CN107438475A

CN107438475A - 从吸收剂中能量有效回收二氧化碳的方法和适于运行该方法的设备

Info

Publication number: CN107438475A
Application number: CN201580074098.8A
Authority: CN
Inventors: R·芬德; J·F·波尔森
Original assignee: Consolidated Engineering Co Inc
Current assignee: Consolidated Engineering Co Inc
Priority date: 2014-12-11
Filing date: 2015-12-10
Publication date: 2017-12-05
Anticipated expiration: 2035-12-10
Also published as: ES2869573T3; DK3229940T3; EA201791056A1; EP3031511B1; EP3229940B1; EP3031511A1; WO2016091266A1; US20170361266A1; US10730007B2; EP3229940A1; CN107438475B

Abstract

本发明涉及一种从富含气态酸气的吸收剂中回收酸气的方法，其中用于在汽提塔中分离吸收剂和酸的能量通过以能量有效方式从汽提器废气再循环传热流体来减少。本发明进一步涉及一种适于进行所述方法的设备。

Description

从吸收剂中能量有效回收二氧化碳的方法和适于运行该方法的设备

本发明涉及一种从富含气态二氧化碳的吸收剂中回收二氧化碳的方法，其中减少了用于在汽提塔中分离吸收剂和二氧化碳的能量，本发明进一步涉及用于进行所述方法的设备。

发明背景

二氧化碳回收设备广泛用于清洁和/或回收例如从烃燃烧、发酵和气体处理释放的二氧化碳。回收的二氧化碳可以任选地液化和作为最终产品销售或用于给定设备的生产中。

在典型的吸收器-再生器系统中，二氧化碳的回收通过将气体引入吸收器来进行，在这里气体与吸收器中向下流动的含有吸收剂的贫溶剂接触。二氧化碳至少部分地被贫溶剂吸收，并且耗尽的气体离开吸收器用于进一步处理或排放。含有二氧化碳的溶剂然后例如通过汽提处理来释放二氧化碳，并且二氧化碳可以回收或进一步纯化。可用于分别回收吸收剂和二氧化碳的常规技术包括汽提。吸收器-再生系统典型地允许连续操作来回收二氧化碳。

在设计方法和确定参数中，其产生所需的高纯度二氧化碳和同时处于最高产物产率，进一步的下游纯化步骤经常包括开回路和闭回路系统，其中仍会含有残留二氧化碳的吸收剂的贫料流经进一步处理和再循环来从吸收剂中萃取甚至更多的二氧化碳。使用这样的回路系统由此促进料流例如吸收剂和/或水的回收和再使用，来减少成本和废料。

但是，用于再生吸收剂或从吸收剂中萃取更多二氧化碳的进一步处理也需要另外的能量，例如用于冷却、加热和加压。通常，每单位产率所需能耗随着吸收剂的纯度而增加。即，与例如富含二氧化碳的吸收剂料流的第一单元的回收相比，从吸收剂贫料流中回收最后残留的二氧化碳的每单位产率所需能耗更高。

已经描述了用于回收二氧化碳、改进了整体能量效率的几种设备。US2013/0055756描述了一种这样的回收设备，其中来自于再生器塔的贫吸收剂使用常规再沸来再循环到再生器塔顶部，并且将混合的汽提器废气压缩和冷凝来将溶剂再循环到再生器塔用于进一步回收。包括中间冷凝热交换步骤，其中贫吸收剂和混合气体进行热交换。但是，能量效率在位于吸收塔和再生塔之中和之间的热泵系统6中。

WO2008/063082也描述了一种吸收的二氧化碳的再生方法，其中热能从二氧化碳气体中回收。吸收的二氧化碳料流经过汽提程序，由此产生加热的气态富含二氧化碳的料流和液体贫含二氧化碳的吸收剂料流。加热的气态富含二氧化碳的料流经过多个压缩步骤，并且中间添加传热流体，和使用热交换器从压缩的气体中回收热。回收的能量可以用于在再生再沸器中加热液体贫含二氧化碳的吸收剂料流，作为再生器再沸器的热或者再生器再沸器的热的一部分。

因此，能量从压缩的加热的二氧化碳回收，并且该热可以用于再沸一部分的贫吸收剂，来降低二氧化碳回收方法的总能耗。

在US2014/0190351中描述了一种通过将系统所产生的热能用于汽提器再沸器，来减少二氧化碳回收方法的能耗的方法，更具体地减少汽提方法中所用的能量。这通过将低压蒸汽提供到汽提器再沸器来提供汽提蒸汽，而不降解溶剂(吸收剂)来解决。来自于饱和的汽提器气体的冷凝物也可以导向汽提器再沸器来用于蒸发和用作汽提蒸汽，因此减少了供给补充水的需要。

在大的设施中，每单位二氧化碳产率的能耗甚至很小的降低都有很大的经济效益。所以，一直需要设计方法和参数，其能够以较低能耗来回收二氧化碳。除了能耗之外，同样重要的经济方面在于减少每单位二氧化碳产率的其他资源消耗，例如该方法需要的吸收剂和/或水的量。

同样，使该方法的输入例如供给水、吸收剂等最小化也是一直的期望。

因此，本发明的一个目标是进一步减少二氧化碳回收方法的总能耗，以及减少另外的资源例如水的消耗。

发明内容

上述目标通过本发明的各方面来实现，其中第一方面涉及一种从液体富含二氧化碳的吸收剂(L1)中回收二氧化碳的方法，其包括步骤：

a.提供液体富含酸气的吸收剂料流(L1)，其中具有吸收的酸气，

b.在汽提塔(A2)中使用气态汽提介质(G2)来从富含酸气的吸收剂料流(L1)中分离二氧化碳，以提供含酸气气流(G1)和液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)，

c.将热从含酸气气流(G1)传递到传热流体(L4)的料流，以提供冷却的包含酸气的料流(G3)和加热的料流(L4’)，

d.将加热的料流(L4’)分离成回收的气态汽提介质(G4)和液体载热体(L5)，和

e.将回收的汽提介质(G4)直接或间接提供到汽提塔(A2)。

使用该方法，供给回收自汽提器废气的汽提蒸汽来覆盖相同汽提方法的至少一部分，由此减少外部供给的热。这提供了整体能量降低，其中外部能量被汽提器废气和传热流体的热交换产生的蒸汽能量所代替。在一个具体的实施方案中，酸气是二氧化碳。

在本发明的一个优选的实施方案中，液体载热体(L5)用作传热流体(L4)的至少一部分，由此通过提供水/蒸汽回路促进了用作传热流体的液体的进一步回收。另外，载热体保持在汽提回路中，因此除了减少供热之外，还使将另外的载热体(和最终的汽提介质)供给到系统的需要最小化。

在一个实施方案中，吸收剂是含水的，例如吸收剂是吸收剂的水溶液。优选空间受阻胺例如AMP，烷醇胺例如具有1-3个烷醇基、每个烷醇基具有1、2或3个碳原子的烷醇胺，和水。合适的烷醇胺的例子是单乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)和三乙醇胺(TEA)，MEA是选择的吸收剂，因为它公认的廉价，并且被证实是有效的。

使用本发明的方法，已经证明可以减少用于酸气回收的该开放回路所需的能量的量，并且节约水。

即，来自于进料流的酸气例如二氧化碳和在贫吸收剂中剩余的酸气部分地通过使用来源于汽提器方法的蒸气来回收。这节约了能量，因为较少的贫吸收剂需要再沸来提供足够的汽提介质。同样，将来自于来源于含水吸收剂的汽提介质的水进行再循环和再使用。因此，可以减少用于提供处于远高于环境温度的合适温度的传热流体所需的水和能量二者。

在本发明中，水和贫吸收剂料流(L2)中剩余的酸气通过加热来再沸，并且返回第二汽提塔(A2)。

用于加热液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)来提供气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂料流(L2’)的能量通过外部加热来提供。

