CN114159954A - 一种相变溶剂耦合膜分离烟气co2的系统和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统，该系统包括吸收塔，所述吸收塔下端连接有分相器，所述分相器上端连接有混合器，下端连接有换热器，所述换热器与解吸塔连接，所述解吸塔上端连接有分离器，所述分离器上端连接有压缩机一，所述压缩机一与膜分离器连接；使用上述系统用于相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法为：将原料烟气通入吸收塔中与塔顶喷淋的相变溶剂反应，反应后的烟气从塔顶排出，吸收塔塔底吸收液通入分相器，在分相器中分成贫液和富液，贫液回流到吸收塔中，富液通入换热器加热后通入解吸塔，最终经压缩冷凝后通入膜分离器，制得高纯度的CO2气体。本发明实现了低浓度CO2到高浓度CO2的梯级分离，大幅度降低了分离过程的能耗。
Description
技术领域
本发明属于气体分离的技术领域，具体涉及一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统和方法。
背景技术
目前，碳捕集的主流发展技术有化学吸收法、物理吸收法、膜分离法和生物固态法等，这些技术在流程和设备上均有较大的区别。目前，只有化学吸收法技术最成熟、应用最广泛。通过化学吸收法(醇胺法)可以获得99.9％以上纯度的CO2，高纯度CO2可用于生产各类下游产品。然而仅仅只靠化学吸收法吸收能耗较高，尤其是吸收剂再生能耗高，再生过程吸收剂中大量水蒸发和CO2同时解吸出来，水蒸发潜热占总能耗的 40％-50％。
2015年在加拿大召开的碳封存会议上，就有学者提出了双水相的相变溶剂捕集CO2。相变溶剂吸收CO2后，吸收剂出现分相现象，贫液(分相剂-水)CO2含量较少，富液(吸收剂-水-氨基甲酸酯)富集CO2。相变溶剂吸收法采用分相剂替代吸收剂中部分水，相比传统的化学吸收法可有效降低CO2解吸过程水蒸发潜热，降低分离过程能耗，但能耗降低程度有限，因为满足高CO2回收率，解吸出大量CO2的同时分相富液中的大量水也蒸发解吸出来。膜分离法用于回收CO2主要是利用膜两侧之间的压差驱动分离。膜是两相之间一个具有选择透过性的屏障。膜法分离气体的基本原理是根据混合气体中各组分透过膜的传递速率不同，使传递速率高的组分在透过侧富集，传递速率低的组分在原料侧富集，从而达到分离的目的。膜分离捕集CO2装置简单、操作方便是目前发展最为迅速的方法。相较于相变溶剂吸收法可实现CO2更低能耗分离，但是膜分离法不适合较低浓度 CO2的分离，因为分离较低浓度CO2，需要的膜面积很大，大大增加了分离过程的投资费用。因此，开发出一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统和方法尤为重要。
发明内容
本发明所要解决的技术问题在于针对上述现有技术的不足，提供一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2系统和方法。该方法对烟气中较低浓度的 CO2进行了分离，实现了低浓度CO2到高浓度CO2的梯级分离，大幅度降低了分离过程的能耗。
为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案是：一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统，其特征在于，包括吸收塔，所述吸收塔下端出口连接有分相器，所述分相器上端出口连接有混合器，所述分相器下端出口连接有换热器，所述换热器的一个出口与解吸塔连接，所述换热器的另一个出口与所述混合器连接，所述解吸塔上端出口连接有分离器，所述分离器上端出口连接有压缩机一，所述压缩机一与膜分离器连接；所述混合器出口与所述吸收塔上端连接。
优选地，所述解吸塔下端出口与换热器连接，所述分离器下端出口与所述解吸塔连接；所述压缩机一与所述膜分离器之间依次设置有冷却器、压缩机二和冷凝器一。
本发明还提供一种使用上述系统进行相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1、将原料烟气通入吸收塔中，所述吸收塔内塔顶喷淋相变溶剂与所述原料烟气中的CO2进行反应，反应后的烟气从吸收塔塔顶排出，吸收塔塔底排出吸收CO2的溶液；
