CN112387071A - Co2捕集方法和装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及二氧化碳捕获领域，公开了CO2捕集方法和装置，方法包括：(1)将含有吸收剂的吸收液与含CO2烟气接触进行CO2的吸收捕集，得到脱碳烟气，同时吸收液捕集CO2成为吸收富液；(2)将吸收富液进行解吸再生，得到解吸混合气和解吸贫液；解吸混合气进行冷凝后再进行气液分离，得到CO2产品气和冷凝水；(3)冷凝水与可选的外加循环水混合后将脱碳烟气进行水洗，得到排放烟气和洗涤液；(4)洗涤液返回步骤(2)参与解吸再生，或者返回步骤(1)参与吸收捕集；(5)解吸贫液与吸收富液进行热交换后，返回步骤(1)参与吸收捕集。该方法可以降低得到的排放烟气的组成中的溶剂含量，且烟气中挥发溶剂的回收率高达99％以上，并节约捕集CO2的用水。

Description

CO2捕集方法和装置
技术领域
本发明涉及二氧化碳捕获领域，具体涉及一种CO2捕集方法和使用该方法的装置。
背景技术
CCS技术(二氧化碳捕获和封存技术，Carbon Capture and Storage)是目前实现大规模碳减排的最有效手段之一。其中，溶剂法CO2捕集技术具有分离效果好、技术成熟可靠等优势。但由于大规模CO2捕集目前成本较高，因此，降低成本已成为溶剂法CO2捕集技术的研究热点。
除开发新溶剂外，优化工艺设计可以有效地降低能耗、减少捕集成本。
CN201578973U公开了一种烟气二氧化碳捕捉设备，包括：吸收系统，利用贫二氧化碳吸收液吸收烟气中的二氧化碳，以形成富二氧化碳吸收液；再生系统，用于解吸所述富二氧化碳吸收液中的二氧化碳，以形成二氧化碳再生气和供所述吸收系统循环使用的贫二氧化碳吸收液；以及热交换系统，用于所述富二氧化碳吸收液与所述贫二氧化碳吸收液和/或所述二氧化碳再生气换热，其中，所述吸收系统包括与风机相连通的至少一吸收塔，所述吸收塔的底部形成富液槽、中部设置有自循环喷淋器、上部设置有贫液喷淋器，其中，所述自循环喷淋器与贫液喷淋器之间构成贫液吸收区，所述自循环喷淋器与富液槽之间形成半贫液吸收区。
CN103463955B公开了一种从工业尾气中分离回收二氧化碳的工艺，包括吸收塔和解吸塔，其中，具体工艺步骤为：1)预处理后的工业尾气进入吸收塔底部，在吸收塔内自下向上与从吸收塔顶部进入的吸收液逆流接触，二氧化碳被吸收液吸收，得到富液；净化后的脱碳尾气由吸收塔塔顶直接排入大气；所述吸收液为质量浓度为20％-50％的单乙醇胺溶液，吸收液温度为30℃-50℃；2)所述富液从吸收塔底部流出通过富液泵后经分流器分为第一股富液和第二股富液两部分，其中第二股富液占富液的摩尔百分含量为4％-20％；第一股富液经管道I送至贫富换热器换热后，从解吸塔顶喷淋进入；第二股富液经管道II在第一换热器中被加热后经管道III由解吸塔中下部进入解吸塔中解吸，解吸液温度为115℃-125℃，解吸后得到带有水蒸汽的二氧化碳以及贫液；3)所述带有水蒸汽的二氧化碳由解吸塔顶部流出，经压缩机压缩，进入第一换热器中与第二股富液换热后经第一冷却器、分离器分离得到水和二氧化碳，水从分离器底部流出，进入混合器中回用，二氧化碳从分离器顶部排出进入精制工序；4)所述贫液由解吸塔底管道IV流出，经再沸器换热后通过管道V进入贫富换热器中与第一股富液换热，然后依次经混合器、补充罐、贫液泵和贫液冷却器后从吸收塔顶部进入吸收塔循环利用。
CN106362551A公开了一种烟气二氧化碳捕集系统与工艺，由吸收系统和再生系统组成，其中：所述的吸收系统包括吸收塔和中间冷却系统，所述的再生系统包括分布式富液进料系统和解吸塔中部贫-富液换热系统。捕集工艺包括吸收剂(MDEA和PZ水溶液)、CO2吸收系统和再生系统。吸收系统实现快速高容量吸收，再生系统中再生冷凝水经由冷凝水泵返回解吸塔。