因此，在一个实施方案中，该方法进一步包括步骤：

f.加热液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)来提供气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2’)；

g.在第二分离器(A7)中分离气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2’)来提供蒸发的汽提介质(G2’)和回收的液体吸收剂料流L3。

回收的液体吸收剂优选以常规方式循环到吸收器。

在一个优选的实施方案中，回收的汽提介质(G4)的温度高于气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2’)的温度，在另一实施方案中，加热的贫含酸气的吸收剂料流(L2’)和回收的汽提介质(G4)的混合物的温度是100℃-130℃，优选105℃-120℃，更优选110℃-115℃。

本发明的方法由此促进使用可选的热能来源以提供汽提介质。用于汽提的热能来源通过来源于汽提程序本身的回收的汽提介质(G4)来提供，因为它回收自源于汽提程序的含酸气气流(G1)的热能。

因此，本发明的方法促进从液体含酸气吸收剂中以能量有效方式回收酸气。

在一个具体的实施方案中，回收的汽提介质(G4)，任选经压缩，即如就在下面所述的，进料到汽提塔(A2)低于气态汽提介质(G2)进料位置的位置。回收的汽提介质(G4)或压缩的回收的汽提介质(G4')在较低位置的进料提供了在汽提塔(A2)中对从吸收剂中二氧化碳更好的回收，因为气态汽提介质的二氧化碳含量大于回收的分别压缩的回收的汽提介质(G4和G4’)。

在一个优选的实施方案中，在提供到汽提塔(A2)之前，将回收的汽提介质(G4)压缩以提供压缩的回收的汽提介质(G4’)。这确保了压缩的回收的汽提介质(G4’)平稳循环进入分离器或汽提塔，而无需另外的装置。因此，除了利用加热能力之外，汽提介质的再循环通过压力差而容易促进。可以预期，回收的汽提介质(G4)的压力可以低于、等于或高于汽提塔(A2)中的操作压力的压力。

压缩的回收的汽提介质(G4’)的温度可以高于气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2’)的温度。因为两个料流在一个具体的实施方案中是混合的，所以来自于回收的汽提介质(G4)的热将增强汽提介质从合并料流中的蒸发。这又降低了贫含吸收剂的料流(L2)必须事先加热到的温度。此外，回收的汽提介质(G4)优选具有高于或等于步骤b中通过汽提分离的操作压力的压力。

因此，在一个实施方案中，汽提介质(G2)是蒸发的汽提介质(G2’)；压缩的汽提介质(G4’)，或者二者。

在其一个实施方案中，压缩的汽提介质(G4’)和蒸发的汽提介质(G2’)在进料到汽提塔(A2)之前混合。

因此，在整个说明书和权利要求书中，称作回收的汽提介质(G4)和压缩的回收的汽提介质(G4’)的料流可以互换使用，并且注意无论是否对回收的汽提介质(G4)施加压缩。

本领域技术人员将理解，在分离步骤中必须保持某些温度和压力条件，以提供返回汽提程序的可加工料流。因此，在约1.4巴时，从分离步骤返回的汽提介质(G2)的最小温度应当是约100℃，优选约105℃-120℃，更优选约110℃-115℃。

在一个实施方案中，混合步骤中汽提介质(G2)和压缩的回收的汽提介质(G4’)之间的质量流量之比是4:1-1:1，优选约3.5:1-2.5:1，例如3:1，条件是两个料流当混合在一起时温度高于100℃，优选高于105℃，更优选高于110℃，或者105℃-115℃，110℃-115℃。但是，其他范围的混合也将是有益的，例如低至总汽提蒸汽的5、10或15％再循环(G4’)。还可以预期的是，压力和温度可以更高，例如至多140℃的温度，和对应于饱和蒸汽的压力。

因此，回收的汽提介质(G4)的再循环代替了供给到A6的外部能量，其否则将需要加热液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)来提供足够的汽提介质。在一个实施方案中，回收的汽提介质(G4)代替了外部能量，并且热能大于200kW，优选大于300kW，如实施例中所示。

根据本发明，从含酸气气流(G1)传热到传热流体(L4)的料流通过热交换器来促进。在一个具体的实施方案中，步骤c.中的传热通过将传热流体(L4)与含酸气气流(G1)直接接触以获得加热的料流(L4’)和冷却的含酸气气流(G3)来获得。两个料流的直接接触增加了含酸气气流(G1)中所含热的利用，因为没有热被吸收到装置表面中，这促进了交换。因此，直接接触冷却器是用于步骤c.中的传热的优选单元。因此，进行传热以使得加热的料流(L4’)的温度大致等于含酸气气流(G1)的温度，并且冷却的含酸气料流(G3)的温度大致等于传热流体(L4)的温度。取决于温差的完全传热可以通过调节直接接触冷却器的高度和/或各料流的流量比来获得。通常，本领域技术人员将能够确定给定流量和温度时合适的冷却器高度和直径和/或给定高度和温度时的流量。

在酸气是二氧化碳，含二氧化碳气流(G1)的流量是2400kg/h的一个具体实施方案中，温度是102℃，传热流体(L4)的流量是22000kg/h，和传热流体的温度是70℃，当填料是鲍尔环(无规填充)时，直接接触冷却器的传热高度是约4m和直径是约0.7m。这将提供热从含二氧化碳气流到传热流体的完全传递，提供温度是约70℃的冷却的含二氧化碳料流(G3)和温度是约102℃的加热的料流(L4’)。

在现有技术的方法中，热典型地使用间接热交换来回收，即这里流体分别保持来防止混合。当使用直接接触时，传热会导致加热的料流(L4’)含有残留在其中的溶解的酸气。

但是，通过直接接触来冷却，可以实现含酸气气流(G1)中存在的热的更有效回收。此外，加热的料流(L4’)可以与气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂料流(L2’)容易地混合。因此，离开汽提器的含酸气气流(G1)中存在的水大部分返回汽提器。因此，减少了酸气回收方法中的总体水消耗，因为以蒸气形式用作汽提介质的水以非常有效的方式再循环。因此，仅需要很少的水合计量，即小于进料流量的1％(基于重量)。此外，由直接接触传热形成的传热流体(L4)中酸气残留物的溶解不能推断酸气的总损耗。回收的汽提介质(G4)中溶解的酸气容易在汽提程序中回收，因为压缩的回收的汽提介质(G4’)与汽提介质(G2)直接或间接混合。同样，当使用直接冷却时，该单元中的压力降将低于使用间接冷却时，因此G3的压力将较高，并且最终产物G5最终将需要较少的加压来以适于进一步处理的形式提供它。

在涉及使用直接接触热交换的一个实施方案中，在传热步骤c之前，将含酸气料流(G1)压缩成压缩的含酸气料流(G1’)。

在使用直接热交换的另一实施方案中，步骤d的分离通过以下步骤来提供：

d.i.减压加热的料流(L4’)以提供减压的料流(L4”)；和

d.ii.通过在第一闪蒸塔(A9)中闪蒸来分离减压的料流(L4”)，以提供回收的汽提介质(G4)和液体载热体(L5)。

在又一实施方案中，在提供传热流体(L5)之前，步骤d.ii.的分离提供了液体料流(L4”’)，其经历以下步骤：

d.i.将液体料流(L4”’)进一步减压以提供第二减压的料流(L4””)，其压力低于液体料流(L4”’)的压力，

d.ii.在第三分离单元(A10)中分离第二减压的料流(L4””)以提供第二气体(a)和液体载热体(L5)；

d.iii.再次压缩第二气体(a)以提供再次压缩的第二气体(b)；和

d.iv.将再次压缩的第二气体(b)进料到第一闪蒸塔(A9)，在这里它作为回收的汽提介质(G4)的一部分离开闪蒸分离单元。

通过本发明方法提供的步骤，提供了一种手段来以最小能量输入提供尽可能多的汽提介质。此外，通过在与待处理的料流直接接触的系统中循环水，使再沸贫含酸气的吸收剂(L2)所需的补充水和能量二者的供给最小化。

