CN109126392A - 一种采用离子液体进行烟气中co2捕集的装置及工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种以离子液体作为循环吸收剂，以低沸点的有机蒸汽作为循环汽提剂，采用超重力旋转床作为超重力再生和吸收装置，进行烟气中CO2捕集分离的装置及工艺，包括按照一定方式连接的贫富液换热器，富液加热器，超重力再生装置，气液换热器，冷凝器，气液分离器，背压阀，蒸汽发生器，贫液输送泵，贫液冷却器，超重力吸收装置，富液输送泵，除沫器。本发明的装置及工艺可以实现对烟气中CO2的有效捕集分离，具有脱碳效率高、再生能耗低、物耗低、设备体积小、环境友好等优点，适用于燃煤、燃气电厂等工业烟气中CO2的捕集分离。

Description

一种采用离子液体进行烟气中CO2捕集的装置及工艺
技术领域
本发明涉及一种以离子液体作为循环吸收剂，以低沸点的有机蒸汽作为循环汽提剂，采用超重力旋转床作为吸收解吸设备，从烟气中捕集分离CO2，并获得高纯度CO2产品气的装置及工艺。本发明具有脱碳效率高，再生能耗低，设备体积小，对环境友好等优点，适用于燃煤电厂，燃气电厂等工业过程烟气中CO2的捕集分离。
背景技术
燃煤电厂烟气及其他工业领域大量排放的CO2，被认为是影响全球气候变化的一个重要因素，控制CO2气体排放，减缓气候变化已经成为我国可持续发展战略的重要组成部分。同时，CO2作为重要的基础化学品，在化工合成，食品贮存，制冷等领域应用广泛，需求量巨大。因此，燃煤及燃气电厂等工业过程烟气中CO2的捕集分离不仅能有效控制温室气体排放，还能获得重要的基础化学品，具有重要的环保价值和经济价值。
目前，CO2的捕集技术和方法主要包括吸附分离法、膜分离法、低温分离法、溶剂吸收法等。其中，基于化学吸收法的碳捕集技术，CO2的脱除效率高且适合燃煤电厂烟气等CO2分压较低的操作条件。传统的化学吸收法以吸收塔为传质设备，烟气从吸收塔底部进入吸收塔，在塔内与由塔顶喷淋的吸收剂溶液逆向接触发生化学反应以达到脱除CO2的目的。该过程中气液相之间逆向接触流动的动力来源是重力场，因重力限制，液体下降速度较慢，同时，为了避免液泛和严重雾沫夹带，气相上升速度也较小，因此两相之间相对速度较小，传质受限。另外，化学吸收剂多采用碱性水溶液或有机胺水溶液，吸收液对设备腐蚀程度大，在解吸工艺高温条件下容易产生挥发性有机化合物(VOC)，造成吸收剂损失和二次污染。基于以上问题，本申请人(北京化工大学)在专利CN 102580462 B中结合了离子液体的优点和超重力旋转床的优势，公开发明了一种二氧化碳捕集分离的新方法，该方法使用无水的，不易挥发的离子液体作为吸收剂，可以有效避免二次污染，防止设备腐蚀，同时，选择超重力旋转床为吸收设备强化了气液传质效率，减小了离子液体黏度较高带来的不利影响。然而，原有的发明专利中离子液体吸收剂未能实现循环利用，CO2被捕集后未能从吸收剂中有效分离，因此不能获得高纯度的CO2产品。本发明则在原有发明的基础上进行了完善和改进，提出了一种新的采用离子液体进行烟气中CO2捕集的工艺***，可以实现离子液体吸收剂循环利用，并能够获得高纯度的CO2产品。
要实现上述目的，将CO2从吸收剂中有效分离是重要步骤。传统的CO2捕集分离工艺中，如热钾碱及有机胺吸收分离CO2的工艺，由于吸收剂是含水溶液，因此可以通过再沸器使吸收剂中的水汽化产生水蒸汽作为汽提气，汽提蒸汽在再生塔中与富液逆流接触，在热与蒸汽的作用下释放出CO2，释放的CO2经过冷凝与蒸汽分离，成为高纯度的CO2产品气；也可采用水蒸汽直接吹扫汽提的方法进行吸收剂再生，同时获得高纯度CO2产品气，如CN101549274A公开了一种直接采用水蒸汽作为吹扫汽提气进行热钾碱或有机胺吸收剂再生，同时获得高纯度CO2产品气的方法，该方法中水蒸汽解吸之后被冷凝下来，送回吸收液配置罐中实现循环利用。然而，这些传统的再生方法并不适用于采用离子液体进行CO2捕集的工艺。一方面，离子液体为电离状态的阴阳离子构成的不含水的吸收剂，其本身具有很低的蒸气压，几乎不挥发，无法通过传统热钾碱或有机胺吸收剂方法中的再沸器工艺产生蒸汽作为汽提气。而使用水蒸汽直接吹扫的方式进行汽提再生，部分水蒸汽在离子液体中冷凝，会降低吸收剂在吸收单元的捕集效果，同时，大幅提高整个工艺的能耗。另一方面，与水溶液吸收剂相比，离子液体通常具有较高的黏度，在传统的塔式设备中其流动缓慢甚至很难流动，传质和传热的效果差，再生效率低，能耗高。因此，提高吸收物在高粘度的离子液体中的扩散速度，降低再生过程的能耗，是实现采用离子液体进行CO2捕集工艺工业化的关键因素。本发明涉及的技术方案则解决了上述两个关键问题，首先采用超重力旋转床为核心再生设备，强化了CO2在高粘度离子液体中的扩散过程；其次，本发明采用沸点低，热容小的低沸点有机蒸汽作为汽提剂，在超重力旋转床中通入有机蒸汽吹扫离子液体吸收液，汽提其中的CO2，并通过冷凝分离再蒸发的过程，实现汽提工质的循环利用，同时大幅降低了CO2捕集过程的能耗。
