CN103826723A - 一种胺吸收剂和捕集co2的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种液态含水的CO2吸收剂，该吸收剂含有两种以上胺化合物，已吸收了CO2的胺的水溶液与未吸收CO2的胺的水溶液不易溶混或仅部分易溶混，所述胺的至少一种为叔胺，并且所述胺的至少一种为伯胺和/或仲胺，其中，所述叔胺为DEEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP，或者所述叔胺为DIPAE或N-TBDEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP、MAPA和MEA，以及一种利用该CO2吸收剂捕集CO2的方法。

Description

一种胺吸收剂和捕集CO2的方法
技术领域
本发明涉及从气态混合物中吸收CO2的改进的吸收剂，以及使用上述吸收剂吸收CO2的方法。更具体地，本发明涉及在吸收CO2后可以自发地形成两个分离的相的特殊的胺的组合物，以及一种利用上述胺的组合物从气体混合物，例如含碳燃料燃烧产生的废气、工业尾气和钢铁生产产生的高炉气中捕集CO2的方法。
背景技术
几十年来关于从工业规模的气体混合物中捕集CO2已众所周知，例如从次生地形地层的气井（sub terrain gas wells）中分离天然气和CO2，以将得到的天然气输出且将得到的CO2输回次生地形地层结构（sub terrain structure）。
对于化石燃料燃烧产生的CO2导致的全球变暖和温室效应的越来越多的关注，已引起对CO2排放的主要点如热电厂（thermal power plant）的CO2捕集的兴趣。
US5.618.506A（关西电力公司(THE KANSAI ELECTRIC POWER CO.)和三菱JUKGYO株式会社(MITSUBISHI JUKGYO KABUSHIKI KAISHA)）08.04.1997与EP0558019B（关西电力公司和三菱重工业株式会社(MITSUBISHI HEAVY IND LTD)）27.12.1996，以及其中标示的引用，给出了捕集CO2的过程和吸收剂的一般的技术背景。
工业CO2捕集工厂（CO2capturing plants）包括吸收塔，在该吸收塔中，液体吸收剂与待处理的气流进行逆流接触。将“净化”的或低CO2含量的气体从所述吸收塔的顶部抽取出并排放到大气中，反之将富CO2吸收剂从所述吸收塔的底部抽取出来。该富吸收剂在再生塔中再生，其中，该富吸收剂与通过在再生塔底部加热已再生的吸收剂而再生的蒸汽经逆流流动而被汽提（stripped）。将该已再生的吸收剂从再生塔的底部抽取出来并回收用于吸收塔中。将主要含有蒸汽和CO2的富CO2气体从该再生塔的顶部抽取出来。在将CO2送去储存或其他用途前，将该富CO2气体进一步处理以除去水和压缩。
然而，捕集CO2是一种耗能过程，由于CO2与吸收剂结合是放热反应以及再生过程是吸热反应。因此，将热量供给再生塔以再生吸收剂并排放CO2。此需求的热量是CO2捕集工厂的主要操作成本。因此减少吸收剂再生需要的热量即是寻求减少CO2捕集的能量成本。
然而，在捕集CO2时具有较少放热反应的胺通常有较慢的反应动力学。较慢的反应动力学将需要含CO2气体与吸收剂之间有更长的接触时间。对处理同样气体体积，更长的接触时间将需要更大的吸收塔。
