水、胺组分、和有机组分，该有机组分选自C₁-C₃烷醇，乙二醇，乙二醇单甲基醚，二乙二醇，丙二醇，二丙二醇，式R⁴-O-(C₂H₄O)_n-R⁵的聚乙二醇和聚乙二醇醚，其中n为3～12，R⁴为氢或甲基，R⁵为氢或甲基，或者R⁴为苯基且R⁵为氢，式R⁶-O-(C₃H₆O)_p-R⁷的聚丙二醇和聚丙二醇醚，其中n为3～6，R⁶为氢或甲基，R⁷为氢或甲基，或者R⁶为苯基且R⁷为氢，未取代的或者被一个或两个含1个或2个碳原子的烷基N-取代的乙酰胺，甘油，环丁砜，二甲基亚砜，及其混合物，并将二氧化碳和氧气从所述气体转移到所述吸收剂溶液中，由此获得含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液；

(B)将氧气从该含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液中分离，由此获得氧气贫化(oxygen depleted)的含二氧化碳的吸收剂溶液；

(C)将该氧气贫化的含二氧化碳的吸收剂溶液加热，由此获得加热的氧气贫化的含二氧化碳的吸收剂溶液；和

(D)将二氧化碳从该加热的氧气贫化的含二氧化碳的吸收剂溶液中分离，由此获得富含二氧化碳的流和再生的吸收剂溶液。

优选的实施方式中，将步骤(D)中获得的再生的吸收剂溶液循环到步骤(A)以包含至少一部分步骤(A)中与进气接触的吸收剂溶液。

本文中使用的术语“吸收塔”含义为使得适宜溶剂即吸收剂能够选择地将吸收质从含有一种或多种其它组分的流体中吸收的传质设备。

本文中使用的术语“汽提塔”含义为其中将组分如吸收质与吸收剂分离的传质设备，通常通过施加能量。

本文中使用的术语“氧气清扫气体”含义为氧气浓度低于2mol％、优选低于0.5mol％，且可以用于将溶解的氧气从液体中剥离的气体。

本文中使用的术语“上部”和“下部”含义为分别在塔的中点之上和之下的那些塔段。

本文中使用的术语“间接热交换”含义为不采用任何物理接触或者将流体彼此混合使两个流体达到热交换关系。

附图说明

图1为本发明实施方式的示意图。

发明详述

参照附图，进气混合物1，其典型地已被冷却并进行处理以除去颗粒和其它杂质如硫氧化物(SOx)与氮氧化物(NOx)，将其通到压缩机或鼓风机2中，其中将其压缩到通常范围在每平方英寸14.7～30磅(绝对)(psia)的压力下。进气混合物1通常含有2～50mol％的吸收质二氧化碳，且典型地具有范围在3～25mol％的二氧化碳浓度。进气混合物1还含有浓度通常范围在小于1～约18mol％的氧气。进气混合物1也可以含有一种或多种其它组分如痕量烃、氮气、一氧化碳、水蒸气、硫氧化物、氮氧化物和颗粒。优选的进气混合物为烟道气，其含义为在烃或碳水化合物材料与空气、氧气、或任意其它含氧气的气态进料的完全或部分燃烧时获得的气体。

将压缩的进气混合物3从鼓风机2通到吸收塔4的下部，该吸收塔在通常范围为40～45℃的塔顶温度和通常范围在50～60℃的塔底温度下操作。该吸收塔典型地在大气压到1.5个大气压的压力下操作。

将吸收剂6通到吸收塔4的上部。吸收剂6包括水、至少一种本文中定义的胺、和本文中定义的有机组分。

适用于本发明的胺为符合式NR¹R²R³的单一化合物，和化合物的共混物，其中R¹为羟基乙基、羟基异丙基、或羟基正丙基，R²为氢、羟基乙基、羟基异丙基、羟基正丙基，且R³为氢、甲基、乙基、羟基乙基、羟基异丙基、或羟基正丙基，或者其中R¹为2-(2’-羟基乙基)-乙基，即，HO-CH₂CH₂OCH₂CH₂-，且R²和R³二者为氢。可以在实施本发明时用于吸收剂流体6的胺的优选实例为单乙醇胺(也称作“MEA”)、二乙醇胺、二异丙醇胺、甲基二乙醇胺(也称作“MDEA”)和三乙醇胺。

吸收剂6中胺的浓度范围典型地为5～80wt％，且优选为10～50wt％。例如，在实施本发明时用于吸收剂流体的单乙醇胺的优选浓度为5～25wt％，且更优选地浓度为10～15wt％。

