CN107278167A - 一种以减少的汽提蒸汽供给从吸收剂中回收二氧化碳的方法 - Google Patents

Abstract

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，其中用于在汽提塔中分离吸收剂和二氧化碳的能量，通过以能量有效的方式使用两个具有不同操作压力的汽提器塔和来自于汽提器废气的再循环传热流体来减少。

Description

一种以减少的汽提蒸汽供给从吸收剂中回收二氧化碳的方法

本发明涉及一种从富含气态酸气的吸收剂中回收酸气，优选二氧化碳的方法，其中通过使用至少两个以不同压力操作的汽提器塔和进一步通过重新使用汽提介质，减少了在汽提方法中用于分离吸收剂和酸气的能量。

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/除去通过将进料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贫溶剂接触。二氧化碳至少部分地被贫溶剂吸收，并且二氧化碳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最经常通过汽提处理来从吸收剂中释放二氧化碳，并且二氧化碳可以回收或进一步纯化，和将吸收剂重新用于从进入的气体中除去另外的二氧化碳。

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。

WO2004/005818描述了一种再生吸收剂的方法，其中贫和半贫吸收剂通过使有荷载的吸收剂经过提供贫吸收剂的第一再生器和提供半贫吸收剂的第二再生器来产生，其中到至少第一再生器的低压蒸汽通过在相同或另一方法中产生的蒸汽来提供。

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，并且中间添加冷却水，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。

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。

但是，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。

因此，本发明的一个目标是进一步减少酸气回收方法的总能耗，以及减少另外的资源例如水的消耗，并且另一目标是提供一种方法，其在用于汽提方法的能耗方面具有灵活性。

发明内容

上述目标通过本发明的方法来实现，其用于从液体富含酸气的吸收剂(L1)中回收酸气，其包括步骤：

a.提供液体富含酸气的吸收剂(L1)，其中具有吸收的酸气，

b.将液体富含酸气的吸收剂(L1)分离成第一液体富含酸气的部分(L1_1)和第二液体富含酸气的部分(L1_2)；

c.在具有第一压力p1的第一汽提塔(A2_1)中，从富含酸气的吸收剂料流第一部分(L1_1)中分离酸气，以提供第一含酸气气流(G1_1)和第一液体贫含酸气的吸收剂料流(L2_2)；

d.在具有第二压力p2的第二汽提塔(A2)中，使用气态汽提介质(G2)从富含酸气的吸收剂料流的第二部分(L1_2)中分离酸气，以提供第二含酸气气流(G1_2)和第二液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)，

e.将第一含酸气气流(G1_1)和第二含酸气气流(G1_2)混合，以提供含酸气气流(G1)；

f.从含酸气气流(G1)传热到传热流体(L4)的料流，以提供冷却的含酸气料流(G3)和加热的料流(L4’)；

g.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)，

h.将回收的汽提介质(G4)直接或间接地提供到具有第一压力p1的第一汽提塔(A2_1)；

其中第一压力p1低于第二压力p2。

使用该方法，汽提蒸汽在与传热介质交换的回路中循环，该传热介质又在第二回路中循环。由此供给从合并的汽提器废气中回收的汽提蒸汽，以覆盖汽提方法的至少部分，即在第一汽提塔中，由此减少外部供给的热。因此，获得总能量减少，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。第一汽提器中的酸气仅使用回收的汽提介质来从吸收剂中有效汽提，因此用于在第二汽提器中再沸足够的汽提介质所需的热将明显减少。

与汽提蒸汽通过传统再沸使用外部产生的热来提供的现有技术的方法相比，提供两个以不同压力操作的汽提器，和再循环部分地回收自含酸气气流的汽提蒸汽，必然节约明显量的外部能量。

同样，因为第一汽提塔中的第一压力p1低于第二汽提塔中的压力p2，所以可以降低汽提介质的加压程度。因此，可以减少所述方法的总能耗。

本发明方法的另一优点是它允许在将进料流的部分(液体富含酸气的吸收剂)导向一个或另一个汽提器和调节各汽提器的压力中具有灵活性。取决于对于蒸汽的需求是否超过电，反之亦然，这在蒸汽可以用于发电的情况中是有用的。

