CN109906111B - 组合的酸性气体捕获和水提取工艺 - Google Patents

组合的酸性气体捕获和水提取工艺 Download PDF

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Abstract

用于从气体流中吸收目标气体组分的工艺，工艺包括以下步骤：使气体流与包括用于吸收目标气体组分的液体吸收剂的吸收器接触，以产生富液体吸收剂流和非目标气体组分，所述非目标气体组分包括水蒸气；在解吸器中处理富液体吸收剂流，从而将目标气体组分和水蒸气组分释放至解吸器气体流中，并且产生贫液体吸收剂流；以及由用于从目标气体组分中分离水蒸气的水分离器的输出形成回收的水流，所述水分离器形成吸收器和/或解吸器的一部分。将离开解吸器的贫液体吸收剂流用包括水可渗透膜的正向渗透(FO)膜单元处理，其中膜单元将水从盐水流通过水可渗透膜转移至贫液体吸收剂流，从而补充在工艺中除去的水的至少一部分。

Description

组合的酸性气体捕获和水提取工艺
优先权交叉引用
本申请要求来自于2016年9月2日提交的澳大利亚临时专利申请第2016903512号的优先权，该临时专利申请的内容被认为通过该引用并入本说明书中。
技术领域
本发明涉及用于从液体吸收剂中脱除酸性气体并且产生水流的能量效率装置的方法和设备。
发明背景
对本发明的背景的以下讨论意图有助于对本发明的理解。然而，应理解，该讨论不是确认或承认提到的任何材料是如在本申请的优先权日公布的、已知的或公知常识的一部分。
在现有的和未来的化石燃料燃烧发电厂中，CO2捕获技术将提供用于降低CO2排放水平的机制。实际上，如果在任何未来的气候/能源立法下，煤仍然是用于电力生产的重要燃料，则碳捕获和封存(CCS)将是必要的。
然而，碳捕获需要在制造、安装和操作先进技术所需要的资金和资源两者方面付出额外的成本。除了用于冷却和其他目的的大量淡水之外，任何捕获设备的部件需要由发电厂产生的电力的一部分以便操作。使用目前可用的碳捕获技术在基线资源负荷之上增加了对于电力和水的额外需求。使用CO2捕获技术的发电厂所需的额外的水主要是由于捕获和压缩期间使用的额外的冷却水需求。
发电站、水泥窑和钢铁制造中将CO2从烟道气中分离，允许这些工业活动使用化石燃料进行，同时减少来自最重要的温室气体即CO2的排放物。尽管目前正在开发若干种不同的工艺用于从烟道气中分离CO2，但使用化学吸收剂的水溶液的化学吸收工艺仍是领先技术，这主要是因为其先进的开发状态。虽然该工艺已经在低CO2除去能力可用，但它对于大规模工业操作在规模上不是必需的。因此，放大该工艺是主要挑战。
许多这些CO2回收部位的地理位置是干旱的，并且获得适合用于人类消耗或农业目的的水受限。因此，对于提供在生成水和回收CO2方面比现有工艺更能量有效的工艺和设备存在需求。各种方法已经在现有技术中被提出。
US2015/0343368提出了使用含有CO2的吸收溶液充当紧接着吸收器单元之后的正向渗透单元中的汲取溶液(draw solution)，以使新鲜水能够迁移至汲取溶液中。然后通过CO2/蒸汽/吸收剂混合物的冷凝来形成新鲜水流，以形成可以进一步被纯化以除去冷凝的吸收剂的水流。虽然该工艺产生新鲜水，但仍然有待进行进一步的改进，以产生在产生新鲜水流时同时从气体流中除去酸性气体的更能量有效且耐用的工艺。
发明概述
在本发明的第一方面，提供了用于从气体流中吸收目标气体组分的工艺，该工艺包括以下步骤：
使气体流与包括用于吸收目标气体组分的液体吸收剂的吸收器接触，以产生富液体吸收剂流和非目标气体组分，所述非目标气体组分包括水蒸气；
在解吸器中处理富液体吸收剂流，从而将目标气体组分和水蒸气组分释放至解吸器气体流中，并且产生贫液体吸收剂流；以及
由用于从目标气体组分中分离水蒸气的水分离器的输出形成回收的水流，所述水分离器形成吸收器和/或解吸器的一部分，
其中将离开解吸器的贫液体吸收剂流用包括水可渗透膜的正向渗透(FO)膜单元处理，其中膜单元将水从盐水流通过水可渗透膜转移至贫液体吸收剂流，从而补充在工艺中除去的水的至少一部分。
液体吸收剂流可以包括具有比盐水流更高的渗透压的任何液体，例如乙二醇、离子液体或咪唑类。在优选的实施方案中，液体吸收剂流是含水吸收剂流。
除了通过目标气体出口流和非目标气体出口流中的水蒸气损失的其他水损失之外，在工艺中除去的水包括在回收的水流中除去的水。优选地，补充的水等于至少在回收的水流中除去的水，并且更优选地等于在工艺中除去的全部水。
本发明优选地适合于选自由酸性气体组成的组的目标气体，所述酸性气体包括但不限于CO2、H2S或SO2。目标气体的源可以来自天然气流、烟道气、沼气、页岩气、煤层气、工业气体、空气等。
