一种用于回收CO₂吸收剂的方法及回收装置的制作方法

专利名称：一种用于回收CO₂吸收剂的方法及回收装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及(X)2俘获领域。更具体地，本发明涉及从胺吸收剂中除去热稳态盐和其它降解产物的领域。更具体地，本发明涉及一种从胺吸收剂中除去热稳态盐和其它降解产物的方法以及一种用于实施该方法的装置。
背景技术：
本发明涉及一种用于CO2俘获的现有公知方法的辅助方法(sub-method)， 例如，作为现有技术部分在申请人所有的专利申请W02008/06379A(AKER CLEAN CARB0NAS) 29. 05. 2008 中描述的装置。在吸收(X)2过程中使用和/或推荐不同的吸收剂。通常根据能源成本、建造成本， 以及排放极限来选择所述吸收剂。所述吸收剂通常是一种或多种吸收(X)2的化学药品的水溶液。目前用于CO2吸收剂的典型的吸收CO2的化学药品含有胺和碳酸盐(或酯)。典型的胺是MEA、DEA、AMP、MDEA, MMEA, AEP和哌嗪。许多这些吸收剂在吸收过程中慢慢降解。胺溶液通过与氧气、二氧化碳、硫磺化合物、一氧化二氮和废气中的其它杂质反应而降解。所述反应产物含有热稳态盐和其它降解产物。所述胺的降解导致活性胺浓度的降低，因此，降低了该方法的效率。可能需要连续不断地补充胺来代替所降解的胺。除了所述吸收(X)2的化学药品外，所述吸收剂可以含有不同的其它化合物。所添加的化合物可以含有消泡剂、缓蚀剂等。应该限定所述胺溶液中降解产物的浓度。降解产物常常具有腐蚀性并降低系统的效率。通常将降解产物的最大浓度设定在2%和10%之间。将可以循环到所述吸附/脱附循环中的吸收剂与杂质、降解溶剂和热稳态盐分离的过程通常被称作所述吸收剂的回收。有几种方法从胺系统中除去降解产物。侧线馏分通常从所述胺系统中提取并传送到净化系统。所述净化系统除去一些所述降解产物，并且净化胺返回到所述胺系统中。这些系统能够连续地，半连续地或分批量地运转。用于净化的典型的方法和工艺包括热回收、 吸附、离子交换、膜和电渗析。在热回收系统中，将离开再生器的一部分(通常为0.5至5%)贫且热的吸收剂排出，并且在回收装置中进一步加热。优选将碱注入到所述回收装置中。加入所述碱以从所述热稳态盐中释放和回收分子胺。在回收装置中对所述吸收剂进行进一步加热，使所述胺和蒸汽一起蒸发。在所述俘获装置的吸附脱附循环中提取所述蒸发的胺和蒸汽，并将它们引入到所述汽提塔(stripper)或再生塔中。所述回收装置常常是釜式装置并且通常用蒸汽加热。一般地，所述回收装置与所述汽提塔在相同的压力下操作，以便使在所述回收装置中生成的蒸汽能够直接供给到所述汽提塔中。所述回收装置需要相当大的热量，然而，由于所述蒸汽被返回到所述汽提塔中， 该热量没有从所述系统中损失。高沸点的化合物和盐在所述回收装置中逐渐积累。随着这些化合物浓度的增加，所述混合物的沸点提高，因此，所述回收装置的操作温度增加。将所述回收装置中的流体移入排水管中，并送去处理。EP 1967250A (MITSUBISHI HEAVY INDUSTRIES，LTD) 17. 01. 2008 涉及一种 CO2 回收系统以及一种用于除去所述系统中使用的固体颗粒的方法。用于除去固体颗粒的方法包括用于从循环的贫溶剂中除去固体颗粒的过滤装置。来自所述过滤器的微粒(retentat)用回洗水回洗从所述过滤器中除去。