CN101755037A - 改进的溶剂提取和回收 - Google Patents

改进的溶剂提取和回收 Download PDF

Info

Publication number
CN101755037A
CN101755037A CN200880025055A CN200880025055A CN101755037A CN 101755037 A CN101755037 A CN 101755037A CN 200880025055 A CN200880025055 A CN 200880025055A CN 200880025055 A CN200880025055 A CN 200880025055A CN 101755037 A CN101755037 A CN 101755037A
Authority
CN
China
Prior art keywords
solvent
chamber
pressure
gas
solute
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN200880025055A
Other languages
English (en)
Inventor
B·J·韦贝尔
D·J·劳伦斯
M·凯斯
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Accudyne Systems Inc
Original Assignee
Accudyne Systems Inc
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Accudyne Systems Inc filed Critical Accudyne Systems Inc
Publication of CN101755037A publication Critical patent/CN101755037A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/34—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping with one or more auxiliary substances
    • B01D3/40—Extractive distillation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/02—Solvent extraction of solids
    • B01D11/0203—Solvent extraction of solids with a supercritical fluid
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/02—Solvent extraction of solids
    • B01D11/028—Flow sheets
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/02—Solvent extraction of solids
    • B01D11/0292—Treatment of the solvent
    • B01D11/0296—Condensation of solvent vapours
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/04—Solvent extraction of solutions which are liquid
    • B01D11/0403—Solvent extraction of solutions which are liquid with a supercritical fluid
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/04—Solvent extraction of solutions which are liquid
    • B01D11/0403—Solvent extraction of solutions which are liquid with a supercritical fluid
    • B01D11/0407—Solvent extraction of solutions which are liquid with a supercritical fluid the supercritical fluid acting as solvent for the solute
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D11/00—Solvent extraction
    • B01D11/04—Solvent extraction of solutions which are liquid
    • B01D11/0488—Flow sheets
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D19/00—Degasification of liquids
    • B01D19/0042—Degasification of liquids modifying the liquid flow
    • B01D19/0052—Degasification of liquids modifying the liquid flow in rotating vessels, vessels containing movable parts or in which centrifugal movement is caused
    • B01D19/0057—Degasification of liquids modifying the liquid flow in rotating vessels, vessels containing movable parts or in which centrifugal movement is caused the centrifugal movement being caused by a vortex, e.g. using a cyclone, or by a tangential inlet
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/007—Energy recuperation; Heat pumps
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02B—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES RELATED TO BUILDINGS, e.g. HOUSING, HOUSE APPLIANCES OR RELATED END-USER APPLICATIONS
    • Y02B30/00—Energy efficient heating, ventilation or air conditioning [HVAC]
    • Y02B30/52—Heat recovery pumps, i.e. heat pump based systems or units able to transfer the thermal energy from one area of the premises or part of the facilities to a different one, improving the overall efficiency
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P70/00—Climate change mitigation technologies in the production process for final industrial or consumer products
    • Y02P70/10—Greenhouse gas [GHG] capture, material saving, heat recovery or other energy efficient measures, e.g. motor control, characterised by manufacturing processes, e.g. for rolling metal or metal working

Abstract

本发明提供了用来改进用致密气体溶剂提取溶质，以及回收所述溶剂的系统和方法。例如用泵提高了由提取室制得的溶剂/溶质混合物的压力，从而使得混合物处于高于饱和条件的状态。升高压力使溶质具有更高的溶解度，在热交换器中蒸发的溶剂更少。减少溶质在系统中的累积，从而延长了系统的寿命。而且，将分离工艺的工艺条件与提取工艺的条件隔离开。因此，分离工艺的工艺条件得以保持，同时提取室的工艺条件随环境温度而变化，从而节约了成本和能量。所述隔离工艺条件的做法还可以在气体回收循环中使用热泵，在仍使用常规的制冷剂的情况下，所述热泵可以用于多种应用和环境条件。