除了胺组分之外，吸收剂6还含有有机组分。该有机组分为下列中的一种或多种：C₁-C₃烷醇，乙二醇，乙二醇单甲基醚，二乙二醇，丙二醇，二丙二醇，式R⁴-O-(C₂H₄O)_n-R⁵的聚乙二醇和聚乙二醇醚，其中n为3～12，R⁴为氢或甲基，R⁵为氢或甲基，或者R⁴为苯基且R⁵为氢，式R⁶-O-(C₃H₆O)_p-R⁷的聚丙二醇和聚丙二醇醚，其中n为3～6，R⁶为氢或甲基，R⁷为氢或甲基，或者R⁶为苯基且R⁷为氢，未取代的或者被一个或两个含1个或2个碳原子的烷基N-取代的乙酰胺，甘油，环丁砜，二甲基亚砜，及其混合物。该有机组分是水溶性的，且在大气压下25℃的标准条件下为液体。

适宜有机组分的实例包括甲醇，乙醇，乙二醇的单甲基醚，二乙二醇的单苯基醚，二甲基乙酰胺，和N-乙基乙酰胺。其它优选的有机组分包括甘醇类，甘醇醚类，前述聚乙二醇及其醚，前述聚丙二醇及其醚，甘油和环丁砜。

选择该有机组分及其用量以便满足几个因素。主要的因素是降低吸收剂溶液的显热和潜热对再生阶段中全部蒸汽要求的贡献。通过减少需要在汽提塔中被蒸发的水的相对量，降低潜热。相关因素是，降低吸收剂溶液的热容量。优选地，该热容量应降低至少10％，通过将包含水与一种或多种胺、但无本文中所定义的有机组分的溶液的热容量，与含有相同量的相同的一种或多种胺、但部分水替换为有机组分的相同溶液的热容量对比。典型地，选择该有机组分，使得吸收剂溶液的热容量，从包含胺和水、但无有机组分的吸收剂的约0.9～1cal/g℃降低到包含胺、水和有机组分的吸收剂的约0.65～0.9cal/g℃。

特定有机组分的选择应考虑几种其它因素。一种因素为易燃性，其在吸收剂接触含有吸收器中大量的氧气的烟道气时是重要的。例如，在将从中回收CO₂的进气含有足以呈现高氧化环境的氧气时，醇并非优选的有机组分。另一因素为环境考虑，其中将离开吸收器4顶部的气流排放到大气中，无需进一步处理以除去有机组分或者将其化学改性，例如，通过将其燃烧。在此情形下，应当避免可能存在健康危险的或者可能导致大气臭味或恶化的有机组分。仍另一因素为，该有机组分应当在化学上与胺，以及该有机组分可能接触到的体系(不仅包括容器、泵和管路，也包括衬垫、密封、阀门和其它部件)中采用的材料相容。

选择该有机组分及其用量时同样重要的是，a)保持吸收剂溶液的蒸气压在应使吸收器出口损失最小化的数值下，b)保持或者提高吸收器中吸收剂溶液与CO₂的反应速率，和c)降低吸收器中吸收剂溶液气泡的任意趋势。

本发明中采用的吸收剂溶液的较低热容量可以导致吸收器4内部升高的温度。由此必须调整溶液组成以便不会使吸收器4中温度超过85℃且优选75℃。另外，应当配制具有有机组分的吸收剂溶液，使得其沸点不会变得过高以致于气提器必须在任意点在高于约130℃的温度下操作，以避免在气提器中将胺吸收剂热降解。

考虑所有前述因素，该吸收剂溶液的组成应当在下列范围内。总的胺含量应为20～60wt％，且优选为25～50wt％。全部有机组分应构成10～50wt％，且优选为25～40wt％。水应构成该吸收剂溶液的10～50wt％且优选为20～40wt％。

可以依据本发明使用的典型吸收剂溶液的组成的一些实例为：

30wt％MEA、30wt％乙二醇、40wt％水

30wt％MEA、40wt％二乙二醇、30wt％水

25wt％MEA、25wt％MDEA、30wt％二乙二醇、20wt％水

30wt％MEA、20wt％MDEA、30wt％二乙二醇、20wt％水。

吸收塔4内，进气混合物相对于向下流动的吸收剂以对流方式上升。吸收塔4含有塔内部零件或传质元件如塔盘或者无规或有序填料。随着进气上升，进气内大多数二氧化碳、少量氧气和其它物质如氮气，被吸收到向下流动的吸收剂液体中，在塔4的顶部获得排除二氧化碳的顶部蒸汽，且在塔4的底部获得填充二氧化碳的、含溶解的氧气的吸收剂。将顶部蒸汽在流5中从塔4的上部排出，且将填充二氧化碳的吸收剂在流7中从塔4的下部排出。

