CN102151457B - 一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法,该方法首先将含有CO2的原料气经过碳酸二乙酯吸收脱碳,然后使吸收CO2后的吸收剂富液经过两级减压解吸,解吸产生的CO2气体经过压缩和冷却回收气相夹带的溶剂碳酸二乙酯后排出界区。本发明开发的碳酸二乙酯脱碳工艺与目前工业上成熟应用的碳酸丙烯酯法相比,能耗可降低30%以上;与聚乙二醇二甲醚法相比,溶剂价格更低,聚合损失降低50%以上;与低温甲醇洗工艺相比,操作温度更加温和,设备投资降低30%以上。本发明的CO2脱除效率可达85%~95%。

Description

一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种从中高压气体混合物中,包括合成气、变换气以及IGCC气体,吸收脱除CO2工艺,属化学工程技术领域。
背景技术
[0002] 全球气候变暖已经成为毫无争议的事实。温室气体CO2的排放是造成气候变暖的一个主要因素。如何从富含CO2的气体混合物中,包括合成气、变换气以及IGCC气体中捕集、分离CO2极为重要。
[0003] 根据不同的应用场合和原料气的压力高低,脱碳方法可分为干法和湿法。干法包括吸附法和膜法,一般适用于CO2浓度较低的场合;湿法可分为化学吸收法和物理吸收法,化学吸收法多用于原料气压力较低的场合。
[0004]目前国内外工业上较为成熟的物理吸收法脱碳工艺有低温甲醇洗法(国外称为Rectisol法,CN 94101447.9)、碳酸丙烯酯法(国外称为Flour法,CN 91101928)和聚乙二醇二甲醚法(国外称为Selexol法,CN 200710015805)。
[0005] 低温甲醇洗法具有吸收能力大、选择性好、气体净化度高、吸收剂稳定性好的特点,但是存在工艺流程长,设备投资大(需要耐_30°C以下的低温材质)、吸收剂毒性大和需要支付国外高额专利技术费等缺点;由于碳酸丙烯酯具有在较高的分压下能有效地吸收CO2,而在较低的压力下可以不需要热量而容易解吸的特点,其工艺流程,尤其是解吸工艺可以得到相当的简化,但是由于吸收容量有限,吸收剂循环量较大,能耗较大;聚乙二醇二甲醚法具有吸收能力强、吸收剂损失小(蒸汽压低)的特点,但是聚乙二醇二甲醚必须通过人工合成,吸收剂成本高,而且该吸收剂分子量较大,在再生过程容易发生聚合而造成损失。
发明内容
[0006] 针对现有低温甲醇洗法工艺流程长,设备投资大,碳酸丙烯酯法吸收剂吸收容量小,循环量大,以及聚乙二醇二甲醚法成本高,容易发生聚合损失的不足和缺陷,本发明提供一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法,以进一步简化工艺,降低成本。
[0007] 为了实现本发明目的,本发明的一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法,该方法包括如下步骤:
[0008] I)碳酸二乙酯吸收
[0009] 含有CO2的原料气与从吸收塔3顶部出来的净化气在第一换热器I中换热后,从下部进入吸收塔,来自储罐的碳酸二乙酯与来自吸收剂罐9底部的吸收剂贫液在第二换热器2中换热后从吸收塔上部进入吸收塔,原料气与碳酸二乙酯在吸收塔内逆流接触并发生吸收传质;吸收塔温度控制在5〜30°C,压力控制在2500〜3500KPa ;脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至20〜30°C后排出界区,吸收了 CO2的吸收剂富液经过一级节流阀5和二级节流阀7膨胀降压;[0010] 2)节流膨胀
[0011] 吸收剂富液经过一级节流阀5膨胀降压至800〜lOOOKPa,温度变为2〜22°C,然后经过一级气液分离罐6进行气液分离,汽相经过压缩机4压缩后返回吸收塔,液相经过二级节流阀7膨胀,压力降至101〜150KPa,温度降至O〜20°C,然后经过二级气液分离罐8进行气液分离,气相送入压缩机10回收尾气中的碳酸二乙酯,液相送入吸收剂储罐9循环使用;
[0012] 3)压缩冷凝
[0013] 来自二级气液分离罐8的液相送入压缩机10压缩至2〜8MPa,然后经冷凝器11降温至5〜25°C,再送入气液分离罐12进行汽液分离,气体为回收CO2气体,液相返回吸收剂储罐9作为吸收剂循环使用。
[0014] 本发明提供的采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法与现有工艺(CN101254388A)相比,可降低能耗20%以上;与目前工业上成熟应用的碳酸丙烯酯法相比,能耗可降低30%以上;与聚乙二醇二甲醚法相比,溶剂价格更低,聚合损失降低50%以上;与低温甲醇洗工艺相比,操作温度更加温和,设备投资降低30%以上。本发明的CO2脱除效率为 85%〜95%。
附图说明