发明内容
本发明的目的是提供一种以超重力装置为核心设备，以离子液体作为吸收剂，捕集分离CO2的装置及工艺，其中包含有完整的解吸工艺方法，适用于燃煤电厂，燃气电厂等工业过程烟气中CO2的捕集分离。
本发明提出了一种采用离子液体进行烟气中CO2捕集的装置，包括(1)贫富液换热器，(2)富液加热器，(3)超重力再生装置，(4)气液换热器，(5)冷凝器，(6)气液分离器，(7)背压阀，(8)蒸汽发生器，(9)贫液输送泵，(10)贫液冷却器，(11)超重力吸收装置，(12)富液输送泵，(13)除沫器。其中，所述(11)超重力吸收装置的液体出口经过(12)富液输送泵连接(1)贫富液换热器，(1)贫富液换热器出口之一经过(2)富液加热器与(3)超重力再生装置的液体进口相连，(3)超重力再生装置的液体出口经过(9)贫液输送泵连接(1)贫富液换热器，再经过(10)贫液冷却器连接(11)超重力吸收装置的液体进口，(11)超重力吸收装置的气体出口连接(13)除沫器，(13)除沫器液体出口连接(11)超重力吸收装置的出液管路，(3)超重力再生装置的气体出口连接(4)气液换热器，(4)气液换热器出口经过(5)冷凝器连接(6)气液分离器，(6)气液分离器气体出口连接(7)背压阀，(6)气液分离器液体出口经过(4)气液换热器，再连接(8)蒸汽发生器，(8)蒸汽发生器出口连接(3)超重力再生装置进气口。
优选地，所述超重力再生装置(3)和超重力吸收装置(11)为超重力旋转床。
本发明提供了使用上述装置捕集CO2的工艺，具体包括如下步骤：
(1)降温除尘后的含CO2的工业烟气进入超重力吸收装置，与离子液体逆流接触，其中的CO2被离子液体吸收，脱碳后的烟气经过除沫器除去夹带出的液体，排出或送往下游工艺；
(2)步骤(1)中吸收CO2后的离子液体通过富液输送泵进行输送，经过贫富液换热器和富液加热器的预热以后进入超重力再生装置进行解吸；
(3)步骤(2)中吸收CO2后的离子液体在超重力再生装置中与来自蒸汽发生器的汽提蒸汽逆流接触，CO2从离子液体中转移至气相，随汽提蒸汽离开超重力再生装置；
(4)步骤(3)中从超重力再生装置离开的混合气体先经过气液换热器回收其热量，再经过冷凝器进一步冷凝，之后通过气液分离器进行气液分离，分离出的液相进入气液换热器预热之后送往蒸汽发生器，以供再次产生蒸汽循环使用，CO2从气液分离器分离，通过背压阀送往下游工艺或收集；
(5)步骤(3)中解吸之后的离子液体从超重力再生装置离开，通过贫液输送泵进行输送，经过贫富液换热器回收热量和贫液冷却器冷却之后送往吸收工段以供循环吸收使用。
优选的，步骤(1)中，烟气温度、超重力吸收装置内温度、离子液体温度为15～60℃，最优选为25～40℃，吸收时***的压力为0.1～0.5MPa；超重力吸收装置的超重力水平为50～1000，气液体积流量比为50：1～500：1；所用的吸收液为含碱性功能基团的离子液体或混合离子液体，包括[脯氨酸羟基胆碱盐]([Choline][Pro])、[1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑双三氟甲磺亚胺盐]([Apbim][Tf2N])、[1-(1-氨基丙基)-3-丁基咪唑溴盐]([NH2p-mim][Br])等。
优选的，步骤(2)中离子液体富液被加热到50～150℃。
优选的，步骤(3)中超重力再生装置内温度为50～150℃，压力为0.01～2MPa；超重力再生装置的超重力水平为100～1000；汽提蒸汽和离子液体富液的体积流量比为30：1～200：1；所用的汽提蒸汽为烃类等沸点较低的有机物的蒸汽，包括戊烷、己烷、环己烷等。
优选的，步骤(4)冷凝器出口的温度为0～20℃；蒸汽发生器内温度为50～100℃。
优选的，步骤(5)中贫液冷却器将再生出的离子液体冷却至15～60℃。
与现有技术相比，本发明具有如下效益：
(1)脱碳效率高。本发明以超重力装置为核心设备，具体选用超重力旋转床，强化了CO2在高粘度的离子液体中的传质过程，使气液传质突破了重力的限制，从而达到深度脱除的目的。