然后，将含有从过滤器中去除的颗粒的所述回洗水引入到蒸发器中，在所述蒸发器中，将所述回洗水中分散的颗粒加热，使任何的作为解吸气引入到所述再生塔中的游离胺和蒸汽蒸发，并将所述蒸发器中残留的更多的浓缩的悬浮液提取并引入到回收装置中；在所述回收装置中，通过加热和生成被提取并作为解析气引入再生器中的蒸汽进一步浓缩所述颗粒。将所述进一步浓缩的悬浮液从所述回收装置中除去以进行沉淀。EP1967250中没有表明在所述回收装置中闪蒸贫吸收剂或降低压力来提高回收。 没有探讨需要降低回收装置中的压力和温度这个问题。在所述汽提塔操作压力下的热回收对于具有高沸点温度的胺是没有选择的。在所述回收装置中，回收这些胺所需要的温度将导致降解率非常高。在高温状态下操作所述回收装置将导致传热面积增大、所述回收装置中的胺降解提高和可能产生返回到所述汽提塔中的气体分解产物。因此，在低温下操作所述回收装置是有益的。降低所述回收装置的操作温度的最普通的方法是降低所述回收装置的操作压力。这也常常被称为真空回收。在低温下回收的另一个优点是能够使用温度更低的热介质。低温热介质通常比高温热介质的成本更低。US 5389208A(CANADIAN CHEMICAL RECLAIMING，LTD) 14. 02. 1995 描述了一种用于回收和/或浓缩化学药品(例如，用于除去天然气中酸性成分的链烷醇胺)的水溶液的方法。使用温度和真空的结合来使水和/或链烷醇胺蒸发，用于循环到吸附过程中。低压或真空回收需要引入压缩机系统或真空泵系统。真空泵系统需要冷凝大部分的蒸汽，因而，不是高能效的。使用压缩机会大量地降低能源消耗，然而，专用压缩机的资金成本通常不包括这项。因此，需要一种用于真空或低压下回收的方法及设备，所述用于真空或低压下回收的方法及设备与使用真空泵相比所需要的能量减少，但是，该解决方案的资金成本比安装专用压缩机低。

发明内容
根据第一个方面，本发明涉及一种从离开再生塔的贫CO2含水吸收剂(lean aqueous CO2 absorbent)中回收一种或多种吸收CO2 的化学药品(O)2absorbing chemical) 的方法，在再生塔中，CO2从(X)2吸收剂中释放或脱附，并且释放的(X)2从所述再生塔的顶部提取用于进一步处理，贫或耗尽(X)2的吸收剂从所述再生塔的底部收集并提取；将从所述再生塔的底部离开所述再生塔的贫吸收剂中的至少一部分引入到再沸器中进行加热，以生成作为解吸气引入到所述再生塔中的蒸汽和汽化的吸收剂(vaporized absorbent)；其中， 贫吸收剂被提取并闪蒸生成蒸汽和液相，所述蒸汽被压缩并作为解吸气返回到所述再生塔中，所述液相返回到吸收塔中；并且其中，所述贫吸收剂的一部分被提取并引入到回收装置中，在回收装置中将所述贫吸收剂煮沸以生成作为回收吸收剂被提取并返回到所述再生塔中的气相和含有杂质、热稳态盐，以及来自吸收性的所述化学药品和其它的化学药品的降解产物的液相；其中，将从所述回收装置中提取的所述气相与通过闪蒸所述贫吸收剂而得到的蒸汽部分一同进行压缩以在所述回收装置中产生压力，所述压力比所述再生塔中的压力低。根据第二个方面，本发明涉及一种用于(X)2的液体吸收剂的再生器，所述再生器包括再生塔、将富吸收剂引入到所述再生塔中的富吸收剂管路、从所述再生塔的底部提取贫吸收剂的提取装置、将提取的贫吸收剂的至少一部分加热以生成再次引入到所述再生塔中的蒸汽的再沸器、将所述贫吸收剂的第二部分从所提到的提取装置中导向闪蒸装置的第一贫吸收剂管路、从所述闪蒸装置中提取气相的蒸汽提取管路、将蒸汽提取管路中的气相压缩的压缩装置(34)、以及将压缩的气相注入到所述再生塔中的管路、以及用来从所述闪蒸装置中提取液