FO膜单元包括盐水入口流和盐水出口流。盐水入口流在温度上优选地低于进入FO单元的贫液体吸收剂流。在该配置内，FO膜单元既充当从盐水源补充工艺的水的装置，又充当在贫吸收剂流再次进入吸收器之前将贫吸收剂流冷却下来的装置。因此，本发明的工艺配置提供了这样的能量有效的装置：再循环贫液体吸收剂流，同时产生回收的水流，该回收的水流优选地待用于除工艺水之外的可选择的目的。
回收的水流可以源自吸收器和/或解吸器。因此，水分离器可以形成吸收器和/或解吸器的一部分。水分离器可以是能够从在吸收器和/或解吸器中的气体蒸汽中分离水蒸气并且形成液体水流的任何装置。水分离器优选地是冷凝器。
优选地，水出口流包括从解吸器中的冷凝器中分离的水。
在一些实施方案中，回收的水通过以下从吸收器中分离：使吸收器气体流的一部分通过水分离器(例如闪蒸容器)以将水蒸气组分从吸收剂和烟道气中分离，以形成回收的水流的至少一部分。吸收器的水分离器优选地包括水蒸气可渗透膜，这提供从吸收器内除去水蒸气的紧凑装置。水蒸气可渗透膜优选地形成蒸发器的一部分，尽管在一些实施方案中水蒸气可渗透膜也可以形成冷凝器的一部分。该配置的优点在于，返回的贫液体吸收剂已经被冷却，从而增大其吸收酸性气体的能力。
在优选的实施方案中，回收的水流不需要处理(或不需要显著的处理)以用于其预期目的。例如，水流可以用于农业目的，其中水流可以流入沉降池或沉降槽中，在该沉降池或沉降槽中水流可以在使用之前冷却至环境温度。可以应用回收的水流的例如过滤或pH调节的操作。
优选地，离开水分离器的水(即，在任何后处理操作之前)具有小于10000ppm，更优选地小于5000ppm，甚至更优选地小于2000ppm，还甚至更优选地小于1000ppm，还甚至更优选地小于500ppm，并且最优选地小于50ppm的总溶解固体含量。来自吸收器的回收的水中的TDS很可能高于来自汽提器的回收的水，这是由于相对于汽提器，吸收器中存在更多的游离或未反应的吸收剂。取决于使用的吸收剂，来自吸收器的回收的水的TDS可能需要额外的处理以降低TDS含量(例如反渗透、纳米过滤、离子交换或活性炭过滤)。
离开水分离器的水流的pH优选地在5和9之间，并且更优选地在6和8之间。
在其中回收的水流用于饮用目的的可选择的实施方案中，可能需要额外的纯化步骤。
已经发现，回收的水流的质量可以通过选择液体吸收剂来显著地改进。
在本发明的另外的实施方案中，FO膜单元可以与直接接触膜蒸馏(DCMD)单元组合，以便为贫液体吸收剂流提供二级式冷却器，其中DCMD不仅降低贫含水吸收流的温度，而且通过增大进料盐水流和贫含水吸收流之间的溶质浓度差来增大FO膜中的净渗透压。在该实施方案中，贫液体吸收剂流在通过正向渗透单元之前通过DCMD单元，所述DCMD单元包括具有进料膜界面和渗透膜界面的膜(优选地耐热疏水性膜)，DCMD单元导致贫液体吸收剂流中的水的一部分在进料膜界面上汽化并且在渗透膜界面上冷凝，从而冷却贫液体吸收剂流并且将水转移至进料盐水流/入口盐水流。
液体吸收剂
液体吸收剂优选地是含水吸收剂。然而，也可以使用不含水吸收剂，例如乙二醇和离子液体。在这些实施方案中，贫吸收剂流优选地在进入FO单元之前大体上不含水。
用于吸收目标气体的液体吸收剂优选地选自由以下组成的组：氨、烷醇胺、烷基胺、氨基酸、其盐、其无机碱和混合物。
液体吸收剂优选地具有小于200mm Hg，更优选地小于100mm Hg并且甚至更优选地40mm Hg的在100℃的蒸气压力。液体吸收剂在100℃的蒸气压力越低，水流中将存在的吸收剂的量越低，特别是当冷凝器被用作水分离器时。
优选的非挥发性吸收剂包括氨基酸盐溶液。氨基酸盐可以源自由以下组成的组：组氨酸、丙氨酸、肌氨酸、异亮氨酸、精氨酸、亮氨酸、天冬酰胺、赖氨酸、天冬氨酸、蛋氨酸、半胱氨酸、苯丙氨酸、谷氨酸、苏氨酸、谷氨酰胺、色氨酸、甘氨酸、缬氨酸、鸟氨酸、脯氨酸、硒代半胱氨酸、丝氨酸、牛磺酸和酪氨酸。
抗衡离子优选地选自由以下组成的组：钠离子、钾离子、钙离子、镁离子、锂离子和/或钡离子。
液体吸收剂的实例包括单乙醇胺、甘氨酸和甘氨酸钠。
氨基酸盐溶液用于酸性气体捕获的用途提供以下区别特征：
·快速反应动力学
·高的可实现的循环载荷
·良好的对于氧气的稳定性
·有利的结合能。
它们的特定性质使氨基酸盐适合用于膜气体吸收单元中的应用，允许紧凑的装备设计，并且有可能导致投资成本降低。重要地，含有氨基酸的汲取溶液具有相对低的汲取溶质到进料侧的溶质损失。
盐水
盐水优选地是具有足够低的盐浓度以使贫液体吸收剂能够有效地充当汲取溶液的任何合适的水溶液。盐水优选地选自由以下组成的组：海水、微咸水、地层水或工业废水。
FO膜上方的渗透压差越大，将目标量的水转移跨过FO膜所需的FO膜表面积越小。