本发明另一优点是该方法提供了优化的贫吸收剂回收。

在一个具体的实施方案中，富含酸气的吸收剂料流的第一部分(L1_1)和富含酸气的吸收剂料流的第二部分(L1_2)的流量比是1:1-1:4，优选1:2-1:3，基于体积。

在这种设置中，将进料流(载有酸气的吸收剂)分开，来使得具有较低压力的第一汽提塔中的汽提仅使用回收的汽提介质来汽提。因此，产生了大部分的汽提蒸汽，而无需为汽提器再沸器提供外部功率。因此，除了操作成本降低之外，汽提器再沸器(即对应于连接到第二汽提塔A2的第三热交换器(A6))可以从第一汽提塔A2_1省掉。最优选的是富含酸气的吸收剂料流的第一部分构成进料流的30％(Vol/Vol)，即1:2-1:3。

在另一具体实施方案中，第一压力p1是0.6-1.5绝对巴，优选0.8-1.2绝对巴，例如0.9、1.0或1.1绝对巴。

在又一实施方案中，第二压力p2是0.9-2.5绝对巴，优选1.2-2.0绝对巴，更优选1.6-2.0绝对巴，例如1.7、1.8或1.9绝对巴。

在其他实施方案中，当第一压力是0.6-1.5绝对巴，第二压力是0.9-2.5绝对巴，优选第一压力是0.9绝对巴和第二压力是1.8绝对巴。

在本发明的一个优选的实施方案中，将液体载热体(L5)用作传热流体(L4)的至少一部分，由此通过在吸收剂是含水的时提供例如水/蒸汽的回路，来促进作为传热流体的液体的进一步回收。因此，用于提供来自于汽提器废气的汽提蒸汽的传热流体大部分来自于内部开放循环。可以预期传热流体的其余部分可以由该方法的其他部分供给或者外部供给。

吸收剂在一个优选的实施方案中是含水的，例如烷醇胺的水溶液。

优选当吸收剂是含水的时，它可以是空间受阻胺例如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。

当含水时，传热流体、回收的汽提介质等将主要由水/蒸汽组成。使用本发明的方法，已经证实可以减少用于酸气回收的该开回路中所需的能量的量，并且节约水，因为补充水的需要是最小的。

因此，来自于进料流的酸气例如二氧化碳和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。

再循环该方法本身的蒸气节约了能量，因为较少的贫吸收剂需要以传统方式使用外部能量产生的蒸汽再沸以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蒸气/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适宜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回收的，并且返回到第二汽提塔(A2)。

用于加热来自于第二汽提塔(A2)的液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)以提供气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂料流(L2’)的能量通过传统加热来提供。但是，根据本发明，需要较少的加热能量来再沸液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)，因为进料流的仅一部分被提供到第二汽提塔(A2)。

在一个实施方案中，压缩回收的汽提介质(G4)以提供要直接提供到第一汽提塔(A2_1)的压缩的回收汽提介质(G4’)。这确保了压缩的回收的汽提介质(G4’)平稳循环进入第一汽提塔，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。

本发明的方法由此促进了使用可选的热能源以提供汽提介质的一部分。热能源通过回收的汽提介质(G4)来提供，所述回收的汽提介质(G4)来源于组合的汽提程序，并且与来自于同样来源于汽提程序的含酸气气流(G1和G1_1)的热能的回收一起回收。因此，本发明的方法促进了从液体含酸气的吸收剂中回收酸气的能量有效的方式。

根据本发明，通过热交换器来促进热从含酸气气流(G1)传递到传热流体(L4)的料流。在一个实施方案中，步骤c.中的传热通过将传热流体(L4)与含酸气气流直接接触来提供，即例如当观察图1时，将G1(包含G1_1和G1_2)冷却以提供冷却的含酸料流G3和加热的料流(L4’)。

两个料流的直接接触增加了含酸气气流(G1)中所含热量的利用，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的冷却的优选单元。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尺寸和/或各流体的流量比来获得。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/或给定高度和温度时的流量。

