CN110124466B - 复配离子液体同时脱除气相中水和二氧化碳的方法及系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法及系统。所述方法包括：使待处理气体、作为吸收剂的复配离子液体分别从吸收分离装置的气相入口、液相入口输入，并在吸收分离装置内进行逆流或错流接触，从而同时脱除待处理气体中的水和二氧化碳，所述复配离子液体包括一种以上离子液体与非离子液体溶剂的组合。本发明采用超重力机、填料塔或喷淋塔等吸收分离装置，把脱除水和二氧化碳的工艺合并为一个工艺流程减小了设备投入、占地空间及能耗，采用吸收分离装置强化脱水脱碳的设备，大大提高水和二氧化碳的脱除效果，有效减小设备体积，并可根据实际脱水脱碳需要调控离子液体与非离子液体溶剂的比例，达到再次降低能耗的目的。

Description

复配离子液体同时脱除气相中水和二氧化碳的方法及系统
技术领域
本发明涉及一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法及相应的系统，属于气体净化技术或气体吸收技术领域。
背景技术
从地下开采出的粗天然气携带多种成分，包含多种低级烃类，含硫化合物，水，二氧化碳，水和氮气等。其中水在天然气中基本呈饱和状态，对天然气运输储存带来诸多不利影响。例如，水的存在增加天然气运输压降，使管道运输能力下降，能耗增加；水和天然气中的酸性气体形成酸液腐蚀管道、阀门，缩减其使用寿命。饱和水在高压低温条件，形成液态水，其与天然气中的烃类形成一种水化物，水化物的在管道内逐渐积累，不仅降低管道输送负荷，还会增加输送压力进而增加能耗，严重时堵塞管道发生不可控制的危险。同时，二氧化碳的存在降低了天然气的热值，若不进行脱除，单位体积天然气所产生的热量较少，在热量需求不变的前提下必须扩大运输管道，设备投入加大。
目前，天然气脱水方法有溶剂吸收法、固体吸附法、膜分离法、主要以甘醇类作为吸收剂，其中应用最广的是三甘醇(TEG)，且采用多塔设备组合，存在设备体积大、能耗高、平衡度低导致水处理露点高等弊端。固体吸附法存在投入大、压降大、需要不断更换吸附剂、吸附剂易被气体中的杂质堵塞等弊端；膜分离法最大的弊端是在容易造成烃损失，并且处理能力不高；超音速分离法，气体中的固体杂质在高速运动状态下对设备造成磨损，并且操作流程严格复杂。天然脱碳方法分为低温分离法，吸附法，膜分离，溶剂法等。对于不同的除天然气参数所选用的脱碳方法不同，低温分离法适用于含碳量较大且净化程度不高的情况，该工艺需要对原料气进行深冷加工，能耗较大。吸附法利用的是吸附材料对二氧化碳的吸附性在低温或者高压下进行吸附，在高温或低压下解吸，该工艺适用于净化程度较高的天然气，压降大、需要不断更换吸附剂、吸附剂易被气体中的杂质堵塞等弊端。膜分离法最大的弊端是处理能力不高，净化程度低，操作压力高，容易造成烃损失等。溶剂法包括醇胺法(化学法)，热钾碱法、低温甲醇法等物理法，物理法有不易变质，腐蚀性小等优点，但净化程度不如化学法。目前工业成熟应用的脱碳液为MDEA，但存在运行费用高跑、冒、滴、漏现象严重，能耗大动力消耗蒸汽消耗高等现象。
传统的脱水脱碳工作都是两步进行脱除的，因此一步法同时脱除水和二氧化碳的技术尚未见报道。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法及系统，以克服现有技术中的不足。
为实现前述发明目的，本发明采用的技术方案包括：
本发明实施例提供了一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法，其包括：
提供吸收分离装置，
使待处理气体、作为吸收剂的复配离子液体分别从所述吸收分离装置的气相入口、液相入口输入，并在所述吸收分离装置内进行逆流或错流接触，从而同时脱除待处理气体中的水和二氧化碳；
其中，所述复配离子液体包括一种以上的离子液体与非离子液体溶剂的组合，所述离子液体的阳离子包括1,8-二氮杂二环十一碳-7-烯阳离子、4-二甲氨基吡啶阳离子或胍盐类阳离子；所述离子液体的阴离子包括三氟乙醇阴离子、苯酚阴离子、磷酸二氢根阴离子或氨基酸阴离子。
本发明实施例还提供了一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的系统，其主要应用于前述的方法中，其包括：
