CN114917723A - 一种从烟道气中回收co2的全温程变压吸附工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，是一种以变压吸附为基础，充分利用烟道气为原料气的温度与压力、原料气体中含有的大部分氮气、少量氧气及一氧化碳为主要的非吸附相气体组分与主要吸附质CO2杂质组分在60～120℃温度范围，以及常压～2.0MPa压力范围内的吸附分离系数及物理化学性质的差异性，采取中温变压吸附过程中吸附与解吸易于匹配和平衡的循环操作，在避免CO2被深度吸附及与极性较强的杂质组分共吸附问题的发生的同时，从烟道气中高收率、高纯度、低能耗、低成本地分离和提纯所需的CO2，解决了从吸附相中获取产品的现有低压或常压PSA工艺中所存在的“产品纯度与收率反比关系”突出问题。
Description
技术领域
本发明涉及含二氧化碳(CO2)的工业排放气的回收再利用的环保领域，更具体的说是涉及一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附(FTrPSA)工艺。
背景技术
工业上可供回收的富CO2气源有二大类——天然CO2气源和工业副产气源，其中，天然CO2气源有富CO2天然气或油田伴生气，其CO2含量波动范围很大，有些天然CO2气井含量高达99％(v)，利用井口压力直接经除尘、干燥、脱除重烃和硫化物后即可使用；而工业副产气源又可分为工业排放的废气和生产过程中的副产气，含有CO2的工业废气占全球工业排放废气的大多数，尤其是CO2含量为9％～40％的高温低压或常压的高炉废气、烟道气、窑(炉)气等燃烧(后)废气，是导致全球气体温室效应的主要来源，因此，在当下碳中和的大趋势下，如何在保证工业正常发展前提下对这些含有CO2的工业废气进行CO2捕集回收加以利用，是目前碳中和达标的主要途径之一。
从工业废气中捕集回收CO2的主要方法有三种，包括催化还原法、液体吸收法(湿法)与吸附法(干法)，其中，吸附法具有应用范围广、处理量大、操作简单且操作弹性大、***中无第三种物质引入、自动化控制程度高等优势，但其收率低、纯度低，适合于脱碳净化程度较低，单位回收率的能耗反而较高。因此，如何改善吸附法收率低或纯度低的技术瓶颈并且可以进一步降低能耗，使得CO2单位回收率能耗低，业已成为吸附法捕集CO2最具紧迫的开发课题。
对于燃烧(后)废气，如典型的烟道气工况为，经过粉尘与雾化颗粒及油滴的捕集分离后的烟道气组分为，27％的CO2、70％的N2、2％O2、1％水以及微量的一氧化碳(CO)、甲烷(CH4)和轻烃类有机物(CmHn)，温度为150～200℃，压力为常压或微正压。变压吸附(PSA)回收CO2工艺，是利用CO2的沸点与极性(被吸附剂吸附能力的一种物性)与N2、O2、CO、CH4相差较大的特性，许多吸附剂优先选择吸附CO2，并且作为优选被吸附的吸附质CO2的浓度相对较高，满足常规的能耗较低的变压吸附(PSA)工艺条件，其中，所采用的吸附剂，包括硅胶、活性炭和13X分子筛等，这些吸附剂吸附CO2的能力依次增强，但解吸难度也依次增加。PSA工艺是从吸附相中获得CO2浓缩气，其纯度可高达95～99％，并经过增压后作为产品气输出直接使用，如造船与大型容器电焊保护气、二次采油注入剂、超临界发电工作介质、超临界萃取剂及食品工业添加剂等，或进一步经催化反应、深度干燥与吸附净化后经CO2低温精馏或分级冷凝或闪蒸***等获得高纯度的CO2液体产品，纯度为大于99.95～99.99％，可作为电子级产品使用。虽然，从烟道气中回收CO2的PSA工艺成熟及有所应用，但仍然存在着一些非常明显的技术经济缺陷，阻碍了PSA工艺的广泛应用。