由冷却水和贫液体吸收剂流之间的浓度梯度产生的渗透压差是水运输跨过FO膜的驱动力(而不是液压)。进行液体吸收剂的选择不仅为了将酸性气体捕获最大化，也为了将通过FO膜的水渗透最大化。因此，液体吸收剂还必须具有例如高渗透压、成本有效、无毒、化学稳定和与膜相容的特性。理想的稀溶液的渗透压可以由Van’t Hoff提出的理论给出；
Figure BDA0002036638080000061
其中，n是由溶液中的溶质的离解形成的物质的摩尔数，c是溶质浓度，以g/L计，MW是溶质的分子量，R是气体常数，并且T是溶液的绝对温度。汲取溶质的分子量越低，渗透压越大。
盐水入口流优选地比进入FO膜单元的贫液体吸收剂流冷。更优选地，盐水的温度比进入FO膜单元的贫液体吸收剂流的温度低至少10℃，更优选地比进入FO膜单元的贫液体吸收剂流的温度低至少20℃，甚至更优选地低40℃，并且还甚至更优选地低至少60℃。两股流之间的温度差越大，两股流之间的传热越大，并且因此待达到的贫液体吸收剂流的目标温度所需的膜表面越小。
优选地，FO膜单元设计和工艺操作条件考虑传热和传质要求，使得单元操作将所需的冷却和水转移要求递送给贫液体吸收剂流。
从能量效率的角度来看，通过FO膜转移的水的最佳量可以通过评估特定再沸器负荷相对于以下比率的图来确定，该比率是通过FO膜转移的水的质量与通过工艺除去的CO2的质量的比率。图7突出了实例，其中在特定再沸器负荷增加之前，每kg捕获的CO2有0.41kg水通过FO膜。
如果单独的FO膜单元性能不匹配工艺要求，可以提供辅助的冷却和水补充单元操作。
正向渗透单元
正向渗透，也被称为直接渗透，允许水从较低溶质浓度溶液自然地横越半渗透膜到达较高溶质浓度溶液，该较高溶质浓度溶液被称为汲取溶液。
膜优选地是水可渗透膜，并且更优选地是水选择性膜。膜优选地不可渗透溶质。溶质/吸收剂从贫液体吸收剂流(汲取溶液)向盐水流的渗漏导致吸收剂从工艺中的净损失，并且因此需要额外的吸收剂来补偿该损失，以便使工艺的性能能够被保持。
用于含水吸收液体的合适的膜材料是亲水性聚合物，例如聚砜、聚醚砜、聚乙烯醇、聚苯并咪唑和聚酰胺，以及陶瓷材料膜材料，这些材料通常用于液体过滤目的，例如微滤、超滤、纳滤和反渗透。
盐水入口流优选地接触邻近出口贫液体吸收剂流的FO膜，以形成逆流配置或顺流配置。逆流配置是优选的，因为该配置提供优异的传质和传热性能，从而增强贫液体吸收剂流的冷却以及水从盐水流跨过水可渗透膜向贫液体吸收剂流的转移。
为了进一步增强传热和传质，FO单元优选地被配置为壳管式或板框式热交换器。盐水流优选地流经壳组件，并且贫液体吸收剂流流经FO单元的管部件。这种布置能够通过控制盐水流的流量更容易地控制传质和传热性能。
通过选择比常规使用的膜材料更薄和/或更传导性的膜材料，可以实现膜的传热效率的额外改进。
膜厚度可以在0.01mm至1mm的范围内，并且优选地约0.1mm。膜可以包括(约例如1μm的)选择性层，该选择性层具有支撑该薄层的多孔结构。孔可以被液体填充，该液体优选地比膜组合物(例如聚合物)更导热。
优选地，FO膜的传热系数将是至少500W/m2K，更优选地至少1000W/m2K，甚至更优选地至少1500W/m2K，还甚至更优选地至少2000W/m2K，并且最优选地至少2500W/m2K。
实现的实际传热系数将取决于许多因素，包括膜材料的组成和厚度；本体溶液温度和膜表面处的实际温度之间的差；FO膜的配置和膜模块构造；以及进料溶液和汲取溶液的流体动力学条件，包括流动方向。
在本发明的第二方面，提供了用于从气体流中回收酸性气体的设备，该设备包括：
吸收器，其用于使液体吸收剂与气体流接触，所述吸收剂捕获目标气体组分以产生富液体吸收剂流和非目标气体组分，所述非目标气体组分包括水蒸气；
解吸器，其用于加热处理富液体吸收剂流，从而从富液体吸收剂流中释放目标气体组分，以产生贫液体吸收剂流和水蒸气；
水分离器，其用于从目标气体组分中分离水蒸气以形成回收的水流，所述水分离器形成吸收器和/或解吸器的一部分；
正向渗透膜单元，其被定位成接收贫液体吸收剂流；以及
吸收器入口流，其用于接收来自正向渗透膜单元的贫液体吸收剂流。
其中正向渗透膜单元包括入口盐水流和出口盐水流，所述正向渗透膜单元包括水可渗透膜，以使水能够从盐水流迁移至贫液体吸收剂流。
在本发明的上下文中，通常实践的术语“富”液体吸收剂(即，富气体)是指含有高于最小浓度的一定量的吸收的气体的液体吸收剂。这些气体在再生工艺期间逐渐地被除去。在不再有气体从液体吸收剂中被解吸的点，即，吸收的气体的最小浓度，液体吸收剂被称为“贫”(即，贫气体)。在该点，液体吸收剂可能仍然含有相当大量的吸收的气体。因此，在本申请中，含有高于贫吸收剂浓度的一定量的吸收的气体的液体吸收剂被称为富液体吸收剂。