Description

改进的溶剂提取和回收
优先权要求
本申请要求2007年12月27日提交的题为“改进的溶剂提取和回收(IMPROVED SOLVENT EXTRACTION AND RECOVERY)”的美国临时申请第61/017,108号的权益(代理号026681-000100US)，其全文内容参考结合入本文中。
技术领域
本发明一般涉及使用溶剂从样品提取溶质以及回收溶剂，更具体来说，提供了一种以更廉价、更高效、更耐久的方式提取和回收溶剂。
背景技术
在各种工业中使用溶剂提取溶质(固体或液体)。天然物质通常在常压下使用液体溶剂进行提取，例如从种子中提取油类。然后将溶质与溶剂分离，回收溶剂用于提取更多的溶质。
但是，问题是通常在最终产品(溶质)中会存在残余的溶剂。此时需要进行另外的加工步骤，从提取出的溶质中除去溶剂。为了解决这个问题，已有的出版物讨论了使用超临界二氧化碳。但是，超临界气体需要高压，因此需要更多的能量。
人们使用热泵来减少与超临界二氧化碳系统有关的一些成本。但是，采用超临界气体需要在整个工艺过程中对温度和压力值进行严格的控制，包括在提取室中进行这些控制，这会导致设计和操作成本提高。例如，对于每种新的用途，可能需要对包括热泵的新系统进行设计和调节。而且，可能还需要将额外的能量引入提取室，所述提取室具有很大的热质量，并受到外界环境温度波动的影响，从而削弱了热泵带来的节能效果。
本发明人发现的另一个问题是，当使用液体和超临界溶剂的时候，在分离操作之前和过程中，粘性溶质可能会沉淀在所用的设备之内。例如，在分离器之前使用的蒸发器中可能会由于溶质从溶剂中沉淀出来而发生结垢现象。这会降低操作性能，提高能量成本，缩短设备的工作寿命。
因此，需要使用溶剂提取和回收系统，可提供纯的产物而不会带来溶质沉淀问题，不需要在工艺的每个部分对参数进行严格控制，而且廉价和节能。
发明内容
本发明的实施方式提供了用来改进致密气体提取和回收的系统和方法。在一个方面，减少了溶质在系统的某些部分的累积(例如由于溶质过早沉淀造成的累积)，从而延长了所述某些部分的寿命。将从提取室得到的通常处于饱和条件的溶剂/溶质混合物的压力提高，从而提供了超过饱和条件的混合物。所述提高的压力会导致溶质在溶剂中的溶解度高于提取条件下的溶解度，可以减少在分离工艺所需的溶剂相变过程中沉淀出来的溶质的量。提高压力还可以为在相变工艺的部分中传递能量的热交换器提供更高效、更小和/或更低成本的方法。另外，与在热交换器中使用较低压力的情况相比，当使用膨胀阀完成相变的时候，在热交换器中蒸发的溶剂较少，这也会使得可能沉淀出来的溶质的量更少。
在另一个方面，一些实施方式提供了用来将分离工艺的工艺条件与提取工艺的工艺条件隔离开的系统和方法。通过这种方式，用于分离工艺的工艺条件(例如温度和压力)可以得以保持，从而提供高效的分离，同时可以使提取室的工艺条件随环境温度变化。由此降低了与将较大的提取室(受到外界环境条件波动的影响)保持在上述工艺条件有关的成本。所述隔离工艺条件的做法还可以在气体回收循环中使用热泵，同时仍使用常规的制冷剂，所述热泵可以用于所多种溶剂、应用和环境条件。
根据一个示例性的实施方式，提供了使用致密气体溶剂提取溶质以及回收所述致密气体溶剂的系统。提取室接受致密气体溶剂，排出致密气体溶剂/溶质混合物。所述提取室在第一压力下操作。第一泵装置与提取室的出口流体连通，该装置可以操作输出高于第一压力的压力。溶剂蒸发室与第一泵的出口流体连通。分离器与溶剂蒸发室流体连通，将致密气体溶剂与溶质分离。第一溶剂冷凝室与分离器的出口流体连通。第二泵装置与第一溶剂冷凝室的出口以及提取室的入口流体连通。第二泵装置出口处的压力从第二泵装置入口处的压力有所增加。
根据另一个示例性的实施方式，提供了使用致密气体溶剂提取溶质以及回收所述致密气体溶剂的方法。在提取室中使用致密气体溶剂从样品中提取溶质，形成溶剂/溶质混合物。将热能传递到容纳所述溶剂/溶质混合物的溶剂蒸发室。将溶剂蒸发室的操作压力保持在规定的操作范围，同时允许提取室内的溶剂/溶质混合物的温度和压力随着环境温度变化。将致密气体溶剂与溶质分离。从容纳致密气体溶剂的第一溶剂冷凝室移走热能。然后将致密的气体溶剂送到提取室。
根据另一个示例性的实施方式，提供了使用液化的气体溶剂提取溶质以及回收所述液化的气体溶剂的方法。在提取室中使用致密气体溶剂从样品中提取溶质，从而形成溶剂/溶质混合物。在高于溶剂的饱和条件的温度/压力条件下，将溶剂/溶质混合物提供到溶剂蒸发室的入口。在溶剂蒸发室中对溶剂/溶质混合物进行加热。然后通过膨胀装置输送加热过的溶剂/溶质混合物，由此基本上将所有的液化的气体溶剂都转化为气体。将气体与溶质分离。在第一溶剂冷凝室中冷却气体，从而至少使得气体部分冷凝。然后将冷凝的气体送到提取室。
在本发明中，术语″饱和条件″表示使得所研究的液体发生相变转化为蒸气的温度和压力值。饱和液体表示在特定压力或温度下保持液相，使得对该液体提供极微小的热量都会使一部分液体转化为气相的物质。饱和气体表示在特定压力或温度下保持气相，使得从该蒸气移走极微小的热量都会使一部分蒸气转化为液相的物质。“饱和温度”表示与保持在特定压力下的饱和液体或饱和蒸气相关的温度。“饱和压力”表示与保持在特定温度下的饱和液体或蒸气相关的压力。“蒸发热”表示在特定的温度或压力下，饱和液体转化为饱和气体的能量。术语“临界点”表示物质处于其临界压力和临界温度。在此临界点，物质在液相中和气相中的热力学性质相同，蒸发热为零。在本发明中，术语″致密气体″可以表示超临界态或者液态的物质。术语“超临界流体”表示处于超过临界温度和临界压力的温度和压力状态的物质。术语″超过饱和条件″表示一种物质保持在超过与该物质当前温度相关的蒸气压的压力状态下。术语“过冷液体”表示一种保持在低于该物质所处压力下相应的饱和温度的温度的液体。
通过以下详述和附图能够更好地理解本发明的特性和益处。
附图说明
图1显示了根据本发明一个实施方式的致密气体提取/回收系统100和工艺循环。
图2显示了温度-焓(T-h)图200，图示了致密气体溶剂二甲醚(DME)的温度和焓之间的关系，作为过程能量分析的一部分。
图3的表300显示了根据本发明一个实施方式，DME的基线工艺循环的热力学分析。
图4显示了根据本发明的一个实施方式，使用泵装置提高溶剂蒸发器的压力的致密气体提取/回收系统400和工艺循环。
图5显示了根据本发明的一个实施方式，DME的温度和焓之间的关系的另一种示图。
图6显示了常用轻烃气体溶剂的蒸气压曲线。
图7显示了根据本发明一个实施方式，使用致密气体溶剂提取溶质并回收致密气体溶剂的方法700的流程图。
图8显示了根据本发明一个实施方式用于热泵的工艺循环。
图9显示了根据本发明一个实施方式，使用热泵的致密气体提取/回收系统900和工艺循环。
图10是显示R-123的蒸气压的图。
图11A是R-123的温度-熵(T-S)图。
图11B是R-123的温度-焓(T-H)图。
图12显示了根据本发明一个实施方式用于热泵的R-123的工艺循环的热力学分析。
图13是提供根据本发明一个实施方式用于热泵的R-123的工艺循环的该热力学分析的详细数据的表格。
图14显示了根据本发明的一个实施方式，使用泵装置提高溶剂蒸发器的压力并且包括热泵的致密气体提取/回收系统1400和工艺循环。
图15显示了根据本发明的一个实施方式，使用泵装置提高溶剂蒸发器的压力并且包括改进的热泵1590的致密气体提取/回收系统1500和工艺循环。
具体实施方式
本发明的实施方式提供了用来改进致密气体提取和回收的系统和方法。在一个方面，减少了溶质在系统的某些部分的累积(例如由于溶质过早沉淀造成的累积)，从而延长了所述某些部分的寿命。将从提取室得到的通常处于饱和条件的溶剂/溶质混合物的压力提高，从而提供了超过饱和条件的混合物。可以通过位于提取室和蒸发室之间的泵提高压力。
另外，本发明的系统和方法将分离工艺和提取工艺的工艺条件相隔离。可以通过位于提取室和蒸发室之间的泵来进行所述隔离。通过这种方式，用于分离工艺的工艺条件(例如温度和压力)可以得以保持，从而提供高效的分离，同时可以使得提取室的工艺条件变化，从而如下文所述减少各种成本。
I.溶剂提取和回收系统
在工业规模的工艺中，提取所用的工艺气体的量要求通过某种方法将所述气体溶剂与溶质相分离，还需要回收气体的方法。通常通过使致密气体溶剂蒸发，将溶质(液态、浆液、粘性物质，或者固体)与溶剂流体分离，收集溶质，然后回收(通过冷凝)溶剂。例如，一种进行所述操作的方法是将溶剂闪蒸成气体，使用旋流分离器凝结并收集溶质液滴，使得气相溶剂与溶质分离。然后使用冷凝器将气体从气相转化为液相，然后在另外的工艺操作中重新利用。