第一，PSA回收CO2工艺未能充分利用烟道气自身的能量，包括温度与压力，导致PSA工艺浪费原料气自身所具有的能量且需要额外的能耗来进行PSA工艺，单位产品的能耗高。比如，在PSA工艺中，采用硅胶吸附剂的吸附压力为0.5～0.8MPa，吸附温度为常温，而烟道气是高温及低压或常压，进而需要对烟道气降温与加压，需要消耗大量无用功去降温或压缩80％以上的无用杂质组分，因此，单从烟道气自身能量考虑，采用硅胶吸附剂的PSA回收CO2工艺的能耗与成本是比较高的，技术经济性比较差。同时，硅胶的吸附容量比较小，进而，低压或常压的原料气量增大时，需要装填更多的硅胶，成本进一步增加；采用高质量活性炭为吸附剂时，吸附压力可以比较低，但吸附温度仍然是常温，原料气的自身能量仍然没有得到充分利用。由于活性炭的CO2吸附能力高于硅胶，因而，解吸能力相对于硅胶比较弱。采用13X分子筛或炭分子筛等吸附容量更大的吸附剂，CO2的饱和吸附容量更大，但解吸更困难，需要增设抽真空解吸步骤，增加了投资与能耗，并且，在加压或环境温度下，与CO2吸附能力相当甚至更强的杂质组分，如水、乙烷及轻烃类有机物(CmHn)等与CO2发生共吸附，使得从解吸气中获得的CO2浓缩气或产品气的纯度下降，对后续生产高纯度的液体CO2产品的诸如低温精馏或分级冷凝或闪蒸等装置的操作产生很大的负面影响，需要增设更多的净化装置才能保证低温操作设备的稳定与安全，导致设备投资与操作成本大幅度增加。在常规的PSA工艺中，无论哪种吸附剂，最终产品都从吸附相中提取出接近常压的气态CO2，而且，吸附压力与解吸压力之比越大，收率就越高，但能耗就越大。
第二，从吸附相中获取产品的低压或常压PSA工艺，“产品纯度与收率反比关系”非常突出。比如，采用4个(台)轴向流固定床层的吸附塔，吸附剂为硅胶，吸附压力为0.5～0.8MPa，吸附温度为环境温度，常压冲洗解吸，吸附与解吸循环操作周期为160秒(s)，CO2产品气的纯度为99％，产量为3000～4000Nm3/h，其电耗为0.30～0.40kw/Nm3·CO2，但收率仅为50～70％。因此，单位产品的实际成本比较高，按目前市场上99％纯度的CO2价格计，CO2回收的实际成本是大于市场价格，经济效益较差，低于碳排放交易市场上所购得的排放权益。同时，由于非吸附相的气体作为直接排放气，必须满足大气排放标准，目前限定排放气中的CO2含量小于1％，进而，若从吸附相中获得的产品纯度要求越高，吸附剂装填量就越大，发生CO2深度吸附或与杂质组分共吸附就越严重，收率就越低。这也使得PSA工艺的推广应用受到较大限制的主要原因之一。
第三，PSA工艺受到烟道气中CO2浓度波动影响非常大，导致较差的经济性而无法和其它回收技术竞争。常规的固定床PSA工艺适宜于从含CO220％～50％的原料气中提取产品，对于以硅胶作为吸附剂的PSA-CO2工艺，CO2含量低于20％的工业排放废气，虽可分离，但该气源为常压，需要消耗大量无用功去压缩80％以上的无用杂质组分，以满足PSA分离所需的起码分离压力，从生产成本看，回收是不经济的。对于以活性炭、13X等分子筛作为吸附剂的PSA-CO2工艺，CO2含量低于15％的工业排放废气，从降低电耗和吸附剂合理化的观点出发，可以采用两段式PSA串联工艺，第一段工艺没有置换步骤进行CO2的初步浓缩，非吸附相气体作为排放气，必须满足国家大气排放标准，即，排放气中的CO2含量必须小于1～2％，第二段工艺有置换步骤，并且，置换出来的置换废气再回到第一段进口再吸附，以提高CO2的回收率，从第二段工艺的解吸气中获得CO2产品气，浓度为99％。但是，二段PSA工艺流程较长，置换所需的循环量较大，设备投资与能耗较大，并且CO2浓缩的程度或纯度要求越高，置换气的循环量就越大，能耗也就越大。此外，一般是采用CO2产品气为置换气体，置换气循环量变大，CO2产品气收率就会下降，导致二段PSA工艺的成本增加，经济效益下降。因此，对于这种低压或低浓度的CO2气源用湿法加以回收或许更合适。目前，PSA工艺中有采用价格比较昂贵的13X分子筛的吸附容量与吸附效率要比硅胶和活性炭大，但解吸相对困难，需要抽真空才能使得吸附剂再生完全，能耗增加，尤其对常压常温吸附中，13X分子筛仍然具有较强较大的吸附力与吸附容量，但由于抽真空度极限的限制而无法使得吸附剂再生完全。同时，吸附塔的高径比就要大，在塔内的气体流速比较小，需要足够长的传质路径来满足CO2平衡吸附达到饱和或接近饱和，吸附剂装填量大幅度增加，吸附塔内的死空间率就越大，导致收率就越低，并且，吸附塔吸附剂床层越高，抽真空的效果就越差，吸附剂再生就越不完全。