还可以使用间接热交换，并且本发明的优点将同样适用。但是，优选直接热交换。

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(L4)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的流(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器来回收，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。因此，离开汽提器的含酸气气流(G1)中存在的水大部分返回第一汽提器，因此减少了酸气回收方法中的整体水消耗，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)中的溶解的酸气容易在汽提程序中回收的，因为任选压缩的、回收的汽提介质(G4’)被用于第一汽提塔(A2_1)中，在这里可以回收酸气。

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，因此冷却的含酸气料流(G3)的压力将较高，并且最终产物酸气产物料流(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，将含二氧化碳料流(G1)压缩成压缩的含二氧化碳料流(G1’)。在使用直接热交换的另一实施方案中，步骤d.的分离通过意步骤来提供：

i)减压加热的料流(L4’)以提供减压的料流(L4”)

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)和液体料流(L4”’)

iii)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””)，

iv)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)；

v)再次压缩第二气体(a)以提供再次压缩的第二气体(b)；和

vi)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)的一部分离开闪蒸塔。

通过本发明方法提供的步骤，提供了一种以最小能量输入来提供汽提介质的手段。此外，通过在与待处理的流体直接接触的闭路系统中循环水，使得再沸贫含二氧化碳的吸收剂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1-2和i)-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i)-vi)的更多重复将进一步增加蒸气的量。

还可以预期步骤c.中的传热可以通过间接热交换来提供，其中在传热步骤c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。由此，在使用间接热交换的具体实施方案中，步骤d.的分离通过d.-步骤来提供：

a.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”’)；

b.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””)，

c.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.再次压缩第二气体(a)以提供再次压缩的第二气体(b)；和

e.将再次压缩的第二气体(b)供给到第一闪蒸塔(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。

在一个具体的实施方案中，重复全部子步骤d.a.到d.e.，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.a.到d.e.的更多重复将进一步增加蒸气的量。

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，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流体提供增加的蒸气压，因此使G4的质量流量增加。在一个实施方案中，热可以取自汽提步骤之前的吸收塔。

在又一实施方案中，将液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)加热以提供气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2')，将所述气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2')分离以提供气态汽提介质(G2)和回收的液体吸收剂料流(L3)。回收的液体吸收剂料流(L3)然后在另一实施方案中与第二液体贫含酸气的吸收剂料流(L2_2)一起冷却和再循环到吸收塔(A17)。

以此方式，尽可能多的吸收剂被重新用于该吸收方法。优选对料流的冷却是分别的，因为流体的温度不同。这将节约操作成本。

在又一实施方案中，将回收的液体吸收剂料流(L3)进料到吸收塔(A17)的上部，和将第二液体贫含酸气的吸收剂料流(L2_2)进料到吸收塔(A17)的中部。该实施方案提供了更有效的吸收，因为将再循环的吸收剂在吸收剂中酸气的浓度与吸收器内吸收剂中的浓度匹配的位置进料到吸收器。来自于第二汽提塔(A2)的再循环的吸收剂是更清洁的回收的吸收剂，将它在吸收器的顶部进料，而来自于第一汽提塔(A2_1)的回收的吸收剂通过使用回收的汽提介质来提供，因此含有少量酸气，将它供给到吸收塔中吸收剂已经部分地载有酸气的部分。

在一个目前优选的实施方案中，酸气是二氧化碳。

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显示了用于本发明的酸气回收的方法和设备；

图2显示了该方法和设备的一个区段，其具有到吸收塔的再循环。

流体和流入物/流出物

在整个说明书和权利要求书中，流体和流入物/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；第一液体富含酸气/二氧化碳的部分L1_1；第二液体富含酸气/二氧化碳的部分L1_2；液体贫含酸气/二氧化碳的吸收剂料流L2；第二液体贫含酸气/二氧化碳的吸收剂L2_2；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；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””；升温的传热流体或冷凝的汽提介质L5；第二液体料流L6；进料气体G0；贫含酸气/二氧化碳的气体G0_1；含酸气/二氧化碳气流G1；第一部分含酸气/二氧化碳气流G1_1；压缩的第一部分含酸气/二氧化碳气流G1_1’；第二部分含酸气/二氧化碳气流G1_2；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、A1_1、A1_2和A1_3；第一汽提塔A2_1；第二汽提塔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；第二混合单元A16；吸收塔A17；分开单元A18。