在一些实施方式中，所述致密气体是丁烷、二甲醚、异丁烷、戊烷、乙烷、二氧化碳、碘代三氟甲烷，氨，一氧化二氮，碳氟化合物，或其混合物。最常用的气体是丁烷、丙烷、二氧化碳、以及二甲醚(DME)。
图1显示了根据本发明一个实施方式的致密气体提取/回收系统100和工艺循环。这可能是例如液化气体提取工艺中产生的工艺物流。图1中还显示了常规的致密气体工艺的热力学循环。
提取室110容纳溶质以及将要从中提取溶质的其它物料。从第一入口108引入致密气体溶剂。然后溶剂/溶质混合物从出口112离开提取室110，被送到蒸发热交换器120，其也称作溶剂蒸发室。
通过热交换器120，从状态1转变为状态2，用来提高工艺物流的焓。将能量Q输入传递到热交换器120中，以提高焓。例如，所述能量Q输入可以由化石燃料燃烧得到。然后将混合物送到膨胀装置130，例如孔板或减压阀。充分地提高工艺物流的焓，使得在膨胀装置130之后，溶剂气体完全转化为气相。
图2显示了温度-焓(T-h)图200，图示了致密气体溶剂(在此情况下为DME)的温度和焓之间的关系，作为过程能量分析的一部分。从图200可以确定溶剂发生相变所需的能量。图200中的拱顶形曲线表示单相边界。左边的(较低焓)边界是液相边界。右边的(较高焓)边界是气相(蒸气)边界。该拱顶形曲线上的最高点是液相和气相成为一相的临界点。
该拱顶形曲线内的那段水平线表示两相并存的区域。水平线是5巴(72.5psi)至55巴(797.5psi)的一系列等压线。所述拱顶形曲线的宽度是特定压力(等压线)的蒸发热。发生液相转化为气相的温度是该特定压力下，即处于饱和条件的沸点。随着压力一直增加至临界点，蒸发热会降低，表示为拱顶形曲线峰值附近变窄。由于将Q输入传递到溶剂蒸发室中，使得沿等压线焓增大。
因此，在状态2，溶剂的热力学状态可以处于液相，或者处于液相和气相的两相区域。膨胀阀130降低了状态2和状态3a之间的压力。当在膨胀阀130上发生压降的时候，所述过程是绝热和等焓的(h＝焓＝常数)。处于液相的任何剩余的气体转化为蒸气，这样气体和溶质之间的比重产生极大差别。然后将气体和溶质送到分离器140。
分离器140，例如旋流分离器将气体与溶质分离。在一个实施方式中，分离器中的旋流和除雾器促进形成较大的液滴，从而产生使得离开分离器的蒸气中不会夹带液体的条件。然后将蒸气送到冷凝热交换器150(也称为溶剂冷凝室)。
所述冷凝热交换器150用来在状态3b和4之间冷凝气体物流。将气体冷却至低于与热交换器150中的压力相关的饱和温度。在一个实施方式中，使用水降低温度，其中，水的温度足够低，使能量Q输出从气体传递到水中。注意饱和温度是特定压力下气体变为液体的温度，或者发生相反变化的温度。
然后通过入口108将回收的冷凝的气体送到提取室110，然后重复所述工艺循环。可以在冷凝热交换器150和提取室110之间使用泵，将压力升高到提取室110的压力。
图3的表300显示了根据本发明一个实施方式，DME的基线工艺循环的热力学分析。表300中着重显示了选择的操作条件。所选条件包括提取温度，分离压力，分离器温度，以及来自冷凝器的过冷DME温度。工艺条件如下：
质量流速＝60,000千克/小时
提取压力＝10巴(130psig)
分离压力＝8巴(101psig)
分离温度＝38℃(100°F)
冷凝器排出物温度＝34℃(93°F)
对于各单元操作，可以通过相关联的关系计算所有其它的量值。循环温度考虑在环境条件附近。注意在10巴的压力下的饱和温度为45℃，在8巴的压力下的饱和温度为36.3℃。对热交换器条件进行具体选择，使得在相应的饱和温度周围具有小的温度变动。
这些工艺条件具有以下的能量要求：
蒸发热交换器＝6510kW或22e6BTU/小时
冷凝热交换器＝6510kW或22e6BTU/小时
从状态2可以看出，DME的焓变为391kJ/kg。在10巴的压力下，DME的蒸发热，即DME从液体完全转化为蒸气所需的能量为368.4kJ/kg。略高的能量需求是由于使DME从过冷状态转化为98.8％蒸气。另外，在8巴的压力下，蒸发热为382.3kJ/kg。相比之下，当工艺物流在状态3a和4之间冷凝和过冷的时候会发生390.9kJ/kg的焓变。
II在使用液态气体的时候，防止蒸发器中发生堵塞
常规的现有技术的系统提供在膨胀装置之后设置的溶剂蒸发室120，因此蒸发室的压力低于提取室的压力。致密气体溶剂的这种膨胀会使至少一部分致密气体发生从液相变为气相的相变，还会使温度降低。因为溶剂/溶质混合物通常以饱和状态从提取室110排出(以提高提取的溶质的量)，在较低的温度下，剩余的溶剂无法将所有的溶质保持在溶液中。因此，在送入溶剂蒸发室120之前，一部分的溶质会沉淀出来。
因为在溶剂蒸发器130中所有的溶剂都会蒸发，使得溶质继续在溶剂蒸发器中沉淀，使得沉淀问题更为恶化。这种沉淀会产生粘稠、粘性或团聚的溶质的问题，由于沉淀的溶质会在蒸发器的内部结垢，因此降低蒸发器传热的能力。
在系统100中，由于在溶剂蒸发室120之后设置了膨胀装置130，使得一部分溶剂在溶剂蒸发室120中保持为液相。所述剩余的液体随后通过膨胀装置130蒸发。因此，在溶剂蒸发室120中会有较少的溶质从溶液中沉淀出来。在所有的溶剂通过膨胀装置130蒸发之前，由于一部分的溶剂会在溶剂蒸发室120中蒸发，仍然会有一些溶质发生沉淀。
本发明的实施方式通过向所述溶剂蒸发室120提供高于饱和条件的溶剂/溶质混合物，从而减少或防止溶质的沉淀。提高压力使溶剂蒸发室120内的温度可以升高，同时不会将溶剂气体完全转化为蒸气。通过升高温度，同时将一部分的溶剂保持在液相中，提高了溶解性，从而减少了溶质的沉淀。
在一个实施方式中，使用泵来提高提取室110和溶剂蒸发室120之间的压力，以提高溶剂饱和温度。提高压力还使更多的溶剂可通过膨胀装置130蒸发，从而也减少溶质的沉淀。由此还可以减小蒸发热交换器的尺寸。在另一个实施方式中，如表300所示，从提取室排出的溶剂/溶质混合物处于高于饱和条件的状态。在此情况下，工艺温度低于饱和温度。因此，该混合物在高于饱和条件的状态下提供给溶剂蒸发室120。
图4显示了根据本发明的一个实施方式，使用泵装置提高溶剂蒸发器的压力的致密气体提取/回收系统400和工艺循环。与系统100中所示部件类似的部件在系统400中用类似的编号表示。
溶剂/溶质混合物从提取室410离开，被送到泵装置415，该泵装置415可以进行操作以提高输送到蒸发器420的工艺物流的压力，所述蒸发器也称作溶剂蒸发室。使用蒸发器420提高工艺物流的焓，并使作为溶剂的一部分气体蒸发。如上文所述，膨胀装置430(例如减压阀)使得剩余的溶剂蒸发。
系统400的一个益处是泵415，蒸发热交换器420以及减压阀430的位置。这些位置使在蒸发器420中发生的一部分热传递能够在工艺气体处于液相的情况下发生。
在蒸发器中，温度的升高导致溶质具有更高的溶解度，前提是温度升高不会造成液体转变为气体的相变。如果保持足够高的压力，使得在气体温度升高的同时伴随发生的焓增大不会造成相变，则可以减少沉淀。
如果压力不够高，则随着焓的增大(向工艺气体传热增加)，液化的气体会部分地转化为气相。即使当一部分溶剂发生相变的时候，剩余的液化的工艺气体能够“重新俘获”从蒸发的那部分工艺气体中沉淀出来的溶质。剩余的液体能够重新俘获溶质是因为温度的升高提高了液体溶解更多溶质的能力。
可以存在三种独立的压力：一种压力是在提取室410中随着环境温度变化；第二种压力受到控制，并高于分离室440中的压力；第三种压力是分离室440和冷凝热交换器450中的压力，低于蒸发器420中的压力。注意通过泵460将提取室410中的压力与冷凝器中的压力隔开。在一个实施方式中，用涡轮膨胀器代替减压阀430。
图5显示了根据本发明一个实施方式蒸发溶剂的工艺，其中如温度-焓(T-h)图所示使用泵装置升高压力。拱顶形曲线显示了饱和气体区域，在此区域内，液相可以与气相共存。在此区域内，只有温度或者压力可以独立地变化。在液化的气体提取工艺中，在上述区域内，气体处于饱和条件，或者处于接近饱和条件的液相。
所述拱顶形曲线的左侧表示液相条件，右侧表示气相条件。拱顶形曲线的最高点表示DME的临界点。对于特定的气体压力，拱顶形曲线左侧的焓与右侧的焓之差表示在此特定压力下气体的蒸发热。随着气体压力升高，蒸发热减小。在临界点处，蒸发热为零。
在所示的两个工艺中，通过分离器440进行的分离操作基本上在8巴的压力下进行。如直线A所示，常规的工艺的分离操作(使用蒸发器和分离器，不使用膨胀装置)在恒定压力下进行。当液态DME完全转化为蒸气DME的时候，在两相条件下发生蒸发热交换。