相并将贫吸收剂返回到吸收设备中的第二贫吸收剂管路、以及从所述再生塔的顶部提取(X)2和蒸气的气体提取管路、以及将从再生塔顶部提取的气体分离成(X)2流和水的分离装置，所述(X)2流从再生器输出，所述水循环回到所述再生塔中，其特征在于，所述再生器还包括用于提取所述贫吸收剂的一部分并将所述贫吸收剂引入到所述回收装置的回收装置管路、用于在所述回收装置中加热所述贫吸收剂的加热装置、用于提取在所述回收装置中生成的气相并且将气相引入到所述压缩装置中的回收装置提取管路，以及从所述回收装置中提取废胺用于沉积的废胺管路。


图1是根据现有技术的一种(X)2俘获装置的原理简图；图2是根据现有技术的一种真空回收装置的原理简图；图3是根据本发明的第一种具体实施方式
的原理简图；图4是根据本发明的第二种具体实施方式
的原理简图；图5是根据本发明的第三种具体实施方式
的原理简图；图6是根据本发明的第四种具体实施方式
的原理简图。
具体实施例方式图1是根据现有技术的一种CO2俘获装置的原理简图。来自碳质燃料燃烧的废气通过排气管路1进入所述(X)2俘获装置中。通过管路1进入(X)2俘获装置的所述废气的温度通常从约120°c到约40°C，通过冷却所述废气以生成蒸气来实现几个用途。来自管路1 的所述废气被任选地引入到充满水的冷却部分2中并冷却到例如从约35°C至约60°C的温度。然后，将冷却的且潮湿的废气引入到所述吸收塔3下部。在所述吸收塔3中，所述废气从所述吸收塔3的底部流动到顶部，与通过贫吸收剂管路4引入到所述吸收塔上部的贫吸收剂(即解吸了(X)2的吸收剂)逆流；贫气(S卩，除去大部分CO2的废气)通过位于所述吸收塔顶部的气体排出管路6排出；而富吸收剂(即，已经吸收了 CO2的吸收剂)通过富吸收剂管路5从所述吸收塔中排出。在将所述富吸收剂引入到再生塔8之前，所述富吸收剂在热交换器7中被返回吸收塔的贫吸收剂加热至通常为90-110°C的温度。
在所述再生塔8中，所述富吸收剂向下流动，与通过加热再生再沸器 (regeneration reboiler) 11中的一些吸收剂生成的蒸汽逆流。贫吸收剂通过贫吸收剂出口 10离开所述再生塔。将所述出口 10中的一部分贫吸收剂引入到所述再生再沸器11中， 在所述再生再沸器11中，将该部分所述贫吸收剂加热至115-130°C，以产生通过管路12再次被引入到所述再生塔中的热吸收剂、CO2和蒸汽。在所述再生再沸器11中的所述贫吸收剂通常利用电或诸如蒸汽的热介质来加热。当使用热介质对所述再生再沸器中的吸收剂进行加热时，所述热介质通过管路13引入并且通过管路13'排出。作为再沸器的热介质的蒸汽通常以温度为130°C到约140°C的高压蒸汽而引入，并且在相同的温度下作为冷凝蒸汽通过管路13'而排出。换句话说，从所述热介质转移到所述再沸器中的吸收剂的能量是所述蒸汽冷凝产生的热量。从底部对所述塔进行的加热提供了从所述塔的底部到顶部的处于稳定状态下的温度梯度，其中，取决于所述塔的实际设计，所述塔顶部的温度比所述塔底部的温度低10 到50°C。在典型的再生塔中，所述塔底部的温度约是120°c，并且所述塔顶部的温度比所述塔底部的温度低约10到50°C。在管路10中的没有引入到所述再生再沸器中的贫吸收剂通过所述管路4循环回到所述吸收塔3中，并且所述贫吸收剂在所述热交换器7中通过管线5中的富吸收剂冷却。 在所述热交换器7中，相对较冷的富吸收剂通过相对较热的贫吸收剂加热，并以约120°C的温度离开所述汽提塔。取决于所述装置的实际尺寸和构造，离开用于胺汽提塔的所述热交换器7时所述富胺(rich amine)的温度可以从约90到约110°C。