在本发明的上下文中，术语“补充”是指将贫液体吸收剂流恢复至其进入吸收器的稳态吸收剂浓度/盐浓度。这通过以下来实现：通过使进入工艺的补充的水等于从工艺中的水损失，包括回收的水流，从而使闭合工艺的净水损失为零。应理解，缓冲罐或类似物可以用于平衡系统内水含量的任何短期波动。
总溶解固体(TDS)是指溶解于水中的任何矿物、盐、金属、阳离子或阴离子。总溶解固体(TDS)包括无机盐(主要是钙、镁、钾、钠、碳酸氢盐、氯化物和硫酸盐)和一些少量的溶解于水中的有机物质。
附图简述
现在将参考附图中的图来描述本发明，附图图示了本发明的特别优选的实施方案，在附图中：
图1是用于从烟道气流中提取酸性气体的在本发明的范围下的工艺的示意图，该工艺的特征在于源自解吸器的回收的水流。
图2是图1的工艺变型的示意图，该工艺变型的特征在于串联的直接接触膜蒸馏单元和正向渗透单元。
图3是图1或图2的工艺变型的示意图，该工艺变型的特征在于源自吸收器的水回收流。
图4是常规的CO2捕获工艺的示意图。
图5是图4中的工艺的特定再沸器负荷相对于吸收剂液体/烟道气(L/G)比率的图。
图6是具有汽提器中的水回收的改进工艺的示意图。
图7是图6中的工艺的特定再沸器负荷相对于每质量捕获CO2的来自FO单元的水的图。
图8是具有吸收器中的水回收的改进工艺的示意图。
图9是使用5M单乙醇胺(MEA)吸收剂的图8中的工艺的回收的水相对于闪蒸压力容器的图。
图10是使用6M甘氨酸钠吸收剂的图8中的工艺的回收的水相对于闪蒸压力容器的图。
图11提供具有不同进料浓度和汲取浓度的水通量的三个图，示出(a)在25℃，单乙醇胺相对于1.17wt％NaCl，(b)在25℃，NaCl相对于3wt％甘氨酸，(b)在25℃，NaCl相对于3wt％甘氨酸钠。
图12是图示吸收溶液的温度对水通量的影响的图(在25℃，0.59M NaCl海水汲取溶液，甘氨酸钠吸收液体进料溶液的起始浓度是6M)。
图13是在升高的单乙醇胺温度的水通量和温度概况的图(5M单乙醇胺吸收进料溶液)。
发明详述
本发明适用于液体吸收剂的再生，所述液体吸收剂优选地是含水的，含有在比再生温度低的温度已经从进料气体的混合物中吸收的气体，在所述再生温度，这些气体从液体吸收剂中除去。待除去的气体通常是所谓的酸性气体，如二氧化碳和硫化氢，但该工艺适用于任何气体-液体吸收剂组合，其中气体吸收是热可逆的。液体吸收剂将通常含有容易汽化的组分，例如水或甲醇，以及一种或更多种导致液体吸收剂的气体吸收能力增强的组分。这些类型的组分取决于待除去的气体。对于酸性气体除去，这些组分通常是有机碱，例如胺，包括氨、单乙醇胺和其他烷醇胺，以及无机碱，例如碳酸盐和磷酸盐。
在冷却之后，使烟道气100与吸收器102中的化学吸收剂接触。需要鼓风机(未示出)以在优选地将气体泵送经过冷却器(未示出)之后将气体泵送通过吸收器，该冷却器处于通常在40℃和60℃之间的温度，然后由此CO2被吸收器102中的化学吸收剂结合。
在经过吸收器102之后，烟道气经历水洗涤部分(未示出)，以平衡系统中的水，并且除去任何携带的蒸气液滴，并且然后离开吸收器102。
含有化学结合的CO2的“富”吸收剂溶液然后经由热交换器105被泵送至汽提器或解吸器107的顶部。化学吸收剂的再生在汽提器107中进行，通常在升高的温度(100-140℃)以及在1巴和2巴之间的压力进行。汽提器107是气体/液体接触器，其中富吸收剂与再沸器108中产生的蒸汽接触。
热被供应至再沸器108以保持再生条件。这导致能量损耗，由于加热溶液以提供用于解吸化学结合的CO2和用于充当汽提气体的蒸汽产生所需的解吸热。蒸汽在冷凝器109中通过液体流120被回收，其中CO2产物气体110离开冷凝器109。冷凝的热在冷却水或空气冷却装置118中被带走。CO2除去通常是约90％。CO2产物110是相对纯(>99％)的产物。
水蒸气在冷凝器109中从CO2中分离，冷凝器109冷却蒸汽/CO2蒸气混合物，导致蒸汽的冷凝，以形成水回收流/出口流120。取决于化学吸收剂的挥发性和回收的水流的最终用途，可能需要额外的纯化步骤。
由于化学吸收工艺的选择性性质，惰性气体的浓度低。含有少得多的CO2的“贫”吸收剂溶液111然后经由贫-富热交换器105和正向渗透单元112被泵送回到吸收器102，以将其降低至吸收器温度水平并且补充“贫”吸收剂溶液111的水含量。
被认为最大化CO2捕获和用于从冷却流体中提取水的一系列汲取溶液包括氨基酸盐溶液和其他胺，例如MEA。
正向渗透(FO)单元包括贫吸收剂入口流130，贫吸收剂入口流130流入FO单元112中，其中该流与水可渗透膜135接触，水可渗透膜135将贫吸收剂流与冷却水流150、160分离。