在另外的方法中，热交换器的操作压力为14巴，分离装置的操作压力为8巴。使用泵415将压力从8巴升高到14巴。这种压力变化带来的焓变极小，在图中都无法显示该步。溶剂蒸发器420中的热交换可以认为是分两步发生的，一步显示为B1a，另一步显示为B1b。在B1a步骤中，气体处于液相条件，对其进行加热，直至温度达到饱和条件。因为气体处于液相，与在气相中传递等量的热量所需的热交换面积相比，在液相情况下进行这部分传热所需的热交换面积较小。在B1b热交换步骤中，气体处于两相状态；但是，气体并未完全转化为蒸气。尽管该过程可以看作两步，但是可以作为单个热交换器进行操作，或者使用两个优化的热交换器。
增大压力提供了减小蒸发热交换器的尺寸的方法，还使用减压阀430提供更多的蒸发，因此在蒸发器420中蒸发较少的溶剂，从而减少溶质可能带来的结垢现象。
通过膨胀装置从压力14巴膨胀为压力8巴是等焓的(h＝常数)，显示为直线B2。在较高的压力下，更多的液体溶剂通过膨胀装置430转化为蒸气，从而减少了蒸发器420中可能沉淀的溶质的量。另外，直线B1a，B1b和B2所示的热交换法所需的热交换器要比直线A所示方法使用的热交换器更小、更有成本效益。
III.提取与分离的隔离
在系统400中，如图所示，泵415和460将提取工艺与分离工艺隔离开。在常规的液化气体系统中仅使用泵460。泵415将提取的工艺条件与分离器中的工艺条件隔开。在某些情况下，将液化的气体溶剂用于特定的溶质(例如将液体丁烷或丙烷用于脂类，脂肪和油类)，溶解度性质足够高，使得环境温度的较大波动不会对溶解度造成不利的影响，这样不会危及提取操作。因此，对于提取来说，无需对提取器中的温度进行限制。因此，提取工艺中的压力也可以自由变化。
在图6所示的常用轻烃类气体的蒸气压曲线中，可看出压力相对于温度变化的影响。环境温度合理的变化范围为10-60℃。对于丁烷，在10℃和60℃下，所需的压力分别为1.49巴和6.39巴绝对压力。对于二甲醚，在10℃和60℃下，所需的压力分别为3.73巴和14.47巴绝对压力。随着提取器中的环境温度变化，提取压力也会随之发生显著变化，这通常会对分离过程带来影响。
泵415将提取条件与热泵和分离条件隔离开。泵415可以将来自提取条件的压力降低或升高到对分离操作最佳的压力，以及下文讨论的对热泵操作最佳的压力。如果压力仅仅从提取器至蒸发器和分离器降低，则被动控制阀就足以保持分离系统中的温度。因此，在一个实施方式中，泵415包括被动控制阀。在寒冷的环境条件下，提取器中的压力过低，无法向蒸发器供应气体，泵415会使得压力升高，以使得系统可以操作。因此，可以使提取室内的温度自由变化，从而减少与提取室有关的设计、材料和能量的成本。
图7显示了根据本发明一个实施方式，使用致密气体溶剂提取溶质并回收致密气体溶剂的方法700的流程图。在步骤710中，在提取室(例如410)中使用致密气体溶剂从样品中提取溶质，从而形成溶剂/溶质混合物。将所述溶剂/溶质混合物送到溶剂蒸发室(例如蒸发器420)。
在步骤720中，将热能送到容纳溶剂/溶质混合物的溶剂蒸发室。在一个实施方式中，通过热交换法(例如本文所述的热交换法)传递能量。
在步骤730中，将溶剂蒸发室的操作压力保持在规定的操作范围内，同时允许提取室内的溶剂/溶质混合物的温度随着环境温度变化。在一个实施方式中，使用泵(例如415)保持操作压力，使得压力可以从提取室到溶剂蒸发室升高或降低。
在步骤740，通过任意的本文所述和本领域技术人员已知的方法将致密气体溶剂与溶质分离。例如，可以使用膨胀装置(例如430)和分离器(例如440)。然后将致密气体溶剂送到第一溶剂冷凝室(例如冷凝热交换器450)。
在步骤750中，从容纳致密气体溶剂的第一溶剂冷凝室移走热能。由此使得溶剂冷凝，可以在提取工艺中重新利用。在步骤760中，将所述致密气体溶剂送到提取室。
当采用热泵来提供Q输入和接受Q输出的时候，将提取室410与蒸发器420隔离具有特别的益处。热泵通常设计成能在很窄的高/低温度/压力条件下进行最佳的操作，因此系统具有使热泵能够在此窄的范围内进行操作的特征是有益的。为了确保制冷剂保持在此窄的范围内，现有技术的方法对提取室内的致密气体的温度进行控制。但是，当提取室很大的时候，特别是当提取室并未放置在受控的环境中的时候，例如处于外界环境中的时候，这会需要很多的能量。
方法700考虑到通过在与热泵相互作用的位置(蒸发室和冷凝室)控制致密气体溶剂的压力，使得热泵能够在窄的范围内操作。因此，允许提取室的温度自由变化，例如随环境温度变化。以下描述了该应用，但是首先对热泵的操作进行讨论。
IV.热泵的利用
使用热泵(制冷循环)在加压气体处理循环中推动热不平衡。在一个方面，一些实施方式具有调节溶剂“气体”/液化气体的压力以匹配热泵循环中的制冷剂的热力学性质的能力。
如上所述，对工艺物流施加热量或者从工艺物流移去热量，将溶剂(致密气体)从液相转化为气相，或者发生相反的变化。因为该气体处理系统同时需要加热(蒸发溶剂″气体″)和冷却(冷凝并随后再循环溶剂气体)，使得该工艺循环可以作为热泵的备选物。精确的转化温度取决于相关气体或气体混合物的蒸气压曲线。
当加压气体用作溶剂介质的时候，可以对该气体的蒸发和冷凝温度条件进行调节，以便与制冷剂的实际操作范围相匹配。
我们已经发现，可以使用许多种商业的制冷剂达到这种目的，所述市售制冷剂包括R11，R12，R13，R14，R21，R22，R32，R41，R113，R114，R115，R116，R123，R124，R125，R134a，R141b，R142b，R143a，R152a，R218，R227ea，R236ea，R236fa，R245ca，R245fa，R365mfc，RC318或R410a，其中最常用的是R22，R123，R134a和R410a。出于实际的原因，如下文讨论，对于某些应用选择R123。
使用热泵使电能可驱动压缩机的马达，利用该能量输入达到工艺所需的加热和冷却效果。该工艺使电能的使用成本能比通过燃料气体直接燃烧而加热的成本更节约。其还具有是″绿色″工艺的优点，因为可以通过碳平衡(carbon neutral)发电装置解决电能。
热泵
图8显示了根据本发明一个实施方式用于热泵800的工艺循环。在一个方面，热泵使用电驱动压缩机迫使制冷剂循环。输出热量Q输出(从用于溶剂气体工艺循环的冷凝器450输出)用作热泵循环的输入热量。热量输入(输送到溶剂气体蒸发器热交换器)用来吸收热泵循环的输出热量。
该循环包括四个部分：压缩机825，冷凝器835，膨胀装置845(例如孔板，管道节流部件，或者阀门)和蒸发器855。使用冷凝器835将热量从制冷剂抽出，注入吸热器，所述吸热器为溶剂气体的蒸发热交换器形式。由此将过热的气体制冷剂转化为液体，然后使得液体流过膨胀阀845。在一个方面，膨胀阀845使得制冷剂发生焦耳-汤姆逊冷却。冷的制冷剂从另外的工艺物流吸收热量(即从溶剂气体冷凝器吸收热量)，使得制冷剂蒸发。压缩机将蒸气从低压条件转化为高压条件。
由于能量守恒，可以写出以下公式：
Q_L+W输入＝Q_H.
电能通常用来驱动电动机，电动机驱动压缩机825，因此W输入与该系统的电能需求直接有关。可以使用其它动力装置驱动压缩机825，包括内燃机，水轮机，风力驱动涡轮机，微型涡轮机，或者地热涡轮机。当提到电能的时候，通常表示向制冷循环输入的原动力。一般来说，这种能量转化的压缩机效率为70-80％(压缩机循环中每1千瓦的功率需要提供1.43-1.25千瓦的电能)。这种能量用来将热能从低温区域(冷凝器)输送到高温区域(蒸发器)。通过适当地选择制冷剂和回路中的工艺条件，热泵800可以成为工艺中有效的电能放大器。
在使用电能动力的实施方式中，为了使得能量利用效率高于其它加热方法，应当以高效的方式使用电能，这是因为作为竞争方法的燃烧法为溶剂气体蒸发器提供热量的方式成本较低。为了比较，可以很方便地计算性能系数(COP)，这是与输入电能效率有关的热力学度量：
COP＝Q_L/W输入
随着COP增大，热泵循环成为输入电能的提高的放大器。
系统100的应用
图9显示了根据本发明一个实施方式，使用热泵990的致密气体提取/回收系统900和工艺循环。与系统100和热泵800中所示部件类似的部件在系统900中用类似的编号表示。
如图所示，提取气体工艺循环中的热泵990用来在溶剂冷凝器950吸收热量(输入到热泵循环中的Q输出1)，在溶剂蒸发器920注入热量(热量输出Q输入)。在一个实施方式中，设计热泵990使得热量输出(Q输入)足够多，以满足溶剂蒸发器920中溶剂蒸发的所有需要。但是，一般来说，来自热泵的热量输出(Q输入)大于热量输入(Q输出1)。因此，蒸发器955从用于溶剂冷凝的溶剂冷凝器950吸热的能力通常不足以完全冷凝溶剂的气体蒸气。