在一个具体的实施方案中，重复全部步骤d.i.到d.vi.，优选重复2、3或4次。在这样的实施方案中，重复可以是依次的和/或并行的，包括步骤d.i.到d.v.更多的重复将进一步增加蒸气的量。

在另一实施方案中，步骤c.中的传热通过间接热交换来提供，其中在传热之前，将传热流体(L4)减压到低于液体载热体(L5)的压力的压力。

在热交换之前减压具有两个优点。第一，它允许更好的传热，以使得与热交换之后减压相比，冷却的含酸气料流(G3)更冷，因此加热的料流(L4’)更热。其次，它允许热回收单元(A3)是间接热交换器，并且闪蒸分离单元(A9)整合到一个单元中。因此，节约了空间和安装成本。

由此，在使用间接热交换的一个具体实施方案中，步骤d.的分离通过以下步骤来提供：

d.i.通过在第一闪蒸塔(A9)中闪蒸来分离加热的料流(L4’)，以提供回收的汽提介质(G4)和液体料流(L4”’)；

d.ii.进一步减压液体料流(L4”’)以提供压力低于液体料流(L4”’)的压力的第二减压的料流(L4””)；

d.iii.在第三分离单元(A10)中分离第二减压的料流(L4””)以提供第二气体(a)和液体载热体(L5)；

d.iv.再次压缩第二气体(a)以提供再次压缩的第二气体(b)；和

d.v.将再次压缩的第二气体(b)进料到第一闪蒸塔(A9)，在这里它作为回收的汽提介质(G4)的一部分离开闪蒸分离单元。

根据这一具体实施方案，另一实施方案可以特征在于重复全部步骤d.i.到d.v，优选重复2、3或4次。在这样的实施方案中，重复可以是依次的和/或并行的，包括步骤d.i.到d.v.更多的重复将进一步增加蒸气的量。

使用间接热交换将提供更清洁的汽提器介质，因为将有很少的酸气溶解在其中，接近于没有。因此，在该实施方案中，完全传热是交换用于更多的贫酸气的汽提介质，因此最终更多的贫含酸气的吸收剂再循环到吸收塔。

以下特征和变量全部涉及常规步骤，并且可以同样地施用到全部实施方案，即不管直接还是间接传热。因此，在一个实施方案中，L4’、L4”、L4”’、L4””中的任一个或多个，优选L4”和/或L4””，通过热源，优选低值热源来加热。将另外的热供给到这些料流中的任一个将为特定料流提供增加的蒸气压，因此使G4的质量流量增加。热可以取自该方法本身的任何合适位置或外部热源。本领域技术人员将知晓，当过量时，热存在于任何给定系统中。

本发明的一个实施方案包括步骤：任选地使冷却的含酸气料流(G3)冷却，和将任选冷却的料流分离成酸气产物料流(G5)和第二液体料流(L6)，和任选地将第二液体料流(L6)再循环到汽提塔(A2)。

在本发明方法的又一变体中，液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)在第三热交换器(A6)中加热，并且分离以提供气态汽提介质(G2)和回收的液体吸收剂料流(L3)，其中步骤c的传热流体(L4)是回收的液体吸收剂料流(L3)，和其中用于传热的热回收单元(A3)是间接热交换器(A3)。

以此方式，传热流体是贫吸收剂。使用该实施方案，热将以降低的安装成本来传递。

在该变体的一个具体实施方案中，回收的液体吸收剂料流(L3)在第四减压单元(A18)中减压，以提供减压的回收的液体吸收剂料流(L3’)，减压单元可以是减压阀或流量控制阀。该料流在热回收单元(A3)中加热，以提供加热的回收的液体吸收剂料流(L3”)，另外可以预期加热的回收的液体吸收剂料流(L3”)在第四分离器(A19)中分离，以提供吸收剂和回收的汽提介质(G4)，其可以在第二增压单元(A12)中加压以提供压缩的回收的汽提介质(G4’)，其被提供到汽提塔(A2)。

在另一方面中，本发明涉及一种用于从进料气体中除去酸气的设备，所述设备包含汽提塔(A2)，所述汽提塔(A2)具有通过其来进料汽提介质的气体入口和通过其来进料液体富含酸气的吸收剂的液体入口，所述汽提塔(A2)具有气体出口和液体出口，所述气体出口连接到热回收单元(A3)，所述热回收单元(A3)另外具有传热流体入口、产物气体出口和第二液体出口，所述第二液体出口直接或间接地连接到汽提塔(A2)。在另一实施方案中，热回收单元(A3)的第二液体出口连接到第一减压单元(A8)，所述第一减压单元(A8)然后直接或间接地连接到汽提塔(A3)。

在一个实施方案中，该设备包含第二分离器(A7)，其中分离器(A7)具有液体入口，所述液体入口通过第三热交换器(A6)连接到汽提塔(A2)的液体出口，并且所述分离器(A7)另外具有液体出口和气体出口，所述气体出口直接或间接地连接到汽提塔(A2)的气体入口。

在另一实施方案中，第一减压单元(A8)连接到闪蒸分离单元(A9)，所述闪蒸分离单元(A9)另外具有气体入口、液体出口和气体出口，所述气体出口直接或间接地连接到汽提塔(A2)，和所述液体出口直接或间接地连接到热回收单元(A3)。

在一个实施方案中，闪蒸分离单元(A9)连接到第二增压单元(A12)，所述第二增压单元(A12)直接或间接地连接到汽提塔(A2)。

在另一实施方案中，闪蒸分离单元(A9)的液体出口通过该液体出口连接到第二减压单元(A13)而间接地连接到热回收单元(A3)，所述第二减压单元(A13)直接或间接地与热回收单元(A3)的传热流体入口的液体入口相连。

在一个实施方案中，第二减压单元(A13)连接到第三分离器(A10)，所述第三分离器(A10)另外具有气体出口和液体出口，所述气体出口连接到第一增压单元(A11)，所述第一增压单元(A11)连接到闪蒸分离单元(A9)的气体入口，其中第二分离器的液体出口任选地通过泵和/或混合器单元(A14)，与热回收单元(A3)的传热流体入口的液体入口相连。

因此，在本发明的一个优选实施方案中，第一减压单元(A8)间接地连接到汽提塔(A2)，其中第一减压单元(A8)连接到闪蒸分离单元(A9)，所述闪蒸分离单元(A9)另外具有气体入口、液体出口和气体出口，所述气体出口连接到第二增压单元(A12)，所述第二增压单元(A12)连接到汽提塔(A2)，液体出口连接到第二减压单元(A13)，所述第二减压单元(A13)连接到第三分离器(A10)，所述第三分离器(A10)另外具有气体出口和液体出口，所述气体出口连接到第一增压单元(A11)，所述第一增压单元(A11)连接到闪蒸分离单元(A9)的气体入口，其中第三分离器(A10)的液体出口任选地通过泵和/或混合器单元(A14)，与热回收单元(A3)的传热流体入口的液体入口相连。

在另一实施方案中，热回收单元(A3)直接地接触热交换器。

可以预期，减压单元(A8)和(A12)之一或二者是减压阀，和/或增压单元(A11和A12)之一或二者是真空泵(压缩机)。

在一个实施方案，热回收单元(A3)的液体出口以这样的方式间接地连接到第二分离器(A7)，即热回收单元(A3)的液体出口的连接经由第二分离器(A7)与汽提塔(A2)流体连通。