吸收分离装置、气液分离器、换热装置、缓冲装置、闪蒸装置和再生装置，所述吸收分离装置的气体出口连通于所述气液分离器，所述吸收分离装置、缓冲装置、换热装置、闪蒸装置、再生装置、缓冲装置、换热器、吸收分离装置之间依次连通构成吸收剂的循环回路，所述循环回路上设置有液体输送泵。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
1)本发明采用超重力机、填料塔或喷淋塔等吸收分离装置，把脱除水和二氧化碳的工艺合并为一个工艺流程减小了设备投入、占地空间及能耗，采用吸收分离装置强化脱水脱碳的设备，大大提高了水和二氧化碳的脱除效果，有效减小了设备体积，并可以根据实际脱水脱碳需要调控离子液体与非离子液体溶剂的比例，达到再次降低能耗的目的。再者，本发明采用复配离子液体作为吸收剂，克服了单独采用离子液体粘度大、价格高等不足；
2)本发明采用在同一设备应用腐蚀性小，脱水脱碳效果良好的质子型离子液体和甘醇混合液，有效避免了两个设备运行设备体积大和运行费用高等弊端，这一点在海洋平台天然气处理过程体现的尤为重要，缩小设备体积，较少运行成本极为重要，再者该发明所选用的复配离子液体吸收液不但具有良好的脱水性能，而且CO2的吸附容量和吸收效果均高于常规离子液体。
附图说明
为了更清楚地说明本申请实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本申请中记载的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是本发明一典型实施案例中一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法的工艺流程图。
图2是本发明另一典型实施案例中一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法的工艺流程图。
附图标记说明：1-超重力机，2-填料塔，3-气液分离器，4-第一缓冲罐，5-第二缓冲罐，6-换热器，7-闪蒸罐，8-再生塔，9、10-液体输送泵。
具体实施方式
鉴于现有技术中的不足，本案发明人经长期研究和大量实践，得以提出本发明的技术方案，其主要是旨在简化传统的脱水和脱二氧化碳工艺流程，传统的原料气脱除水和脱除二氧化碳工艺需要两个设备单独脱除，本发明采用的复配离子液体吸收剂在同一个设备中把水和二氧化碳一并脱除，这一点在海洋平台天然气处理过程体现的尤为重要。相比传统的分离操作本发明在装置体积、设备投入得到等大幅度降低。
下面将结合附图对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或组件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个组件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
本发明实施例的一个方面提供的一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法，其包括：
提供吸收分离装置，
使待处理气体、作为吸收剂的复配离子液体分别从所述吸收分离装置的气相入口、液相入口输入，并在所述吸收分离装置内进行逆流或错流接触，从而同时脱除待处理气体中的水和二氧化碳；
其中，所述复配离子液体包括一种以上的离子液体与非离子液体溶剂的组合，所述离子液体的阳离子可以包括1,8-二氮杂二环十一碳-7-烯阳离子([DBUH]+)、4-二甲氨基吡啶阳离子([DMAP]+)或胍盐类阳离子等阳离子，但不限于此；所述离子液体的阴离子包括但不限于三氟乙醇阴离子([TFE]ˉ)、苯酚阴离子(C6H5Oˉ)、磷酸二氢根阴离子或氨基酸阴离子等阴离子，并对阴阳离子进行的任意组合。
进一步地，所述非离子液体溶剂包括乙二醇、二甘醇、三甘醇、四甘醇等中的任意一种或两种以上的组合，但不限于此，且与离子液体可以任意比例复配混合。
进一步地，本发明主要探究离子液体和非离子液体溶剂的混合比例问题，按照离子液体在非离子液体溶剂中的占比由小到大的顺序依次进行测试，探究离子液体的饱和度，选择合适的工艺条件进行脱水脱碳工作。