许多不同的胺及其组合物已被建议作为CO2的吸收剂，具有不同的CO2吸收性能的不同的胺见上述专利。其他关于从混合气体中捕集CO2和/或其他酸性气体的胺吸收剂的示例可以在WO2009/027491A（壳牌国际研究公司(SHELL INTERNATIONAL RESEARCH MAATSCHAPPIJ)）05.03.2009、US2008078292A（MIMURA TOMITO）03.04.2008，以及布鲁德尔P.、文森H.F.的《补分燃烧CO2捕集溶剂的比较》（BRUDER/P,SVENDSEN,H.F..Solvent comprarision for postcombustion CO2capture.Post combustion captureconference2011,Abu Dhabi.May2011）中找到。
再生吸收剂需要的能量为CO2捕集的总能量消耗的主要部分。因为在再沸器中的加热将会反转在吸收塔中发生的放热反应，该部分能量与吸收热（heat of absorption）有关，并且还与随温度的CO2平衡的转移有关。
假定能量成本是CO2捕集工厂的主要的运行成本。热量消耗为3个因素的结合（吸收热、用于汽提的热量（heat for stripping）以及胺/胺替换体（amineexchanger）之间的焓损失（sensible heat loss））。
已经尝试不同的方法以改善碳捕集的能量效率，例如热集成以保留过程中的热量以及发现最佳吸收剂/吸收剂混合物的测试。
此外，已经提出并在实验室中测试了减少被加热再生的吸收剂的总量的方法，该方法只是将载有CO2的吸收剂部分送入到再生器中。
US2007237695A（LIANG HU）11.10.2007涉及一种使用液体吸收剂吸收被分离的气体之一用于气体分离的方法和系统，其中，该吸收剂自发地分离为吸收气体中的富相和吸收气体中的贫相。活化剂（active agent）不确定但优选试剂为选自由碱性盐、铵、链烷醇胺、胺、酰胺以及它们的组合物组成的组。US20090263302A（LIANG HU）22.10.2009是US2007237695的CIP的部分（CIP）中的延续案（continuation in part（CIP）），并且进一步发展为表明用于吸收剂的可能的活化剂的组。
WO2010/126694A（LIANG HU）04.11.2010涉及一种使用含有以第一浓度溶解于混合物中的胺的吸收剂将酸性气体混合物脱酸的方法。在吸收酸性气体后，吸收剂形成富集胺的相，该相从剩余的吸收剂分离出并以被引入再生单元，而剩余的吸收剂回收使用返回吸收单元。一系列有机溶剂与水和水溶液一起被提出作为溶剂。提出的有机溶剂为优选的溶剂。唯一示例的吸收剂为异辛醇中的MEA，该吸收剂可以自发地形成含有MEA以及MEA与CO2的反应物的富集胺的相，以及一种在吸收的CO2上形成不溶的重碳酸盐的碳酸盐水溶液（aqueous carbonate solution）。
WO2010/044836A（LIANG HU）22.04.2010涉及一种使用包括载体相（carrier phase）和不溶于该载体相的有机相的吸收剂将酸性气体混合物脱酸的方法。如本文中所描述的不需要引入有机溶剂，混合的溶剂体系增加体系的复杂性。
US7.541.011B（LIANG HU）02.06.2009涉及一种使用含有至少一种活化剂和至少一种溶剂的吸收剂，从气体混合物中分离气体的方法。唯一示例的活化吸收剂为DEA和碳酸钾的含水混合物，未指明引起预期的相分离和组成80体积%吸收剂的溶剂。
本发明的目的在于提供一种改进的吸收剂和使用该吸收剂从含CO2气体中捕集CO2的改良的方法，其中，与现有使用的吸收剂例如以MEA示例的相关吸收剂相比，对于上述标准该改进的吸收剂有改善特性。特别地，本发明的目的在于提供一种具有低能量需求和好的化学稳定性的吸收剂，同时还在于提供一种使用该新的吸收剂的方法，该吸收剂利用上述特性且得到具有最小环境冲击的低能耗。经阅读说明书将清楚本发明的其他目的。