该设备经设计来运行本发明的方法。

附图说明

下面参考附图来更详细地描述本发明实施方案的例子，其中

图1显示了当使用直接接触热交换时，根据本发明最简单方面之一的用于回收酸气的方法和设备。

图2显示了使用间接接触热交换的方法和设备。

图3显示了使用直接接触热交换和随后闪蒸分离和分离回路的方法和设备。

图4显示了图3的方法和设备，其中在热交换之前对含酸气气流进行另外的加压。

图5显示了使用间接热交换和随后闪蒸分离和分离回路的方法和设备，其中未指定回收的汽提介质的去向。

图6显示了使用间接热交换的方法和设备，其中压缩的回收的汽提介质直接返回汽提塔。

图7显示了使用间接热交换的方法和设备，其中压缩的回收的汽提介质返回第二分离器。

图8显示了方法和设备，其中使用多个另外的直接接触热交换的传热回路和分离。

图9显示了方法和设备，其中传热流体是回收的液体吸收剂。

流体和流入物/流出物

在整个说明书和权利要求书中，料流和流入物/流出物通过以下来表示：温和的液体富含酸气/二氧化碳的吸收剂L0；液体富含酸气/二氧化碳的吸收剂L1；液体贫含酸气/二氧化碳的吸收剂料流L2；气体/液体加热的贫含酸气/二氧化碳的吸收剂L2’；回收的液体吸收剂料流L3；减压的回收的液体吸收剂料流L3’；加热的回收的液体吸收剂料流L3”；传热流体L4；加热的料流L4’；减压的料流L4”；液体料流L4”’；第二减压的料流L4””；液体载热体L5；第二液体料流L6；含酸气/二氧化碳气流G1；压缩的含酸气/二氧化碳气流G1’；汽提介质G2；蒸发的汽提介质G2’；冷却的含酸气/二氧化碳料流G3；回收的汽提介质G4；压缩的回收的汽提介质G4’；酸气/二氧化碳产物料流G5，第二气体a；压缩的第二气体b。

部件

在整个说明书和权利要求书中，设备的部件通过以下来表示：第一热交换器A1；汽提塔A2；热回收单元A3；第二热交换器A4；第一分离器A5；第三热交换器A6；第二分离器A7；第一减压单元A8；闪蒸分离单元A9；第三分离器A10；第一增压单元A11；第二增压单元A12；第二减压单元A13；混合器单元A14；第三增压单元A15；单元A16；第三减压单元A17；第四减压单元A18，第四分离器A19。

具体实施方式

附于本说明书的例示应当理解为是更大设施的一个区段。本文所述的每个实施方案的全部特征和变量同等地应用于全部实施方案。因此，涉及方法的详细特征可以同等地应用于设备，反之亦然。为了简要起见，图中未包括辅助装置。但是，本领域技术人员将容易理解该装置的类型和位置。作为辅助装置的例子，可以提及液体泵，阀，用于冷凝来自于排出气体的水和/或化学吸收剂的冷凝器，用于补充水和/或吸收剂的装置等。在下面的详细说明中，将参考作为酸气实例的二氧化碳来描述本发明。本发明不应当局限于此，并且全部实施方案同等地应用于通常的酸气，例如是CO₂、H₂S、SO₂等。

在整个说明书和权利要求书中，术语“富”、“贫”和“耗尽”指的是具体料流中所含的例如二氧化碳或吸收剂的量，该名称可以用于区分由不同分离步骤形成的不同料流，并且应当解释为在特定分离步骤中相对于彼此而言。

现在参见图1，根据本发明第一方面的方法以最通用的形式之一显示在下面，吸收剂描述为水溶液，但是本发明不应当局限于此。

该示意图应当解释为是在吸收塔中从气体源吸收二氧化碳之后的下游区域。二氧化碳的吸收是本领域公知的。从富含二氧化碳的吸收剂中回收二氧化碳的方法包括步骤：提供液体富含二氧化碳的吸收剂料流L1，其具有吸收的气态二氧化碳。

液体富含二氧化碳的吸收剂L1中吸收的二氧化碳可以来源于任何种类的二氧化碳源。二氧化碳源可以例如来源于化石燃料的燃烧，烟气，来源于合成气体的生产，或者来源于填充碳酸饮料的生产线。优选烟气。

吸收剂优选化学地吸收。因此，液体富含二氧化碳的吸收剂L1包含用于二氧化碳或其他酸气的合适的吸收剂。用于吸收气态二氧化碳的吸收剂可以是已知能够吸收二氧化碳和/或酸气的任何溶剂。作为例子，可以提及烷醇胺的溶液，更优选具有1-3个烷醇残基的烷醇胺，更优选的烷醇残基具有1、2或3个碳原子，其处于水溶液中。合适的烷醇胺的例子是单乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)和三乙醇胺(TEA)，MEA是所选择的吸收剂，因为它是公认的廉价和有效。吸收剂的浓度典型地是5-40％水溶液，一个例子是单乙醇胺，其是MEA的35％水溶液。

在吸收后，进料到汽提塔A2之前，富吸收剂可以加热和/或加压。已知二氧化碳通过加热来与烷醇胺吸收剂分离，优选加热到90℃和更高的温度，优选高于90-110℃，更优选95℃或更高，100℃或更高，例如104℃-106℃。液体富含二氧化碳的吸收剂L1的压力可以增加到高于大气压，例如1-3巴，或者到这样的压力，其高于离开经常在环境压力操作的吸收塔的料流的压力。汽提方法本身可以典型地在稍高于大气压(高于吸收塔的操作压力)操作，例如1.2-2.6巴，更优选1.2-1.6巴，例如1.4巴。其他压力可以预期处于本发明的上下文中。

液体富含二氧化碳的吸收剂L1使用汽提介质G2汽提，当吸收剂含水时，所述汽提介质主要包含蒸汽即水蒸气。有利地，根据本发明，汽提介质是来自于汽提程序本身的部分再循环的水。

汽提介质是料流G2，其基本上不含吸收剂且包含水蒸气，具有低二氧化碳含量。在本发明的上下文中，非常低是低于10mol％，更优选低于5mol％。在一个实施方案中，汽提介质G2的温度高于加热的液体富含二氧化碳的吸收剂L1的温度，更具体地高于100℃，优选105℃-120℃，优选约115℃。这将更有效地从吸收剂中汽提二氧化碳。

在汽提塔A2中，二氧化碳从吸收剂中汽提，以提供含二氧化碳气流G1和液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2。

含二氧化碳气流G1在高于水的蒸发条件的温度和压力条件提供。因此，含二氧化碳气流G1是二氧化碳和水蒸气的混合物。

贫含二氧化碳的吸收剂L2典型地离开汽提单元A2的下部。但是，可以预期该料流可以从塔的任何合适的位置抽出。

在本发明的上下文中，术语“贫”目的是表示这样的料流，其含有的吸收的二氧化碳的量低于液体富含二氧化碳的吸收剂L1中的二氧化碳的量。因此，液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2包含小于10mol％的二氧化碳，典型地小于5mol％的二氧化碳。

液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2随后通过在第三热交换器A6中的间接热交换来加热，以提供气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂L2’，其是一种气体/液体混合物。再沸通常使用本领域常用的封闭的产生蒸汽回路来获得，但是也可以预期其他手段。在所示的实施方案中，气体/液体混合物在第二分离器A7中进一步分离，这提供了蒸发的汽提介质G2’和回收的液体吸收剂L3。蒸发的汽提介质G2作为汽提介质G2’进料到汽提塔A2，和回收的液体吸收剂L3返回到吸收器，最经常地与液体富含二氧化碳的吸收剂L1热交换，如本领域中常用的。

包含在含二氧化碳气流G1中的部分热能传递到传热流体L4，由此提供冷却的含二氧化碳气流G3和加热的料流L4’。

传热在热回收单元A3中进行。优选热交换通过直接接触进行，其中传热流体L4和含二氧化碳气流G1彼此物理接触。

通过使用直接接触，热交换将更有效，可以达到几乎100％，这取决于各料流的大小和/或流量。另外，由含二氧化碳气流G1冷凝的水和来自于传热流体的水二者将混合，可以分别用于再循环到汽提塔和传热。