从所述吸收剂中释放的CO2和水蒸气通过气体提取管路9从所述再生塔8中提取。 在所述气体提取管路9中的气体在回流冷凝器14中冷却以冷凝水，所述水在(X)2分离器15 中与主要含有(X)2的残留气体分离。通过(X)2管路16从所述(X)2分离器15中除去(X)2气体和一些残留的水蒸气以进一步处理，例如干燥、压缩和沉积。在所述CO2分离器中的所述冷凝水通过管路17提取，并且通过泵18泵回到所述再生塔8的顶部。回收装置管路20与所述管路10相连接，用于提取管路10中的一部分贫胺(lean amine)。将所述回收装置管路20中的所述贫胺引入到回收装置21中；在所述回收装置21 中，通过合适的热源(例如电或蒸汽)加热所述胺。当蒸汽被用作热源的时候，将热蒸汽通过蒸汽管路22引入到所述再沸器的加热盘管(heating coil)中。通过蒸汽提取管路22' 提取冷凝蒸汽。优选将碱通过碱管路27注入到所述回收装置中。在所述回收装置中蒸发胺和水以生成气态胺、CO2和蒸汽的混合物，通过回收装置提取管路23提取所述混合物。所述气态胺、CO2和蒸汽的混合物作为解吸气被引入到所述再生塔8中。在所述回收装置的底部收集胺、水、不溶性盐和可溶性盐、以及其它化学药品的浆料，并且通过胺废气管路M排出以处置或废物处理。通常，所述再生塔或汽提塔在稍高于大气压力下进行操作，例如从约1. 1绝对巴 (bara)到约5绝对巴。特别地，所述再生塔中的压力从1. 5到2. 5绝对巴。所述再沸器中的压力通常与所述汽提塔的压力相同或稍高(例如，高0. 1到1.0 巴)。所述回收装置通常是在与所述再沸器大约相同的压力下操作。根据需要，所述回收装置可以在稳定状态下连续地操作以回收胺和提取降解的胺和盐，或以不连续的方式除去同样不需要的上述成分。图2阐明了也根据现有技术的一个可选具体实施方式
，其中，在所述回收装置21 和所述再生塔8之间设置压缩机25，用来压缩管路23中的气态混合物。所述压缩机25从所述回收装置中主动提取气体，以在所述回收装置中产生降低的压力。来自所述压缩机25 中的加压气体通过管路26离开所述压缩机，并且作为气体引入到所述再生塔中。此设计的主要优点在于用于蒸发所述回收装置中的液体的热量没有散失。将所述蒸汽供给所述汽提塔并回收所述热量。使用低压回收的主要原因是降低温度，因此，降低所述回收装置中胺的热降解。因为在沸点温度下降解率将太高，所以在与所述汽提塔相同的操作压力下，不能回收一些高沸点的胺。另外，在降低的压力下操作所述回收装置也降低了所述热介质(例如蒸汽)所需要的温度。这常常减少了所述热量的成本。然而，降低所述回收装置中的压力和压缩所述气体混合物的成本相对较高。当与真空泵系统的成本相对比时，所述压缩机的投资成本是显著的。回收常常不是一个连续的过程，因而，基于使用真空泵系统的年度热量损失如此少以至于在压缩机系统中投资的回报时间将太长。低压回收装置中的压力取决于所回收的(X)2吸收剂。通常调整所述压力以便使所述吸收剂的沸点比所述吸收剂中的成分的降解温度低。所述压力通常为约1. 5绝对巴到约 0. 3绝对巴。图3阐明了根据本发明的用于吸收剂再生的再生装置的一种具体实施方式
。图3 所述的具体实施方式
是以上述所提到的W02008063079的一个具体实施方式
为基础的。参照图1或图2所描述的所述再生塔8的操作压力通常从约1. 5绝对巴到约2. 5 绝对巴。将通过管路10离开所述再生塔8的所述贫吸收剂分成三个支流被引入到如上所述的再沸器11中的第一支流，在闪蒸阀(flash valve) 31和闪蒸器32上闪蒸的管路30中的第二支流，以及通过管路20被引入到回收装置21中的第三支流。优选将碱通过碱管路 27注入到所述回收装置中。在这个具体实施方式