可以通过增加输入到压缩机925的能量Q输入，增加流过冷凝器935的制冷剂质量流量，至少部分地弥补Q输入和Q输出1之间的不平衡。但是，增加W输入可能是低效的。而且，冷凝器935中较高的质量流量也会导致较高的制造和维护成本。
在一个实施方式中，使用第二流体热交换器958以确保气体蒸气的完全冷凝。在一个方面，对气体分离的工艺条件进行调节，使得能够用超环境温度冷却介质提供将气体蒸气完全冷凝为液相的标称冷却要求Q输出2。在所示的实施方式中，显示为冷却水。一些实施方式可以使用许多方法用于次级冷却，例如冷却水源或者次级空气冷凝、或者水冷凝制冷系统。
在另一个实施方式中，在热泵990中使用另外的部件(例如另外的热交换器)确保溶剂冷凝的充分冷却。参见图15对该实施方式进行更详细的描述。
如本领域技术人员所熟知的，可以采用更复杂的热泵循环的实施方式，为制冷剂提供各种旁路或另外的流动路径。所有这些方法都被认为包括在本发明范围之内。
作为一个示例性的工艺循环，考虑了二甲醚(DME)为气体溶剂的方法。制冷气体是R123(二氯三氟乙烷或2，2-二氯-1，1，1-三氟乙烷)，其为HCFC(氢氯氟烃)R-11的代替品，R-11在1996年1月根据空气清洁法(Clean Air Act)停止生产。R-123在常温常压下为液体。R-123的一些性质如下：
沸点：在760毫米汞柱(1大气压＝1.01325巴)下为27.6℃(81.7°F)
液体密度：在25℃(77°F)的密度为1.46千克/升
蒸气压：在25℃(77°F)为13psia(0.8964巴)
蒸气密度：5.3(空气密度＝1.0)
在水中的溶解度：在25℃(77°F)为0.39重量％
pH值：中性
气味：醚味(轻微)
形态：液体
颜色：透明，无色
图10显示了R-123的蒸气压。图11A和11B分别显示了R-123的温度-熵图(T-S)和温度-焓(T-H)图。
溶剂蒸发器920用作制冷剂循环的冷却散热器，溶剂冷凝器950用作热源。这种方法需要确定合适的制冷剂，然后计算制冷剂循环中的热负荷和冷却负荷。
从图3的表300可以看到，基线DME在最高温度45℃(蒸发器)和最低温度34℃(冷凝器)之间变动。在工艺循环中的这两个位置，需要流体-流体(DME与制冷剂)热交换器，制冷剂和DME之间必须存在温差，以便为热交换器提供推动力。该温差越大，热交换器越小。温差越小，热交换器越大，而且热交换器的设计需要越复杂。为了确定尺寸，我们假定制冷剂的低温为25℃，高温为55℃。因此，两个热交换器可以具有10℃(18°F)的温差。
一个挑战是选择能够适合用于该温度变动的制冷剂。所述制冷剂的蒸气压范围应当能够实际适用于商业的空调设备，应当可以在市场上购得。从实际角度来看，压缩比(高压与低压之比)应当为3-4，以便能够实际制造机器。对于该温度范围，最合适的商业的制冷剂是R-123。
图12显示了根据本发明一个实施方式用于热泵的R-123的工艺循环的热力学分析。对R-123的流速进行选择，使得热泵的高温输出等于DME蒸发所需的热量输入，即大约6500kW。通过输入745kW(1000HP)的压缩机功率提供该热负荷。该工艺循环的性能系数约为8。R-123的流速为147,500千克/小时或者2458千克/分钟。对于该工艺循环，冷凝器排出物条件为2.8巴(26psig)和55℃，蒸发器排出物(压缩机抽气)条件为0.9巴(-2psig)和26℃。热气侧(DME蒸发器)的热交换器经历59℃至55℃的温度变化。冷液体侧(DME冷凝器)的冷凝器经历24.5℃至26℃的温度变化。图13详细列出了该热力学分析。
全部加热负荷和大部分冷却负荷的能量输入为745kW。这显著小于蒸发DME所需的6500kW的热负荷。另外，该工艺提供了5775kW的冷却效果。
系统400的应用
图14显示了根据本发明的一个实施方式，使用泵装置提高溶剂蒸发器的压力并且包括热泵1490的致密气体提取/回收系统1400和工艺循环。与系统400和800中所示部件类似的部件在系统1400中用类似的编号表示。
溶剂/溶质混合物从提取室1410离开，被送到泵装置1415，该泵装置1415可以进行操作以提高和/或降低蒸发器1420的压力，所述蒸发器也称作溶剂蒸发室。使用蒸发器1420提高工艺物流的焓，将作为溶剂的一部分气体蒸发。
如图所示，蒸发热交换器包括工艺气体循环的蒸发器1420以及热泵1490的冷凝器1435。所示位于提取气体工艺循环中的热泵1490用来将来自冷凝器1435的热量注入溶剂蒸发器1420(热量输出Q输入)。如上文所述，膨胀装置1430(例如减压阀)使得剩余的溶剂蒸发。
将气体和液体溶质送到分离器1440，分离器将气体与液体溶质分离。然后将气体蒸气送到冷凝热交换器1450，也称为溶剂冷凝室。如图所示，冷凝热交换器包括工艺气体循环的冷凝器1450以及热泵1490的蒸发器1455。所述热泵1490在溶剂冷凝器1450吸收热量(输入热泵循环的热量输入Q输 出1)。
在一个实施方式中，使用第二流体热交换器1458，与使用热交换器958的情况相同。使用第二泵1460提高冷凝气体的压力，使其更有效地储存在容器1470中。当需要溶剂的时候，随后通过阀门释放进入提取室1410中，根据环境压力条件，所述释放溶剂的操作可以包括降低压力。
在使用热泵的情况下考虑了之前的DME的实施例。在此情况下，对于DME，最佳的分离条件是在蒸发器1420和分离器1440中的压力为8巴。在饱和条件下，8巴对应于36.0℃。对于所有高于36℃的提取条件，被动控制阀1415可以将来自提取室条件的压力降低到蒸发器和分离器的压力。对于所有低于36℃的温度，压力需要升高。例如在25℃，DME饱和压力为5.90巴。在15℃，DME饱和压力为4.37巴。在这些较低的环境条件下(所述环境条件根据设备的位置以及预期的气候变化，可能是很常见的)，需要使用泵1415在提取器和蒸发器/分离器之间升高压力。
另外，在环境条件高于36℃的情况下，泵1415作为减压装置，实际上是涡轮膨胀器。通过适当地选择设备，通过泵的膨胀气体可以用来以发电机方式驱动泵的电动机。因此，可以使用膨胀气体来发电，部分地补充整体系统的电力需求。
在另一个实施方式中，作为替代或者补充，在热泵1490中使用另外的部件(例如另外的热交换器)确保溶剂冷凝的充分冷却。
图15显示了根据本发明的一个实施方式，使用泵装置提高溶剂蒸发器的压力并且包括改进的热泵1590的致密气体提取/回收系统1500和工艺循环。与系统1400中所示部件类似的部件在系统1500中用类似的编号表示。相对于系统1400，为热泵1590添加了另外的部件，除去了第二流体热交换器1458。
如果压缩机1525没有相对于工艺气体回路的加热和冷却需求完美地确定尺寸，当制冷剂通过膨胀阀1545的时候可以为两相(液相和气相)。系统1500用来解决所述压缩机1525没有完美地确定尺寸的问题。
在一个实施方式中，在冷凝器1535之后添加了另外的热交换器1537。所述热交换器1537可以是风机盘管的部分，所述风机盘管是热交换器和风机的组合。在一个方面，使用热交换器1537从制冷剂吸收最后一点热量，使得制冷剂在流过膨胀阀之前，完全处于液相状态。例如，可以使用风机在热交换器的盘管上吹动环境的空气(所述空气的温度低于制冷剂)，从而将热量从制冷剂移走。
由于在热交换器1537之后制冷剂进一步液化(可能完全处于液相状态)，然后通过膨胀阀1545可以使制冷剂的温度更低。由于该温度更低，制冷剂可以吸收更多的热量(Q输出1)，足以使得致密气体溶剂冷凝。在一个方面，必须提供更多的能量W输入，以补偿通过热交换器1537散热造成的额外的能量损失。相对于系统1400，该实施方式可以降低设备基建成本，同时热交换器1537带来的能量损失为中等程度。
另外，可以增大压缩机1525的尺寸，使得制冷剂的流速增大。通过加快流速，可以增大热量Q输入和Q输出1随时间的量。
可以在不偏离本发明实施方式的精神和范围的情况下，以任何合适的方式对本发明的具体方面的具体细节进行组合。但是，本发明的其它的实施方式可能涉及与各个单独的方面、或者这些单独方面的特定组合有关的具体实施方式。
为了阐述和说明起见提供了以上本发明的示例性实施方式的描述。该描述不应当理解为是完全的或者将本发明限于所述的明确形式，根据以上内容，可以进行许多改进和变化。对这些实施方式进行选择和描述，以更好地解释本发明的原理及其实际应用，从而使本领域其它技术人员能够更好地利用本发明的各种实施方式并在各种改进的情况下使其适用于预期的特定用途。