[0015] 图1为本发明采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳工艺流程图。
[0016] 图中:1换热器;2换热器;3吸收塔;4压缩机;5 —级节流阀;6 —级气液分离罐;7 二级节流阀;8 二级气液分离罐;9吸收剂储罐;10压缩机;11冷凝器;12气液分离罐。
具体实施方式
[0017] 以下实施例用于说明本发明,但不用来限制本发明的范围。
[0018] 本发明提供的一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳工艺(图1),包括如下步骤:
[0019] I)碳酸二乙酯吸收
[0020] 含有CO2的原料气与从吸收塔3顶部出来的净化气在第一换热器I中换热后,从下部进入吸收塔,来自储罐的碳酸二乙酯与来自吸收剂罐9底部的吸收剂贫液在第二换热器2中换热后从吸收塔上部进入吸收塔,原料气与碳酸二乙酯在吸收塔内逆流接触并发生吸收传质;吸收塔温度控制在5〜30°C,压力控制在2500〜3500KPa ;脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至20〜30°C后排出界区,吸收了 CO2的吸收剂富液经过一级节流阀5和二级节流阀7膨胀降压;
[0021] 2)节流膨胀
[0022] 吸收剂富液经过一级节流阀5膨胀降压至800〜lOOOKPa,温度变为2〜22°C,然后经过一级气液分离罐6进行气液分离,汽相经过压缩机4压缩后返回吸收塔,液相经过二级节流阀7膨胀,压力降至101〜150KPa,温度降至O〜20°C,然后经过二级气液分离罐8进行气液分离,气相送入压缩机10回收尾气中的碳酸二乙酯,液相送入吸收剂储罐9循环使用;
[0023] 3)压缩冷凝[0024] 来自二级气液分离罐8的液相送入压缩机10压缩至2〜8MPa,然后经冷凝器11降温至5〜25°C,再送入气液分离罐12进行汽液分离,气体为回收CO2气体,液相返回吸收剂储罐9作为吸收剂循环使用。
[0025] 实施例1
[0026] 含有CO2的混合气体,温度30°C,压力2800KPa,组成(摩尔分率)如表I所示:
[0027] 表1原料气流量和组成
Figure CN102151457BD00051
[0029] 与吸收塔 塔顶除去CO2的净化气换热后降至20°C从下部进入吸收塔,来自吸收剂储罐25°C的碳酸二乙酯与解吸后循环吸收剂贫液换热后至5°C后从上部进入吸收塔,吸收剂流量为36809.15kmol/h。气液两相在塔内逆流接触并发生吸收传质。吸收塔塔顶温度21°C,压力2800KPa ;塔底温度26°C,压力2840KPa。脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至26°C排出界区,其组成(摩尔分率)如表2所示:
[0030] 表2净化气的流量和组成
[0031]
Figure CN102151457BD00052
[0032] 吸收CO2的吸收剂富液经过两级节流膨胀降压。
[0033] 一级节流膨胀降压至900KPa,温度降至20°C,然后经过气液分离。汽相经过压缩后返回吸收塔,液相进行二级节流膨胀,压力进一步降至105KPa,温度进一步降至9°C,然后经过气液分离。气相送入压缩机压缩并回收其中的碳酸二乙酯,液相返回吸收剂储罐循环使用。
[0034] 来自二级气液分离罐的液相经过压缩机压缩至3MPa,然后降温至25°C,再送入汽液分离罐进行汽液分离,液相送回吸收剂储罐循环使用,气相排出界区,其组成(摩尔分率)如表3所示:
[0035] 表3回收气的组成与流量
[0036]
Figure CN102151457BD00061
[0037] 从表I〜3中可见,脱碳效率为87.72%。
[0038] 实施例2
[0039] 含有CO2的混合气体,温度30°C,压力2800KPa,组成(摩尔分率)如表4所示:
[0040] 表4原料气流量和组成
Figure CN102151457BD00062
[0042] 与吸收塔塔顶除去CO2的净化气换热后降至24°C从下部进入吸收塔,来自吸收剂储罐25°C的碳酸二乙酯与解吸后循环吸收剂贫液换热后至5°C后从上部进入吸收塔,吸收剂流量为44919.15kmol/h。两相在塔内逆流接触并发生吸收传质。吸收塔塔顶温度19°C,压力2800KPa ;塔底温度24°C,压力2840KPa。脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至24°C排出界区,其组成(摩尔分率)如表5所示:
[0043] 表5净化气的流量和组成
[0044]
Figure CN102151457BD00063
Figure CN102151457BD00071
[0045] 吸收CO2的吸收剂富液经过两级节流膨胀降压。
[0046] 一级节流膨胀降压至900KPa,温度降至18°C,然后经过气液分离。汽相经过压缩后返回吸收塔,液相进行二级节流膨胀,压力进一步降至105KPa,温度进一步降至8°C,然后经过气液分离。气相送入压缩机压缩并回收其中的碳酸二乙酯,液相返回吸收剂储罐循环使用。