发明内容
针对从混合气中回收二氧化碳(CO2)现有的轴向流固定床层PSA工艺的一些问题，本发明采用一种全温程变压吸附(Full Temperature rangePSA——FTrPSA)新工艺用于从含有CO2的烟道气中回收CO2的PSA工艺，是一种以变压吸附(PSA)为基础，充分利用烟道气为原料气的温度与压力、原料气体中含有的大部分氮气(N2)、少量氧气(O2)及一氧化碳(CO)为主要的非吸附相气体组分与主要吸附质CO2杂质组分在60～120℃温度范围，以及常压～2.0MPa压力范围内的吸附分离系数及物理化学性质的差异性，采取中温变压吸附过程中吸附与解吸易于匹配和平衡的循环操作，在避免CO2被深度吸附及与极性较强的杂质组分共吸附问题的发生的同时，从烟道气中高收率、高纯度、低能耗、低成本地分离和提纯所需的CO2，为此，具体方案如下：
一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附(FTrPSA)工艺，包括如下步骤：
(1)预处理，来自含CO2的工业排放烟道气为原料气，经过冷却至60～120℃后除尘除油除雾以及鼓风及/或压缩组成的预处理工序，脱除包括固体颗粒物、绿油、碳六及碳六以上(C6+)烃类杂质组分，进入下一个工序，中温PSA浓缩；
(2)中温PSA浓缩，经过预处理工序的原料气，进入操作温度为60～120℃、操作压力为常压～2.0MPa的中温PSA浓缩***，***为至少由2个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附(PSA)，多台吸附塔交替循环操作，保证原料气的连续进入，1个或多个吸附塔处于吸附状态，其余吸附塔为再生状态，在吸附塔内，透过床层由塔顶排出的非吸附相气体作为排放气，CO2含量小于等于1.0％(v/v)，或直接排放，或作为其它用途，其中，中温PSA浓缩***中的吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀及/或程序控制阀及/或其它阀门组成的控制***进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节。解吸工艺包括，或置换，或顺放，或均压降，或逆放，或抽真空，或冲洗，或抽真空+冲洗，或均压升，或终充，或多个步骤组合，与吸附步骤形成闭合的吸附与解吸的循环操作；从吸附塔底流出的富CO2浓缩气体(CO2CG)，CO2浓度为92～99％，收率为60～80％，或直接作为产品气输出，或进入下一步骤-CO2精制；
(3)CO2精制，来自中温PSA浓缩工序的CO2浓缩气体(CO2CG)，经催化加氢或空气氧化脱除CO2CG中少量的一氧化碳(CO)、乙烷(C2H6)和碳二及碳二以上轻烃类有机物(CmHn)，再经冷却、深度干燥与一次性吸附净化后，得到的净化CO2CG，进入CO2低温精馏或分凝或闪蒸***，从中得到纯度大于等于99.99％的CO2液体产品，从中得到的不凝气体，作为深度干燥的再生气，产生的热再生废气，一部分作为中温PSA浓缩***的冲洗气，一部分经冷却后作为再生气循环使用，由此，得到的CO2液体产品的收率大于等于80～90％。
进一步的，所述的作为原料气(F)，包括来自富CO2天然气或油田伴生气的天然CO2气源，与来自工业排放的包括含有CO2的高炉废气、烟道气、窑(炉)气在内的燃烧(后)废气和生产过程中副产的包括天然气重整转化制氢转化气、煤制氢、沼气及PSA解吸气的工业副产气源，含CO2浓度为3～90％(v)，中温PSA浓缩***的操作温度为60～120℃，操作压力为常压至2.0MPa，原料气的处理流量大于等于100Nm3/h。
进一步的，所述的中温PSA浓缩***中的吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的一种或多种吸附剂组合中，优选的分子筛包括4A、5A与13X，优选的是按比例的混装分子筛，且多种吸附剂组合的比例，按原料气中CO2浓度与压力大小进行分配，优选的，常压或微正压或含低浓度CO2的原料气工况下，分子筛装填比例大于等于70％，压力大于0.3MPa或含高浓度CO2的原料气工况下，硅胶/活性炭与分子筛装填比例为40～50％:50～60％。