对于溶剂法CO2捕集技术，排放烟气中有机胺的挥发需要控制，通常采取外加循环水洗装置来对排放到大气的烟气进行水洗。但是实际使用中，常常会引起溶剂降解的问题。
发明内容
本发明的目的是为了解决现有技术的CO2捕集工艺如何降低排放烟气中有机胺的挥发损失的问题，提供了一种CO2捕集方法和装置。该方法具有脱除CO2简便、降低能耗且节约捕集成本、减少有机胺挥发等特点。
本发明的发明人在研究溶剂法CO2捕集技术过程中发现，现有CO2捕集工艺的再生系统中，再生冷凝水直接返回再生塔或进入贫液罐来维持系统的基本水平衡。但实践证明，在长期运行过程中整个系统的溶剂浓度会逐渐降低，原因主要有如下三个方面：一是有机胺的降解反应所致；二是排放烟气中携带的挥发有机胺所致；三是系统进出口烟气温度差异所致。综合以上研究发现，发明人考虑维持系统内水平衡、降低烟气中有机胺的挥发量、减少水洗装置外加水用量，提出本发明的技术方案。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种CO2捕集方法，包括：
(1)将含有吸收剂的吸收液与含CO2烟气相接触进行CO2的吸收捕集，得到脱碳烟气，同时所述吸收液捕集CO2成为吸收富液；
(2)将所述吸收富液进行解吸再生，得到含CO2的解吸混合气和脱除了CO2的解吸贫液；所述解吸混合气进行冷凝后再进行气液分离，得到CO2产品气和冷凝水；
(3)所述冷凝水与可选的外加循环水混合后将所述脱碳烟气进行水洗，得到排放烟气和洗涤液；
(4)所述洗涤液返回步骤(2)参与所述解吸再生，或者返回步骤(1)参与所述吸收捕集；
(5)所述解吸贫液与所述吸收富液进行热交换后，返回步骤(1)参与所述吸收捕集。
本发明第二方面提供一种实施本发明的方法的CO2捕集装置，包括：吸收塔、换热器、再生塔、冷凝器、气液分离器和水洗器，其中，
吸收塔连通水洗器和换热器，再生塔连通换热器、冷凝器和水洗器，气液分离器连通水洗器和冷凝器；
吸收塔用于含有吸收剂的吸收液捕集含CO2烟气中的CO2，得到脱碳烟气和吸收富液；
再生塔用于将吸收富液进行解吸再生得到解吸贫液和解吸混合气；
换热器用于吸收富液与解吸贫液进行换热；
冷凝器用于将解吸液进行冷凝得到气液混合物；
气液分离器用于将气液混合物分离出CO2产品气和冷凝水；
水洗器用于使用冷凝水和可选的外加循环水对脱碳烟气进行洗涤，得到排放烟气和洗涤液，洗涤液返回再生塔或吸收塔。
通过上述技术方案，本发明提供的方法将解吸再生产生的解吸混合气经冷凝分离，得到的冷凝水作为水洗的全部或部分水源，用于将进行吸收捕集得到的脱碳烟气进行水洗，可以实现除去脱碳烟气中携带的有机胺，随后得到的洗涤液再返回到再生塔或吸收塔。此工艺不仅可以减少水洗器外加水用量，同时还可以有效地回收脱碳烟气携带的有机胺、降低烟气中有机胺的挥发量，减少系统及环境污染且节约捕集成本。实施例中，排放烟气中吸收剂有机胺的回收率可以达到99％以上，每捕集1吨CO2可节约至少约0.7吨的循环水，而且捕集1吨CO2吸收剂的损失0.0014kg以下。此工艺可以长期稳定有机胺浓度、维持系统内水平衡，降低能耗。本发明在燃煤电厂、化工厂、水泥厂烟道废气大规模CO2捕集中具有良好的应用前景。
附图说明
图1是本发明提供的CO2捕集方法的工艺流程示意图；
图2是本发明提供的CO2捕集方法的装置示意图；
图3是对比例1中现有技术的CO2捕集方法的工艺流程示意图。
附图标记说明
1、引风机 2、预处理 3、吸收塔
4、富液泵 5、贫富液换热器 6、再生塔
7、再沸器 8、塔釜循环泵 9、冷凝器