贫吸收剂溶液中的盐浓度大于冷却水流的盐浓度，并且因此充当汲取溶液，将水跨过水可渗透膜汲取至贫吸收剂流中，从而稀释贫吸收剂流的盐浓度，并且除了通过水可渗透膜的传导性传热之外，还通过较冷的水组分转移跨过水可渗透膜来冷却贫吸收剂流。由此离开FO单元的贫吸收剂溶液140比进入流130更冷并且更稀。缓冲罐(未示出)可以存在于离开贫吸收剂溶液140和吸收器102之间，以帮助调节贫吸收剂流量和浓度，以便确保吸收器能够在稳态条件下操作。回收的水回收流可以具有至少部分地转调至缓冲罐中的能力，以便在FO单元处于维护时补充贫吸收剂溶液。
正向渗透单元112优选地被配置成逆流配置。这种配置有助于将FO单元的传热和传质效率最大化。优选地控制FO单元的操作，使得从FO单元转移至贫吸收剂流中的水导致来自整个工艺的水的零净损失。在一个实施方案中，从较冷的水流转移至贫吸收剂流的水流量约等于水回收流120的流量。
相比于在吸收塔之后具有正向渗透单元，在吸收塔之前引入正向渗透单元具有显著的益处。在吸收塔之前的正向渗透单元消除了对于冷却吸收液体的额外的调温冷却器的需求。此时，至FO单元的吸收液体处于更稳定的温度。对于在膜的一侧上具有冷却水并且在另一侧上具有吸收剂液体的FO膜单元，温度更稳定，该单元能够充当热交换器，并且还能够浓缩冷却溶液。冷却水进料溶液可以是海水、微咸水或任何废水。相比之下，在吸收器之后引入正向渗透单元将与富含CO2的吸收剂液体流接触，并且将遭受溶液的不稳定的pH和温度。溶解的气体不被FO膜很好地排斥。来自吸收剂液体的水相中还将存在CO2的损失。
化学吸收工艺的能量要求主要源于供应至再沸器108的热。该热用于从贫溶液106中产生蒸汽，该蒸汽充当汽提气体，即，它保持CO2的分压足够低以提供用于解吸工艺的驱动力。该蒸汽也是热能的载体，通过蒸汽的冷凝，蒸汽释放解吸CO2和通过解吸塔107加热化学吸收剂所需的能量。在再沸器108中产生的蒸汽的量应保持尽可能低，但一些蒸汽将总是不可避免地随着产生的CO2从解吸单元中损失，并且这代表能量损失，因为蒸汽通常被冷凝，并且能量在冷却水中被带走。
在图1工艺配置的变型中，图2图示了在热交换器205之后的直接接触膜蒸馏(DSMD)单元的集成。在该实施方案中，贫吸收剂的汽化在进料膜界面210处发生，并且冷凝在渗透膜界面220处发生，膜蒸馏需要将汽化的热供应至进料蒸气-液体界面(利用贫吸收剂流中的来自汽提器的热)，并且将冷凝的热从渗透侧中的蒸气-液体界面除去。还发生通过薄膜的导热传输。DCMD单元和FO单元212由此作为二级式冷却器操作来操作，其中DCMD单元帮助调节进入FO的贫吸收剂流的温度。
在没有净额外能量输入的情况下，其中水可以从CO2吸收液体中回收的另外的手段是通过利用吸收器300中释放的热。CO2和吸收液体之间的反应是放热的，其中在吸收器300中温度增加至高于60℃的水平。温度的增加降低了用于CO2吸收的驱动力，并且中间冷却可以用于保持吸收器中的温度。如图3中所示，工艺涉及从吸收器300收集吸收液体并且将其进料至冷却器310，并且然后将冷却的吸收液体320返回至吸收器310。冷却可以通过蒸发手段非常有效地进行，即，提取的吸收液体330可以被带入具有低于平衡水蒸气压力的压力水平的冷却容器310中。水将从吸收液体中蒸发并且在容器340内部的表面上冷凝，容器340单独地保持在低于吸收液体温度的温度。由此收集的水经由导管从容器350中除去。
冷却下来的吸收液体经由单独的导管被除去并且返回至吸收器320。容器310可以是闪蒸器容器，或可以利用真空膜蒸发器，其中水蒸发通过膜并且在冷却表面上的另一侧上冷凝，该冷却表面可以用冷却水360、370例如海水来冷却。使用真空膜蒸发器提供用于水回收装备的紧凑设计的益处。
实施例
使用ProtreatTM软件分析CO2捕获/水回收工艺性能。表1中的进料气体条件代表燃煤发电厂中的烟道气，烟道气具有燃烧后CO2捕获中试设备的典型流量1。
Figure DA00020366380834730720
表1：用于工艺模型化的进料气体条件
Figure BDA0002036638080000131
实施例1
运行使用5M MEA溶液的标准吸收/解吸工艺的模型，以确定基本情况(图4)。烟道气经由入口-1进入吸收器(Abs)，并且作为出口-2离开系统。
在吸收器之后采用洗涤部分(Abs洗涤)，其中过量的水再循环返回至贫吸收剂。调节洗涤水的温度(加热器-2)，直至设备实现水平衡(即，在进入烟道气中的水与在离开气体流中的水相匹配，达到±1kg/h以内)。在汽提塔气体出口上采用冷凝器。该冷凝器被设置为40℃，其中100％的冷凝物再循环返回至汽提塔。CO2产物作为来自汽提器(STR)的出口-2离开工艺。捕获的CO2的量是96.8kg/h，这表示从进入烟道气中除去90％。吸收液体/烟道气比率(L/G表示为吸收液体L以及烟道气G的质量流量)在基本情况下变化，以确定再沸器负荷在其最小值处的点。图5中所示的结果表明，对于约2.6-2.7的L/G，获得3.4MJ/kg CO2的最小再沸器负荷。此时汽提器中的回流比是约0.41kg H2O/kg CO2。