(2)再生能耗低。在传统CO2再生过程中，需要大量的蒸汽去抽提富液中的CO2，这部分蒸汽来自于吸收剂自身，吸收剂中的部分水在再沸器中被加热至沸点，产生蒸汽，这部分蒸汽沿再生塔上升，在塔顶随CO2离开再生塔后，被冷凝并送回再生塔以维持吸收剂中的水平衡，整个过程中水蒸汽的潜热被浪费，增大了再生的能耗。本发明所涉及的再生工艺直接向超重力再生装置中通入过热有机蒸汽作为汽提气抽提CO2，再通过冷凝的方式将有机蒸汽和CO2进行气液分离，冷凝液可以重新被汽化作为汽提剂循环使用，解决了离子液体作为CO2捕集循环吸收剂无法产生汽提蒸汽的问题。这一过程中，冷凝液在再次汽化之前可以先用再生混合气进行预热，从而有效地回收再生蒸汽潜热。另外，本发明所涉及的再生工艺方法中，使用了沸点低，热容及蒸发焓小的有机蒸汽使得再生能耗进一步被降低，如正戊烷沸点36.05℃、正己烷沸点68.75℃，这类物质能够在更低的温度下产生大量蒸汽，且有比水更低的比热容和蒸发焓，如正戊烷比热容为2.25kJ/(kg·K)，蒸发焓为25.79kJ/mol，而水的比热容为4.2kJ/(kg·K)，蒸发焓为40.63kJ/mol，因此，使用这类有机蒸汽作为汽提气所需的热量远小于使用水蒸汽作为汽提气所需的热量。
(3)物耗低。本发明涉及的工艺流程中，采用离子液体作为吸收剂，由于吸收剂不挥发，热稳定性强，抗降解，因此，吸收剂几乎没有损失。同时，本发明实现了吸收剂离子液体和汽提工质有机蒸汽的循环利用，有效减少了物质消耗，降低了运行成本。
(4)设备体积小。超重力旋转床中，气液传质传质系数与传统填料塔相比具有一个数量级的优势，超重力设备体积小，开停车容易，可进行撬装化设计。
(5)对环境友好。离子液体熔点低，液态温度范围宽、不易挥发，不会造成VOC挥发等二次污染，非碱性水溶液的吸收剂的使用也能有效防止设备腐蚀。
本发明能够将烟气中的CO2进行有效分离捕集，CO2的脱除率可达到90％以上，再生CO2的纯度可以达到98％以上，与传统热钾碱及有机胺水溶液CO2捕集方法相比，本发明工艺的能耗可以降低20～30％。
附图说明
附图图1是本发明的一种采用离子液体进行烟气中CO2捕集的装置示意图。
图1中：1-贫富液换热器，2-富液加热器，3-超重力再生装置，4-气液换热器，5-冷凝器，6-气液分离器，7-背压阀，8-蒸汽发生器，9-贫液输送泵，10-贫液冷却器，11-超重力吸收装置，12-富液输送泵，13-除沫器。
具体实施方式
参见附图所示，下面结合附图和实施例对本发明的实施方案作进一步说明。
使用本发明装置进行烟气中CO2捕集的工艺如下：经过降温除尘之后的含CO2的工业烟气，CO2浓度为15vol％，进入超重力吸收装置与离子液体吸收剂逆流接触，烟气中的CO2被吸收，得到的净化气体送往烟囱排放或送至下游工序，吸收之后的富液经过贫富液换热器回收热量和富液加热器的预热后进入超重力再生装置，与汽提蒸汽进行逆流接触再生，得到的再生混合气先经过气液换热器回收蒸汽的热量，再经过冷凝器将蒸汽冷凝，在气液分离器中分离出CO2作为产品或送往下游工序，冷凝液送回蒸汽发生器可再次用于产生汽提蒸汽，再生产生的贫离子液体经过贫富液换热器回收热量之后可再次用于吸收。
实施例1
使用上述装置进行烟气中CO2的捕集。其中，所用离子液体吸收剂为[1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑双三氟甲磺亚胺盐]([Apbim][Tf2N])，超重力吸收装置内的温度控制在30～40℃，压力为0.1～0.2MPa，超重力水平为150，气液体积流量比为150:1～200:1；离子液体富液在富液加热器中被加热到110℃；超重力再生装置内温度为110℃，压力为0.1～0.2MPa，超重力水平为200，汽提蒸汽和离子液体富液体积流量比为70:1～100:1，所用的汽提蒸汽为正戊烷蒸汽；冷凝器出口温度为0～10℃；蒸汽发生器内温度为75℃；贫液冷却器将再生出的离子液体冷却至30～40℃。
在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.5％，在气液分离器出口取样分析，CO2纯度可达99％。
实施例2
如实施例1所述，其他条件不变，超重力吸收装置温度调至50℃。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.8％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例3