中，所述再沸器11与上述所描述的再沸器一致。在所述闪蒸器32中，将所述贫吸收剂闪蒸以得到气相和液相。所述气相主要包含通过闪蒸从所述贫吸收剂中除去的蒸汽和CO2,以及部分胺。所述液相包含所述贫吸收剂， 由于通过闪蒸除去了部分CO2，所述贫吸收剂在闪蒸之后甚至“更贫”了。闪蒸也降低了所述闪蒸器中气体和液体的温度。所述闪蒸器32中的气相通过管路33提取，然后在压缩机 34中压缩以生成管路35中的压缩的、热的、含有(X)2的不饱和蒸汽。然后，在管路35中的蒸汽在过热减低器(de-superheater) 36中通过水冷却和饱和，在所述过热减低器36中，水通过管路38引入并且与来自管路35的蒸汽混合。然后，将来自所述过热减低器36的水饱和蒸气通过管路37返回并注入到所述汽提器8中。被引入到所述过热减低器中的水可以便利地成为所述分离器15中冷凝的水的一部分。在图解具体实施方式
中，管路38中的水是从所述管路17中方便地经过泵18后提取的。然而，所述过热减低器36是可选特征，所述系统可以在没有过热减低器系统下进行操作，其中将所述热气流直接供给所述汽提塔。
7
由于在所述闪蒸阀31上闪蒸而带来的所述贫吸收剂的温度的降低导致了管路4 中所述吸收剂的温度的降低。因而，离开热交换器7的所述富介质可能具有比引入到所述再生塔8的期望温度更低的温度。因而，可提供通过管路41中的低温热介质来加热的可选热交换器40，以将所述富吸收剂加热至期望温度。通过管路41进入到所述热交换器40中的所述低温热介质可以是例如通过管路13'离开所述再沸器11的热介质。通过管路13引入到所述再沸器中的所述热介质优选为蒸汽，而通过管路13'离开所述再沸器的所述热介质是冷凝水。压缩管路33中的蒸汽提高了所述蒸汽的温度和压力，生成了热的不饱和水蒸气。 所述吸收剂能够在高于约130°C的温度下降解。添加至所述过热减低器36中的水确保了通过管路37引入再生塔的蒸汽是温度为110-140°C的饱和蒸汽。在本说明书和权利要求书中使用的术语“蒸汽”适当的时候也意欲包括含有其它气体(例如(X)2和气态胺)的蒸汽。通过压缩管路33中的蒸汽增加了热量；将管路33中的低温和低压的蒸汽转换为中温蒸汽，能够直接供给所述汽提塔。管路37中的蒸汽代替了管路12中的来自所述再沸器中的蒸汽，因此，减少了所述再沸器的负荷。另外，发现所述再沸器中的低温热量可以用于所述热交换器40中。在根据目前发展水平的装置中，所述低温热介质，例如离开所述再沸器的冷凝汽(steam condensate)，在热交换器中通过水冷却，并返回到再沸器中以生成返回到所述再沸器中的中温蒸汽。贫吸收剂的第三支流通过管路20提取，并引入参考图1和图2如上所述的回收装置中。所述回收装置提取管路23与管路33相连接。因此，管路23中的气体与来自所述闪蒸罐32中的气相一起引入到所述压缩机34中。通过所述压缩机34从所述回收装置中提取气相导致所述回收装置中压力的降低，因此，降低了所述回收装置中液体的沸点温度。所述回收装置中的压力应该比所述再生塔中的压力低至少0. 2巴，或至少0. 3巴， 更优选大于0. 5巴，或甚至大于0. 7巴。同时，所述回收装置中的压力应该低于1. 5绝对巴。取决于所述再生塔中的操作压力，图3的构造允许所述回收装置中的压力约为0. 7至 1.5绝对巴。