S2、将S1中排出的吸收CO2的溶液通入分相器，在所述分相器中分成贫液和富液，所述贫液全部回流到所述吸收塔中，所述富液通入换热器加热，得到加热的富液；
S3、将S2中得到的加热的富液全部通入解吸塔，在所述解吸塔中加热的富液再生出CO2和水的混合气体，所述解吸塔下端出口排出的混合液体回流到所述换热器中，经冷却后回流到吸收塔中；
S4、将S3中得到的CO2和水的混合气体经分离器分离成CO2和水的混合液相和CO2和水的混合气相，所述CO2和水的混合液相全部回流到所述解吸塔中，所述CO2和水的混合气相经多级冷凝压缩后通入膜分离器中，最终得到高纯度的CO2气体。
优选地，S1中所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa，所述原料烟气为燃煤电厂烟气；所述吸收塔中反应的温度为40℃，所述吸收塔的塔板数为20块，塔压为120KPa。
优选地，S1中所述相变溶剂包括吸收剂和分相剂，所述相变溶剂中吸收剂和分相剂的质量比为1:0.57，所述吸收剂为单乙醇胺，所述分相剂为正丙醇。
优选地，S2中所述贫液为正丙醇-水的混合物，所述贫液中CO2含量为0.5mol％；所述富液为氨基甲酸酯-水-单乙醇胺的混合物，所述富液中富集CO2，CO2富集率为95％；S3中所述混合液体包括吸收剂和水。
优选地，S3中所述解吸塔的塔板数为17-20块，进料位置为第8块，回流比为0.12-0.2，塔压为100KPa-120KPa，塔顶温度为100℃，塔釜温度为120℃。
优选地，S3中所述CO2和水的混合气体中CO2的摩尔浓度为 60％-80％。
优选地，S4中所述CO2和水的混合气相通入所述膜分离器前的温度为40℃、压力为404KPa，所述膜分离器中的膜对CO2的渗透率为63.3GPU，所述膜的面积控制在8000m2-15000m2。
S1中所述吸收塔中的反应原理为：相变溶剂与原料烟气中的CO2反应生成胺基甲酸酯。
S2中所述分相器中的反应原理：在相变溶剂中的分相剂的作用下，吸收剂液相的表面张力降低，使CO2分子以更快的速度穿过相界面，加快了传质传热过程，从而提高反应速率；随着反应进行，当反应产物的浓度升高至某一值时，其在水中的溶解度值要大于分相剂在水中的溶解度，分相剂分子极性较小，与水之间的相互作用力较小。反应产物与分相剂争夺水分子，分相剂被排出，出现分相现象。
S3中所述解吸塔中的分离原理：在气液两相系统中，当溶质组分的气相分压低于其溶液中该组分的气液平衡分压时，发生溶质组分从液相到气相的传质；因此，在解吸塔中加热的富液再生出CO2和水的混合气体。
本发明与现有技术相比具有以下优点：
1、本发明通过吸收塔内塔顶喷淋的相变溶剂与原料烟气接触反应，原料烟气中较低浓度的CO2被吸收，然后依次通入分相器、换热器和解吸塔，将较低浓度的CO2解吸到较高浓度，降低相变溶剂捕集CO2过程的能耗；然后采用膜分离装置将相变溶剂吸收-解吸得到的较高浓度的CO2进行进一步提纯，分离得到工业级高纯度的CO2。
2、本发明通过采用相变溶剂吸收CO2后，吸收剂出现分相现象，贫液(正丙醇-水)CO2含量较少，富液(氨基甲酸酯-水-单乙醇胺)富集CO2。贫液循环回吸收塔，富液进入解吸塔解吸出CO2。相变溶剂吸收法采用分相剂替代吸收剂中部分水，相比传统的化学吸收法可有效降低CO2解吸过程水蒸发潜热，降低分离过程能。结合膜分离器能够降低相变溶剂捕集CO2过程的能耗；膜法分离气体的基本原理是根据混合气体中各组分透过膜的传递速率不同，使传递速率高的组分在透过侧富集，传递速率低的组分在原料侧富集，从而达到分离的目的。
3、本发明中解吸塔下端出口排出的混合液体包括吸收剂和水，将所述混合液体经换热器冷却后经混合器，最终回流到吸收塔中，能够作为相变溶剂中吸收剂的补充，而贫液(正丙醇-水)经混合器回流到吸收塔中，能够作为相变溶剂中分相剂的补充，节省了相变溶剂的使用。
下面通过附图和实施例对本发明的技术方案作进一步的详细说明。
附图说明
图1是本发明系统的结构示意图。
图2是对比例1中系统的结构示意图。
图3是对比例2中系统的结构示意图。
附图标记说明：