发明内容
根据第一方面，本发明涉及一种液态体含水的CO2吸收剂，该吸收剂含有两种以上的胺化合物，其中，已吸收了CO2的胺的水溶液与未吸收CO2的胺的水溶液不易溶混或仅部分易溶混，其中，所述胺的至少一种为叔胺，并且所述胺的至少一种为伯胺和/或仲胺，其中，所述叔胺为DEEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP，或者所述叔胺为DIPAE或N-TBDEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP、MAPA和MEA。这些叔胺以及伯胺和/或仲胺的组合物是易溶混的且在吸收CO2前是单相混合物，且已发现在吸收CO2后自发地分离为富CO2相和贫CO2相。此相分离使得分离富CO2相与贫CO2相以便只再生该富CO2相并且将该贫CO2相回收用于吸收塔中成为可能。
胺吸收剂的再生包括加热富吸收剂以逆转放热的CO2从而释放CO2。减少再生过程中需要加热的体积减少了对加热吸收剂的热量需求。尽管热交换被广泛地应用于恢复热量和减少热量损失，但再生步骤的热量损失是大量的。减少加热的体积减少了对加热水和贫胺的热量需求，并且也相应地减少了整个过程的热量损失。
根据第二方面，本发明涉及一种从富CO2气体中捕集CO2的方法，该方法包括如下步骤：
-将富CO2气体引入吸收塔中，其中，将气体引入与液态含水的CO2吸收剂进行逆流接触，所述液态含水的CO2吸收剂含有叔胺与和伯胺或胺胺（amine amine）的组合物，以便吸收气流中的CO2产生贫化的气流（depletedsteam），所述叔胺为DEEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP，或者所述叔胺为DIPAE或N-TBDA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP、MAPA和MEA；
-将贫化CO2的气流排放到环境中；
-从吸收塔的底部收集所述吸收剂；
-允许所述吸收剂分离为富CO2吸收剂相和贫CO2吸收剂相；
-抽取所述贫CO2吸收剂相，并且将贫吸收剂相回收用于吸收塔中；
-抽取所述富CO2吸收剂相，并为了再生富CO2将该富吸收剂引入汽提塔中以排放被抽取并进一步处理储存起来的CO2，产生被剂回收到吸收塔的贫CO2吸收剂。
本发明的两个方面的优选实施方式等同于从属权利要求中的内容。
附图说明
图1是根据本发明的CO2捕集工厂的原理图，
图2是根据本发明与MEA比较的示例吸收剂的吸收曲线，
图3是根据本发明与MEA比较的其他示例吸收剂的吸收曲线，
图4是作为温度的函数的CO2压力的绘图，
图5是对一种吸收剂体系的反应热的绘图，
图6是某些纯胺的作为温度的函数的蒸汽压的绘图，以及
图7显示了水中的DIPAE在不同温度下的作为浓度的函数的活度系数（γi）的3个绘图。
具体实施方式
图1是根据本发明使用吸收剂用于CO2捕集工厂的原理图。将含CO2气体，例如燃烧含碳燃料的发电厂的尾气或其他含CO2气体，经过被安排在直接接触式冷却器的下部的排气管线2引入任选的直接接触式冷却器1中。用经布水器3例如喷嘴式（nozzles）、孔盘式（trays）、填料式（packing）等引入的水冷却和润湿所述尾气，这样将冷却器中向上的尾气流与水接触。在所述直接接触式冷却器1中优选安排填料4，以改善在水逆着尾气的逆向流动期间水与尾气之间的接触。