10、气液分离器 11、冷却器 12、循环水泵
I、烟气 II、排放烟气 III、吸收富液
IV、解吸贫液 V、解吸混合气 VI、CO2产品气
VII、冷凝水 VIII、外加循环水 IX、洗涤液
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
本发明第一方面提供一种CO2捕集方法，如图1所示，包括：
(1)将含有吸收剂的吸收液与含CO2烟气相接触进行CO2的吸收捕集，得到脱碳烟气，同时所述吸收液捕集CO2成为吸收富液；
(2)将所述吸收富液进行解吸再生，得到含CO2的解吸混合气和脱除了CO2的解吸贫液；所述解吸混合气进行冷凝后再进行气液分离，得到CO2产品气和冷凝水；
(3)所述冷凝水与可选的外加循环水混合后将所述脱碳烟气进行水洗，得到排放烟气和洗涤液；
(4)所述洗涤液返回步骤(2)参与所述解吸再生，或者返回步骤(1)参与所述吸收捕集；
(5)所述解吸贫液与所述吸收富液进行热交换后，返回步骤(1)参与所述吸收捕集。
本发明采取回收解吸混合气中的冷凝水以用作所述脱碳烟气进行水洗的用液，解决了现有技术存在的吸收剂损失的问题，同时也降低捕集CO2使用外加循环水的损耗。
根据本发明，所述CO2捕集方法可以处理来自燃煤电厂、化工厂、水泥厂烟道废气，为更好地实现CO2捕集效果，优选将烟气先进行净化。优选地，所述方法还包括：在步骤(1)之前，将烟气进行预处理以脱除二氧化硫和部分气体杂质，得到所述含CO2烟气。
根据本发明，优选地，所述预处理的方法包括：用质量浓度5-10％的氢氧化钠溶液或循环水与烟气进行接触；其中，所述烟气中二氧化硫的浓度为100ppm以上，所述含CO2烟气中二氧化硫的浓度为1ppm以下。所述预处理减少二氧化硫气体对CO2捕集的效果影响。
根据本发明，优选选用可以对CO2有较好吸收效果的化合物。优选地，所述吸收剂选自乙醇胺(MEA)、甲基二乙醇胺、哌嗪和离子液体中的至少一种。进一步，离子液体可以是氯化(1-丁基-3-甲基咪唑)、1-(2羟基乙基)-3-甲基咪唑双(三氟甲磺酰基)亚胺盐、1-氨丙基-3-甲基咪唑溴盐。
根据本发明，优选地，所述吸收液的浓度为20-50重量％。即所述吸收液中吸收剂的含量为20-50重量％。
根据本发明，优选地，所述吸收捕集的条件包括：所述吸收液的流量以吸收剂计与所述含CO2烟气的流量的液气比为2-5；温度为30-50℃；压力为0.1-0.12MPa。其中，所述吸收剂的流量为液体的体积流量，单位为L/h。所述含CO2烟气的流量为气体的体积流量，单位为m3/h。液气比是体积流量比。即相对于1m3/h的含CO2烟气的流量，以吸收剂计的所述吸收液的流量为2-5L/h。
根据本发明，步骤(2)中所述解吸再生过程实现将CO2从所述吸收富液中脱附出来。优选地，所述解吸再生的温度为110-130℃，所述解吸再生的压力为0.15-0.3MPa。实现更有效地将CO2从所述吸收富液中释放出来，得到的所述解吸贫液可以再返回所述吸收捕集循环使用。同时，所述解吸再生过程还会将主要是所述吸收富液中的溶剂水汽化，因而所述解吸混合气中还含有气态水。
根据本发明，可以处理的所述含CO2烟气中CO2的含量在一定范围内，优选地，步骤(1)中，所述含CO2烟气含有6-15体积％的CO2、70-80体积％的氮气、3-8体积％的氧气、3-13体积％的水。此外，所述中还含有少量的SOx、NOx及其它气体杂质。
根据本发明，优选地，步骤(1)中，所述脱碳烟气含有0-4体积％的CO2。本发明提供的方法可以有效地捕集所述含CO2烟气中的CO2，使所述脱碳烟气中CO2的含量很低，甚至含量为0。
本发明第二方面提供一种实施本发明的方法的CO2捕集装置，如图2所示，包括：吸收塔3、换热器5、再生塔6、冷凝器9、气液分离器10和水洗器，其中，