1—吸收塔；2—分相器；3—换热器；4—解吸塔；5—分离器；6—混合器； 7—压缩机一；8—冷却器；9—压缩机二；10—冷凝器一；11—膜分离器； 12—压缩机三；13—冷凝器二；14—压缩机四；15—冷凝器三；16—分离器一；17—压缩机五；18—冷凝器四；19—第一级膜分离器；20—压缩机六；21—冷凝器五；22—第二级膜分离器。
具体实施方式
实施例1
本实施例中相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统，如图1所示，包括吸收塔1，所述吸收塔1下端出口连接有分相器2，所述分相器2上端出口连接有混合器6，所述分相器2下端出口连接有换热器3，所述换热器3 的一个出口与解吸塔4连接，所述换热器3的另一个出口与所述混合器6 连接，所述解吸塔4上端出口连接有分离器5，所述分离器5上端出口连接有压缩机一7，所述压缩机一7与膜分离器11连接；所述混合器6出口与所述吸收塔1上端连接。
所述解吸塔4下端出口与换热器3连接，所述分离器5下端出口与所述解吸塔4连接；所述压缩机一7与所述膜分离器11之间依次设置有冷却器8、压缩机二9和冷凝器一10。
实施例2
本实施例中采用实施例1中的系统用于相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，包括以下步骤：
S1、将原料烟气通入吸收塔1中，所述吸收塔1内塔顶喷淋相变溶剂与所述原料烟气中的CO2进行反应，反应后的烟气从吸收塔1塔顶排出，所述反应后的烟气包括氮气、氧气、水和微量二氧化碳；吸收塔1塔底排出吸收CO2的溶液；所述吸收塔1中反应的温度为40℃，所述吸收塔1 的塔板数为20块，塔压为120Kpa，单板压降为0.7KPa；
所述原料烟气为模拟燃煤电厂烟气，由摩尔分数为13％的CO2、67％的N2、3％的O2和17％的H2O组成；所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa；
所述相变溶剂包括吸收剂和分相剂，所述相变溶剂中吸收剂和分相剂的质量比为1:0.57，所述吸收剂为单乙醇胺，所述分相剂为正丙醇；S1中所述反应为质子化反应，反应生成氨基甲酸和质子化的碱；
S2、将S1中排出的吸收CO2的溶液通入分相器2，在所述分相器2 中分成贫液和富液，所述贫液经混合器6回流到所述吸收塔1中，所述富液通入换热器3加热，得到加热的富液，所述换热器3的压力为120KPa，出口温度为120℃；
S2中所述贫液为正丙醇-水的混合物，所述贫液中CO2含量较少，为 0.5mol％；所述富液为氨基甲酸酯-水-单乙醇胺的混合物，所述富液中富集 CO2，CO2富集率为95％；
S3、将S2中得到的加热的富液通入解吸塔4，在所述解吸塔4中加热的富液再生出CO2和水的混合气体，所述解吸塔4下端出口排出的吸收剂和水的混合液体回流到换热器3中，经冷却后经混合器6回流到吸收塔1中；所述解吸塔4的压力为100KPa，所述解吸塔4塔顶的温度为100℃、塔釜的温度为120℃，塔板数为17块，进料位置为第8块，回流比为0.12；
S3中所述CO2和水的混合气体中CO2的摩尔浓度为60％；
S4、将S3中得到的CO2和水的混合气体经分离器5分离成CO2和水的混合液相和CO2和水的混合气相，所述CO2和水的混合液相全部回流到所述解吸塔4中，所述CO2和水的混合气相依次经压缩机一7、冷却器8、压缩机二9和冷凝器10后通入膜分离器11中，最终得到高纯度的CO2气体；
所述CO2和水的混合气相通入所述膜分离器11前的温度为40℃，压力为404KPa；所述膜分离器11中的膜对CO2的渗透率为 63.3GPU(1GPU＝10-6cm3(STP)/cm2·s·cmHg)，所述膜的面积控制在15000m2。
经检测：S4中得到高纯度CO2气体的质量纯度为95％，CO2回收率为 90％，能耗为1.8GJ/tCO2。
对比例1
本对比例采用图2中的系统用于分离烟气CO2的方法，包括以下步骤：
将原料烟气依次通入压缩机三12、冷凝器二13、压缩机四14、冷凝器三15、分离器一16、压缩机五17、冷凝器四18后通入第一级膜分离器 19中分离，再依次通入压缩机六20、冷凝器五21和第二级膜分离器22，制得高纯度CO2气体；