将用于所述直接接触式冷却器的冷却水从该直接接触式冷却器的底部抽取出来并且通过泵6在洗涤水再循环管线5中再循环。优选在再循环管线5中安排用于冷却与冷却水逆向的洗涤水的冷却器7。本领域技术人员应理解未显示的用于添加补给水和/或调节再循环水pH值的管线，优选地安排到再循环管线。
经管线8和鼓风机9将已冷却和润湿的尾气从所述直接接触式冷却器中抽取出来并引入到吸收塔10的下部。尾气在吸收塔中向上流动并且被导致与填料11中的液体吸收剂逆流接触。本领域技术人员应当理解填料11可以为允许或使尾气与液体吸收剂间的密切接触最大化的任何方便的填料。另外，该填料可以分为两个以上连续连接的部分。
从贫吸收剂管线12将吸收剂引入到吸收塔10中，并经吸收剂分配器13分配到填料11的顶部，并且允许吸收剂缓慢流经低于从向上的尾气流吸收的CO2的填料。
将吸收剂引入吸收塔，或者作为大体均匀的液体，即可以含有一些与主液体相不易溶混或部分易溶混的不连续的相，或者作为含有两种不易溶混或部分易溶混相的贫CO2的两相水溶液。
对于当贫CO2时在一相中出现的吸收剂，在从尾气中吸收的CO2中形成两个不易溶混的相，而且吸收了CO2的富吸收剂相变为与贫CO2吸收剂不易溶混。
对于当贫CO2时为两相的吸收剂，该两相都吸收CO2。当CO2的含量增大时，某些组分从贫CO2相的转移到富CO2相，从而产生更稳定的富CO2相，同时保持整个过程的高的吸收速率。
因为吸收剂吸收了尾气中高于80%，优选高于85%，更优选高于90%的原存有的CO2，离开填料11的尾气为贫化了CO2。之后将贫化CO2的尾气在一个以上的洗涤段进行洗涤，每个洗涤段包括洗涤填料30，在其中将贫化CO2尾气与水或者酸性水溶液逆流流动洗涤以从气体中移除掉任何胺和胺的降解产物。
经液体分布器31将洗涤水引到洗涤段的顶部。通过低于洗涤段的液体收集器32收集洗涤水并经洗涤用水再循环管线33抽取出。将泵34和冷却器35安排到再循环管线33上。未显示的补充水，和/或pH值调节管线也可以安排到再循环管线33上。除雾器36优选地安排在洗涤段的上部，以便在经净化尾气排气管37将净化了的尾气排放到环境中之前除去由净化了的尾气带出的水滴。
在吸收塔的底部收集吸收剂，并经吸收剂抽取管线14转移至分离单元15。可以在吸收剂抽取管线14上提供泵16。
由于富CO2相比贫CO2相更重，因此可以通过重力或其他分离方式在分离单元15中将吸收剂的富CO2相与贫CO2相吸收相分离。经再循环管线17将最轻的或贫CO2的相从分离单元15中抽取出并作为引入到吸收塔的部分贫吸收剂，再循环进入贫吸收剂管线。优选于贫吸收剂再循环管线12上安排泵送贫吸收剂的贫吸收剂泵18和冷却贫吸收剂的冷却器19。
经富吸收剂管线20将重的富CO2相从分离单元15中抽取出。如下文将进一步详细说明的，在热交换器21中凭借管线12中的贫吸收剂加热管线20中的富吸收剂，并且经富吸收剂分配器41将富吸收剂引入到再生塔40，并导致与安排在分配器41之下的再生塔中的填料42中的蒸汽逆流流动，以及在再生塔40的底部进行收集。
通过逆流流动的蒸汽将引入再生塔中的富CO2吸收剂汽提以释放出与蒸汽一起向上流动的CO2。通过与填料43中的水逆流流动将再生塔中向上流动的CO2和蒸汽的气流洗涤。由回水管44将洗涤水引入洗涤水分布器45。在通过CO2管线46将捕集的CO2从工厂抽取前，将已经在填料43中洗涤的CO2和蒸汽从再生塔的顶部抽取出并冷却、干燥和压缩。
冷却、干燥和压缩以图中的冷却器47、闪蒸罐48和压缩机49说明。然而，本领域技术人员应该理解的是最终处理的CO2包括多次冷却、闪蒸和压缩步骤。优选收集在干燥从再生塔中抽取出的气相时除去的水，并作为管线44中的洗涤水被送回。通常提供泵49以将水回收循环以及泵送水进入洗涤水分布器45。