实施例2
图6中示出了改进的工艺流程图。将水通过管线40添加至贫溶剂调温冷却器上游的工艺，表示正向渗透单元的作用。工艺模拟器ProTreatTM将在此时添加/除去水或胺，以确保设备的质量平衡。将冷凝器从汽提塔气体出口除去。代替地，使用冷却器(设置为40℃)和分离器。离开分离器的冷凝物被分离，其中水与在调温冷却器之前添加的经由管线38除去的量相匹配，并且剩余物被再循环至汽提塔。
对于在相同CO2捕获水平(90％)以2.6-2.7kg/kg的最佳L/G比率的许多不同水添加，将CO2捕获工艺的性能模型化。在图7中，以不同水平的通过FO单元的水添加示出特定再沸器负荷。
发现水的添加不显著地影响特定再沸器负荷，特定再沸器负荷在3.4MJ/kg CO2的相同的最小值处高达0.41kg H2O/kg CO2的水/添加。然而，随着水添加/除去的量增加，来自汽提塔冷凝器的回流流(reflux flow)减小至零。如果然后向液体吸收剂添加更多的水，则在汽提器中除去水导致更高的再沸器负荷，这不是期望的。在不引起额外能量消耗的情况下，最大水回收处于其中回流流接近零的点。吸收液体流量的增大是约2.5％，这足够小，不需要所使用的热交换装备的容量的重大改变。该流量增大将对吸收塔尺寸和汽提塔尺寸具有可忽略的影响。
重要的参数是汽提器中的回收的水的品质。在最大水回收，工艺模型化表明MEA的水平是可忽略的(<<1ppm)，溶解的CO2是主要杂质(1750ppm)。在现实的工艺条件下，水可能含有挥发性降解产物例如氨和作为液滴被携带的产物。
实施例3
通过FO单元由液体吸收剂吸收的水还可以通过中间冷却工艺在吸收器中回收。该途径利用CO2吸收工艺的放热特性。这导致吸收液体的温度增加，这可能限制CO2的吸收，因为传质驱动力随着温度而减小。取决于吸收液体的类型，捕获工艺可能涉及吸收器中间冷却，其中将吸收液体从吸收器中抽出，在热交换器中冷却下来并且泵送回到吸收器中。类似地，可以将吸收液体从吸收器中抽出，并且允许在部分真空的条件下经由水的蒸发来冷却，随后回收冷凝热交换器中的水冷凝物。
图8示出具有在吸收器中的水回收的组合的CO2捕获-脱盐工艺的工艺流程图。将吸收液体通过流34从吸收器中抽出，并且送至闪蒸容器(闪蒸-1)，该闪蒸容器在设定压力操作，该设定压力低于引起水蒸发的吸收液体的蒸气压力。水蒸气被冷凝(加热器-3)，冷凝物在气体/液体分离器中通过出口-4除去，并且残余气体通过出口-3除去。冷凝物的量将取决于吸收液体的温度，该温度由闪蒸中的位置和压力设定点来确定。
工艺模拟集中于实施例中描述的基本情况，其中在吸收塔中，注意到在距7.2m塔的顶部1.1m处，温度升至75℃。在改进的设备中，将吸收液体在该点处抽出并且泵送至闪蒸容器，在该闪蒸容器中，水被允许在给定的压力水平蒸发。
图9给出了如闪蒸容器中对于不同压力水平所确定的回收的水的量。回收的水的量随着闪蒸容器中的压力降低而增加。在10kPa的最低压力水平的水回收相当于产生的0.41kg H2O/kg CO2，即，非常类似于汽提器中确定的回收水平(实施例2)。
回收的水具有主要杂质MEA(7700ppm)和CO2(6600ppm)。取决于水的预期用途，额外的处理可能是必要的，以除去这些杂质。
实施例4
图1中呈现的基本工艺流程图被用于确定用6M甘氨酸钠(Na-Gly)水溶液作为用于CO2的吸收液体的工艺性能。对于等于2.5的L/G，确定3.4MJ/kg CO2的最佳再沸器负荷，这与5M MEA溶液非常类似。接下来，利用图3中呈现的具有汽提器中的水回收的改进的工艺流程图，并且评估水/添加对再沸器负荷的影响，高至在2.5的最佳L/G比率在汽提器中的回流比接近零的点。对于Na-Gly溶液，在不增加再沸器负荷的情况下，可以回收的水的最大量相当于0.31kg H2O/kg CO2。
实施例5
图10中呈现的具有吸收器中的水回收的改进工艺流程图被用于确定用6M甘氨酸钠(Na-Gly)水溶液作为用于CO2的吸收液体的性能。图7给出了如闪蒸容器中对于不同压力水平所确定的回收的水的量。回收的水的量随着闪蒸容器中的压力降低而增加。在10kPa的最低压力水平的水回收相当于产生的0.40kg H2O/kg CO2。该产物不含有任何Na-Gly，并且含有作为主要杂质的气体CO2(1470ppm)。这说明利用氨基酸盐溶液作为捕获剂的优点。
实施例6