当用于生成所述闪蒸罐32和所述回收装置21 二者的低压时，所述压缩机34的负荷稍高于仅仅用于生成所述闪蒸罐32的低压时所需要的负荷。与为管路23设置一个压缩机并为管路33设置另一个压缩机的解决办法相比，仅仅使用一个压缩机来获得管路33和管路23 二者的低压可显著降低成本。除了所述闪蒸阀31，管路30和20中的流速还可以通过设置在管路20、23和30中没有显示的阀来调节。增加蒸汽压缩机34的尺寸的成本是最低的。这种设计的主要的优点是去掉了对带有相关冷凝器的真空泵的需求。所述真空泵和冷凝器系统对几乎所有的来自所述回收装置中的水蒸气进行冷凝，因此，损失了大量能量到冷却介质中。在这种设计中，不要冷凝水蒸气，并且能量的损失非常少。真空泵系统的成本低，并且因此是维持低压的标准方法。所述回收装置常常不连续运转，这意味着更难去证明用于降低所述回收装置的压力的专用压缩机的高资金成本是合理的。根据本发明的这种具体实施方式
，没有专用的压缩机用于降低所述回收装置的压力。根据本发明，所述压缩机将在连续状态下操作，并且所述压缩机除了降低所述回收装置的压力外，还将用于降低所述闪蒸罐32的压力和压缩所述闪蒸气体。即使所述回收装置是不连续操作的，设计所述压缩机来操作两种气源的额外费用也是最低的。优选提供碱管路27用于将碱溶液注入到所述回收装置中。优选碱溶液是一种或多种碱金属氢氧化物和/或碱土金属氢氧化物的水溶液。目前特别优选的碱溶液为氢氧化钠的水溶液。添加所述碱溶液以从热稳态盐中释放和回收分子胺。所添加的碱溶液的量取决于所述胺溶液中热稳态盐的浓度和所述反应的化学计量。图4阐明了根据本发明的一种可选具体实施方式
。该具体实施方式
不同于图3中的具体实施方式
，为了更多地降低所述回收装置的压力，在管路23中引入了压缩机或风扇 43。这个构造使在低于在罐32中闪蒸的所述贫胺的压力下操作所述回收装置成为可能。附加的压缩机43可以在整个回收过程中或仅仅在回收循环结束时使用，用于促进蒸发和水中通过管路M除去的固体颗粒悬浮液的浓缩。所述压缩机43提高了所述回收装置中气体的压力，以达到与压缩机34的入口相同的压力。该设计具有参考图3所描述的本发明的具体实施方式
的优点，没有热量从系统中损失，并且减少了能量消耗。当考虑到压缩机将气体的压力提升到所述再生塔中的压力的成本时，压缩机43的成本是低的。当为了避免所述吸收剂的降解，同时为了获得有效蒸发而需要低压时，通过引入所述压缩机43，所述回收装置21中的压力可以比参考图3所描述的具体实施方式
中降低得更多。图4的具体实施方式
使在所述回收装置中获得的压力为0. 3绝对巴或更低，例如约 0. 1绝对巴成为可能，取决于所述再生塔的操作压力、所述工艺和所使用的吸收剂的要求。 在该具体实施方式
中，所述再生塔8和所述回收装置21之间的压力差优选高于0. 7巴，例如1巴或更高，例如1. 5或甚至2. 0巴。图5是图4中阐明的具体实施方式
的可选具体实施方式
，其中，所述压缩机或风扇 43用喷射机或风机(venture)装置44代替。设置了与加压气源相连接的燃料推进剂管路 45，用来将推进气(driving gas)引入到所述风机44中。所述推进气通常为蒸汽。所述蒸汽将与来自所述回收装置中的水蒸气混合，并进入到所述汽提塔中。风机或喷射机装置等具有低压缩效率。因此，连续地运转所述喷射机通常不是经济的或能量有效的。然而，经常需要在所述回收循环结束时在低温下操作所述回收装置。所述喷射机提供了压缩机的低成本替代物。图6阐明了图3所述真空回收的更进一步的具体实施方式