在一些实施例中，所述复配离子液体中离子液体与非离子液体溶剂的质量比可以为任意比例，离子液体粘度大，加甘醇等非离子液体溶剂可以降低粘度，增加脱水功能，但是离子液体量少，其脱碳能力也降低，因此离子液体含量优选为20～60％。在本发明中，可根据实际脱水脱碳需求调控复配离子液体的中溶质(即离子液体)的比例，以达到满足脱除率的同时使再生能耗得到降低。
多数依靠化学反应吸收二氧化碳的离子液体为粘稠液体或半凝固状态甚至为固体，这也是其不能单独应用的主要原因，在本发明中，选用的离子液体常压下为液体粘度不高于50cp，比大多数依靠化学反应吸收二氧化碳的离子液体低1～2个数量级。作为吸收剂的复配离子液体中的纯离子液体的占比对二氧碳的吸收容量起决定性作用，纯离子液体对二氧化碳进行吸收伴随着放热，离子液体流动性变差等现象，纯离子液体对二氧化碳的吸收容量仅为理论数值的40％～70％，综合多种因素为提高离子液富液的饱和度，可以考虑加入分散剂来稀释离子液体，配制以下质量分数50％、33％、25％、20％等系列的离子液混合液。探究出随着离子液体质量分数的减小，纯离子液体对二氧化碳的吸收容量逐渐接近理论数值，实验得到离子液体的饱和度依次分别为80％，86％，92％，94％。因此离子液体对二氧化碳的吸收达到理论饱和度的94％。另外，作为吸收剂的复配离子液体的初始含水量是决定其脱水的效果的主要因素，所述复配离子液体的初始含水量优选为0.01～0.6wt％，尤其优选为0.01～0.2wt％。
进一步地，复配离子液体的粘度比同等依靠化学反应吸收二氧化碳的离子液体低1～2个数量级，再生后重复使用效果不变。
进一步地，在本发明的方法中，复配离子液体中的官能团对二氧化碳进行化学吸收，因此复配离子液体的再生效果对其循环利用起决定性作用，复配离子液体富液经过闪蒸后，对其进行氮气或空气吹扫再生得到复配离子液体贫液。
在一些实施例中，所述待处理气体包括原料气，可以是需要净化脱除水和二氧化碳的天然气、有机合成混合气、工作场所混合气等气体中的任意一种或两种以上的组合，但不限于此。
进一步地，所述待处理气体中二氧化碳的含量在20vol％以下，优选为0.04～20vol％，尤其优选为0.04～10vol％，尤其优选为0.4～8vol％。
进一步地，所述原料气的温度在50℃以下。
在一些实施例中，所述吸收分离装置包括超重力机、填料塔或喷淋塔等吸收塔。当然本发明也可以采用其他分离设备。
在一些实施例中，所述的方法具体包括：
(1)复配离子液体由液相入口进入所述吸收分离装置，待处理气体由气相入口进入所述吸收分离装置，待处理气体与复配离子液体在吸收分离装置内发生逆流或错流接触，使待处理气体与复配离子液体在吸收分离装置中充分接触进行动量、质量和热量的传递过程，处理后的气体经气相出口排出并进入气液分离器；
(2)经吸收后的复配离子液体富液经吸收分离装置的液相出口排出，经换热装置加热后进入闪蒸装置进行闪蒸，之后进入再生装置进行再生；
(3)再生后的复配离子液体贫液经换热装置冷却，然后再次进入吸收分离装置中进行循环。
进一步地，吸收分离装置以超重力机为例，脱水脱碳工作在超重力机中同时完成。原料气经预处理后从超重力机气相入口进入与经过液体泵压入的复配离子液体吸收剂进行逆流接触，超重力机气相出口连接气液分离器，经气液分离器后得到净化气，经吸收后的复配离子液体吸收剂从超重力机液相出口排出，超重力机液相出口与第一缓冲罐相连，第一缓冲罐与换热器相连，换热器与闪蒸罐相连，闪蒸罐与再生塔液体入口相连，经闪蒸罐后在再生塔内再生，再生塔液体出口与第二缓冲罐相连，第二缓冲罐与换热器相连，换热器与液体输送泵相连，液体输送泵与填料塔液相入口相连，再生后的复配离子液体贫液与未再生的复配离子液体富液换热后再次使用。
若采用填料塔做吸收分离装置，装置的连接顺序与上述流程一致，脱水脱碳工作在填料塔中同时完成。原料气经预处理后从填料塔气相入口进入与经过液体泵压入的复配离子液体吸收剂进行逆流接触，填料塔气相出口连接气液分离器，经气液分离器后得到净化气，经吸收后的复配离子液体吸收剂从填料塔液相出口排出，填料塔液相出口与第一缓冲罐相连，第一缓冲罐与换热器相连，换热器与闪蒸罐相连，闪蒸罐与再生塔液体入口相连，经闪蒸罐后在再生塔内再生，再生塔液体出口与第二缓冲罐相连，第二缓冲罐与换热器相连，换热器与液体输送泵相连，液体输送泵与填料塔液相入口相连，再生后的复配离子液体贫液与未再生的复配离子液体富液换热后再次使用。当然该发明也可以采用其他分离设备。