所述原料烟气为模拟燃煤电厂烟气，由摩尔分数为13％的CO2、67％的N2、3％的O2和17％的H2O组成；所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa；气体进入第一级膜分离器前的压力为606KPa、温度为35℃，第一级膜分离器中膜的面积为7350m2、CO2的渗透率为63.3GPU (1GPU＝10-6cm3(STP)/cm2·s·cmHg)；气体进入第二级膜分离器前的压力为606KPa、温度为-15℃，第二级膜分离器中膜的面积为4650m2、CO2的渗透率为63.3GPU(1GPU＝10-6cm3(STP)/cm2·s·cmHg)；
经检测：制得的高纯度CO2气体的质量纯度为95％，CO2回收率为 90％，能耗为2.2GJ/tCO2。虽然最终制得的CO2气体的质量纯度、回收率与实施例2相同，但是实施例2的能耗比对比例1的能耗降低18.2％。
对比例2
本对比例采用图3中的系统用于分离烟气CO2的方法，包括以下步骤：
S1、将原料烟气通入吸收塔1中，所述吸收塔1内塔顶喷淋相变溶剂与所述原料烟气进行反应，反应后的烟气从吸收塔1塔顶排出，吸收塔1 塔底排出吸收CO2的溶液；所述吸收塔1中反应的温度为40℃，所述吸收塔1的塔板数为20块，塔压为120Kpa，单板压降为0.8KPa；
所述原料烟气为模拟燃煤电厂烟气，由摩尔分数为13％的CO2、67％的N2、3％的O2和17％的H2O组成；所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa；
所述相变溶剂包括吸收剂和分相剂，所述相变溶剂中吸收剂和分相剂的质量比为1:0.57所述吸收剂为单乙醇胺，所述分相剂为正丙醇；S1中所述反应为质子化反应，反应生成氨基甲酸和质子化的碱；
S2、将S1中排出的吸收CO2的溶液通入分相器2，在所述分相器2 中分成贫液和富液，所述贫液经混合器6回流到所述吸收塔1中，所述富液通入换热器3加热，得到加热的富液，所述换热器3的压力为120KPa，出口温度为120℃；
S2中所述贫液为正丙醇-水的混合物，所述贫液中CO2含量较少，为 0.5mol％；所述富液为氨基甲酸酯-水-单乙醇胺的混合物，所述富液中富集 CO2，CO2富集率为95％；
S3、将S2中得到的加热的富液通入解吸塔4，在所述解吸塔4中富液再生出CO2和水的混合气体，所述解吸塔4下端出口排出的混合液体回流到所述换热器3中，经冷却后经混合器6回流到吸收塔1中；所述解吸塔4的压力为120KPa，所述解吸塔4塔顶的温度为100℃、塔釜的温度为 120℃，塔板数为20块，进料位置为第8块，回流比为0.2；
S4、将S3中得到的CO2和水的混合气体经分离器5中除水，最终得到高纯度的CO2气体；
经检测：制得的CO2气体的质量纯度为95％，CO2回收率为90％，能耗为2.5GJ/tCO2。虽然最终制得的CO2气体的质量纯度、回收率与实施例 2相同，但是实施例2的能耗比对比例2的能耗降低28％。
实施例3
本实施例中采用实施例1中的系统用于相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，包括以下步骤：
S1、将原料烟气通入吸收塔1中，所述吸收塔1内塔顶喷淋相变溶剂与所述原料烟气中的CO2进行反应，反应后的烟气从吸收塔1塔顶排出，所述反应后的烟气包括氮气、氧气、水和微量二氧化碳；吸收塔1塔底排出吸收CO2的溶液；所述吸收塔1中反应的温度为40℃，所述吸收塔1 的塔板数为20块，塔压为120Kpa，单板压降为0.7KPa；
所述原料烟气为模拟燃煤电厂烟气，由摩尔分数为13％的CO2、67％的N2、3％的O2和17％的H2O组成；所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa；
所述相变溶剂包括吸收剂和分相剂，所述相变溶剂中吸收剂和分相剂的质量比为1:0.57所述吸收剂为单乙醇胺，所述分相剂为正丙醇；S1中所述反应为质子化反应，反应生成氨基甲酸和质子化的碱；
S2、将S1中排出的吸收CO2的溶液通入分相器2，在所述分相器2 中分成贫液和富液，所述贫液经混合器6回流到所述吸收塔1中，所述富液通入换热器3加热，得到加热的富液，所述换热器3的压力为120KPa，出口温度为120℃；
所述贫液为正丙醇-水的混合物，所述贫液中CO2含量较少，为 0.5mol％；所述富液为氨基甲酸酯-水-单乙醇胺的混合物，所述富液中富集 CO2，CO2富集率为95％；