从盐水冷却剂中转移水所需的膜面积是正向渗透单元作为热交换器的成本和性能的决定因素。可商购的正向渗透膜具有在0.5–1.5.10-3kg/(m2sMPa)的范围内的水渗透率。在盐水是在40℃具有等于3MPa的渗透压的海水的情况下，与吸收液体溶液的渗透压差对于5M MEA被评估为10MPa，并且对于6M甘氨酸钠为30MPa(使用等式1)。对于先前的实施例，0.4kg H2O/kg CO2的水产生相当于产生的10-2kg/s水。表2提供对于两种选定的吸收液体的膜面积要求的评估。膜面积要求在0.2m2和2m2之间变化，取决于吸收液体和水渗透率。
表2：CO2捕获中正向渗透工艺的膜面积要求
Figure BDA0002036638080000161
Figure BDA0002036638080000171
正向渗透膜的传热性能不是先验已知的。由于膜因其要求具有高渗透速率而是薄的，预计传热系数将远高于使用聚合物材料的可商购的热交换器的传热系数(～200W/m2K)。假设聚合物层相比于标准聚合物热交换器薄十倍，2000W/m2K的值是可行的。来自Protreat工艺模型化的结果表明，贫吸收液体在进入吸收器中之前需要从64℃冷却至40℃。如果这是使用海水在25℃以20K温升完成的，则热交换器面积要求被确定为1m2。与表1中膜面积要求的结果的比较表明，膜面积要求和传热面积要求之间存在良好的匹配。因此，通过具有水回收和吸收液体冷却的双重功能的正向渗透单元代替CO2捕获工艺中的调温冷却器是可行的。
实施例7
实验性地确定使用CO2吸收剂单乙醇胺、甘氨酸和甘氨酸钠的水溶液的渗透压。在水溶液中使用等摩尔量的甘氨酸和氢氧化钠来制备甘氨酸钠。使用来自Porifera，Inc，USA的具有0.014m2的面积的正向渗透膜。该膜具有28.8±10L/m2h的纯水通量和0.4g/L的反溶质通量(纯水相对于1M NaCl，在25℃)以及80℃的最高操作温度。
将具有未知渗透压的吸收剂溶液引入正向渗透膜的一侧上，并且将具有已知渗透压的氯化钠作为汲取溶液引入膜的另一侧上。氯化钠的浓度逐渐降低，同时吸收溶液的浓度保持恒定，或反之亦然。最终，系统达到平衡，并且此时吸收溶液的渗透压等于氯化钠溶液的渗透压，导致没有水转移跨过膜。因此，确定两种吸收液体的渗透压。图11示出了三种吸收溶液用氯化钠达到平衡点浓度的水通量，以便确定它们的渗透压。负的水通量表示由于溶液之间的渗透压差的改变，进料溶液和汲取溶液之间的水渗透方向反转。
表3给出了单乙醇胺、甘氨酸和甘氨酸钠吸收溶液的实验性地确定的渗透压。氯化钠的渗透压还作为参照被提供。甘氨酸钠氨基酸吸收溶液的渗透压高于单乙醇胺。甘氨酸的渗透压低于其他两种吸收液体。
表3吸收液体的渗透压(3wt％，在25℃)
Figure BDA0002036638080000181
实施例8
使用具有代表性海水的Porifera膜，使用0.59M NaCl溶液，测试来自实施例7的吸收液体的水通量渗透(表4)。发现的是，在CO2捕获工艺中使用的吸收液体的典型浓度，水能够从海水溶液转移至吸收液体。实验结果表明，在CO2捕获系统中使用正向渗透，提出的利用吸收液体的水产生和海水脱盐的概念是可能的。由于甘氨酸钠氨基酸溶液的渗透压高于单乙醇胺和甘氨酸，发现其水通量是最高的。
表4在正向渗透中使用三种吸收液体的海水脱盐(0.59M NaCl作为海水，25℃)
Figure BDA0002036638080000182
实施例9
为了研究吸收液体温度对水通量的影响，在升高的温度(45℃±2℃)评估甘氨酸钠溶液，同时将海水保持在环境温度。图12示出水通量随着吸收液体温度的增加而增加。这意味着在较高的吸收剂温度可以产生更多的水(海水脱盐的增强)。由于跨过膜从海水向吸收溶液的选择性转移水，海水正在被浓缩。在本研究中采用的操作条件下，对于两种不同吸收液体温度的海水的浓度概况也在图12中示出。
实施例10
5M单乙醇胺水溶液也用在环境温度的氯化钠汲取溶液在升高的温度(45℃±2℃)进行评估。氯化钠溶液的起始浓度是海水浓度的约两倍，并且反映了由脱盐工艺产生的典型盐水浓度。单乙醇胺通过FO的通量和温度模式在图13中示出。与在25℃相比，在45℃的入口温度，用单乙醇胺操作实现超过15％的水通量提高。随着吸收液体流动通过正向渗透膜，其中汲取溶液在另一侧上，吸收液体被冷却，并且发现出口(从FO返回)温度是约26.5℃(图13)。这支持用FO代替CO2捕获系统中的调温冷却器的概念，具有水脱盐的额外益处。
本领域技术人员将理解，除了具体描述的那些，本文描述的本发明易于变化和修改。应理解，本发明包括落在本发明的精神和范围内的所有这样的变化和修改。
在本说明书(包括权利要求)中使用术语“包括(comprise)”、“包括(comprises)”、“包括(comprised)”或“包括(comprising)”的情况下，它们应被解释为指定所陈述的特征、整数、步骤或组分的存在，但不排除一种或更多种其他特征、整数、步骤、组分或其组的存在。