进一步地，所述方法包括：采用液体输送泵将所述复配离子液体输入所述吸收分离设置。
进一步地，所述方法还包括：先对待处理气体进行预处理，以过滤分离待处理气体中的固态颗粒和液滴，之后再输入所述吸收分离装置。
进一步地，所述方法具体包括：经吸收后的复配离子液体富液从吸收分离设置的液相出口排出后进入缓冲装置，之后进入换热装置加热，再进入闪蒸装置进行闪蒸，之后经液体输送泵进入再生装置进行再生，再生后的复配离子液体贫液进入缓冲装置，之后进入换热装置冷却，然后经液体输送泵进入吸收分离设置的液相入口。
进一步地，在复配离子液体的闪蒸再生过程中，闪蒸的温度为50～150℃，优选为100～130℃，真空度为0～0.1MPa。复配离子液体经再生后可以循环再次使用。
进一步地，复配离子液体再生标准以水和二氧化碳均再生达标为准，再生后的复配离子液体中水的含量为0.01～0.6wt％，优选为0.01～0.2wt％，二氧化碳经气体吹扫后尾气CO2含量在0.04vol％以下。
进一步地，所述方法中经脱除处理的气体脱水效果露点降不低于10℃，二氧化碳脱除率不低于50％，本发明的复配离子液体对CO2的吸收容量接近等摩尔吸收，远高于常规离子液体对CO2的吸收容量。
本发明实施例的另一个方面提供的一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的系统，其主要应用于前述的方法中，其包括：
吸收分离装置、气液分离器、换热装置(例如可以是换热器)、缓冲装置(例如可以是缓冲罐)、闪蒸装置(例如可以是闪蒸罐)和再生装置(例如可以是再生塔)，所述吸收分离装置的气体出口连通于所述气液分离器，所述吸收分离装置、缓冲装置、换热装置、闪蒸装置、再生装置、缓冲装置、换热器、吸收分离设置之间依次连通构成吸收剂的循环回路，所述循环回路上设置有液体输送泵。
在一些实施例中，所述吸收分离装置包括超重力机、填料塔或喷淋塔等吸收塔。当然本发明也可以采用其他分离设备。
进一步地，所述液体输送泵设置于所述吸收分离装置的液相入口和换热装置之间，以及设置于所述闪蒸装置与再生装置之间。
进一步地，所述吸收分离装置的气相入口设置有过滤分离器。
藉由上述技术方案，本发明采用超重力机、填料塔或喷淋塔等吸收分离装置，把脱除水和二氧化碳的工艺合并为一个工艺流程减小了设备投入、占地空间及能耗，采用吸收分离装置强化脱水脱碳的设备，大大提高水和二氧化碳的脱除效果，有效减小设备体积，并可根据实际脱水脱碳需要调控离子液体与非离子液体溶剂的比例，达到再次降低能耗的目的。
请参阅图1所示是本发明一典型实施案例中采用超重力机同时脱除气相中的水和二氧化碳的系统结构图，其包括：超重力机1、气液分离器3、换热器6、第一缓冲罐4、第二缓冲罐5、闪蒸罐7和再生塔8，所述超重力机1的气体出口连通于所述气液分离器3，所述超重力机1、第一缓冲罐4、换热器6、闪蒸罐7、再生塔8、第二缓冲罐5、换热器6、超重力机1之间依次连通构成吸收剂的循环回路，所述循环回路上设置有液体输送泵9和10。
采用上述系统同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法包括：
原料气体经过预处理装置除去气体中的固体颗粒和小液滴后，经过超重力机1的气相入口进入与经过液体输送泵9压入的复配离子液体在离心力的作用下在填料上进行逆流接触，二氧化碳被离子液体吸收，水被甘醇吸收。
超重力机1气相出口连接气液分离器3，经气液分离器3后得到净化气，超重力机1液相出口与第一缓冲罐4相连，经吸收后的复配离子液体富液从超重力机1液相出口排出进入第一缓冲罐4，第一缓冲罐4与换热器6相连，换热器6与闪蒸罐7相连，经换热器6换热后进入闪蒸罐7，闪蒸罐7经液体输送泵10与再生塔8液体入口相连，再生塔8液体出口经第二缓冲罐5与换热器6相连，换热器6与液体输送泵9相连，液体输送泵9与超重力机1液相入口相连，下一步再生后的复配离子液体贫液与未再生的复配离子液体富液换热后再次循环利用。在此过程中探究离子液体吸收剂再生的工艺条件，选择最佳的再生条件使得在保证气体处理效果的前提下降低再生能耗。
请参阅图2所示是本发明另一典型实施案例中采用吸收塔同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法的工艺流程图及系统结构图，其主要是采用填料塔2做吸收分离装置，装置的连接顺序与图1基本一致，脱水脱碳工作在吸收塔中同时完成。