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的应用于设备，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，可以提及管道(例如当构成混合单元时的T形管)，泵，阀(例如当构成分开单元时的换向阀)，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。

在下面的详细说明中，将参考作为酸气的例子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。

因此，现在将参考作为酸气的二氧化碳和含水的吸收剂来进一步详细描述该方法，但是步骤和特征将同等地应用于可用于本发明方法的任何其他酸气和吸收剂。

现在参见图1，更详细地例示了本发明的方法。该示意图应当解释为是吸收来自气体源的酸气之后的下游区域。在所示实施方案中，将富含二氧化碳的吸收剂L0在第一热交换器A1中加热，以提供液体富含二氧化碳的含水吸收剂料流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，例如空间受阻胺，例如AMP，烷醇胺溶液，更优选具有1-3个烷醇基团的烷醇胺，更优选的烷醇基团具有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。

已知二氧化碳通过加热，通过该实施方案中所示的第一热交换器A1来实现，优选加热到90℃和更高，优选高于100℃，例如102℃-112℃和典型地104℃-106℃的温度，来与烷醇胺吸收剂分离。液体富含二氧化碳的吸收剂L1的压力可以增加(图中未示出)到高于大气压，例如1-4绝对巴，优选1-2绝对巴，或者到高于离开吸收塔的料流的压力的压力。汽提方法本身可以典型地在环境压力或稍高的压力操作。在较高的温度范围，该压力将典型地高于大气压。

液体富含二氧化碳的吸收剂在分开单元A18中分成两部分，以提供第一液体富含二氧化碳的部分L1_1和第二液体富含二氧化碳的部分L1_2。

第一液体富含二氧化碳的部分L1_1在第一汽提塔A2_1中使用压缩的回收的汽提介质G4’来汽提，所述汽提介质基本上包含蒸汽，即水蒸气。有利地，根据本发明，压缩的回收的汽提介质是来自于汽提程序本身的再循环的水(见下面)。

压缩的回收的汽提介质是料流G4’，其基本上不含吸收剂和包含水蒸气，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％。在一个优选的实施方案中，压缩的回收的汽提介质G4’的压力高于第一汽提塔A2_1中的压力。在一个实施方案中，压缩的回收的汽提介质G4’的温度高于加热的第一液体富含二氧化碳的吸收剂部分L1_1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。

在第一汽提塔A2_1中，二氧化碳从吸收剂中汽提以提供含二氧化碳气流的第一部分G1_1和第二液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2_2。

含二氧化碳气流的第一部分G1_1在高于水的蒸发条件的温度和压力条件提供。因此，含二氧化碳气流的第一部分G1_1是二氧化碳和水蒸气的混合物。

第二液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2_2典型地离开第一汽提塔A2_1的下部。但是，可以预期该料流可以从任何合适的位置抽出。

类似地，第二液体富含二氧化碳的部分L1_2在第二汽提塔A2中使用汽提介质G2汽提。因此，在第二汽提塔A2中，二氧化碳从吸收剂中汽提，以提供含二氧化碳气流的第二部分G1_2和第二液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2。第二汽提塔A2的操作压力高于第一汽提塔A2_1。

第二液体贫含二氧化碳的吸收剂料流L2典型地离开第二汽提单元A2的下部。但是，可以预期该料流可以从任何合适的位置抽出。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中间接热交换来加热，以提供气体/液体加热的二氧化碳贫吸收剂料流L2’，其是气体/液体混合物。再沸通常使用产生蒸汽的封闭回路来获得，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中分离，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进料到第二汽提塔A2，和回收的液体吸收剂料流L3返回到吸收塔A17，此前与温和的液体富含二氧化碳的吸收剂L0，和第二液体富含二氧化碳的部分L1_2分别热交换，即如多个第一热交换器A1、A1_1、A1_2所示。还可以预期仅使用一个热交换器，并且热交换用这些料流之一来进行。在所示的实施方案中，第二个第一热交换器A1_2可以通过水提供冷却。