Claims (30)

1.一种使用致密气体溶剂提取溶质以及回收所述致密气体溶剂的系统，该系统包括：
提取室，该提取室接受致密气体溶剂，排出致密气体溶剂/溶质混合物，其中，所述提取室在第一压力下操作；
第一泵装置，其与所述提取室的出口流体连通，其中，所述第一泵装置可操作为输出高于所述第一压力的压力；
溶剂蒸发室，其与所述第一泵的出口流体连通，
分离器，其与所述溶剂蒸发室流体连通，将致密气体溶剂与溶质分离；
第一溶剂冷凝室，其与所述分离器的出口流体连通；以及
第二泵装置，其与所述第一溶剂冷凝室的出口以及所述提取室的入口流体连通，其中，第二泵装置出口处的压力从所述第二泵装置入口处的压力增大。
2.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述分离器通过膨胀装置与溶剂蒸发室流体连通，所述膨胀装置使溶剂蒸发室内的致密气体溶剂的压力高于所述第一溶剂冷凝室内的压力。
3.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述提取室内的温度和压力允许随环境温度变化。
4.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述第一泵装置还可操作为输出低于所述第一压力的压力。
5.如权利要求1所述的系统，其还包括：
包含制冷剂的热泵，所述热泵包括：
蒸发器，该蒸发器与所述第一溶剂冷凝室蒸发器热偶合；
压缩机，其与蒸发器流体连通；
冷凝器，其与压缩机的出口流体连通，并与溶剂蒸发室热偶合；以及
减压装置，其与所述冷凝器的出口流体连通，并与蒸发器的入口流体连通。
6.如权利要求5所述的系统，其特征在于，所述热泵还包括：
位于冷凝器和减压装置之间的热交换器。
7.如权利要求5所述的系统，其特征在于，所述热泵还包括：
风机，该风机通过将空气吹到热交换器上，促进热量从制冷剂热交换到周围环境中。
8.如权利要求5所述的系统，所述系统还包括第二溶剂冷凝室，该冷凝室在所述第一溶剂冷凝室和提取室之间流体连通。
9.如权利要求5所述的系统，其特征在于：
所述蒸发器直接与所述压缩机和减压装置相连；
所述冷凝器直接与所述压缩机和减压装置相连。
10.如权利要求5所述的系统，其特征在于，所述制冷剂包括以下的至少一种：R11，R12，R13，R14，R21，R22，R32，R41，R113，R114，R115，R116，R123，R124，R125，R134a，R141b，R142b，R143a，R152a，R218，R227ea，R236ea，R236fa，R245ca，R245fa，R365mfc，RC318和R410a。
11.如权利要求5所述的系统，其特征在于，所述制冷剂是R22，R123，R134a或R410a。
12.一种使用致密气体溶剂提取溶质以及回收所述致密气体溶剂的方法，该方法包括：
在提取室中使用致密气体溶剂从样品中提取溶质，从而形成溶剂/溶质混合物；
将热能传递到容纳所述溶剂/溶质混合物的溶剂蒸发室；
将溶剂蒸发室的操作压力保持在规定的操作范围，同时允许提取室内的溶剂/溶质混合物的温度和压力随着环境温度变化；
分离所述致密气体溶剂和溶质；
从容纳致密气体溶剂的第一溶剂冷凝室移走热能；以及
将所述致密气体溶剂送到所述提取室。
13.如权利要求12所述的方法，其特征在于，使用位于提取室和溶剂蒸发室之间的装置保持所述溶剂蒸发室的操作压力，所述装置可操作为升高或降低压力，使之处于操作范围之内。
14.如权利要求13所述的方法，其特征在于，所述装置使得压力从提取室的压力降低，回收在气体膨胀过程中以功的形式作用的能量。
15.如权利要求14所述的方法，其特征在于，所述装置是泵，并且当膨胀的气体驱动泵的电动机产生电能的时候，回收能量，从而回收了至少一部分的能量。
16.如权利要求12所述的方法，其特征在于，通过将热能传递给溶剂蒸发室中的溶剂/溶质混合物，提高了溶质在溶剂中的溶解度。
17.如权利要求12所述的方法，其特征在于，所述传递到溶剂蒸发室的热能来自热泵的冷凝器，所述从第一溶剂冷凝室移走的热能被送到热泵的蒸发器。
18.如权利要求17所述的方法，所述方法还包括：
在制冷剂通过热泵的冷凝器之后，通过热交换器将制冷剂的能量传递到周围的环境中。
19.如权利要求17所述的方法，其特征在于，所述冷凝器设计成在第一温度操作，所述溶剂/溶质混合物在溶剂蒸发室中达到第二温度，所述蒸发器设计成在第三温度下操作。
20.如权利要求19所述的方法，所述方法还包括：
在将热能从容纳致密气体溶剂的第一溶剂冷凝室传递到蒸发器之后，将所述致密气体溶剂的压力升高到第一压力值，提供对应于提取室中当前温度的饱和条件；以及
改变从提取室提取出的溶剂/溶质混合物的压力，以达到溶剂蒸发室中保持的操作压力，其中，所述保持的操作压力提供了对应于第二温度的饱和条件。
21.如权利要求17所述的方法，其特征在于，所述溶剂蒸发室和第一溶剂冷凝室之间的温差小于15℃。
22.如权利要求21所述的方法，其特征在于，所述溶剂蒸发室和冷凝器之间的温差大于10℃，所述第一溶剂冷凝室和蒸发器之间的温度差大于10℃，所述蒸发器和冷凝器的压力变化小于3巴。
23.如权利要求12所述的方法，其特征在于，所述致密气体溶剂包括选自以下的一种或多种物质：丁烷、丙烷、二甲醚、异丁烷、戊烷、乙烷、二氧化碳、碘代三氟甲烷，氨，一氧化二氮和碳氟化合物。
24.如权利要求23所述的方法，其特征在于，所述致密气体溶剂是二甲醚，丁烷或丙烷。
25.如权利要求12所述的方法，其特征在于，所述致密气体溶剂是液化的气体溶剂。
26.一种使用液化的气体溶剂提取溶质以及回收所述液化的气体溶剂的方法，该方法包括：
在提取室中使用致密气体溶剂从样品中提取溶质，从而形成溶剂/溶质混合物；
将溶剂/溶质混合物提供到溶剂蒸发室的入口，其中，在高于溶剂的饱和条件的温度/压力条件下，提供所述溶剂/溶质混合物；
在所述溶剂蒸发室中对所述溶剂/溶质混合物进行加热；
通过膨胀装置输送加热过的溶剂/溶质混合物，由此基本上将所有的液化的气体溶剂都转化为气体；
分离气体和溶质；
在第一溶剂冷凝室中冷却气体，从而至少使气体部分冷凝；以及
将所述冷凝的气体送到所述提取室。
27.如权利要求26所述的方法，所述方法还包括：
使用第一泵装置，将从提取室排出的所述溶剂/溶质混合物的压力升高，从而使所述溶剂/溶质混合物以高于该溶剂的饱和条件的温度/压力条件提供到所述溶剂蒸发室。
28.如权利要求26所述的方法，其特征在于，对溶剂蒸发室中的溶剂/溶质混合物进行加热提高了溶质在溶剂中的溶解度。
29.如权利要求28所述的方法，其特征在于，对溶剂蒸发室中的溶剂/溶质混合物进行加热使溶剂/溶质混合物达到溶剂的饱和状态。
30.如权利要求26所述的方法，其特征在于，使用包含制冷剂的热泵在溶剂蒸发室中进行加热和在第一溶剂冷凝室中进行冷却，所述热泵包括：
蒸发器，该蒸发器与所述第一溶剂冷凝室蒸发器热偶合；
压缩机，其与蒸发器流体连通；
冷凝器，其与压缩机的出口流体连通，并与溶剂蒸发室热偶合；以及
减压装置，其与所述冷凝器的出口流体连通，并与蒸发器的入口流体连通。
CN200880025055A 2007-12-27 2008-12-19 改进的溶剂提取和回收 Pending CN101755037A (zh)