进一步的，所述的解吸工艺包括置换，置换过程中的置换气来自，或CO2浓缩气(CO2CG)，或顺放气，或逆放气或抽真空或冲洗废气组成的解吸气，优选的来自CO2浓缩气(CO2CG)，且置换步骤设置在吸附步骤结束后进行，置换(DP)步骤的操作压力与吸附操作压力相等，且置换步骤产生的置换废气返回到原料气循环使用，由此，经过置换的中温PSA***所产生的CO2浓缩气(CO2CG)纯度大于等于96～99％，收率大于等于70～80％。
进一步的，所述的解吸工艺包括冲洗，冲洗过程中的冲洗气来自，或顺放气，或原料气(F)，或CO2浓缩气(CO2CG)，或非吸附相排放气，或CO2精制工序的不凝气体，或CO2精制工序的再生气，优选的，来自CO2精制工序中深度干燥工序的热再生废气，作为中温PSA浓缩***的冲洗气。
进一步的，所述的解吸包括终充，终充气来自，或原料气(F)，或解吸气(D)，或CO2浓缩气(CO2CG)，或非吸附相排放气，或CO2精制工序的不凝气体，或CO2精制工序的再生气，优选的，来自原料气为终充气。
进一步的，所述的中温PSA浓缩工序替代天然气或甲醇或煤制氢过程中的包括有机胺为吸收剂的液体吸收脱碳工序，来自天然气或甲醇或煤水蒸气转化或变换反应得到的含20～30％CO2的转化气或变换气，经过换热至60～120℃后直接进入中温PSA浓缩工序，从中流出的非吸附相的富氢中间气，CO2浓度控制在小于等于1～2％，经加压至后续PSA提氢工序所需的压力进入PSA提氢工序，从其非吸附中获得氢气产品气，从吸附相得到的常压解吸气，或作为天然气或甲醇或煤制氢***的燃料气，或返回至中温PSA浓缩工序，从中流出的吸附相的CO2浓缩气，纯度大于等于96％，再进入CO2精制工序，由此，使得天然气或甲醇或煤制氢整个工艺中实现零排放。
进一步的，所述的中温PSA浓缩工序，根据CO2回收的产量调节烟道气进入浓缩工序的流量比例，产生的非吸附相气体与未回收的烟道气混合排出，满足烟道气排放指标与回收CO2所获得的减排指标之间的平衡。
本发明的有益效果如下：
(1)本发明适用于高低不同的浓度、压力及温度的各种可回收CO2的原料气，包括来自富CO2天然气或油田伴生气的天然CO2气源，与，来自工业排放的包括含有CO2的高炉废气、烟道气、窑(炉)气在内的燃烧(后)废气和生产过程中副产的包括天然气重整转化制氢转化气、煤制氢、沼气及PSA解吸气的工业副产气源；
(2)本发明充分利用了烟道气自身所具有的较高温度的特点，无需将其降温到环境温度有利于传统的PSA工艺吸附，而是在60～120℃下直接进行中温PSA浓缩，节省了热量，并且有利于中温PSA浓缩过程中吸附与解吸达到一种动态平衡，避免了CO2以及其它极性较强的杂质组分被深度吸附或共吸附的发生，即，吸附容易，解吸也容易，吸附剂再生完全，使用寿命延长；
(3)本发明大幅度缓解了PSA工艺中从吸附相中获得产品气所呈现的“纯度与收率反比关系”的矛盾，在保证所释放出的非吸附相气体中CO2浓度较低的前提下，同时使得CO2在吸附相的浓缩度增加；
(4)本发明通过调整复合吸附剂装填比例来适应于不同原料气的来源与原料气出现较大的波动工况，尤其是针对传统的PSA工艺对含CO2的低压及低浓度的烟道气或其它含CO2的工业排放废气为原料气工况进行回收CO2的两段PSA工艺的不经济性，本发明弥补了该工况的PSA工艺的缺陷，技术经济效益明显；
(5)本发明还可以用来对天然气或甲醇制氢过程中的有机胺溶液吸收脱碳(湿法脱碳)工序进行替代，在不影响后续PSA提氢工序与脱碳要求的操作及指标下，能够完全去掉湿法脱碳中的巨大的吸收剂循环量与消耗量所带来的物耗与能耗，同时使得后续PSA提氢工序的常压解吸气再次返回到脱碳原料气中，进一步回收CO2，使得制氢整个装置的操作达到零排放。
附图说明
图1为本发明实施例1流程示意图；
图2为本发明实施例2流程示意图；