在本发明的上下文中，术语“贫”或“耗尽”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和L2_2包含小于10mol％的二氧化碳，典型地小于5mol％的二氧化碳。有利地，回收的液体吸收剂L3典型地含有小于3mol％的二氧化碳。典型地，L1与L2_2和L3中的二氧化碳之比(L1:L2_2和L1:L3)分别是2:1和3:1。

第一和第二部分含二氧化碳气流G1_1和G1_2在第二混合单元A16中混合，以提供含二氧化碳气流G1。还可以预期这些料流在热回收单元中混合，即混合单元A16可以省掉。在所示实施方案中，第一部分含二氧化碳气体G1_1在第三增压单元A15中压缩，以提供压缩的第一部分含二氧化碳气体G1_1’，其处于能够与第二部分含二氧化碳气流G1_2混合的压力。在这个阶段的混合之前的压缩是有效的，因为要压缩的体积低于使用第二增压单元A12压缩到甚至更高的压力时。

还可以预期在热回收单元A3中的传热步骤之前，可以压缩含二氧化碳气流G1(未示出)。

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，即传热流体L4和含二氧化碳料流G3的温度接近。另外，由含二氧化碳气流G1冷凝的水和用作补充水的水二者将混合，可以用于到第一汽提塔A2_1的再循环中。

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℃-95℃。

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第一汽提塔中的汽提步骤。在具体实施方案中，这还提供了传热流体。传热流体L4可以是外部供给的，来源于本发明方法之前的吸收程序，或者全部上述的组合。

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，当温度和压力分别是约45℃和约1.3绝对巴时，二氧化碳产物料流G5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、吸附或其组合。

在所示的实施方案中，热回收单元A3是直接接触冷却器，其是优选的热回收单元。通过冷却步骤提供的加热的料流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。

一种传热回路被包括以提供液体载热体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。该压力类似地优选基本上减半例如到0.4绝对巴(当第一压力降低到0.7绝对巴时)。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，其基本上由水组成，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第二汽提塔A2中的汽提系统的压力，其典型地是约0.9-2.5绝对巴，优选1.8绝对巴。

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。

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。例如，热可以取自第二液体贫含酸气/二氧化碳的吸收剂L2_2和回收的液体吸收剂料流L3，其通过热交换器A1_n(即A1_3和/或A1_2)来促进。在另一变体中，热可以取自吸收塔A17，其中吸收的热可以传递到上述任何料流。这样做的另一优点是吸收器中的温度不过高。通过这些设置，可以进一步减少冷却水的使用。

通过闪蒸分离提供的回收的汽提介质G4然后在第二增压单元A12中再次压缩，产生压缩的回收的汽提介质G4’。第二增压单元可以真空操作，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。热来源于再压缩。压缩的回收的汽提介质G4’随后作为汽提介质进料到第一汽提塔A2_1。

在图2中所示的实施方案中，料流和元件(也示于图1中)相同。因此，对于相同料流和部件，可以结合图1来找到详细说明。

在所示的实施方案中，回收的汽提介质G4可以通过图1中所示的步骤来提供，或者它可以从闪蒸分离单元A9直接供给，具有(未示出)或不具有在先的压缩。

第二液体贫含二氧化碳的部分L2_2和回收的液体吸收剂料流L3作为吸收剂的一部分或大部分(其吸收了来自于进料气体G0的酸气)再循环到吸收器A17。将回收的液体吸收剂L3(其是更洁净的部分)冷却和进料到吸收塔A17的上部。将第二液体贫含二氧化碳的部分L2_2进料到吸收塔的中部。第二液体贫含二氧化碳的部分L2_2可以包含稍高量的酸气/二氧化碳，因为它已经使用再循环的汽提介质进行了汽提。在该塔的不同部分进料提供了从进料气体中非常有效地吸收酸气。吸收步骤本身提供了温和的液体富含二氧化碳的吸收剂L0，其与回收的吸收剂料流L3交换来加热，以提供液体富含二氧化碳的吸收剂L1，其如上所述来处理，并且将经处置的贫含二氧化碳的气体G0_1再循环到初始源或再次吸收。