通过吸收剂排出管线60将已再生的或贫吸收剂从再生塔中抽取出，并引入由加热盘管62（heating coil62）加热的再沸器61中，通常由蒸汽加热到约130℃。经蒸汽管线63将含有水蒸气和气态胺的混合物的蒸汽抽取出并引入再生塔中作为汽提气体以加热和汽提饱和（rich）的胺。经贫吸收剂管线12将液体吸收剂抽取出并通过如上所提及的与富吸收剂间的热交换进行冷却。
优选经回收管线60′将部分蒸汽从吸收剂排出管线60中抽取出并引入到回收器65（reclaimer65）中，在该回收器中，任选在额外的化学物质如酸的存在下，通过加热盘管优选使用水蒸汽将吸收剂加热并煮沸，以便释放不溶性的铵盐以及回收经回收吸收剂管线67与水蒸汽一起作为气体被抽取出的胺。将回收吸收剂管线67中的气体引入到再生塔中作为汽提气（strippergas），反之，经废料吸收剂管线68将剩余的液相与不溶性的盐和降解产物一起从回收器65中提取出并送去沉淀或降解成为环境可接受的产物。
本领域技术人员应该理解的是液体分布器3、13、31、41和45可以是任何方便易得的液体分布器，例如喷嘴管、孔盘式等。
分离单元15可以是其最简单的形式为沉降池，也可以是离心分离器例如旋风分离器或离心机以加速分离。
现有的吸收剂是两种以上吸收胺化合物的水溶液，如权利要求书中所限定的。在吸收CO2前即处于贫态或CO2贫乏的状态时，吸收剂可以是大体上均匀的水溶液，或者可以含有两种不易溶混或部分易溶混的水相。在吸收了CO2后，吸收剂自发地分离为不易溶混的两相，其中一相主要含有贫吸收剂，即未吸收CO2的吸收剂，以及另一相主要含有富吸收剂，即已吸收CO2的吸收剂。两相依旧是水溶液。
当将水性吸收剂与CO2进行接触时，在放热反应中CO2以物理方式、化学方式或它们结合的方式被吸收以改变吸收剂的组成。根据本发明，吸收CO2过程中吸收剂自发地形成部分易溶混或不易溶混的两相，即一种贫CO2相和一种富CO2相。
对于进入吸收器的大体上均匀的溶剂，分离为两相在吸收阶段开始，即当吸收剂在吸收器中与CO2气体接触时。其中贫CO2相作为CO2吸收的反应储层（reaction reservoir）和强化剂（enhancer），反之，富CO2相则通过从贫CO2相稳定地接收吸收成分积聚CO2到非常高的载量。随着CO2的含量的增大，贫CO2相和富CO2相的体积比因此下降。如果供给到吸收器的液体已经含有不易溶混或部分易溶混的两相，作用机理是完全一样的。
两相的密度不同，其中，富CO2相比贫CO2相更重，允许凭借密度将两相分离，例如在沉淀池中。在分离器中的自发分离相对迅速和高效。如果有必要的话，可以通过离心分离器或其他增强重力的方式加快分离。
通过分离相和将贫CO2吸收剂直接返回吸收器中，以及只再生富吸收剂即吸收了大部分CO2的吸收剂，使得更少的吸收剂被加热。因此，实质上减少了再生需要的上面提及的焓热（sensible heat）。由于将用于加热循环相到解析塔出口温度的焓热损失减少与流动降低成正比，本发明使我们减少了CO2汽提阶段的能量消耗。同时，将贫CO2相直接循环吸收单元提供了在吸收单元内的气-液接触面的良好润湿，因以提供了高吸收速率和有效的气-液传质。
富CO2相是送入再生单元的唯一相。当从富CO2溶液中再生吸收的CO2时，在解析单元中将富CO2相加热至汽提状态。仅仅将富CO2相送入CO2汽提步骤使得只将高浓度的溶液进行再生。将上述溶液加热至常规的汽提温度115-125℃提供CO2分压远远超过在常规操作下使用如MEA遇到的压力。这将汽提蒸汽产生需要的热量减少至常规对例如MEA需要的热量的一小部分。汽提蒸汽需要的热量通常为整个需要热量的较大部分如40%，并且可以降至接近于0。