下面结合典型实施例和附图对本发明的技术方案进行更为详细的解释说明。
实施例1-3中以超重力机为例，具体实施方法如下：
(1)探究离子液体和甘醇的混合比例问题，按照离子液体在甘醇中的占比由小到大的顺序依次进行测试，探究离子液体的饱和度，选择合适的工艺条件进行脱水脱碳工作。
(2)气体与离子液体吸收剂在超重力机中充分接触进行动量、质量和热量的传递过程；
(3)经处理过的气体和复配离子液体进行分离，吸收剂富液进行再生过程。
如图1所示步骤(2)中，原料气体经过预处理装置除去气体中的固体颗粒和小液滴后，经过超重力机1的气相入口进入与经过液体输送泵9压入的复配离子液体在离心力的作用下在填料上进行逆流接触，二氧化碳被离子液体吸收，水被甘醇吸收。在此过程中调节气体流量、液体流量、复配离子液体的温度、复配离子液体的初始含水量、填料、原料气体含水量和二氧化碳含量等因素，探究最佳的操作工艺参数。
如图1所示步骤(3)，经处理后的气体从超重力机1气相出口排出后进入气液分离器3，经吸收后的复配离子液体富液从液相出口排入第一缓冲罐4后，经换热器6换热后进入闪蒸罐7，下一步经再生的复配离子液体经换热器6换热后再次循环利用。在此过程中探究复配离子液体再生的工艺条件，选择最佳的再生条件使得在保证气体处理效果的前提下降低再生能耗。
实施例1
如图1所示操作流程，以离子液体和TEG按照质量比1：3混合均匀，复配离子液体的初始含水量为0.2wt％，复配离子液体的温度为15℃，原料气体中的二氧化碳体积分数为11.32％，原料气体含水量为8wt％，超重力机转速为1200r/min，原料气体流量为0.2m3/H，操作压力为常压。
调节复配离子液体的流量为1.5L/H，在实施例1所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降28℃，二氧化碳脱除率为53％。
调节复配离子液体的流量为1.8L/H，在实施例1所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降29℃，二氧化碳脱除率为61％。
调节复配离子液体的流量为2.4L/H，在实施例1所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降31℃，二氧化碳脱除率为71％。
实施例2
如图1所示操作流程，以离子液体和TEG按照1：4质量比混合，复配离子液体的初始含水量为0.2wt％，复配离子液体的温度为15℃，原料气体中的二氧化碳体积分数为11.32％，原料气体含水量为8wt％，超重力机转速为1200r/min，复配离子液体的流量为1.8L/H，操作压力为常压。
调节原料气体的流量为0.3m3/H，在实施例2所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降23℃，二氧化碳脱除率为52％。
调节原料气体的流量为0.2m3/H，在实施例2所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降26℃，二氧化碳脱除率为62％。
调节原料气体的流量为0.1m3/H，在实施例2所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降28℃，二氧化碳脱除率为81％。
实施例3
如图1所示吸收操作流程，以离子液体和TEG按照质量比1：3混合均匀，复配离子液体的初始含水量为0.2wt％，复配离子液体的温度为15℃，原料气体流量为0.2m3/H，原料气体含水量为8wt％，超重力机转速为1200r/min，复配离子液体的流量为1.8L/H，操作压力为常压。
调节原料气体中二氧化碳的体积分数为9.4％，在实施例3所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降26℃，二氧化碳脱除率为66％。
调节原料气体中二氧化碳的体积分数为7.9％，在实施例3所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降26℃，二氧化碳脱除率为71％。
调节原料气体中二氧化碳的体积分数为4.8％，在实施例3所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降26℃，二氧化碳脱除率为84％。