可以在吸收器的顶部提供除雾器以收集吸收器出口气5(其基本上富含氮气)中夹带的胺和/或有机组分。为了有助于胺和有机组分的去除，除了除雾器之外或是代替除雾器，可以采用水洗。

溶解的氧气最终导致胺和一些有机组分的降解，由此导致腐蚀和其它操作困难。通过紧接着将含有二氧化碳和氧气的吸收剂流7输送到其中将氧气从该流中除去的阶段，降低该填充二氧化碳的吸收剂中溶解的氧气的浓度水平。

彻底消除是理想的但并非必须的。应当达到将氧气浓度降低到小于2ppm氧气且优选地小于0.5ppm氧气。除去氧气的优选技术为如图中所示的减压闪蒸。在该技术中，将含有二氧化碳和氧气的吸收剂溶液进料到其中吸收剂溶液之上的液上空间中压力保持在低于大气压(通常范围为2～12psia且优选范围为2.5～6psia)的槽102中，通过真空泵104的操作。这样的条件将氧气和其它溶解的气体从溶液中抽出并通过管道103排到槽102的上部之外。

也可以通过将该溶液与氧气清扫气体在适宜传质设备中接触来除去氧气，如填充塔、喷射设备、或膜接触器，代替或者除了槽102之外，但是优选地设置在设置有槽102的加工流程中。适用于除去氧气的设备和技术描述US 6 174506和US 6 165 433。适用的氧气清扫气体的实例包括无或具有极少氧气的气体，例如氮气，离开再生段的二氧化碳蒸汽，或储存罐中的二氧化碳。

本发明重要的一方面是，包含流7的流体或是在其从吸收塔4中排出与将其处理以除去氧气之间不经历加热，或是将其加热(以帮助氧气去除技术)但不会使得流7的温度超过160°F(71℃)。

将获得的含有二氧化碳的、氧气贫化的吸收剂，典型地含有小于2ppm的氧气且优选小于0.5ppm氧气，在流105中从槽102的下部排出，通到液体泵8且从此在流9中通到和通过热交换器10，其中通过间接热交换将其加热到通常范围在90～120℃、优选为100～110℃的温度。

将加热的含有二氧化碳的吸收剂在流11中从热交换器10通到汽提塔12的上部，该汽提塔在典型地范围为100～110℃的塔顶温度和典型地范围在119～125℃的塔底温度下操作。当加热的填充二氧化碳的吸收剂向下流通过可以为塔盘或者无规或有序填料的传质元件之上的汽提塔12时，该吸收剂内的二氧化碳从该吸收剂汽提到向上流的蒸汽中，其通常为水蒸气，由此产生富含二氧化碳的顶部蒸气流13和排除二氧化碳的吸收剂液体。

将该富含二氧化碳的顶部蒸气流13从汽提塔12的上部排出并通过回流冷凝器47，其中将其部分冷凝。将获得的两相流14通到回流鼓或相分离器15中，其中将其分为富含二氧化碳的气体和冷凝物。

将该富含二氧化碳的气体在流16中从相分离器15排出并回收作为二氧化碳产物流体，其二氧化碳浓度范围通常为95～99.9mol％(基于干燥重量)。本文中使用的“回收的”含义为作为最终产物回收的，或者出于任何目的如处理、其它使用、进一步加工或隔离而分离的。

二氧化碳(图中流16)通常为高纯度的(＞98％)。依据该二氧化碳的期望的用途，其可以无需进一步纯化就使用和如果需要的话在进一步纯化之后使用(例如在期望的用途是加到饮料或其它食品中时)。替换地，可以将该流进料到液化单元中用于生产液体CO₂。

冷凝物，其主要包含水、胺和有机组分，在流17中从相分离器15中排出。优选地，使该流通过液体泵18并作为流19进料到汽提塔12的上部。但是，泵18并非必须的，如果该冷凝物可以通过重力流到汽提塔中。替换地，可以将该流再次引入该过程任意位置，如引入流20中。