开发的吸收剂体系是所有含有两种以上吸收剂组分的体系。吸收剂组分之一会是为在吸收器的出口（底部）获得接近平衡需要的证明高吸收速率的活性组分。另一组分将提供负载CO2的容量同时在吸收过程中从贫CO2相转移至富CO2相。该吸收剂组分可以具有低反应热，并且因此提供减少在再生塔中CO2吸收反应恢复所需的热量，同时活性组分依旧可以保持吸收塔中的吸收速率。相比于如对于MEA所发现的，此特性也允许减少反应恢复的热量。
利用开发的吸收剂体系的特性的另一方法是在降低的温度下进行再生。开发的吸收剂体系提供了甚至在温度低至80-90℃时仍较高的CO2分压。这允许在此温度和可能甚至更低的温度下再生。在80-90℃再生开启了利用废热或外部产生的热量如太阳的热量用于再生的可能，并且可以因此导致不需要从电力生产中提出热量的过程。
吸收剂的行为取决于吸收CO2物质的选择、物质种类间的比例和它们的总浓度。
尽管期望大多数吸收剂混合物可以自发地分离为贫CO2相和富CO2相，产生本发明的研究已证实了有限数量的优选的吸收剂。
下面表1指明本研究中使用的胺，以及这些胺的常用缩写、分子量和CAS号。
表1
化学名称 缩写 分子量（MW） CAS号
1,4-二氨基丁烷 DAB 88.15 110-60-1
1,3-二氨基-2-丙醇 DAP 90.12 616-29-5
2-二乙氨基乙醇 DEEA 117.19 100-37-8
1,3-丙二胺 DiAP 74.12 109-76-2
2-二异丙氨基乙醇 DIPAE 145.24 96-80-0
2,2-二甲基-1,3-丙二胺 DMPDA 102.18 7328-91-8
1-哌嗪乙醇 HEP 130.19 103-76-4
N1-甲基-1,3-丙二胺 MAPA 88.15 6291-84-5
2-氨基乙醇 MEA 61.08 141-43-5
N-叔丁基二乙醇胺 N-TBDEA 161.24 2160-93-2
本发明的吸收剂是两种以上上述胺的CO2的水溶液。下面表2给出了已测试的吸收剂。
表2
吸收剂编号 组成成分 比例 评价
体系3 DIPAE/MAPA 4：2 吸收CO2前是一相，吸收后为两液相
体系4 DEEA/MEA 4：2 吸收前后皆为两液相
体系6 DIPAE/DiAP 3：1 吸收前后皆为两液相
体系7 DIPAE/MEA 4：2 吸收前后皆为两液相
体系8 DIPAE/DiAP 4：2 吸收前后皆为两液相
体系9 DIPAE/DAB 4：2 吸收CO2前是一相，吸收后为两液相
体系10 DIPAE/MAPA 1：1 吸收前后皆为两液相
体系10b DIPAE/MAPA 2：1 吸收前后皆为两液相
体系11 T-TBDEA/MAPA 4：2 吸收前后皆为两液相
体系12 N-TBDEA/DiAP 4：2 吸收CO2前是一相，吸收后为两液相
体系21 DIPAE/HEP 4：1 吸收前后皆为两液相
体系22 DEEA/DMPDA 5：2 吸收CO2前是一相，吸收后为两液相
以下实施例中将30%的MEA作为参比的吸收剂。
实施例
实施例1-显示吸收前为一种液相及吸收后为两种液相的体系
根据标准程序测定根据本发明的不同吸收剂混合物和30%MEA在40℃下的CO2载量和CO2吸收速率，并且绘制吸收曲线。CO2标准测量程序为通过加入0.5M的氯化钡（BaCl2）和0.1M的氢氧化钠（NaOH）沉淀碳酸钡（BaCO3）。
图2给出了MEA和在贫CO2条件下主要含单一相的吸收剂的吸收曲线。我们可以看到在低载量阶段MEA具有更高的吸收速率并且一直保持到高CO2载量。需要注意的是CO2载量是基于每千克（kg）混合溶液给出的，并且富CO2相将被浓缩2-4倍以上。