以那种方式，确保了该方法中需要绝对最小的水/流体供给，这将节约该方法的总成本。

由此必然地，传热流体L4的温度低于含二氧化碳气流G1的温度。在一个实施方案中，含二氧化碳气流G1的温度是90℃-115℃，传热流体L4是65℃-80℃。

因此，在一个示例性实施方案中，热交换器是直接接触冷却器，和传热流体L4的温度是约70℃，含二氧化碳气流G1的温度典型地是102℃，和各料流的质量流量比G1:L4是约1:9(kg/h)/(kg/h)，当填料是鲍尔环(无规填充)时，直接接触冷却器的传热高度是约4m和直径是约0.7m。

使用这些相关值，将发生完全传热，以使得加热的传热流体的温度与含二氧化碳气流G1的温度大致相同，并且冷却的含二氧化碳料流G3的温度与传热流体L4相同。可以预期温度、流量和尺寸可以变化。取决于具体参数的选择，本领域技术人员将能够例如使用任何适于热力学计算的模拟程序来确定其余参数；该程序是本领域公知的。

因此，这个步骤提供了将热能从含二氧化碳气流G1回收到传热流体L4。冷却还使得含二氧化碳气体G1中存在的水蒸气的冷凝，这提供了加热的料流L4’，其包含来自于含二氧化碳气流G1的冷凝的水蒸气，以及传热流体L4(现在是加热的)。

含二氧化碳气流G1的该冷却提供了来自于该方法的水，其将进一步处理和作为汽提介质再循环到汽提步骤，并且在具体的实施方案中还作为传热流体。

因此，传热流体L4的主要部分优选来源于汽提介质回路中的方法本身，其冷凝和再循环，并且用作传热流体的至少一部分。

在另一具体的实施方案中，传热流体L4的一部分来源于汽提步骤之前的吸收步骤。如果吸收步骤产生过量的热，则吸收器可以具有冷却装置例如回流冷凝器。其作用是减少吸收剂损失和吸收器中水的蒸发。冷却冷凝水和吸收剂和该冷凝物可以用作传热流体L4或其一部分。因此，当吸收产生热时，内部会收集更多的水，由此可以产生更多的蒸汽来用于汽提步骤。

因此，传热流体L4或传热流体的一部分可以是外部供给的，其来源于本发明方法之前的吸收程序，或者上述全部的组合。

加热的料流L4’在闪蒸分离单元A9中经历闪蒸分离步骤，其提供了回收的汽提介质G4和冷凝的汽提介质L5。

上述的冷却的含二氧化碳料流G3进一步热交换和在第一分离器A5中分离，以提供二氧化碳产物料流G5和第二液体料流L6，冷却的含二氧化碳料流G3的该进一步冷却确保了从二氧化碳气体中除去甚至更多的水(流体)。在这个点，该气体将含有低于5mol％的水。如果期望，二氧化碳产物料流G5可以经历最终纯化步骤例如冷凝、蒸馏、吸附或组合。

在下面的附图说明中，全部料流和步骤与它们在图1中所示相同。

现在参见图2，显示了另一实施方案，其中含二氧化碳气流G1与传热流体L4之间的热交换通过间接冷却来进行。因此，图1和2所示的实施方案之间的主要区别是步骤c使用的传热的类型。在图2中使用了间接热交换。因此，两个料流G1和L4没有发生混合。

在该实施方案中，第三减压单元A17显示为在热回收单元A3的传热之前，以降低传热流体L4的压力。回收自闪蒸分离单元A9的液体载热体L5再循环到混合单元A14，来与补充水混合，将该合并料流减压以提供传热流体L4。还可以预期热回收单元(A3)和闪蒸分离单元(A9)整合成一个单元。

还可以预期(如图2所示)第二液体L6在第一单元A16_1中分开，其中一部分返回汽提器塔A2来进一步纯化，和第二部分在进入混合器单元A14之前与液体载热体在第二单元A16_2中混合。

在进料到汽提塔A2之前，温和的液体富含二氧化碳的吸收剂L0可以在热交换器A1中加热，以提供液体富含二氧化碳的吸收剂L1，其温度高于温和的液体富含二氧化碳的吸收剂料流L0的温度。因此，液体富含二氧化碳的吸收剂料流L1的温度优选是90℃-110℃，更优选103℃-105℃，最优选104℃，如用于从烷醇胺吸收剂中分离二氧化碳的已知温度范围。

通常，交换器A1中的热交换典型地是来自于汽提器L3的较热的贫吸收剂与来自于吸收塔的更温和的富吸收剂L0之间的热交换。还可以预期(未示出)，对于与来自于汽提器L3的较热的贫吸收剂热交换替代地或另外地，该料流通过吸力来抽出，例如通过真空泵。吸力相对于加热改进了操作效率。该实施方案的变体进一步显示在图9中，并且在下面描述。

图3所示的实施方案还具有直接接触冷却器。在该实施方案中，引入了传热回路。传热步骤c提供的加热的料流L4’随后减压成减压的料流L4”。减压优选依靠阀，更具体地减压阀A8来获得。减压的料流L4”是气体/液体混合物。将该料流减压到低于加热的料流L4’的压力的压力，优选到低于大气压以提供液体/气体混合物，即低于1巴/1atm。典型地，减压到在先料流的压力的约一半，例如从约1.4巴到约0.7巴等。

包括传热回路以提供液体载热体L5。减压的料流L4”的闪蒸分离提供了液体料流L4”’和回收的汽提介质G4。冷凝水的液体料流L4”’在第二减压单元A13中进一步减压，以提供第二减压的料流L4””，所述料流是气体/液体混合物。该压力类似地优选减半例如到0.4(当第一压力降到0.7巴时)。第二减压的料流L4””然后在第三分离器A10中分离，以提供液体载热体L5，其基本由水组成，将其再循环和与补充水混合以提供传热流体L4。

在混合前，传热流体L4的压力可以增加到对应于汽提系统的压力，其典型地是约1-1.5巴，优选1.4巴。可选地，当通过间接冷却来冷却时，压力可以调节到较低压力。

在第三分离器A10中的分离还提供了水蒸气的第二气体a。将该料流再压缩到闪蒸分离单元A9的操作压力，以提供压缩的第二气体b，将其供给到闪蒸分离单元A9，其中将它用减压的料流L4”闪蒸，其提供了回收的汽提介质G4。

因此，使用该循环，从打算用作汽提介质的液相中提取的蒸汽的量以简单方式增加，并且具有最小的能量供给。

通过闪蒸分离提供的回收的汽提介质G4然后在所示实施方案中，在第二增压单元A12中重新压缩，产生压缩的回收的汽提介质G4’。第二增压单元可以真空草籽，但是可以预期合适的替代选项。压缩的回收的汽提介质G4’具有明显高于回收的汽提介质G4的温度的温度。该热来源于再压缩。压缩的回收的汽提介质G4’随后与气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂L2’在第二分离器A7中混合，以提供蒸发的汽提介质G2’，并且进料到汽提塔A2。还可以预期压缩的回收的汽提介质G4’直接进料到汽提塔A2，或者在进入汽提塔A2之前与蒸发的汽提介质G2’混合。

图4中所示的实施方案与图3的实施方案相同，区别在于含二氧化碳气流G1在进入热回收单元A3之前使用第三增压单元A15压缩，以提供压缩的含二氧化碳气流G1’。

在热交换之前提供加压步骤可以与直接接触热交换器和间接热交换器(未示出)二者组合来使用。当在这个点包括压缩步骤时，步骤c.中的传热将更有效，并且在分离器A9中分离之前，减压的料流L4”的气体部分将提供更大的蒸汽部分。