吸收塔3连通水洗器和换热器5，再生塔6连通换热器5、冷凝器9和水洗器，气液分离器10连通水洗器和冷凝器9；
吸收塔3用于含有吸收剂的吸收液捕集含CO2烟气中的CO2，得到脱碳烟气和吸收富液III；
再生塔6用于将吸收富液III进行解吸再生得到解吸贫液IV和解吸混合气V；
换热器5用于吸收富液III与解吸贫液IV进行换热；
冷凝器9用于将解吸混合气V进行冷凝得到气液混合物；
气液分离器10用于将气液混合物分离出CO2产品气VI和冷凝水VII；
水洗器用于使用冷凝水VII和可选的外加循环水VIII对脱碳烟气进行洗涤，得到排放烟气II和洗涤液，洗涤液返回再生塔6或吸收塔3。
本发明中，所述水洗器可以设置在吸收塔3内或吸收塔3外。优选地，所述水洗器设置在吸收塔3内的顶部，所述水洗后得到的洗涤液可以直接下落进吸收塔3，也可以经循环水泵12，再经冷却器11后进入再生塔6的顶部，可以保持本发明提供的CO2捕集方法和装置运行中保持水平衡，有利于降低水耗和捕集装置的长期运行，也可以长期稳定吸收液中吸收剂的浓度。
按照图1、2所示的流程，本发明提供的CO2捕集方法和装置的运行过程如下：
烟气I通过引风机1进入预处理2，去除脱除二氧化硫和部分气体杂质得到含CO2烟气；
将含CO2烟气引入吸收塔3的底部，吸收液从吸收塔3的顶部引入，吸收液与含CO2烟气在吸收塔3内逆流接触，含CO2烟气中的CO2被捕集到吸收液中在吸收塔3的底端得到吸收富液III，同时在吸收塔3的上部得到脱碳烟气；
将吸收富液III从吸收塔3的底部经过富液泵4送入贫富液换热器5进行热交换后进入再生塔6的顶部；在再生塔6的下部循环连通再沸器7，将从再生塔6的顶部下落的部分吸收富液III进行蒸汽加热，汽化后解吸出吸收富液III中的CO2和部分水，从再生塔6的顶端排出；同时，在再生塔6的底部得到解吸贫液IV，经塔釜循环泵8转到贫富液换热器5与吸收富液III进行热交换，然后返回到吸收塔3的顶部循环用于洗涤或吸收捕集；
在再生塔6的顶部解吸出的CO2和部分水混合成解吸混合气V，然后经冷凝器9冷凝为气液混合物再进入气液分离器10中进行气液分离；分离出的CO2产品气VI从气液分离器10的顶部排出，分离出的冷凝水VII作为水洗器的全部或部分水源，结合可选的外加循环水VIII通入设置在吸收塔3内的顶部的水洗器，对脱碳烟气进行水洗，除去脱碳烟气中携带的有机胺，然后从吸收塔3的顶端排出水洗后的排放烟气II，水洗得到的洗涤液可以部分通过循环水泵，再经冷却器11后返回到再生塔6的顶部，或者部分下落至吸收塔3内，混入吸收富液III中；外加循环水用量可以减少。
本发明提供的方法和装置最终得到排放烟气II的组成中，吸收剂的含量可降至1ppm以下，烟气中挥发溶剂(主要为吸收剂)的回收率高达99％以上。同时，此工艺每捕集1吨CO2可最高节约约1吨循环水。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
实施例1
吸收剂采用浓度为30重量％MEA：
1)烟气进入预处理装置进行预处理，用5质量％的氢氧化钠溶液与烟气(SO2浓度为100ppm以上)接触，脱除其中的二氧化硫及部分气体杂质，烟气中SO2浓度降至1ppm以下；
2)从预处理装置出来的含CO2烟气(组成包含(体积％)：8％CO2、74.5％N2、5％O2、12％H2O及少量气体杂质)从底部进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入与含CO2烟气逆流接触，烟气中的CO2被捕集到溶剂中；条件包括：吸收剂入口温度为40℃，压力为0.1MPa，吸收剂与含CO2烟气的液气比为3.3。