Applications Claiming Priority (5)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US1710807P 2007-12-27 2007-12-27
US61/017,108 2007-12-27
US12/331,248 US8048304B2 (en) 2007-12-27 2008-12-09 Solvent extraction and recovery
US12/331,248 2008-12-09
PCT/US2008/087649 WO2009086082A1 (en) 2007-12-27 2008-12-19 Improved solvent extraction and recovery

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN101755037A true CN101755037A (zh) 2010-06-23

Family

ID=40796771

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN200880025055A Pending CN101755037A (zh) 2007-12-27 2008-12-19 改进的溶剂提取和回收

Country Status (6)

Country Link
US (1) US8048304B2 (zh)
EP (1) EP2235136A4 (zh)
CN (1) CN101755037A (zh)
CA (1) CA2710448A1 (zh)
CL (1) CL2009001961A1 (zh)
WO (1) WO2009086082A1 (zh)

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102093930A (zh) * 2010-12-24 2011-06-15 广州绿和缘生物科技有限公司 一种以可液化气体为溶剂且低温提取油茶籽油的装置及方法
CN103182191A (zh) * 2012-01-03 2013-07-03 鸿合环保科技有限公司 浓缩含碘溶液的方法与装置
CN103877735A (zh) * 2012-12-19 2014-06-25 南通富尔生物制品有限公司 一种浸湿器
CN106573183A (zh) * 2014-06-13 2017-04-19 马克·A·比泽 连续式化学萃取器，浓缩器和隔离器
CN108770346A (zh) * 2015-09-07 2018-11-06 乔治·斯特彻夫 萃取装置及萃取方法
CN110639216A (zh) * 2018-06-27 2020-01-03 南京绿环能源科技有限公司 耦合分步快速升温处理溶液的装置和方法

Families Citing this family (38)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP2108422A4 (en) * 2007-01-31 2012-08-01 Central Res Inst Elect METHOD FOR TREATING A WATER-CONTAINING SUBSTANCE
WO2008155643A1 (en) * 2007-06-20 2008-12-24 Nagarjuna Energy Private Limited Process for recovering products from fermentation
CA2708529A1 (en) * 2007-12-10 2009-06-18 University Of Western Sydney Apparatus and method for concentrating a fluid
US8048304B2 (en) 2007-12-27 2011-11-01 Dynasep Llc Solvent extraction and recovery
CA2780593A1 (en) 2009-11-11 2011-05-19 Dynasep Inc. Energy efficient acetone drying method
FR2957606B1 (fr) * 2010-03-19 2012-05-18 Arkema France Fluide frigorigene pour le transfert de chaleur a haute temperature
US8096366B2 (en) 2010-12-10 2012-01-17 American Pacific Corporation Environmentally beneficial and effective hydrochlorofluorocarbon compositions for fire extinguishing applications
CN102578195B (zh) * 2011-01-13 2015-04-29 梧州神冠蛋白肠衣有限公司 一种用于胶原蛋白肠衣干燥的混合工质热泵
US9242189B2 (en) * 2012-12-12 2016-01-26 Continuous Extractions, Llc Continuous extractor, concentrator and dryer
US9574799B2 (en) 2012-12-12 2017-02-21 Continuous Extractions, Llc Extractor and concentrator
DE102013007298A1 (de) * 2013-04-26 2014-10-30 Basf Se Verfahren und Versorgungseinheit zur Restabilisierung von radikalisch polymerisierbaren Monomeren
CN104214991A (zh) * 2013-05-30 2014-12-17 武汉高菱环境科技有限公司 一种高温水源热泵机组
JP6051308B2 (ja) * 2013-08-02 2016-12-27 株式会社日立製作所 固液分離装置、及びその方法
GB201318244D0 (en) * 2013-10-15 2013-11-27 Rpl Holdings Ltd Refrigerant
US9782691B2 (en) * 2014-04-03 2017-10-10 Frederick J. Chess Closed loop supercritical and subcritical carbon dioxide extraction system for working with multiple compressed gases
GB2542717A (en) 2014-06-10 2017-03-29 Vmac Global Tech Inc Methods and apparatus for simultaneously cooling and separating a mixture of hot gas and liquid
US10436480B2 (en) * 2014-07-29 2019-10-08 Applied Research Associates, Inc. Thermally driven environmental control unit
JP6373701B2 (ja) * 2014-09-26 2018-08-15 株式会社日立製作所 固液分離装置
WO2016117100A1 (ja) * 2015-01-23 2016-07-28 株式会社日立製作所 固液分離装置
WO2017100436A1 (en) * 2015-12-09 2017-06-15 Continuous Extractions, Llc Extractor and concentrator
WO2018126097A1 (en) * 2016-12-31 2018-07-05 George Stantchev Superheated water extraction with counterpressure system and method thereof
JP7074428B2 (ja) * 2017-04-26 2022-05-24 株式会社日立製作所 固液分離システム及び固液分離方法
WO2019074472A1 (en) 2017-10-09 2019-04-18 Halliburton Energy Services, Inc. USE OF LIQUEFIED GAS AS CENTRIFUGATION AID
JP7013211B2 (ja) * 2017-11-13 2022-01-31 株式会社日立製作所 抽出装置およびその方法
US10967293B2 (en) 2017-12-14 2021-04-06 Aurora Cannabis Enterprises Inc. Condensible gas botanical extraction systems and methods
US10814249B2 (en) 2017-12-14 2020-10-27 Aurora Cannabis Enterprises Inc. Condensible gas botanical extraction systems and methods
US10238706B1 (en) 2017-12-14 2019-03-26 MedReleaf Corp. Condensible gas botanical extraction systems and methods
US11547953B2 (en) * 2018-03-16 2023-01-10 Ricoh Company, Ltd. Method of producing extract and extraction residue of biological material, extract, and extraction residue
US10625176B2 (en) * 2018-04-06 2020-04-21 Larry Jack Melnichuk Method for continuous extraction and separation of useful compounds for plant or animal material
DE102018111704B3 (de) * 2018-05-16 2019-08-22 Iav Gmbh Ingenieurgesellschaft Auto Und Verkehr Verfahren und Vorrichtung zur Verdampfungskühlung einer Kraftmaschine anhand der Temperatur und des Druckes eines Kühlmittels
JP7174539B2 (ja) * 2018-05-31 2022-11-17 株式会社日立製作所 抽出装置
WO2020004491A1 (en) * 2018-06-29 2020-01-02 Ricoh Company, Ltd. Liquid production method and liquid production device
JP7213040B2 (ja) * 2018-06-29 2023-01-26 株式会社アルビオン 液体の製造方法及び液体の製造装置
JP2021090928A (ja) * 2019-12-12 2021-06-17 昭和電工マテリアルズ株式会社 抽出方法及び抽出装置
US11840462B2 (en) * 2021-01-04 2023-12-12 Massachusetts Institute Of Technology Switchable system for high-salinity brine desalination and fractional precipitation
US20230060952A1 (en) * 2021-08-31 2023-03-02 Agustus Berman Shelander Heat pump driven distillation
US11766629B2 (en) * 2021-10-17 2023-09-26 George Stantchev Extraction apparatus and method thereof
WO2023065031A1 (en) * 2021-10-19 2023-04-27 Maratek Environmental Inc. Falling film evaporator system and method