S3、将S2中得到的加热的富液通入解吸塔4，在所述解吸塔4中加热的富液再生出CO2和水的混合气体，所述解吸塔4下端出口排出的吸收剂和水的混合液体回流到换热器3中，经冷却后经混合器6回流到吸收塔 1中；所述解吸塔4的压力为110KPa，所述解吸塔4塔顶的温度为100℃、塔釜的温度为120℃，塔板数为18块，进料位置为第8块，回流比为0.17；
S3中所述CO2和水的混合气体中CO2的摩尔浓度为70％；
S4、将S3中得到的CO2和水的混合气体经分离器5分离成CO2和水的混合液相和CO2和水的混合气相，所述CO2和水的混合液相全部回流到所述解吸塔4中，所述CO2和水的混合气相依次经压缩机一7、冷却器8、压缩机二9和冷凝器10后通入膜分离器11中，最终得到高纯度的CO2气体；
所述CO2和水的混合气相通入所述膜分离器11前的温度为40℃，压力为404KPa；所述膜分离器11中的膜对CO2的渗透率为 63.3GPU(1GPU＝10-6cm3(STP)/cm2·s·cmHg)，所述膜的面积控制在10000m2。
经检测：S4中得到高纯度CO2气体的质量纯度为95％，CO2气体的回收率在90％，能耗为1.9GJ/tCO2。
实施例4
本实施例中采用实施例1中的系统用于相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，包括以下步骤：
S1、将原料烟气通入吸收塔1中，所述吸收塔1内塔顶喷淋相变溶剂与所述原料烟气中的CO2进行反应，反应后的烟气从吸收塔1塔顶排出，反应后的烟气包括氮气、氧气、水和微量二氧化碳；吸收塔1塔底排出吸收CO2的溶液；所述吸收塔1中反应的温度为40℃，所述吸收塔1的塔板数为20块，塔压为120Kpa，单板压降为0.7KPa；
所述原料烟气为模拟燃煤电厂烟气，由摩尔分数为13％的CO2、67％的N2、3％的O2和17％的H2O组成；所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa；
所述相变溶剂包括吸收剂和分相剂，所述相变溶剂中吸收剂和分相剂的质量比为1:0.57所述吸收剂为单乙醇胺，所述分相剂为正丙醇；S1中所述反应为质子化反应，反应生成氨基甲酸和质子化的碱；
S2、将S1中排出的吸收CO2的溶液通入分相器2，在所述分相器2 中分成贫液和富液，所述贫液经混合器6回流到所述吸收塔1中，所述富液通入换热器3加热，得到加热的富液，所述换热器3的压力为120KPa，出口温度为120℃；
所述贫液为正丙醇-水的混合物，所述贫液中CO2含量较少，为 0.5mol％；所述富液为氨基甲酸酯-水-单乙醇胺的混合物，所述富液中富集 CO2，CO2富集率为95％；
S3、将S2中得到的加热的富液通入解吸塔4，在所述解吸塔4中加热的富液再生出CO2和水的混合气体，解吸塔4下端出口排出的吸收剂和水的混合液体回流到换热器3中，经冷却后经混合器6回流到吸收塔1中；所述解吸塔4的压力为110KPa，所述解吸塔4塔顶的温度为100℃、塔釜的温度为120℃，塔板数为20块，进料位置为第8块，单板压降为0.8Kpa，回流比为0.2；
S3中所述CO2和水的混合气体中CO2的摩尔浓度为80％；
S4、将S3中得到的CO2和水的混合气体经分离器5分离成CO2和水的混合液相和CO2和水的混合气相，所述CO2和水的混合液相全部回流到所述解吸塔4中，所述CO2和水的混合气相依次经压缩机一7、冷却器8、压缩机二9和冷凝器10后通入膜分离器11中，最终得到高纯度的CO2气体；
所述CO2和水的混合气相通入所述膜分离器11前的温度为40℃，压力为404KPa；所述膜分离器11中的膜对CO2的渗透率为 63.3GPU(1GPU＝10-6cm3(STP)/cm2·s·cmHg)，所述膜的面积控制在8000m2。
经检测：S4中得到高纯度CO2气体的质量纯度为95％，CO2气体的回收率在90％，能耗为2.0GJ/tCO2。
以上所述，仅是本发明的较佳实施例，并非对本发明作任何限制。凡是根据发明技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、变更以及等效变化，均仍属于本发明技术方案的保护范围内。
Claims (9)