如实施例1所述，其他条件不变，超重力吸收装置的超重力水平调至200。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.2％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例4
如实施例1所述，其他条件不变，超重力吸收装置内气液体积流量比调整为200:1～250:1。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.6％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例5
如实施例1所述，其他条件不变，超重力再生装置温度调至120℃。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.3％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例6
如实施例1所述，其他条件不变，超重力再生装置的超重力水平调至250。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.2％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例7
如实施例1所述，其他条件不变，超重力再生装置内汽提蒸汽和离子液体富液的体积流量比调整为100:1～120:1。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.1％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例8
如实施例1所述，其他条件不变，蒸汽发生器温度调至90～100℃。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.2％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
实施例9
如实施例1所述，其他条件不变，冷凝器出口温度调10～20℃。在气液分离器出口取样分析，CO2纯度为98％。
实施例10
如实施例1所述，其他条件不变，所用离子液体吸收剂调整为[脯氨酸羟基胆碱盐]([Choline][Pro])。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为1.3％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
对比例1
如实施例1所述，其他条件不变，超重力吸收装置温度调整为65℃。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2含量3.0％。
对比例2
如实施例1所述，其他条件不变，超重力吸收装置的超重力水平调至20。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2含量3.2％。
对比例3
如实施例1所述，其他条件不变，超重力再生装置的超重力水平调至20。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为3.5％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
对比例4
如实施例1所述，其他条件不变，超重力再生装置温度调至40℃。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为3.5％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
对比例5
如实施例1所述，其他条件不变，蒸汽发生器温度调至40℃。在超重力吸收装置气体出口取样分析，CO2浓度为3.0％，在气液分离器出口取样分析，CO2气体纯度可达99％。
对比例6
如实施例1所述，其他条件不变，冷凝器出口温度调至40℃。在气液分离器出口取样分析，CO2纯度95％。
对比例7
如实施例1所述，其他条件不变，所用汽提蒸汽改为乙醇蒸汽。达到相同的脱除及再生效果，蒸汽发生器温度提高20～30℃，能耗提高5％。
对比例8
如实施例1所述，其他条件不变，所用汽提蒸汽改为水蒸气。达到相同的脱除及再生效果，蒸汽发生器温度提高40～50℃，能耗提高10％。
对比例9