3)得到的脱碳烟气(组成包含(体积％)：78％N2、5.5％O2、15％H2O、0.8％CO2、0.003％(22ppm)MEA溶剂及少量气体杂质)继续上行进入吸收塔顶部的水洗器，脱除携带的有机胺及部分剩余气体杂质后排放到大气中，经水洗后的排放烟气中MEA溶剂含量降为0.03ppm；
4)从吸收塔底出来的吸收富液经富液泵、贫富液换热器热交换后进入再生塔顶部进行解吸再生；再生塔中通过再沸器加热使吸收富液中的CO2解吸出来；再生温度为122℃，再生压力为0.2MPa；
5)在再生塔中，部分水被汽化并随解吸的CO2从再生塔塔顶经由冷凝器冷凝得到气液混合物进入气液分离器进行分离，CO2从分离器顶部分离出来，得到CO2产品气；
6)从气液分离器分离出的冷凝水作为全部水洗液，通入水洗器对脱碳烟气进行水洗，除去烟气中携带的有机胺得到的洗涤液再返回到再生塔或吸收塔；
7)从再生塔底部排出的解吸贫液通入贫富液换热器中与吸收富液进行换热后，返回到吸收塔顶部循环使用。
最终排放烟气中吸收剂含量降至0.03ppm。相比对比例1，烟气中挥发溶剂(吸收剂)的回收率高达99％以上，每捕集1吨CO2仅损失吸收剂约0.0008kg。同时，每捕集1吨CO2可节约约1吨循环水。
实施例2
吸收剂采用20％MEA：
1)烟气进入预处理装置进行预处理，用10质量％的氢氧化钠溶液与烟气(SO2浓度为100ppm以上)接触，脱除其中的二氧化硫及部分气体杂质，烟气中SO2浓度降至1ppm以下；
2)从预处理装置出来的含CO2烟气(组成包含(体积％)：8％CO2、74.5％N2、5％O2、12％H2O及少量气体杂质)从底部进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入与含CO2烟气逆流接触，烟气中的CO2被捕集到溶剂中；条件包括：吸收剂入口温度为40℃，压力为0.12MPa，吸收剂与含CO2烟气的液气比为5。
3)得到的脱碳烟气(组成包含(体积％)：81％N2、5.7％O2、12.4％H2O、0.4％CO2、0.002％(15ppm)MEA溶剂及少量气体杂质)继续上行进入吸收塔顶部的水洗器，脱除携带的有机胺及部分剩余气体杂质后排放到大气中，经水洗后的排放烟气中MEA溶剂含量降为0.02ppm；
4)从吸收塔底出来的吸收富液经富液泵、贫富液换热器热交换后进入再生塔顶部进行解吸再生；再生塔中通过再沸器加热使吸收富液中的CO2解吸出来；再生温度为126℃，再生压力为0.25MPa；
5)在再生塔中，部分水被汽化并随解吸的CO2从再生塔塔顶经由冷凝器冷凝得到气液混合物进入气液分离器进行分离，CO2从分离器顶部分离出来，得到CO2产品气；
6)从气液分离器分离出的冷凝水作为全部水洗液，通入水洗器对脱碳烟气进行水洗，除去烟气中携带的有机胺得到的洗涤液再返回到再生塔或吸收塔；
7)从再生塔底部排出的解吸贫液通入贫富液换热器中与吸收富液进行换热后，返回到吸收塔顶部循环使用。
最终排放烟气中吸收剂含量降至0.02ppm。相对于现有工艺，在达到最终排放烟气中吸收剂含量降至0.02ppm的相同效果的情况下，烟气中挥发溶剂(吸收剂)的回收率高达99％以上，每捕集1吨CO2仅损失吸收剂约0.0005kg。同时，每捕集1吨CO2可节约约0.8吨循环水。
实施例3
吸收剂采用50％哌嗪：
1)烟气进入预处理装置进行预处理，用循环水与烟气(SO2浓度为100ppm以上)接触，脱除其中的二氧化硫及部分气体杂质，烟气中SO2浓度降至1ppm以下；