实施例4-6中以填料塔为例，具体实施方法如下：
(1)探究离子液体和甘醇的混合比例问题，按照离子液体在甘醇中的占比由小到大的顺序依次进行测试，探究离子液体的饱和度，选择合适的工艺条件进行脱水脱碳工作。
(2)气体与离子液体吸收剂在填料塔中充分接触进行动量、质量和热量的传递过程；
(3)经处理过的气体和复配离子液体进行分离，吸收剂富液进行再生过程。
如图2所示步骤(2)中，原料气体经过预处理装置除去气体中的固体颗粒和小液滴后，经过填料塔2的气相入口进入与经过液体输送泵9压入的复配离子液体在重力的作用下在填料上进行逆流或错流接触，二氧化碳被离子液体吸收，水被甘醇吸收。在此过程中调节气体流量、液体流量、复配离子液体的温度、复配离子液体的初始含水量、填料、原料气体含水量和二氧化碳含量等因素，探究最佳的操作工艺参数。
如图2所示步骤(3)，经处理后的气体从填料塔2的气相出口排出后进入气液分离器3，经吸收后的复配离子液体富液从液相出口排入第一缓冲罐4后，经换热器6换热后进入闪蒸罐7，下一步经再生的复配离子液体经换热器6换热后再次循环利用。在此过程中探究复配离子液体再生的工艺条件，选择最佳的再生条件使得在保证气体处理效果的前提下降低再生能耗。
实施例4
如图2所示操作流程，以离子液体和TEG按照质量比3：2混合均匀，复配离子液体的初始含水量为0.2wt％，复配离子液体的温度为15℃，原料气体中的二氧化碳体积分数为11.32％，原料气体含水量为8wt％，原料气体流量为0.2m3/H，操作压力为常压。
调节复配离子液体的流量为1.5L/H，在实施例4所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降23℃，二氧化碳脱除率为54％。
调节复配离子液体的流量为1.8L/H，在实施例4所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降25℃，二氧化碳脱除率为55％。
调节复配离子液体的流量为2.4L/H，在实施例4所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降28℃，二氧化碳脱除率为67％。
实施例5
如图2所示操作流程，以离子液体和TEG按照1：3质量比混合，复配离子液体的初始含水量为0.2wt％，复配离子液体的温度为15℃，原料气体中的二氧化碳体积分数为11.32％，原料气体含水量为8wt％，复配离子液体的流量为1.8L/H，操作压力为常压。
调节原料气体的流量为0.3m3/H，在实施例5所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降20℃，二氧化碳脱除率为51％。
调节原料气体的流量为0.2m3/H，在实施例5所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降23℃，二氧化碳脱除率为55％。
调节原料气体的流量为0.1m3/H，在实施例5所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降25℃，二氧化碳脱除率为72％。
实施例6
如图2所示吸收操作流程，以离子液体和TEG按照质量比1：3混合均匀，复配离子液体的初始含水量为0.2wt％，复配离子液体的温度为15℃，原料气体流量为0.2m3/H，原料气体含水量为8wt％，复配离子液体的流量为1.8L/H，操作压力为常压。
调节原料气体中二氧化碳的体积分数为9.4％，在实施例6所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降22℃，二氧化碳脱除率为52％。
调节原料气体中二氧化碳的体积分数为7.9％，在实施例6所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降22℃，二氧化碳脱除率为60％。
调节原料气体中二氧化碳的体积分数为4.8％，在实施例6所述条件下进行操作，得到气体出口水露点降22℃，二氧化碳脱除率为73％。
对照例1
本对照例与实施例1的不同之处在于：仅采用离子液体作为吸收剂，但实际操作中离子液体粘度太大，实验很难做成。
对照例2
本对照例与实施例1的不同之处在于：仅采用甘醇作为吸收剂，但甘醇只有脱水性能，不能脱碳。