。在所述回收装置提取管路23中的气体混合物通过冷却器46冷却以生成水和胺的冷凝气流；所述冷凝气流在分离器47中分离生成液相，所述液相经由泵51通过液体提取管路52提取，然后返回到例如贫胺系统的工艺中。在所述分离器47中的气相通过管路48提取。在将所述气体引入到管路33进行如上所述在的压缩之前，在管路48上设置真空泵49以增加所述气体的压力。从管路23到管路33设置了直通管路50。在所述回收循环结束时，通常需要在低压下操作所述回收装置。图4和图5已经列举了如何实现的例子。图6列举了另一例子。在正常操作条件下，将省略所述冷却器、分离器和真空泵。所述回收装置将在与所述压缩机的入口相同的压力下进行操作。在所述循环结束时，将使用所述真空泵系统来更多地降低所述压力，并完成所述回收过程。使用冷凝器和真空泵的最主要的缺点在于损失了大量的热量(能量) 至冷却介质中。通过在没有用于大部分循环的冷却器下进行操作，保存了热量，尽管在所述循环结束时会有热量损失。所述回收装置中优选的压力取决于在被回收的吸收剂中所含的化合物，例如胺和链烷醇胺(alkanolamines)。取决于实际的化合物，如果在甚至更高的压力和低至约0. 1绝对巴下操作所述再生塔，所述回收装置中的压力可以高至1. 5绝对巴。所述装置的实际构造取决于从所述再生塔到所述回收装置中所需要的压力差。如果所述再生塔和所述回收装置之间的压力差不是太高，例如约1巴、或1更低，例如0. 5巴、0. 3巴或0. 2巴，参考图3描述的具体实施方式
是优选的，因为该具体实施方式
提供了最简单且更廉价的解决方案。如果需要更高的压力差，选择根据图4或图5的具体实施方式
的构造。图6的具体实施方式
允许最高的压力差。参照所使用的胺或胺的混合物的水溶液作为(X)2吸收剂来描述了本发明。然而， 本领域技术人员将理解本发明也适用于其它公知的、建议的或之后开发的吸收剂。因此，本发明并不限定于使用胺作为吸收剂。然而，与本发明有关的所使用的胺优选是例如本说明书中前言部分所提到的胺。本领域的技术人员将理解对于管路20的可选设置是连接管路20到管路4，用于在闪蒸之后提取贫吸收剂至所述回收装置。此外，所有图均显示了热虹吸再沸器(thermosyphon reboiler)。本发明也适用于包括釜式再沸器(kettle reboilers)的其它类型的再沸器。所述图和说明书表明了贫胺从所述汽提塔直接进入到所述回收装置中，当贫胺从所述闪蒸罐供给到所述回收装置中时，本发明也是恰当的。在现有技术以及本发明的不同的具体实施方式
的描述中，两个或更多个图中或者是具体实施方式
中共同的元件的说明可能仅在说明书中第一次出现时明确和具体提到。因此，如果所述元件在不同的具体实施方式
的描述中提到过，并且所述元件和功能与所述元件之前提到过的相一致，那么并非该图中所有的元件都参照图进行具体地描述。
权利要求
1.一种从离开再生塔的贫CO2含水吸收剂中回收一种或多种吸收(X)2的化学药品的方法，在再生塔中，CO2从(X)2吸收剂中释放或脱附，并且释放的(X)2从所述再生塔的顶部提取用于进一步处理，贫或耗尽(X)2的吸收剂从所述再生塔的底部收集并提取；将从所述再生塔的底部离开所述再生塔的贫吸收剂中的至少一部分引入到再沸器中进行加热，以生成作为解吸气引入到所述再生塔中的蒸汽和汽化的吸收剂；其中，贫吸收剂被提取并闪蒸生成蒸汽和液相，所述蒸汽被压缩并作为解吸气返回到所述再生塔中，所述液相返回到吸收塔中； 并且其中，所述贫吸收剂的一部分被提取并引入到回收装置中，在回收装置中将所述贫吸收剂煮沸以生成作为回收吸收剂被提取并返回到所述再生塔中的气相以及含有杂质、热稳态盐，以及来自吸收性的所述化学药品和其它的化学药品的降解产物的液相；其中，将从所述回收装置中提取的所述气相与通过闪蒸所述贫吸收剂而得到的蒸汽部分一同进行压缩以在所述回收装置中产生压力，所述压力比所述再生塔中的压力低。