2)从预处理装置出来的含CO2烟气(组成包含(体积％)：8％CO2、74.5％N2、5％O2、12％H2O及少量气体杂质)从底部进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入与含CO2烟气逆流接触，烟气中的CO2被捕集到溶剂中；条件包括：吸收剂入口温度为40℃，压力为0.12MPa，吸收剂与含CO2烟气的液气比为2.6。
3)得到的脱碳烟气(组成包含(体积％)：79％N2、5.6％O2、12.5％H2O、2.5％CO2、0.004％(32ppm)哌嗪溶剂及少量气体杂质)继续上行进入吸收塔顶部的水洗器，脱除携带的有机胺及部分剩余气体杂质后排放到大气中,经水洗后的排放烟气中哌嗪溶剂含量降为0.05ppm；
4)从吸收塔底出来的吸收富液经富液泵、贫富液换热器热交换后进入再生塔顶部进行解吸再生；再生塔中通过再沸器加热使吸收富液中的CO2解吸出来；再生温度为115℃，再生压力为0.15MPa；
5)在再生塔中，部分水被汽化并随解吸的CO2从再生塔塔顶经由冷凝器冷凝得到气液混合物进入气液分离器进行分离，CO2从分离器顶部分离出来，得到CO2产品气；
6)从气液分离器分离出的冷凝水与外加循环水混合(冷凝水：外加循环水的重量比＝5：1)后，通入水洗器对脱碳烟气进行水洗，除去烟气中携带的有机胺得到的洗涤液再返回到再生塔或吸收塔；
7)从再生塔底部排出的解吸贫液通入贫富液换热器中与吸收富液进行换热后，返回到吸收塔顶部循环使用。
最终排放烟气中吸收剂含量降至0.05ppm。相对于现有工艺，在达到最终排放烟气中吸收剂含量降至0.05ppm的相同效果的情况下，烟气中挥发溶剂(吸收剂)的回收率高达99％以上，每捕集1吨CO2仅损失吸收剂约0.0014kg。同时，每捕集1吨CO2可节约约0.7吨循环水。
对比例1
按照图3所示的现有技术流程进行CO2捕集。
吸收剂采用浓度为30重量％MEA：
1)烟气进入预处理装置进行预处理，用5质量％的氢氧化钠溶液与烟气(SO2浓度为100ppm以上)接触，脱除其中的二氧化硫及部分气体杂质，烟气中SO2浓度降至1ppm以下；
2)从预处理装置出来的含CO2烟气(组成包含(体积％)：8％CO2、74.5％N2、5％O2、12％H2O及少量气体杂质)从底部进入吸收塔，吸收剂从吸收塔顶部进入与含CO2烟气逆流接触，烟气中的CO2被捕集到溶剂中；条件包括：吸收剂入口温度为40℃，压力为0.1MPa，吸收剂与含CO2烟气的液气比为3.3。
3)得到的脱碳烟气(组成包含(体积％)：78％N2、5.5％O2、11.8％H2O、4.3％CO2、0.0003％(3ppm)MEA溶剂及少量气体杂质)继续上行进入吸收塔顶部的水洗器，脱除携带的有机胺及部分剩余气体杂质后排放到大气中，经水洗后的排放烟气中MEA溶剂含量降为0.03ppm；
4)从吸收塔底出来的吸收富液经富液泵、贫富液换热器热交换后进入再生塔顶部进行解吸再生；再生塔中通过再沸器加热使吸收富液中的CO2解吸出来；再生温度为122℃，再生压力为0.2MPa；
5)在再生塔中，部分水被汽化并随解吸的CO2从再生塔塔顶经由冷凝器冷凝得到气液混合物进入气液分离器进行分离，CO2从分离器顶部分离出来，得到CO2产品气；
6)从气液分离器分离出的冷凝水全部返回到再生塔或吸收塔；
7)从再生塔底部排出的解吸贫液通入贫富液换热器中与吸收富液进行换热后，返回到吸收塔顶部循环使用。
最终排放烟气中吸收剂含量降至0.03ppm。相比于实施例1，在达到最终排放烟气中吸收剂含量降至0.03ppm的相同效果的情况下，由于对比例1通过引入外来循环水对排放烟气进行水洗，每捕集1吨CO2需损耗约1吨外加循环水。同时经水洗后，烟气中夹带的挥发溶剂(吸收剂)留在外来循环水中，并未返回捕集系统，因此每捕集1吨CO2损失吸收剂约1.5kg。