将剩余的含有胺和有机组分和水的吸收剂在流20中从汽提塔12的下部排出。优选地，将该吸收剂循环以包含至少一部分进料到吸收塔4的流6。在此之前，优选地，将流20通到重沸器21中，其中通过间接热交换将其加热到典型地范围为119～125℃的温度。图中所示的本发明的实施方式中，重沸器21通过压力为每平方英寸28磅(表压psig)或更高的饱和蒸汽48驱动，将其在流49中从重沸器21中排出。

重沸器21中含胺的且含有机组分的吸收剂的加热驱散一些水，其作为蒸汽在流22中从重沸器21通到汽提塔12的下部，其中其作为前述的向上流的蒸汽。

将获得的含胺的且含有机组分的吸收剂在液流23中从重沸器21中排出。，根据需要，即，连续地或间歇地，将一部分24的流23进料到回收没备25中，其中该液体被蒸发。将苏打灰或苛性钠加到回收设备25中有利于任意分解副产物和热稳定胺盐的沉淀。流27描述了任意分解副产物和热稳定胺盐的处理。可以将蒸发的胺溶液25再次引入到汽提塔12中，如图中所示。也可以将其冷却并直接与进入吸收塔4顶部的流6混合。另外，可以采用其它纯化方法如离子交换或电渗析来代替图中所示的回收设备25。

将剩余部分28的加热的含胺的且含有机组分的吸收剂23，通到溶剂泵35并从此在流29中通到且通过热交换器10，其中其起到进行前述的含二氧化碳的吸收剂的加热的作用，且其以冷却的吸收剂34从中出现。从冷却器37中通过将流34冷却到约40℃的温度以形成进一步冷却的流38。将一部分40的流38分离并使其通过机械过滤器41，从此以流42通过碳床过滤器43，且从此以流44通过机械过滤器45，用于除去杂质、固体、分解副产物和热稳定胺盐。将获得的流46与流39(其为剩余的流38)组合以形成流55。

贮槽30含有补充胺，其在需要时从贮槽30在流31中排出并通过液体泵32作为流33泵送到流55中。当使用第二种胺时，贮槽50含有该第二种胺的补充。将该第二种胺从贮槽50在流51中排出并通过液体泵52作为流53泵送到流55中。替换地，可以将该胺化合物预先共混，并保存在仅仅一个贮槽中并从中分配。可以将第三种和额外的胺储存在第三和额外的贮槽中并从中分配。贮槽60含有补充水，其在需要时从贮槽60在流61中排出并通过液体泵62作为流63泵送到流55中。贮槽70含有有机组分的补充，其在需要时从贮槽70在流71中排出并通过液体泵72作为流73泵送到流55中以形成流6。

本发明的实施提供了几个重要的优点。特别地，每个单位的处理的二氧化碳需要更少的能量，用于该方法中固有的加热和蒸发。认为这是由于蒸发有机组分所需的能量的量更低和存在的必须被蒸发的水的量降低。另外，本发明含有机组分的吸收剂溶液的循环速率可以保持与不含有机组分的吸收剂溶液的循环速率相同。

作为示例，关于再生期间的蒸汽消耗，30wt％MEA溶液典型地需要约4MMBtu/公吨的回收的CO₂。预期具有30wt％MEA、30wt％乙二醇(作为本文中所指的有机组分)、和40wt％水的吸收剂溶液需要多3.2MMBtu/公吨的回收的CO₂。类似地，30wt％MEA和20wt％MDEA的含水共混物需要约3.2MMBtu/公吨的回收的CO₂。具有30wt％MEA、20wt％MDEA、30wt％二乙二醇(作为本文中所示的有机组分)、20wt％水的吸收剂溶液可以潜在地降低蒸汽消耗到约2.8MMBtu/公吨的回收的CO₂。关于在约93℃的温度下的热容量，30wt％MEA溶液具有0.938cal/g℃的热容量，但是具有30wt％MEA、30wt％乙二醇和40wt％水的吸收剂溶液具有0.851cal/g℃的相应值。30wt％MEA和20wt％MDEA的含水共混物具有0.87cal/g℃的热容量，但是由30wt％MEA、20wt％MDEA、30wt％二乙二醇和20wt％水组成的吸收剂具有0.744cal/g℃的相应值。

另外，一些有机组分，如乙二醇，已显示出提高了吸收剂溶液与CO₂的反应速率以及降低了发泡趋势。该组合效果为降低的吸收器尺寸，其最终降低了资本成本。降低的发泡的附带好处是更小的操作困难。