根据本发明，提供了几个实施方案来使用回收的汽提介质G4。具体地，通用性显示在图5-7中，其中回收的汽提介质G4可以直接或间接地提供到汽提塔A2。因此，在图5中所示的实施方案中，回收的汽提介质G4没有明确连接到第二分离器A7，或汽提塔A2，本领域技术人员将认可提供这种最通用的实施方案，根据本发明包含在回收的汽提介质G4中的能量可以重新导向至最有效之处。但是，在图6中所示的实施方案中，将回收的汽提介质G4压缩以提供压缩的回收的汽提介质料流G4’，其直接返回汽提塔A2。虽然图6中未示出，但是还将理解，压缩的回收的汽提介质G4’在低于气态汽提介质G2进料位置的位置进料到汽提塔A2。还可以理解，在压力通过加压或重力或液体泵促进的流动而足够高的情况中，回收的汽提介质直接进料到汽提塔，而无事先的压缩。在图7中所示的实施方案中，压缩的回收的汽提介质G4’连接到第二分离器A7。压缩的回收的汽提介质G4’在第二分离器A7中与气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂料流L2’一起分离，以提供作为气相的汽提器介质G2和回收的液体吸收剂料流L3，其返回到吸收程序上游。

通过重新压缩回收的汽提介质G4，该料流被加热，并且能够提供大流量的汽提器介质。同样，在优选的实施方案中，压缩的回收的汽提介质G4’的压力对应于汽提塔的操作压力，由此再循环料流可以直接使用，而无进一步处理。

在所示的实施方案中，传热流体L4来源于来自于汽提器的水的再循环和来自于烟气的水/来自于吸收剂的蒸发的水。因此，传热流体L4基本上是来自于该方法本身的再循环料流。在这种实施方案中，将存在非常低量的外部供给的补充水，并且这个部分将构成系统中的水质量流量的小于5％(mol/mol)，更优选小于3％(mol/mol)，甚至更优选小于1％(mol/mol)。

在图8中所示方法的另一实施方案中，进一步研发了图3中引入的传热回路来包含多个传热回路，在这种具体实施方案中显示了并联连接的两个回路。在所示的实施方案中，传热是直接热交换，但是同样可以使用间接热交换。

因此，在图中，[n]表示除了第一回路之外的回路号。当存在仅一个回路时，省略该编号。因此，在本发明的上下文中，n将是2或大于2的整数，例如2、3、4、5、6等。

因此，在这种实施方案中，冷却的含二氧化碳料流G3离开直接接触冷却器A3，进入第二直接接触冷却器A3[2]，其中该料流用第二液体载热体L5[2]的再循环料流进一步冷却，这提供了第二加热的料流L4’[2]和第二冷却的含二氧化碳料流G3[2]。类似于第一回路，第二加热的料流L4’[2]减压(A8[2])，和分离(A9[2])成第二回收的汽提介质G4[2]和第二液体载热体L5[2]。将第二回收的汽提介质G4[2]压缩，并且与回收的汽提介质G4混合。合并料流然后进料到汽提器塔，任选地在压缩和分离之前，如图8中所示。

以与上述相同的方式，可以增加另外的传热回路，在这种情况中，到第三接触冷却器(A8[3])的下一个输入气体将是第二冷却的含二氧化碳料流G3[2]等。

加热的料流L4’经历与图1中所述基本相同的步骤，即将它减压以提供减压的料流L4”，其在闪蒸分离单元A9中分离，提供回收的汽提介质G4和液体载热体L5。

在所示的实施方案中，将液体载热体再循环和与补足料流混合以提供传热流体L4，并且将回收的汽提介质G4与压缩的第二回收的汽提介质G4’[2]混合，合并部分在压缩机A12中压缩以提供压缩的回收的汽提介质G4’，其如所示的进料到第二分离器A7。但是，使用这种实施方案，还可以预期将压缩的回收的汽提介质G4’直接进料到汽提塔，或者在进料到汽提塔之前与汽提介质G2混合。

类似于并联回路，具有串联回路也是有利的。参见图3，在更多串联回路的情况中，离开第三分离器A10的液体料流(液体载热体L5)将减压以提供气体/液体混合物，该料流将在另一分离器(A10[2])中分离，在这里该液体将对应于传热液体L5，其作为传热流体的一部分再循环，并且该气体将在压缩机(A11[2])中压缩，进料到第三分离器A10，和从那里遵循图3中所述的路线。

以与上述相同的方式，可以预期可以并联或串联插入多个回路。优选存在并联和/或串联的1、2或3个回路，例如两个并联回路和1、2或3个串联回路。

通过包括n个并联回路，更多流体(水)从产物气体G3[n](其中n是整数例如2、3、4、5、6等)中冷凝，提供更清洁的产物料流，避免了一些下游纯化步骤，以及提供更多的汽提蒸汽来用于汽提。产物料流中的流体/水传统上作为液体提供到汽提器，因此未用作汽提介质。通过包括更多的串联回路，将更多蒸汽提供给汽提。

参见图9，显示了本发明的另一实施方案，其中离开汽提器A2的含酸气气流G1进料到热回收单元A3，其在所示的实施方案中是间接热交换器。回收的液体吸收剂料流L3在第四减压单元A18(显示为阀)中减压，以提供减压的回收的液体吸收剂L3’，随后经过热回收单元A3。来自于含酸气气流G1的热传递到减压的回收的液体吸收剂料流L3’，以提供加热的回收的液体吸收剂料流L3”，其是气体/液体混合物。加热的回收的液体吸收剂料流L3”在第四分离器A19中分离，以提供回收的吸收剂和回收的汽提介质G4。回收的汽提介质在进料到汽提塔A2之前压缩(例如在第二增压单元A12中)作为压缩的回收的汽提介质G4’。

可以根据另外的装置的成本与提供另外的汽提蒸汽和第三热交换器A6所降低的成本之比，来变化优选的数值。

已经揭示了测试，即当溶剂是含水的和当回收的汽提介质(G4)的温度是70℃时，水的分压是0.31巴(绝对)，进一步降温将由于水的冷凝而不产生热回收率的任何明显增加，因此通过包括更多回路也未见明显效果。

本发明另一方面涉及一种用于从液体富含二氧化碳的吸收剂中回收二氧化碳的设备，所述设备包含汽提塔A2，所述汽提塔A2具有通过其可以进料汽提介质(G2)的气体入口和通过其可以进料液体富含二氧化碳的吸收剂(L1)的液体入口，所述气体出口连接到热回收单元A3，所述热回收单元A3另外具有传热流体入口、产物气体出口和第二液体出口，所述第二液体出口直接或间接地连接到汽提塔A2。在另一实施方案中，热回收单元A3的第二液体出口连接到第一减压单元A8，其然后直接或间接地连接到汽提塔(A3)。在一个实施方案中，该设备包含第二分离器A7，其中第二分离器A7具有通过第三热交换器A6连接到汽提塔A2的液体出口的另外的液体入口、液体出口和直接地连接到汽提塔A2的气体入口的气体出口。

在该设备的另一实施方案中，减压单元A8间接地连接到汽提塔A2，第一减压单元A8连接到闪蒸分离单元A9，所述闪蒸分离单元A9另外具有气体入口、液体出口和气体出口，所述气体出口连接到第二增压单元A12，所述第二增压单元A12连接到第二分离器A7，所述液体出口连接到第二减压单元A13，所述第二减压单元A13连接到第三分离器A10，所述第三分离器A10另外具有气体出口和液体出口，所述气体出口连接到第一增压单元A11，所述第一增压单元A11连接到闪蒸分离单元A9的气体入口，其中所述第二分离器A7的液体出口任选地通过泵和/或任选的混合器单元A14，来与热回收单元A3的传热流体入口的液体入口相连。