1.一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统，其特征在于，包括吸收塔(1)，所述吸收塔(1)下端出口连接有分相器(2)，所述分相器(2)上端出口连接有混合器(6)，所述分相器(2)下端出口连接有换热器(3)，所述换热器(3)的一个出口与解吸塔(4)连接，所述换热器(3)的另一个出口与所述混合器(6)连接，所述解吸塔(4)上端出口连接有分离器(5)，所述分离器(5)上端出口连接有压缩机一(7)，所述压缩机一(7)与膜分离器(11)连接；所述混合器(6)出口与所述吸收塔(1)上端连接。
2.根据权利要求1所述的一种相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统，其特征在于，所述解吸塔(4)下端出口与换热器(3)连接，所述分离器(5)下端出口与所述解吸塔(4)连接；所述压缩机一(7)与所述膜分离器(11)之间依次设置有冷却器(8)、压缩机二(9)和冷凝器一(10)。
3.一种用权利要求1-2任一权利要求所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的系统进行相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1、将原料烟气通入吸收塔(1)中，所述吸收塔(1)内塔顶喷淋相变溶剂与所述原料烟气中的CO2进行反应，反应后的烟气从吸收塔(1)塔顶排出；吸收塔(1)塔底排出吸收CO2的溶液；
S2、将S1中排出的吸收CO2的溶液通入分相器(2)，在所述分相器(2)中分成贫液和富液，所述贫液全部回流到所述吸收塔(1)中，所述富液通入换热器(3)加热，得到加热的富液；
S3、将S2中得到的加热的富液全部通入解吸塔(4)，在所述解吸塔(4)中加热的富液再生出CO2和水的混合气体，所述解吸塔(4)下端出口排出的混合液体回流到所述换热器(3)中，经冷却后回流到吸收塔(1)中；
S4、将S3中得到的CO2和水的混合气体经分离器(5)分离成CO2和水的混合液相和CO2和水的混合气相，所述CO2和水的混合液相全部回流到所述解吸塔(4)中，所述CO2和水的混合气相经多级冷凝压缩后通入膜分离器(11)中，最终得到高纯度的CO2气体。
4.根据权利要求3所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，S1中所述原料烟气的进料温度为57℃，压力为101.325KPa，所述原料烟气为燃煤电厂烟气；所述吸收塔(1)中反应的温度为40℃，所述吸收塔(1)的塔板数为20块，塔压为120KPa。
5.根据权利要求3所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，S1中所述相变溶剂包括吸收剂和分相剂，所述相变溶剂中吸收剂和分相剂的质量比为1:0.57，所述吸收剂为单乙醇胺，所述分相剂为正丙醇。
6.根据权利要求5所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，S2中所述贫液为正丙醇-水的混合物，所述贫液中CO2含量为0.5mol％；所述富液为氨基甲酸酯-水-单乙醇胺的混合物，所述富液中富集CO2，CO2富集率为95％；S3中所述混合液体包括吸收剂和水。
7.根据权利要求3所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，S3中所述解吸塔(4)的塔板数为17-20块，进料位置为第8块，回流比为0.12-0.2，塔压为100KPa-120KPa，塔顶温度为100℃，塔釜温度为120℃。
8.根据权利要求3所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，S3中所述CO2和水的混合气体中CO2的摩尔浓度为60％-80％。
9.根据权利要求3所述的相变溶剂耦合膜分离烟气CO2的方法，其特征在于，S4中所述CO2和水的混合气相通入所述膜分离器(11)前的温度为40℃、压力为404KPa，所述膜分离器(11)中的膜对CO2的渗透率为63.3GPU，所述膜的面积控制在8000m2-15000m2。
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