另外，本发明的方法不需要加入胺氧化分解的抑制剂，因为将氧有效地除去达到胺氧化分解并不存在风险的水平。

Claims

1.一种用于从含二氧化碳的气体中回收二氧化碳的方法，包括：

(A)使包含二氧化碳和氧气的进气与吸收剂溶液对流接触地通过，该吸收剂溶液包含水、胺组分、和有机组分，该有机组分选自C₁-C₃烷醇，乙二醇，乙二醇单甲基醚，二乙二醇，丙二醇，二丙二醇，式R⁴-O-(C₂H₄O)_n-R⁵的聚乙二醇和聚乙二醇醚，其中n为3～12，R⁴为氢或甲基，R⁵为氢或甲基，或者R⁴为苯基且R⁵为氢，式R⁶-O-(C₃H₆O)_p-R⁷的聚丙二醇和聚丙二醇醚，其中p为3～6，R⁶为氢或甲基，R⁷为氢或甲基，或者R⁶为苯基且R⁷为氢，未取代的或者被一个或两个含1个或2个碳原子的烷基N-取代的乙酰胺，环丁砜，二甲基亚砜，及其混合物，并将二氧化碳和氧气从所述气体转移到所述吸收剂溶液中，由此获得含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液；

(B)将氧气从该含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液中分离，由此获得氧气贫化的含二氧化碳的吸收剂溶液；

2.权利要求1的方法，其中该有机组分选自乙二醇、二乙二醇、丙二醇、二丙二醇、及其混合物。

3.权利要求1的方法，其中所述胺组分选自式NR¹R²R³的化合物，其中R¹为羟基乙基、羟基异丙基、或羟基正丙基，R²为氢、羟基乙基、羟基异丙基或羟基正丙基，且R³为氢、甲基、乙基、羟基乙基、羟基异丙基、或羟基正丙基，或者其中R¹为2-(2’-羟基乙基)-乙基且R²和R³二者为氢，及其混合物。

4.权利要求1的方法，其中所述胺组分包含选自单乙醇胺、二乙醇胺、二异丙醇胺、甲基二乙醇胺、和三乙醇胺的一种或多种化合物。

5.权利要求1的方法，其中在步骤(C)中，通过与步骤(D)中回收的再生的吸收剂溶液间接热交换，加热该氧气贫化的含二氧化碳的吸收剂溶液。

6.权利要求1的方法，其包括在步骤(B)中通过将溶液进料到其中溶液之上的压力低于大气压的槽中，将氧气从该含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液中分离。

7.权利要求1的方法，其包括在步骤(B)中通过将清扫气体从溶液中通过，将氧气从该含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液中分离。

8.权利要求1的方法，其中在进行步骤(B)之前未加热步骤(A)中获得的溶液。

9.权利要求1的方法，其中在进行步骤(B)之前将步骤(A)中获得的溶液的温度保持在低于160℉。

10.权利要求1的方法，其中将步骤(D)中获得的吸收剂溶液循环到步骤(A)以包含至少一部分步骤(A)中与进气接触的吸收剂溶液。

11.权利要求10的方法，其中该有机组分选自乙二醇、二乙二醇、丙二醇、二丙二醇、及其混合物。

12.权利要求10的方法，其中所述胺组分选自式NR¹R²R³的化合物，其中R¹为羟基乙基、羟基异丙基、或羟基正丙基，R²为氢、羟基乙基、羟基异丙基或羟基正丙基，且R³为氢、甲基、乙基、羟基乙基、羟基异丙基、或羟基正丙基，或者其中R¹为2-(2’-羟基乙基)-乙基且R²和R³二者为氢，及其混合物。

13.权利要求10的方法，其中所述胺组分包含选自单乙醇胺、二乙醇胺、二异丙醇胺、甲基二乙醇胺、和三乙醇胺的一种或多种化合物。

14.权利要求10的方法，其中在步骤(C)中，通过与步骤(D)中回收的再生的吸收剂溶液间接热交换，加热该氧气贫化的含二氧化碳的吸收剂溶液。

15.权利要求10的方法，其包括在步骤(B)中通过将溶液进料到其中溶液之上的压力低于大气压的槽中，将氧气从该含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液中分离。

16.权利要求10的方法，其包括在步骤(B)中通过将清扫气体从溶液中通过，将氧气从该含二氧化碳和氧气的吸收剂溶液中分离。

17.权利要求10的方法，其中在进行步骤(B)之前未加热步骤(A)中获得的溶液。

18.权利要求10的方法，其中在进行步骤(B)之前将步骤(A)中获得的溶液的温度保持在低于160℉。