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述回收装置中的压力通过用于从所述回收装置中提取气相的抽气装置得以进一步降低。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述抽气装置是真空系统、喷射机或压缩机。
4.根据前述权利要求中的任意一项所述的方法，其中，所述回收装置中的压力至少比所述再生塔中的压力低0.2巴。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述回收装置中的压力至少比所述再生塔中的压力低0. 3巴。
6.一种用于CO2的液体吸收剂的再生器，所述再生器包括再生塔(8)、将富吸收剂引入到所述再生塔(8)中的富吸收剂管路(5)、从所述再生塔(8)的底部提取贫吸收剂的提取装置(10)、将提取的贫吸收剂的至少一部分加热以生成再次引入到所述再生塔(8)中的蒸汽的再沸器(11)、将所述贫吸收剂的第二部分从所提到的提取装置(10)中导向闪蒸装置 (31,32)的第一贫吸收剂管路(30)、从所述闪蒸装置中提取气相的蒸汽提取管路(33)、将蒸汽提取管路(3 中的气相压缩的压缩装置(34)、以及将压缩的气相注入到所述再生塔中的管路(37)、以及用来从所述闪蒸装置中提取液相并将贫吸收剂返回到吸收设备中的第二贫吸收剂管路G)、以及从所述再生塔的顶部提取CO2和蒸气的气体提取管路(9)、以及将从再生塔顶部提取的气体分离成CO2流和水的分离装置(14，15)，所述(X)2流从再生器输出，所述水循环回到所述再生塔(8)中，其特征在于，所述再生器还包括用于提取所述贫吸收剂的一部分并将所述贫吸收剂引入到所述回收装置的回收装置管路(20)、用于在所述回收装置中加热所述贫吸收剂的加热装置02，22')、用于提取在所述回收装置中生成的气相并且将所述气相引入到所述压缩装置(34)中的回收装置提取管路03)、以及从所述回收装置中提取废胺用于沉积的废胺管路04)。
7.根据权利要求6所述的再生器，其中，在所述回收装置提取管路中设置有压缩机(43)，用于进一步降低所述回收装置中的压力。
8.根据权利要求5所述的再生器，其中，在所述回收装置提取管路中设置有喷射泵(44)，用于进一步降低所述回收装置中的压力。
全文摘要
描述了一种从离开再生塔(8)的贫CO2含水吸收剂中回收吸收CO2的化学药品的方法以及用于实施所述方法的再沸器(11)，其中，所述贫吸收剂(30)被提取并闪蒸(31)以生成作为解吸气(37)被压缩(34)并返回到所述再生塔中的水蒸气；一部分贫吸收剂(20)被提取并引入到将所述贫吸收剂(20)煮沸以生成气相和液相的回收装置(21)中，所述气相作为回收吸收剂被提取并返回到所述再生塔中，所述液相含有杂质；其中，从所述回收装置中提取的所述气相与来自所述贫吸收剂闪蒸的蒸汽部分一同被压缩(34)以在所述回收装置中产生压力，所述压力比在所述再生塔中的压力低。
文档编号B01D53/14GK102458610SQ201080025264
公开日2012年5月16日 申请日期2010年6月9日 优先权日2009年6月9日
发明者A·H·哈兰德, B·M·贝尔格, O·M·巴德, O·高赛特, S·伍德豪斯 申请人:阿克清洁碳公司