实施例2-显示吸收前为两种液相及吸收后仍为两种液相的体系
根据标准程序（见下文）测定根据本发明的不同吸收剂混合物和30%MEA在40℃下的CO2载量和CO2吸收速率，并绘制吸收曲线。
图3给出当贫CO2和吸收CO2后都含有两相的吸收剂的吸收曲线。在此情况下，CO2载量也是每kg的溶剂并且多个体系具有与30%MEA相比更高的或同样高的吸收速率。
无论吸收剂开始是一种液相还是两种液相在吸收过程中所发生的都是一样的。两种液相一形成大多数的CO2就会聚集在离子的底部的相中。上方的相将会作为叔胺的储层，并且当上方的相的负载增加后上方的相会转移至更低的相。
实施例3-DIPAE：MAPA为4：2的汽提压力
将富CO2吸收剂底部相上的CO2分压作为温度的函数进行测量。将“体系3”吸收剂的富相上的CO2分压作为温度的函数绘在图4中。
图4清楚地显示了被测试的吸收剂允许在升高的压力下进行汽提，从而减少了对进一步的CO2压缩的能量消耗和管道运输步骤。
实施例4-DIPAE：MAPA为4：2的解吸热（heat of desorption）
在富CO2相汽提的解吸热位于低反应热区域，因此减少了CO2汽提步骤所需的能量。允许在最佳载量的区域工作、保持在低反应热区域、获得整个过程更高的能量效率。如图5“体系3的反应热”中所示，该区域处于0.4-1molCO2/mol胺的载量范围内。
实施例5-DIPAE：MAPA为4：2的循环容量
CO2汽提步骤后富CO2相变为再生的富CO2相。将再生的富CO2相送回到吸收单元。因此，循环上述过程。
解吸的CO2气体要么被收集要么被送入用户管道。收集或者根据用户的目的处理净化的气体混合物。
吸收剂体系3测量吸收剂中每mol胺的CO2载量。发现贫CO2或更低相具有0.014mol CO2/mol胺的载量，而富CO2或更低相具有1.49mol CO2/mol胺的载量。接近于1.5mol CO2/mol胺的吸收容量是吸收剂的高循环容量。
实施例6-在变化的温度下胺上的蒸汽压。
测量仲胺DIAP和叔胺N-TBDEA的蒸汽压作为温度的函数并绘图于图6中。数据点为测量值，而线为计算值。非本发明部分的MDEA的值也作为对比被包含在内。
图6清楚地显示了DIAP的蒸汽压大体上从CO2捕集工厂的吸收塔中发现的代表性数值增长到再生塔中代表性地发现的温度。由于该本质的不同，吸收塔中DIPA的蒸汽压相对较低，从而导致较低的胺分压，而在再生塔中胺（DIPA）分压将本质上更高，这将导致DIAP组成再生塔中的大部分的汽提气。由于DIAP的汽化热比水要低很多，这将减少再生所需的再生热。
由于吸收塔中分压较低，胺溢出的问题，即与净化的尾气一起损失掉的胺，将在常情况下较少。
实施例7-不同温度下DIPAE的活化系数。
DIAP在水溶液中的活性系数，作为根据本发明的伯胺或仲胺的典型例子。图7中将胺的浓度对活性系数γi在温度为70℃、80℃和100℃下作图。小圈指示测量点，而线指示计算值。
结果表明，作为在权利要求的方法中使用的胺的代表，DIAP在较低浓度时具有极低的活性系数的特性，如图7所示。当方法可以用具有更高纯度胺的蒸汽压的胺操作并且在吸收塔中仍有较低的实际的蒸汽压时，这将成为较大的优势，如此使得更容易控制避免吸收塔中的胺蒸发掉。权利要求的胺体系还具有随着温度增加活性系数的特性。这意味着可以以这些体系获得在再生塔中替代水作为“汽提蒸汽”，同时仍保持在吸收塔中的较低的实际蒸汽压的效果。
讨论
富和贫吸收剂的分离允许仅将富吸收剂送去再生，这又导致富CO2相的更低的循环率，因此对于泵送操作获得减少的能量消耗。
结果发现形成吸收剂的两相显示出较高的吸收速率、更低的吸收热、在解吸阶段更高的CO2压力和因此对整个过程需要的更低的能量。