用于实施例6的支持计算
Figure BDA0002036638080000201

Claims (21)

1.一种用于从气体流中吸收目标气体组分的工艺，包括以下步骤：
使所述气体流与包括用于吸收所述目标气体组分的液体吸收剂的吸收器接触，以产生富液体吸收剂流和非目标气体组分，所述非目标气体组分包括水蒸气；
在解吸器中处理所述富液体吸收剂流，从而将所述目标气体组分和水蒸气组分释放至解吸器气体流中，并且产生贫液体吸收剂流；
由用于从所述目标气体组分中分离所述水蒸气的水分离器的输出形成回收的水流，所述水分离器形成所述吸收器和/或所述解吸器的一部分；
用包括水可渗透膜的正向渗透膜单元处理离开所述解吸器的所述贫液体吸收剂流，并且其中所述正向渗透膜单元将水从盐水流通过所述水可渗透膜转移至所述贫液体吸收剂流，从而补充在所述工艺中除去的水的至少一部分；以及
将所述贫液体吸收剂流从所述正向渗透膜单元再循环到所述吸收器。
2.根据权利要求1所述的工艺，其中所述正向渗透膜单元补充全部的在所述工艺中除去的水。
3.根据权利要求1所述的工艺，其中所述水分离器形成所述吸收器和所述解吸器的一部分。
4.根据权利要求1所述的工艺，其中所述水分离器包括冷凝器。
5.根据权利要求1所述的工艺，其中所述工艺还包括使吸收器液体的一部分经过闪蒸容器以产生闪蒸蒸气流，并且使所述闪蒸蒸气流经过所述水分离器以从所述闪蒸蒸气流中分离水组分，以形成所述回收的水流的至少一部分。
6.根据权利要求5所述的工艺，其中所述闪蒸容器包括水蒸气可渗透的真空膜蒸发器。
7.根据权利要求1所述的工艺，其中所述盐水流比进入所述正向渗透膜单元的所述贫液体吸收剂流冷至少10℃。
8.根据权利要求1所述的工艺，其中所述贫液体吸收剂流在所述正向渗透膜单元之前在直接接触膜蒸馏单元中被预处理。
9.根据权利要求1所述的工艺，其中所述液体吸收剂具有小于40mm Hg的在100℃的蒸气压力。
10.根据权利要求1所述的工艺，其中所述液体吸收剂包括氨基酸盐。
11.根据权利要求1所述的工艺，其中所述盐水是海水、微咸水或工业废水。
12.根据权利要求1所述的工艺，其中所述回收的水流具有小于10,000ppm的总溶解盐含量。
13.根据权利要求1所述的工艺，其中所述回收的水流是饮用水。
14.根据权利要求1所述的工艺，其中离开所述水分离器的所述回收的水流具有小于500ppm的吸收剂含量。
15.根据权利要求1所述的工艺，其中所述正向渗透膜单元包括由乙酸纤维素、硝酸纤维素、聚砜、聚苯并咪唑、聚偏二氟乙烯、聚酰胺和丙烯腈共聚物制成的膜；以及陶瓷材料。
16.根据权利要求15所述的工艺，其中所述陶瓷材料是氧化锆或二氧化钛。
17.根据前述权利要求1至16中任一项所述的工艺，其中所述贫液体吸收剂流在经过所述正向渗透膜单元之前经过直接接触膜蒸馏单元，所述直接接触膜蒸馏单元包括具有进料膜界面和渗透膜界面的膜，所述直接接触膜蒸馏单元导致所述贫液体吸收剂流中的水的一部分在所述进料膜界面上汽化并且在所述渗透膜界面上冷凝，从而冷却所述贫液体吸收剂流并且将水转移至所述盐水流。
18.一种用于从气体流中回收酸性气体以及回收水流的设备，包括：
吸收器，其使来自吸收器入口流的液体吸收剂与气体流接触，所述液体吸收剂捕获目标气体组分以产生富液体吸收剂流和非目标气体组分，所述非目标气体组分包括水蒸气；
解吸器，其加热处理所述富液体吸收剂流，从而从所述富液体吸收剂流中释放所述目标气体组分，以产生贫液体吸收剂流和水蒸气；
水分离器，其从目标气体组分中分离水蒸气以形成回收的水流，所述水分离器形成所述吸收器和/或所述解吸器的一部分；以及
正向渗透膜单元，其被定位成接收所述贫液体吸收剂流；
其中所述吸收器入口流用于接收来自所述正向渗透膜单元的所述贫液体吸收剂流，
其中所述正向渗透膜单元包括入口盐水流和出口盐水流以及水可渗透膜，以使水能够从所述入口盐水流迁移至所述贫液体吸收剂流。
19.根据权利要求18所述的设备，还包括被定位在所述解吸器和所述正向渗透膜单元之间的直接接触膜蒸馏单元，所述直接接触膜蒸馏单元包括具有进料膜界面和渗透膜界面的膜，所述直接接触膜蒸馏单元导致所述贫液体吸收剂流中的水的一部分在所述进料膜界面上汽化并且在所述渗透膜界面上冷凝，从而冷却所述贫液体吸收剂流并且将水转移至所述入口盐水流。
20.根据权利要求18或19所述的设备，其中所述吸收器还包括产生闪蒸蒸气流的闪蒸容器和从所述闪蒸蒸气流中冷凝水组分的水分离器；所述水分离器包括用于收集冷凝的水蒸气组分的回收的水流。
21.根据权利要求20所述的设备，其中所述闪蒸容器包括水蒸气可渗透的真空膜蒸发器。
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