综上所述，藉由上述技术方案，本发明采用超重力机、填料塔或喷淋塔等吸收分离装置，把脱除水和二氧化碳的工艺合并为一个工艺流程减小了设备投入、占地空间及能耗，采用吸收分离装置强化脱水脱碳的设备，大大提高了水和二氧化碳的脱除效果，有效减小了设备体积，并可以根据实际脱水脱碳需要调控离子液体与非离子液体溶剂的比例，达到再次降低能耗的目的。再者，本发明采用复配离子液体作为吸收剂，克服了单独采用离子液体粘度大、价格高等不足。
应当理解，以上所述仅是本发明的优选实施方式，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明技术原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (9)

1.一种复配离子液体同时脱除气相中的水和二氧化碳的方法，其特征在于包括：
（1）提供吸收分离装置，作为吸收剂的复配离子液体由所述吸收分离装置的液相入口进入所述吸收分离装置，待处理气体由所述吸收分离装置的气相入口进入所述吸收分离装置，使待处理气体与复配离子液体在吸收分离装置内发生逆流或错流接触，从而同时脱除待处理气体中的水和二氧化碳，处理后的气体经气相出口排出并进入气液分离器；
（2）经吸收后的复配离子液体富液经吸收分离装置的液相出口排出，经换热装置加热后进入闪蒸装置进行闪蒸，之后进入再生装置进行再生；
（3）再生后的复配离子液体贫液经换热装置冷却，然后再次进入吸收分离装置中进行循环，所述再生后的复配离子液体贫液中水的含量为0.01～0.6wt%，二氧化碳的含量在0.04 vol%以下；
所述方法中经脱除处理的气体脱水效果露点降不低于10℃，二氧化碳脱除率不低于50%；
其中，所述待处理气体为原料气，所述原料气选自需要净化脱除水和二氧化碳的天然气、有机合成混合气、工作场所混合气中的任意一种或两种以上的组合，所述待处理气体中二氧化碳的含量在20 vol%以下，所述原料气的温度在50℃以下；所述复配离子液体为一种以上的离子液体与非离子液体溶剂的组合，所述离子液体的阳离子选自1,8-二氮杂二环十一碳-7-烯阳离子、4-二甲氨基吡啶阳离子或胍盐类阳离子；所述离子液体的阴离子选自三氟乙醇阴离子、苯酚阴离子、磷酸二氢根阴离子或氨基酸阴离子，所述复配离子液体中离子液体的含量为20~60%，所述非离子液体溶剂选自乙二醇、二甘醇、三甘醇、四甘醇中的任意一种或两种以上的组合。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述待处理气体中二氧化碳的含量为0.04～20vol%。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：所述待处理气体中二氧化碳的含量为0.04～10vol%。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：所述待处理气体中二氧化碳的含量为0.4~8vol%。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述吸收分离装置选自超重力机、填料塔或喷淋塔。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述再生装置的闪蒸温度为50～150℃，真空度为0～0.1MPa。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于：所述再生装置的闪蒸温度为100～130℃。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述再生后的复配离子液体贫液中水的含量为0.01～0.2wt%。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述方法具体包括：经吸收后的复配离子液体富液从吸收分离装置的液相出口排出后进入缓冲装置，之后进入换热装置加热，再进入闪蒸装置进行闪蒸，之后经液体输送泵进入再生装置进行再生，再生后的复配离子液体贫液进入缓冲装置，之后进入换热装置冷却，然后经液体输送泵进入吸收分离装置的液相入口。
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