使用传统的MEA水溶液脱除CO2及再生的工艺，MEA质量分数30％，再生方式采用再沸器产生汽提水蒸汽，达到相同的脱除及再生效果，能耗增加20～30％。
以上所述，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以所述权利要求的保护范围为准。

Claims (10)

1.一种采用离子液体进行烟气中CO2捕集的装置，其特征在于：包括贫富液换热器(1)，富液加热器(2)，超重力再生装置(3)，气液换热器(4)，冷凝器(5)，气液分离器(6)，背压阀(7)，蒸汽发生器(8)，贫液输送泵(9)，贫液冷却器(10)，超重力吸收装置(11)，富液输送泵(12)，除沫器(13)，其中，所述超重力吸收装置(11)的液体出口经过富液输送泵(12)连接贫富液换热器(1)，贫富液换热器(1)出口之一经过富液加热器(2)与超重力再生装置(3)的液体进口相连，超重力再生装置(3)的液体出口经过贫液输送泵(9)连接贫富液换热器(1)，再经过贫液冷却器(10)连接超重力吸收装置(11)的液体进口，超重力吸收装置(11)的气体出口连接除沫器(13)，除沫器(13)液体出口连接超重力吸收装置(11)的出液管路，超重力再生装置(3)的气体出口连接气液换热器(4)，气液换热器(4)出口经过冷凝器(5)连接气液分离器(6)，气液分离器(6)气体出口连接背压阀(7)，气液分离器(6)液体出口经过气液换热器(4)，再连接蒸汽发生器(8)，蒸汽发生器(8)出口连接超重力再生装置(3)进气口。
2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于超重力再生装置(3)和超重力吸收装置(11)为超重力旋转床。
3.一种采用离子液体进行烟气中CO2捕集的工艺，其特征在于，本工艺包括如下步骤：
(1)、降温除尘后的含CO2的工业烟气进入超重力吸收装置，与离子液体逆流接触，其中的CO2被离子液体吸收，脱碳后的烟气经过除沫器除去夹带出的液体，排出或送往下游工艺；
(2)、步骤(1)中吸收CO2后的离子液体通过富液输送泵进行输送，经过贫富液换热器和富液加热器的预热以后进入超重力再生装置进行解吸；
(3)、步骤(2)中吸收CO2后的离子液体在超重力再生装置中与来自蒸汽发生器的汽提蒸汽逆流接触，CO2从离子液体中转移至气相，随汽提蒸汽离开超重力再生装置；
(4)、步骤(3)中从超重力再生装置离开的混合气体先经过气液换热器回收其热量，再经过冷凝器进一步冷凝，之后通过气液分离器进行气液分离，分离出的液相进入气液换热器预热之后送往蒸汽发生器，以供再次产生蒸汽循环使用，CO2从气液分离器分离，通过背压阀送往下游工艺或收集；
(5)、步骤(3)中解吸之后的离子液体从超重力再生装置离开，通过贫液输送泵进行输送，经过贫富液换热器回收热量和贫液冷却器冷却之后送往吸收工段以供循环吸收使用。
4.根据权利要求3所述的工艺，其特征在于，步骤(1)中，烟气温度、超重力吸收装置内温度、离子液体温度为15～60℃，吸收时***的压力为0.1～0.5MPa；超重力吸收装置的超重力水平为50～1000，气液体积流量比为50：1～500：1；所用的吸收液为含碱性功能基团的离子液体。
5.根据权利要求4所述的工艺，其特征在于，步骤(1)中，烟气温度、超重力吸收装置内温度、离子液体温度为25～40℃；所述含碱性功能基团的离子液体选自[脯氨酸羟基胆碱盐]、[1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑双三氟甲磺亚胺盐]、[1-(1-氨基丙基)-3-丁基咪唑溴盐]或其混合物。
6.根据权利要求3所述的工艺，其特征在于，步骤(2)中离子液体富液被加热到50～150℃。
7.根据权利要求3所述的工艺，其特征在于，步骤(3)中超重力再生装置内温度为50～150℃，压力为0.01～2MPa；超重力再生装置的超重力水平为100～1000；汽提蒸汽和离子液体富液的体积流量比为30：1～200：1；所用的汽提蒸汽为低沸点的有机蒸汽。
8.根据权利要求7所述的工艺，其特征在于，所述汽提蒸汽包括戊烷、己烷或环己烷等。
9.根据权利要求3所述的工艺，其特征在于，步骤(4)冷凝器出口的温度为0～20℃；蒸汽发生器内温度为50～100℃。
10.根据权利要求3所述的工艺，其特征在于，步骤(5)中贫液冷却器将再生出的离子液体冷却至15～60℃。
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