在另一实施方案中，热回收单元A3是直接接触热交换器。

可以预期减压单元A8和A12之一或二者是减压阀，和/或增压单元A11和A12之一或二者用真空泵操作。

用于本发明的热交换器原则上可以是任何类型。基于吸收剂、气体和接收介质的估计流量以及要传递的热能的估计量，选择合适的热交换器，以在吸收器中提供更佳温度，和回收热量来改进整个设备的能量经济性，在本领域技术人员的能力范围内。

该设备进一步包含汽提塔A2。要用于该设备的汽提塔可以是本领域中已知的任何填料塔。合适的汽提塔的例子是包含内部零件或传质元件例如塔盘或者无规或结构化填料的塔。典型地，加热的含二氧化碳气流离开汽提器的顶部，和液体贫含二氧化碳的吸收剂料流离开汽提器的底部。

纯化的气态二氧化碳流在冷却后离开热回收单元A3的顶部，然后在第一分离器A5中分离来除去该料流中最终的少量水。纯化的二氧化碳作为气态产物离开分离器，返回汽提塔的冷凝的水流离开冷凝单元A5的底部。

汽提塔A2可以进一步具有用于在汽提器顶部进料的补充水的另外的入口，和用于在第一分离器A5中回收的冷凝的贫含二氧化碳的水的另外的入口。

该设备进一步包含热回收单元A3，用于冷却含二氧化碳气流。热回收单元可以是直接或间接接触冷却器，优选是直接接触冷却器。基于质量流量和温度和压力条件，本领域技术人员将能够确定用于冷却含二氧化碳气流G1所需的直接接触热交换器的高度。

在一个实施方案中，该设备进一步包含一个或多个闪蒸单元和一个或多个分离器，这是本领域中公知的。本发明的闪蒸单元可以是简单气液分离罐或蒸气/液体分离器。具体地，分离器A5、A7和A10是简单的液体/气体分离器，也称作气液分离罐或闪蒸罐，其具有仅一个入口和因而气体和液体出口。闪蒸单元A9优选是闪蒸分离单元，但是如果该料流足够清洁，则也可以是简单气液分离罐。

该设备进一步包含一个或多个增压单元，用于将加热的冷却流体压缩成蒸气。增压单元可以是压缩器、蒸汽喷射器、鼓风机等。在本发明中，由于优选的料流是水蒸气，所以优选的增压单元能够蒸气再压缩，例如罗茨(roots)、离心或螺杆型压缩机。

当选择用于每个单元的合适材料时，具体考虑必须涉及要处理的气体和液体的温度、压力和化学和物理性质。但是，这样的考虑将在本领域技术人员知识范围内。

此外，本领域技术人员能够容易地认识到，工艺参数的选择和控制将取决于进入设备的气体的化学组成以及每个方法步骤中气体和液体的化学组成和物理条件。

术语“总能耗的减少”要宽泛地理解。根据本发明，总能耗的减少意味着供给的实际能量减少和/或回收的可利用能量的量增加。对于较大设施的相关区段，可以孤立观察减少的能耗。但是，对于这样孤立观察的区段，减少的能耗不应当以较大设施的上游和/或下游区段中增加能耗为代价。

消耗的能量可以例如为电、高压蒸汽、低压蒸汽和/或用于升温目的的热水的形式。因此，视情况而定，在较大设施的区段中，减少这些形式的能量中至少一种的量被理解为减少了总能耗。

下面的料流的详细示例组成可以同等地应用于本发明的全部实施方案。

在使用MEA作为吸收剂的一个实施方案中，料流L0包含约70-85mol％的水，约5-15mol％的MEA和约2.5-10mol％的二氧化碳，并且温度范围是约45℃-50℃，例如约47℃，压力是约3巴。

料流L1包含约70-85mol％的水，约5-15mol％的MEA和约2.5-10mol％的二氧化碳，并且温度范围是约100℃-110℃，例如约104℃，压力是约3巴。

料流L2包含约80-90mol％的水，约5-15mol％的MEA和约0-5mol％的二氧化碳，并且温度是约105℃-115℃，例如约112℃，压力是约1.4巴。

料流L2’包含约80-90mol％的水，约5-15mol％的MEA和约0-5mol％的二氧化碳，并且温度是约105℃-120℃，例如约113℃，压力是约1.4巴，并且蒸气摩尔分数是约0.1。

料流L3包含约80-90mol％的水，约5-15mol％的MEA和约0-5mol％的二氧化碳，并且温度是约110℃-120℃，例如约113℃，压力是约1.4巴，并且蒸气摩尔分数是约0。

料流L4包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约70℃-80℃，例如约75℃，压力是约3巴。

加热的料流L4’包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约90℃-100℃，例如约94℃，压力是约1.4巴。

料流L4”包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约85℃-95℃，例如约89℃，压力是约0.7巴。

料流L4”’包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约85℃-95℃，例如约89℃，压力是约0.7巴。

料流L4””包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约70℃-80℃，例如约75℃，压力是约0.4巴。

料流L5包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约70℃-80℃，例如约75℃，压力是约0.4巴。

料流L6包含约99.8-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-0.1mol％的二氧化碳，并且温度是约45℃-55℃，例如约50℃，压力是约1.4巴。

料流G1包含约55-65mol％的水和约35-45mol％的二氧化碳，并且温度是约90℃-120℃，例如约94℃，压力是约1.4巴。

料流G2包含约90-100mol％的水，约0-2mol％的MEA和约2-10mol％的二氧化碳，并且温度是约105℃-120℃，例如约113℃，压力是约1.4巴。

料流G3包含约25-35mol％的水和约65-75mol％的二氧化碳，并且温度是约70℃-80℃，例如约76℃，压力是约1.4巴。

料流G4包含约97-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-3mol％的二氧化碳，并且温度是约85℃-95℃，例如约89℃，压力是约0.7巴。

料流G4’包含约97-100mol％的水，约0-0.1mol％的MEA和约0-3mol％的二氧化碳，并且温度是约160℃-180℃，例如约170℃，压力是约1.4巴。

料流G5包含约5-10mol％的水和约90-95mol％的二氧化碳，并且温度是约45℃-55℃，例如约50℃，压力是约1.4巴。

料流a包含约99.8-100mol％的水和约0-0.2mol％的二氧化碳，并且温度是约70℃-80℃，例如约75℃，压力是约0.4巴。

料流b包含约99.8-100mol％的水和约0-0.2mol％的二氧化碳，并且温度是约130℃-145℃，例如约138℃，压力是约0.7巴。

对于全部料流，适用的是成分的总和不超过100mol％。料流可以包含另外的成分例如氮和/或氧。

实施例

通过下面的实施例来进一步更详细地说明本发明。该实施例不应当解释为对本发明范围的限制。

实施例1

下面的实施例指的是较大设施的区段的计算实施例，如图3中基本上所示。用于实施例中的料流的参数汇总在下表1中。

温和的液体富含二氧化碳的吸收剂料流L0具有吸收的气态二氧化碳，在约47℃的温度以约16,462kg/h的质量流量提供，并且加热到约104℃，即提供液体富含二氧化碳的吸收剂L1。料流L1然后进入汽提单元(A3)，与以质量流量约1,870kg/h和温度约97℃供给的汽提器介质G2混合。汽提程序使得分离成温度约94.6℃的含二氧化碳气流G1和温度约112℃的液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2。含二氧化碳气流G1通过与以流量约15,000kg/h和初始温度约76℃供给的液体传热介质L4的料流进行直接接触热交换来冷却，以提供温度约76℃的冷却的含二氧化碳料流G3和温度约94℃的加热的料流L4’。加热的料流L4’随后使用减压阀(A8)减压成减压的料流L4”。所述减压的料流L4”在闪蒸分离单元(A9)中分离，提供温度约90℃和压力约0.7巴的回收的汽提介质G4，其在第二增压单元(A12)中压缩，形成约170℃的温度和约1.4巴的压力。闪蒸分离还产生了具有一定温度和压力的液体料流L4”’，作为回收的汽提介质G4。液体料流L4”’然后在第二减压单元(A13)中进一步减压到0.4巴和76℃的压力和温度，液体料流L4”’然后分离成第二气体a，其在第一压缩机(A11)中再压缩成压缩的第二气体b，到0.7巴的压力。第二气体返回到闪蒸分离单元(A)，并且作为回收的汽提介质G4的一部分离开。