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。

此外，该方法所需的外部热能可以用电能来代替，这在某些情况中，如果例如当通过可选的能量源例如风能来产生时会是有利的。

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。

Claims (16)

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(L1)，其中具有吸收的酸气，

b.将该液体富含酸气的吸收剂(L1)分离成第一液体富含酸气的部分(L1_1)和第二液体富含酸气的部分(L1_2)；

c.在具有第一压力p1的第一汽提塔(A2_1)中，从该富含酸气的吸收剂料流的第一部分(L1_1)中分离酸气，以提供第一含酸气气流(G1_1)和第一液体贫含酸气的吸收剂料流(L2_2)；

d.在具有第二压力p2的第二汽提塔(A2)中，使用气态汽提介质(G2)从该富含酸气的吸收剂料流的第二部分(L1_2)中分离酸气，以提供第二含酸气气流(G1_2)和第二液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)，

e.将压缩的第一含酸气气流(G1_1)和第二含酸气气流(G1_2)混合，以提供含酸气气流(G1)；

f.从该含酸气气流(G1)传热到传热流体(L4)的料流，以提供冷却的含酸气料流(G3)和加热的料流(L4’)；

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

h.将该回收的汽提介质(G4)直接或间接地提供到具有该第一压力p1的该第一汽提塔(A2_1)；

其中该第一压力p1低于该第二压力p2。

2.根据权利要求1所述的方法，其中该富含酸气的吸收剂料流的第一部分(L1_1)与该富含酸气的吸收剂料流的第二部分(L1_2)之间的流量比是1:1-1:4，优选1:2-1:3。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中该第一压力是0.6-1.5绝对巴和第二压力是0.9-2.5绝对巴，优选该第一压力是0.9绝对巴和第二压力是1.8绝对巴。

4.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中将该液体载热体(L5)用作该传热流体(L4)的至少一部分。

5.根据前述权利要求中任一项所述的方法，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’)，将该压缩的回收的汽提介质(G4’)直接地提供到该第一汽提塔(A2_1)。

7.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中步骤f.中的传热通过将传热流体(L4)与含二氧化碳气流(G1)直接接触以获得该加热的料流(L4’)来提供。

8.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中将该第一含酸气气流(G1_1)压缩以提供压缩的第一含酸气气流(G1_1’)。

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

i)减压该加热的料流(L4’)以提供减压的料流(L4”)

ii)通过在第一闪蒸塔(A9)中闪蒸来分离该减压的料流(L4”)，以提供该回收的汽提介质(G4)和液体料流(L4”’)

iii)进一步减压该液体料流(L4”’)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””)，

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)和该液体载热体(L5)；

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

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塔。

10.根据权利要求9所述的方法，其中重复全部顺序步骤i)-vi)，优选2、3或4次。

11.根据权利要求10所述的方法，其中该重复是依次的和/或并行的。

12.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中将该液体贫含酸气的吸收剂料流(L2)加热以提供气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2’)，将该气体/液体加热的贫含酸气的吸收剂(L2’)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)。

13.根据权利要求12所述的方法，其中将该回收的液体吸收剂料流(L3)和该第二液体贫含酸气的吸收剂料流(L2_2)冷却和再循环到吸收塔(A17)。

14.根据权利要求13所述的方法，其中将该回收的液体吸收剂料流(L3)进料到该吸收塔(A17)的上部，和将该第二液体贫含酸气的吸收剂料流(L2_2)进料到该吸收塔(A17)的中部。

15.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：

-任选地加热该冷却的含酸气料流(G3)；

-将步骤f中获得的该含酸气料流(G3)分离成酸气产物料流(G5)和第二液体料流(L6)，任选地预先加热该含酸气料流(G3)，和

-任选地将该第二液体料流(L6)再循环到该汽提塔(A2)。

16.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中该酸气是二氧化碳。