图3为本发明实施例3流程示意图。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。
实施例1
如图1所示，一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附(FTrPSA)工艺，包括如下步骤，
(1)预处理，来自含CO2的工业排放烟道气为原料气，主要组成为，25％的CO2、70％的N2、2％O2、1％水、1％的一氧化碳(CO)、甲烷(CH4)和烃类有机物(CmHn)，以及1％的悬浮颗粒物与焦油，温度为160～200℃，压力为0.01～0.02MPa，流量为4万标方米/小时(Nm3/h)，经过冷却器冷却至60～120℃后进入由除尘除油除雾以及鼓风机组成的预处理工序，脱除原料气中的悬浮颗粒物、焦(绿)油、碳六及碳六以上(C6+)重烃类杂质组分，进入下一个工序——中温PSA浓缩；
(2)中温PSA浓缩，经过预处理工序的原料气，进入操作温度为60～120℃、操作压力为0.1～0.2MPa的由4台吸附塔串联组成的中温PSA浓缩工序，其中，4台吸附塔交替循环操作，保证原料气与CO2浓缩气的连续进入与产出，1台吸附塔始终处于吸附状态，其余3台吸附塔处于解吸再生状态，在吸附塔内，透过床层由塔顶排出的非吸附相气体作为排放气，CO2含量小于等于1.0％(v/v)，作为排放气直接排放，4台吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭与分子筛的多种吸附剂组合，其中，活性氧化铝、硅胶及活性炭的装填量与分子筛的装填量比例为2.5～3:7～7.5，而分子筛采用5A与13X且两者比例为2～3:7～8，4台吸附塔之间通过设置在连接管道上的一组程序控制阀及调节阀组成的控制***进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节，其中的解吸步骤包括，抽真空、冲洗及终充，与吸附步骤形成完整的闭合吸附-抽真空-冲洗-终充的吸附与解吸再生的PSA循环操作过程，从处于抽真空解吸步骤的吸附塔塔底流出的富CO2浓缩气体(CO2CG)，CO2浓度为94～96％，进入下一步骤——CO2精制，而在冲洗步骤中，来自CO2精制工序中深度干燥工序的热再生废气，作为中温PSA浓缩***的冲洗气进行冲洗，产生的冲洗废气经过换热冷却后与非吸附相气体一起作为排放气直接排放，采用原料气为终充气，对经冲洗后的吸附塔进行充压，使得吸附塔内的压力达到吸附步骤所需的压力，使得中温PSA浓缩工序进入下一轮吸附与解吸的闭合循环操作；
(3)CO2精制，来自中温PSA浓缩工序的CO2浓缩气体(CO2CG)，经空气催化氧化反应器反应，脱除CO2CG中少量的一氧化碳(CO)、乙烷(C2H6)和碳二及碳二以上轻烃类有机物(CmHn)，再经冷却、深度干燥与一次性活性炭吸附净化后，得到的净化CO2CG，露点小于-40℃，进入CO2低温精馏(冷箱)，从中得到纯度大于等于99.995％的CO2液体产品，从冷箱逸出的不凝气体，经加热后作为深度干燥的再生气，而产生的热再生废气，作为中温PSA浓缩***的冲洗气返回，由此，得到的CO2液体产品的收率大于等于90％。
实施例2
如图2所示，在实施例1基础上，4台吸附塔进行相应的吸附与解吸的循环步骤为，吸附-置换-抽真空-终充，即，与实施例1不同的是，吸附步骤后，采用抽真空步骤产生的一部分CO2浓缩气体(CO2CG)为置换气，经真空泵背压调节或经鼓风机增压调节至与吸附压力相等的置换压力，对处于置换步骤的吸附塔进行置换，置换步骤产生的置换废气返回到原料气循环使用，置换步骤结束后进行的抽真空步骤，从中产生的CO2浓缩气体(CO2CG)，纯度大于等于98％，收率大于等于80％。
实施例3