离开汽提器(A2)的液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2在第三热交换器(A6)中使用外部热来加热，这提供了温度约113℃的气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂料流L2’，用于在第二分离器(A7)中与压缩的回收的汽提介质G4’混合，并且质量流量分别是约16,760kg/h(L2’)和538kg/h(G4’)。气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂料流L2’和压缩的回收的汽提介质G4’的混合物然后分离，因此提供质量流量约15,428kg/h的回收的液体吸收剂料流L3，和质量流量约1870kg/h、温度约113℃和压力1.4巴的汽提器介质G2。

从该实施例可见，来自于含二氧化碳气流(G1)的水的循环可以再次提供到汽提单元(A2)，并且构成汽提介质的约1/3，而不损害形成的二氧化碳的产率和纯度。

因此，以蒸汽回路形式另外供给的能量的三分之一可以用已经存在的水蒸气的料流工作来代替。

基于上述实施例，第一增压单元(A11)的功率吸收是13kW和第二增压单元(A12)的电功率吸收是23kW，即36kW用于操作这些单元。该电功率对应于108kW蒸汽功率。

通过实施例中的方法产生的蒸汽(G4’)总计是334kW(2230kJ/kg*523kg/3600)，因此所示实施例的总能量降低是226kW蒸汽。这大致对应于大于20％的能量降低。

Claims

1.从液体富含酸气的吸收剂(L1)中回收酸气的方法，其包括步骤：

a.提供该液体富含酸气的吸收剂料流(L1)，其中具有吸收的酸气，

b.在汽提塔(A2)中使用气态汽提介质(G2)从富含酸气的吸收剂料流(L1)中分离酸气，以提供含酸气气流(G1)和液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)，

c.将热从该含酸气气流(G1)传递到传热流体(L4)的料流，以提供冷却的含酸气料流(G3)和加热的料流(L4’)，

d.将该加热的料流(L4’)分离成回收的汽提介质(G4)和液体载热体(L5)，和

e.将该回收的汽提介质(G4)直接或间接地提供到该汽提塔(A2)。

2.根据权利要求1所述的方法，其中该酸气是二氧化碳。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中将该液体载热体(L5)用作该传热流体(L4)的至少一部分。

4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中该回收的汽提介质(G4)的压力高于或等于步骤b中汽提分离中的操作压力。

5.根据权利要求1-4所述的方法，其中该吸收剂是含水的。

6.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中该回收的汽提介质(G4)，任选压缩的，在该气态汽提介质(G2)的进料位置以下的位置直接地进料到该汽提塔。

7.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在提供到该汽提塔(A2)之前，将该回收的汽提介质(G4)压缩以提供压缩的回收的汽提介质(G4’)。

8.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中步骤c.中的传热如下来提供：将该传热流体(L4)与该含酸气气流(G1)直接接触，以获得加热的料流(L4’)和冷却的含酸气气流(G3)。

9.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中步骤d.的分离通过以下步骤来提供：

d.i.减压该加热的料流(L4’)以提供减压的料流(L4”)；和

d.ii.通过在第一闪蒸塔(A9)中闪蒸来分离该减压的料流(L4”)，以提供回收的汽提介质(G4)和传热流体(L5)。

10.根据权利要求9所述的方法，其中在提供该传热流体(L5)之前，步骤d.ii.的分离提供了液体料流(L4”’)，其经历以下步骤：

d.iii.将该液体料流(L4”’)进一步减压以提供压力低于该液体料流(L4”’)的压力的第二减压的料流(L4””)，

d.iv.在第三分离单元(A10)中分离该第二减压的料流(L4””)以提供第二气体(a)和液体载热体(L5)；

d.v.再次压缩该第二气体(a)以提供再次压缩的第二气体(b)；和

d.vi.将该再次压缩的第二气体(b)进料到该第一闪蒸塔(A9)，在这里它作为该回收的汽提介质(G4)的一部分离开该闪蒸分离单元。

11.根据权利要求10所述的方法，其中重复全部步骤d.i.到d.vi.，优选重复2、3或4次。

12.根据权利要求11所述的方法，其中该重复是依次的和/或并行的。

13.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中步骤c.中的传热通过间接热交换来提供。

14.根据权利要求13所述的方法，其中在传热之前，将该传热流体(L4)减压到低于该液体载热体(L5)的压力的压力。

15.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中步骤d.的分离通过以下步骤来提供：

d.i.通过在第一闪蒸塔(A9)中闪蒸来分离该加热的料流(L4’)，以提供该回收的汽提介质(G4)和液体料流(L4”’)；

d.ii.进一步减压该液体料流(L4”’)以提供压力低于液体料流(L4”’)的压力的第二减压的料流(L4””)；

d.iii.在第三分离单元(A10)中分离该第二减压的料流(L4””)以提供第二气体(a)和该液体载热体(L5)；

d.iv.再次压缩该第二气体(a)以提供再次压缩的第二气体(b)；和

d.v.将该再次压缩的第二气体(b)进料到该第一闪蒸塔(A9)，在这里它作为该回收的汽提介质(G4)的一部分离开该闪蒸分离单元。

16.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在传热步骤之前，将该含酸气料流(G1)压缩成压缩的含酸气料流(G1’)。

17.根据权利要求9-11或13-15中任一项所述的方法，其中L4’、L4”、L4”’、L4””中的任一个或多个，优选L4”和/或L4””，通过热源加热。

18.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中该方法进一步包括步骤：

f.加热该液体贫含二氧化碳的吸收剂料流(L2)以提供气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂(L2’)；

g.在第二分离器(A7)中分离该气体/液体加热的贫含二氧化碳的吸收剂(L2’)以提供蒸发的汽提介质(G2’)。

19.根据权利要求18所述的方法，其中该汽提介质(G2)是蒸发的汽提介质(G2’)。

20.根据权利要求7和/或19所述的方法，其中该汽提介质(G2)包含该压缩的汽提介质(G4’)。

21.根据权利要求19和20所述的方法，其中该压缩的汽提介质(G4’)和该蒸发的汽提介质(G2’)在供给到该汽提塔(A2)之前混合。

22.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其进一步包括步骤：

-任选地冷却该冷却的含酸气料流(G3)；

-将该冷却的含酸气料流(G3)分离成酸气产物料流(G5)和第二液体料流(L6)，任选地预先进一步冷却该冷却的含酸气料流(G3)，和

-任选地将该第二液体料流(L6)再循环到该汽提塔(A2)。

23.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中该液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)在第三热交换器(A6)中加热，并且分离以提供该气态汽提介质(G2)和回收的液体吸收剂料流(L3)，和其中步骤c的该传热流体(L4)是回收的液体吸收剂料流(L3)，和其中用于传热的该热回收单元(A3)是间接热交换器(A3)。

24.根据权利要求23所述的方法，其中将该回收的液体吸收剂料流(L3)经减压以提供减压的回收的液体吸收剂料流(L3’)，将该减压的回收的液体吸收剂料流(L3’)在该热回收单元(A3)中加热以提供加热的回收的液体吸收剂料流(L3”)。

25.根据权利要求24所述的方法，其中将该加热的回收的液体吸收剂料流(L3”)在第四分离器(A19)中分离，以提供吸收剂和该回收的汽提介质(G4)。

26.根据权利要求25所述的方法，其中该回收的汽提介质(G4)在该第二增压单元(A12)中加压，以提供该压缩的回收的汽提介质(G4’)，将该压缩的回收的汽提介质(G4’)提供到该汽提塔(A2)。