提供了示例的吸收剂或吸收剂体系的筛选结果，显示出对碳捕集工厂获得有益结果的有前景的特性和潜力。
上述测试结果还给出了对比于30重量%MEA的平衡和吸收速率的指示。
对于CO2捕集后获得的两相，相比在普通单相吸收中达到的浓度，提供的CO2含量的分析清楚地显示出在富相中的高CO2浓度。该特性允许当通过再生塔循环的富吸收剂的量减少的同时有高的CO2捕集容量。通过再生塔循环的吸收剂体积的减少，减少了再生塔中加热富吸收剂所需的热量。
富溶液上方的总压力作为温度的函数的绘图显示出可以在105℃下获得约7巴的CO2压力或者在80℃下获得近4巴。通过在升高的压力下从再生塔获得CO2，大幅地减少了在从捕集工厂输出前，压缩捕集的CO2所需要输入的能量。
采用80℃更低的再生器温度可以允许使用废热或外部产生的热量，从而减少对发电站输出蒸汽的需要。
图5中建立的吸收剂体系3的反应热数值的曲线，显示出有益的反应热特性。在从对于低载量下的伯胺和仲胺的典型高值开始后，观察到反应热上的突然下降，下降至叔胺的典型值。本发明的吸收剂体系，如体系3所实例阐明的，因此在碳捕集工厂的工业操作领域中具有出乎意料的低反应热。
筛选结果表明体系保持其吸收速率至非常高的载量，意味着即使在叔胺起作用的更高的载量下，吸收速率更像是仲胺或伯胺。因此，看起来我们可以拥有仲胺或伯胺的速度同时拥有叔胺的吸收热。

Claims (8)

1.一种液态含水的CO2吸收剂，该吸收剂含有两种以上的胺化合物，已吸收了CO2的胺的水溶液与未吸收CO2的胺的水溶液不易溶混或仅部分易溶混，所述胺的至少一种为叔胺，并且所述胺的至少一种为伯胺和/或仲胺，其中，所述叔胺为DEEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP，或者所述叔胺为DIPAE或N-TBDEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP、MAPA和MEA。
2.根据权利要求1所述的吸收剂，其中，所述叔胺为DEEA。
3.根据权利要求1所述的吸收剂，其中，所述叔胺为DIPAE。
4.根据权利要求1所述的吸收剂，其中，所述叔胺为N-TBDEA。
5.一种从富CO2气体中捕集CO2的方法，该方法包括如下步骤：
-将富CO2气体引入吸收塔中，其中，将所述气体引入与液态含水的CO2吸收剂逆流接触，所述液态含水的CO2吸收剂含有叔胺与伯胺或胺胺的组合物，以便吸收气流中的CO2产生贫化的气流，所述叔胺为DEEA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP，
或者所述叔胺为DIPAE或N-TBDA且所述伯胺和/或仲胺为选自DAB、DAP、DiAP、DMPDA、HEP、MAPA和MEA；
-将贫化CO2的气流排放到环境中；
-从吸收塔的底部收集所述吸收剂；
-允许所述吸收剂分离为富CO2吸收剂相和贫CO2吸收剂相；
-抽取所述贫CO2吸收剂相，并且将贫吸收剂相回收用于吸收塔中；
-抽取所述富CO2吸收剂相，并且为了再生富CO2将富吸收剂引入汽提塔中以排放被抽取并进一步处理储存起来的CO2，产生被回收到吸收塔的贫CO2吸收剂。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述叔胺为DEEA。
7.根据权利要求5所述的方法，其中，所述叔胺为DIPAE。
8.根据权利要求5所述的方法，其中，所述叔胺为N-TBDA。
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