[0047] 来自二级气液分离罐的液相经过压缩机压缩至3MPa,然后降温至25°C,再送入汽液分离罐进行汽液分离,液相送回吸收剂储罐循环使用,气相排出界区,其组成(摩尔分率)如表6所示:
[0048] 表6回收气的组成与流量
[0049]
Figure CN102151457BD00072
[0050] 从表4〜6中可见,脱碳效率为88.92%。
[0051] 实施例3
[0052] 含有CO2的混合气体,温度30°C,压力2800KPa,组成(摩尔分率)如表7所示:
[0053] 表7原料气流量和组成
Figure CN102151457BD00081
[0055] 与吸收塔塔顶除去CO2的净化气换热后降至24°C从下部进入吸收塔,来自吸收剂储罐25°C的碳酸二乙酯与解吸后循环吸收剂贫液换热后至7°C后从上部进入吸收塔,吸收剂流量为33737.37kmol/h。气液两相在塔内逆流接触并发生吸收传质。吸收塔塔顶温度19.(TC,压力2800KPa ;塔底温度28°C,压力2840KPa。脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至25°C排出界区,其组成(摩尔分率)如表8所示:
[0056] 表8净化气的流量和组成
[0057]
Figure CN102151457BD00082
[0058] 吸收CO2的吸收剂富液经过两级节流膨胀降压。
[0059] 一级节流膨胀降压至900KPa,温度降至17°C,然后经过气液分离。汽相经过压缩后返回吸收塔,液相进行二级节流膨胀,压力进一步降至105KPa,温度进一步降至TC,然后经过气液分离。气相送入压缩机压缩并回收其中的碳酸二乙酯,液相返回吸收剂储罐循环使用。
[0060] 来自二级气液分离罐的液相经过压缩机压缩至3MPa,然后降温至25°C,再送入汽液分离罐进行汽液分离,液相送回吸收剂储罐循环使用,气相排出界区,其组成(摩尔分率)如表9所示:
[0061] 表9回收气的组成与流量
[0062]
Figure CN102151457BD00083
[0063]
Figure CN102151457BD00091
[0064] 从表7〜9中可见,脱碳效率为88.98%。
[0065] 实施例4
[0066] 对于表10中所示的原料气体,分别采用CN 101254388A中公开的工艺和本发明提出的工艺捕集CO2,在达到表11中所示的净化气体要求的情况下,两种工艺的公用工程消耗对比如表12所示。
[0067] 从表12可以看出,本发明比CN 101254388A工艺节能20.79%。
[0068] 表10原料气流量和组成
Figure CN102151457BD00092
[0070] 表11净化气的流量和组成
[0071]
Figure CN102151457BD00093
[0072] 表12本发明与CN 101254388A工艺的公用工程对比[0073]
Figure CN102151457BD00101
[0074] 虽然,上文中已经用一般性说明及具体实施方案对本发明作了详尽的描述,但在本发明基础上,可以对之作一些修改或改进,这对本领域技术人员而言是显而易见的。因此,在不偏离本发明精神的基础上所做的这些修改或改进,均属于本发明要求保护的范围。

Claims (1)

1.一种采用碳酸二乙酯作为吸收剂的脱碳方法,其特征在于该方法包括如下步骤: 1)碳酸二乙酯吸收 含有CO2的原料气与从吸收塔(3)顶部出来的净化气在第一换热器(I)中换热后,从下部进入吸收塔,来自储罐的碳酸二乙酯与来自吸收剂罐(9)底部的吸收剂贫液在第二换热器(2)中换热后从吸收塔上部进入吸收塔,原料气与碳酸二乙酯在吸收塔内逆流接触并发生吸收传质;吸收塔温度控制在5〜30° C,压力控制在2500〜3500KPa ;脱除CO2后的净化气与原料气换热后降温至20〜30° C后排出界区,吸收了 CO2的吸收剂富液经过一级节流阀(5 )和二级节流阀(7 )膨胀降压; 2)节流膨胀 吸收剂富液经过一级节流阀(5)膨胀降压至800〜lOOOKPa,温度变为2〜22° C,然后经过一级气液分离罐(6)进行气液分离,汽相经过第一压缩机(4)压缩后返回吸收塔,液相经过二级节流阀(7)膨胀,压力降至101〜150KPa,温度降至O〜20° C,然后经过二级气液分离罐(8)进行气液分离,气相送入第二压缩机(10)回收尾气中的碳酸二乙酯,液相送入吸收剂储罐(9)循环使用; 3)压缩冷凝 来自二级气液分离罐(8)的气相送入第二压缩机(10)压缩至2〜8MPa,然后经冷凝器(11)降温至5〜25° C,再送入气液分离罐(12)进行气液分离,气体为回收CO2气体,液相返回吸收剂储罐(9)作为吸收剂循环使用。
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