Family Cites Families (38)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE1493190C3 (de) * 1963-04-16 1980-10-16 Studiengesellschaft Kohle Mbh, 4330 Muelheim Verfahren zur Trennung von Stoffgemischen
US3477856A (en) * 1965-11-10 1969-11-11 Us Agriculture Process for extraction of flavors
GB1575827A (en) * 1977-01-18 1980-10-01 Brewing Patents Ltd Preparation of hop extract
US4246291A (en) * 1979-03-26 1981-01-20 General Foods Corporation Decaffeination of aqueous extracts
US4349415A (en) * 1979-09-28 1982-09-14 Critical Fluid Systems, Inc. Process for separating organic liquid solutes from their solvent mixtures
US4443321A (en) * 1981-11-17 1984-04-17 The United States Of America As Represented By The Administrator Of The National Aeronautics And Space Administration Supercritical solvent coal extraction
US4466923A (en) * 1982-04-01 1984-08-21 The United States Of America As Represented By The Secretary Of Agriculture Supercritical CO2 extraction of lipids from lipid-containing materials
GB2152837B (en) * 1983-07-05 1987-03-25 Kuraray Co Extractive separation method
US4493854A (en) * 1983-09-20 1985-01-15 The United States Of America As Represented By The Secretary Of Agriculture Production of defatted soybean products by supercritical fluid extraction
US4770780A (en) * 1984-04-25 1988-09-13 Cf Systems Corporation Liquid CO2 /cosolvent extraction
US4877530A (en) * 1984-04-25 1989-10-31 Cf Systems Corporation Liquid CO2 /cosolvent extraction
CA1311236C (en) 1988-02-10 1992-12-08 Helena L. Chum Supercritical separation process for complex organic mixtures
US4911941A (en) * 1988-08-05 1990-03-27 General Foods Corporation Method for decaffeinating coffee with a supercritical fluid
DE3843908A1 (de) * 1988-12-24 1990-06-28 Sueddeutsche Kalkstickstoff Verfahren zur entfernung von ethanol aus durch vergaerung erzeugten getraenken
US5116508A (en) * 1990-02-23 1992-05-26 Suprex Corp. Supercritical fluid extraction from liquids
WO1991014373A1 (en) 1990-03-21 1991-10-03 Portwall Pty Limited Lipid extraction and processing and products so obtained
US5252729A (en) * 1991-10-23 1993-10-12 Schering Corporation Extraction of compounds from plant materials using supercritical fluids
US5932101A (en) * 1996-08-29 1999-08-03 Eastman Chemical Company Process for fluid/dense gas extraction under enhanced solubility conditions
US5938927A (en) * 1996-09-30 1999-08-17 Aluminum Company Of America Process for extracting oil from contaminated filter media
US5707673A (en) * 1996-10-04 1998-01-13 Prewell Industries, L.L.C. Process for extracting lipids and organics from animal and plant matter or organics-containing waste streams
GB9920945D0 (en) * 1999-09-06 1999-11-10 Ici Plc Apparatus and method for extracting biomass
GB9920943D0 (en) * 1999-09-06 1999-11-10 Ici Plc Apparatus and methods for removing solvent residues
US6936230B2 (en) * 2000-01-06 2005-08-30 Viacheslav V. Zhurin System for thermal and catalytic cracking of crude oil
AU2002211546A1 (en) * 2000-10-13 2002-04-22 Micell Technologies, Inc. Device and process for dry-cleaning process using carbon dioxide and a divided pressure vessel
US6589422B2 (en) * 2000-12-18 2003-07-08 Ineos Fluor Holdings Limited Apparatus and method for extracting biomass
US6551642B2 (en) * 2001-03-08 2003-04-22 Cocotech, Inc. Process for removing oil from foodstuffs using a membrane filter
FR2829037B1 (fr) * 2001-08-28 2003-12-19 Joint Industrial Processors For Electronics Dispositif a enceintes multiples pour l'evaporation fractionnee et la separation d'une solution
DE20210672U1 (de) * 2002-07-10 2003-11-20 Hois Jakob Vorrichtung zum Aufbereiten von organisch und/oder anorganisch belastetem Abwasser
US7049465B2 (en) * 2003-07-10 2006-05-23 Eastman Chemical Company Process for energy recovery in processes for the preparation of aromatic carboxylic acids
US7384557B2 (en) * 2003-07-14 2008-06-10 Applied Ambient Extraction Process Consultants, Llc Method and apparatus for removing solute from a solid solute-bearing product
US7091366B2 (en) * 2003-09-25 2006-08-15 Thar Technologies, Inc. Recovery of residual specialty oil
US20050194313A1 (en) * 2003-12-31 2005-09-08 Lalit Chordia Method and apparatus for energy efficient high pressure extraction
WO2005099853A1 (en) * 2004-04-12 2005-10-27 Thar Technologies, Inc. Continuous processing and solids handling in near-critical and supercritical fluids
US20060201342A1 (en) * 2005-03-01 2006-09-14 Paganessi Joseph E Use of porous metal membrane for treating liquid foods
US20080233238A1 (en) * 2007-02-08 2008-09-25 Grimmway Enterprises, Inc. Supercritical co2 carrot feedstock extraction
US7897050B2 (en) 2007-04-12 2011-03-01 Accudyne Systems, Inc. Dense gas means for extraction of a solute from solids
AU2008257031A1 (en) 2007-05-24 2008-12-04 Dynasep Llc Energy efficient separation of ethanol from aqueous solution
US8048304B2 (en) 2007-12-27 2011-11-01 Dynasep Llc Solvent extraction and recovery

Cited By (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102093930A (zh) * 2010-12-24 2011-06-15 广州绿和缘生物科技有限公司 一种以可液化气体为溶剂且低温提取油茶籽油的装置及方法
CN102093930B (zh) * 2010-12-24 2014-09-24 广州绿和缘生物科技有限公司 一种以可液化气体为溶剂且能在室温下提取油茶籽油的装置及方法
CN103182191A (zh) * 2012-01-03 2013-07-03 鸿合环保科技有限公司 浓缩含碘溶液的方法与装置
TWI448434B (zh) * 2012-01-03 2014-08-11
CN103877735A (zh) * 2012-12-19 2014-06-25 南通富尔生物制品有限公司 一种浸湿器
CN106573183A (zh) * 2014-06-13 2017-04-19 马克·A·比泽 连续式化学萃取器，浓缩器和隔离器
CN108770346A (zh) * 2015-09-07 2018-11-06 乔治·斯特彻夫 萃取装置及萃取方法
CN110639216A (zh) * 2018-06-27 2020-01-03 南京绿环能源科技有限公司 耦合分步快速升温处理溶液的装置和方法

Also Published As

Publication number Publication date
US20090166175A1 (en) 2009-07-02
WO2009086082A1 (en) 2009-07-09
EP2235136A4 (en) 2016-01-13
CL2009001961A1 (es) 2011-06-17
EP2235136A1 (en) 2010-10-06
US8048304B2 (en) 2011-11-01
CA2710448A1 (en) 2009-07-09

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN101755037A (zh) 改进的溶剂提取和回收
US9994751B2 (en) Absorption refrigeration cycles using a LGWP refrigerant
US6449964B1 (en) Regenerative refrigeration system with mixed refrigerants
CN102454441B (zh) 与吸收式冷冻机形成一体的兰金循环
US7100380B2 (en) Organic rankine cycle fluid
CN1840868B (zh) 用稠密流体膨胀器将低级热源转化为动力的工艺
CN101603749B (zh) 一种自复叠喷射式低温制冷循环系统
CN101796355A (zh) 热激活高效热泵
RU2529917C2 (ru) Способ и устройство для преобразования тепловой энергии в электричество, теплоту повышенного потенциала и холод
US20210156597A1 (en) Ultra efficient turbo-compression cooling systems
US20110265501A1 (en) System and a method of energy recovery from low temperature sources of heat
US5809791A (en) Remora II refrigeration process
JP2018077041A (ja) Ｃｏ２冷媒を利用した二段膨脹構造を有する多段ヒートポンプおよびその循環方法
Shen et al. Theoretical analysis of a novel liquid-vapor separation condensation ejector refrigeration cycle with zeotropic mixtures
US11473817B2 (en) Method to change fluid temperature using a thermally driven control unit
JP2008127017A (ja) 車両室内を空調するための冷却回路とランキン回路との組み合わせ
Bravo et al. State of art of simple and hybrid jet compression refrigeration systems and the working fluid influence
US5752392A (en) Air conditioner and heat exchanger therefor
WO2015019886A1 (ja) 廃熱回収装置
CN104632462A (zh) 新型车辆动力/冷热供能系统及其工作方法
Wang et al. Performance analysis of a double-efficient CO2 cooling and heating system using an ejector
CN104141552B (zh) 新型车辆动力、冷/热供能系统及其工作方法
Mezentseva et al. Investigation of heat pump efficiency on zeotropic refrigerants R32/R134a and R32/R152a
Kshirsagar et al. Combined vapour compression-ejector refrigeration system: a review
US9599371B2 (en) Installation and method for the production of cold and/or heat

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C02 Deemed withdrawal of patent application after publication (patent law 2001)
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication

Open date: 20100623