通过结果可以看出，采用本发明提供的方法和装置的实施例，可以通过装置内部冷凝水循环再利用来有效地回收脱碳烟气携带的有机胺(吸收剂)、降低烟气中有机胺的挥发量，减少系统及环境污染且节约水资源、降低捕集成本。可以相对于现有技术显著减少捕集CO2时吸收剂的损失。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种CO2捕集方法，包括：
(1)将含有吸收剂的吸收液与含CO2烟气相接触进行CO2的吸收捕集，得到脱碳烟气，同时所述吸收液捕集CO2成为吸收富液；
(2)将所述吸收富液进行解吸再生，得到含CO2的解吸混合气和脱除了CO2的解吸贫液；所述解吸混合气进行冷凝后再进行气液分离，得到CO2产品气和冷凝水；
(3)所述冷凝水与可选的外加循环水混合后将所述脱碳烟气进行水洗，得到排放烟气和洗涤液；
(4)所述洗涤液返回步骤(2)参与所述解吸再生，或者返回步骤(1)参与所述吸收捕集；
(5)所述解吸贫液与所述吸收富液进行热交换后，返回步骤(1)参与所述吸收捕集。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括：在步骤(1)之前，将烟气进行预处理以脱除二氧化硫和部分气体杂质，得到所述含CO2烟气。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述预处理的方法包括：用循环水或质量浓度5-10％的氢氧化钠溶液与烟气进行接触；其中，所述烟气中二氧化硫的浓度为100ppm以上，所述含CO2烟气中二氧化硫的浓度为1ppm以下。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述吸收剂选自乙醇胺、甲基二乙醇胺、哌嗪和离子液体中的至少一种。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述吸收液的浓度为20-50重量％。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述吸收捕集的条件包括：
所述吸收液的流量以吸收剂计与所述含CO2烟气的流量的液气比为2-5；温度为30-50℃；压力为0.1-0.12MPa。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述解吸再生的温度为110-130℃，所述解吸再生的压力为0.15-0.3MPa。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)中，所述含CO2烟气含有6-15体积％的CO2、70-80体积％的氮气、3-8体积％的氧气、3-13体积％的水。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)中，所述脱碳烟气含有0-4体积％的CO2。
10.一种实施权利要求1-9中任意一项所述的方法的CO2捕集装置，包括：吸收塔、换热器、再生塔、冷凝器、气液分离器和水洗器，其中，
吸收塔连通水洗器和换热器，再生塔连通换热器、冷凝器和水洗器，气液分离器连通水洗器和冷凝器；
吸收塔用于含有吸收剂的吸收液捕集含CO2烟气中的CO2，得到脱碳烟气和吸收富液；
再生塔用于将吸收富液进行解吸再生得到解吸贫液和解吸混合气；
换热器用于吸收富液与解吸贫液进行换热；
冷凝器用于将解吸混合气进行冷凝得到气液混合物；
气液分离器用于将气液混合物分离出CO2产品气和冷凝水；
水洗器用于使用冷凝水和可选的外加循环水对脱碳烟气进行洗涤，得到排放烟气和洗涤液，洗涤液返回再生塔或吸收塔。
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