如图3所示，在实施例1及2基础上，采用中温PSA浓缩工序替代天然气水蒸气重整制氢过程中的n-甲基二乙醇胺(MDEA)为吸收剂的液体吸收脱碳工序，来自天然气或甲醇或煤水蒸气转化及中温变换反应得到的含20～30％CO2的变换气，经过换热冷却至60～120℃后直接进入中温PSA浓缩工序，从中流出的非吸附相的富氢中间气，CO2浓度控制在小于等于1～2％，经加压至后续PSA提氢工序所需的压力(2.2MPa)进入PSA提氢工序，从其非吸附中获得纯度大于等于99.99％的氢气产品气，从吸附相得到的常压解吸气，一部分作为天然气制氢***的燃料气，一部分返回至中温PSA浓缩工序，从浓缩***中流出的吸附相的CO2浓缩气，纯度大于等于96％，收率大于等于80％，再进入CO2精制工序，由此，使得天然气水蒸气重整转化制氢整个工艺中实现气体的零(碳)排放。
Claims (10)
1.一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，包括如下步骤：
(1)预处理，来自含CO2的工业排放烟道气为原料气，经过冷却至60～120℃后除尘除油除雾以及鼓风及/或压缩组成的预处理工序，脱除包括固体颗粒物、绿油、碳六及碳六以上烃类杂质组分，进入下一个工序，中温PSA浓缩；
(2)中温PSA浓缩，经过预处理工序的原料气，进入操作温度为60～120℃、操作压力为常压～2.0MPa的中温PSA浓缩***，***为至少由2个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，多台吸附塔交替循环操作，保证原料气的连续进入，1个或多个吸附塔处于吸附状态，其余吸附塔为再生状态，在吸附塔内，透过床层由塔顶排出的非吸附相气体作为排放气，CO2的体积百分数小于等于1.0％，其中，中温PSA浓缩***中的吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的一种或多种吸附剂组合，吸附塔之间通过设置在连接管道上的调节阀和/或程序控制阀和/或其它阀门组成的控制***进行PSA吸附与解吸循环操作过程中压力变化的控制与调节；解吸工艺包括置换，或顺放，或均压降，或逆放，或抽真空，或冲洗，或抽真空加冲洗，或均压升，或终充，或多个步骤组合，与吸附步骤形成闭合的吸附与解吸的循环操作；从吸附塔底流出的富CO2浓缩气体，CO2浓度为92～99％，收率为60～80％，或直接作为产品气输出，或进入下一步骤CO2精制；
(3)CO2精制，来自中温PSA浓缩工序的CO2浓缩气体，经催化加氢或空气氧化脱除CO2浓缩气体中少量的一氧化碳、乙烷和碳二及碳二以上轻烃类有机物，再经冷却、深度干燥与一次性吸附净化后，得到的净化CO2浓缩气体，进入CO2低温精馏或分凝或闪蒸***，从中得到纯度大于等于99.99％的CO2液体产品，从中得到的不凝气体，作为深度干燥的再生气，产生的热再生废气，一部分作为中温PSA浓缩***的冲洗气，一部分经冷却后作为再生气循环使用，由此，得到的CO2液体产品的收率大于等于80～90％。
2.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的作为原料气，包括来自富CO2天然气或油田伴生气的天然CO2气源，与来自工业排放的包括含有CO2的高炉废气、烟道气、窑气、炉气在内的燃烧废气和生产过程中副产的包括天然气重整转化制氢转化气、煤制氢、沼气及PSA解吸气的工业副产气源，含CO2的体积浓度为3～90％，中温PSA浓缩***的操作温度为60～120℃，操作压力为常压至2.0MPa，原料气的处理流量大于等于100Nm3/h。
3.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的中温PSA浓缩***中的吸附塔中装填有活性氧化铝、硅胶、活性炭、分子筛、碳分子筛的一种或多种吸附剂组合；分子筛包括4A、5A、13X、按比例的混装分子筛，且多种吸附剂组合的比例，按原料气中CO2浓度与压力大小进行分配，常压或微正压或含低浓度CO2的原料气工况下，分子筛装填比例大于等于70％，压力大于0.3MPa或含高浓度CO2的原料气工况下，硅胶/活性炭与分子筛装填比例为40～50％:50～60％。
4.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的解吸工艺包括置换，置换过程中的置换气来自，或CO2浓缩气，或顺放气，或逆放气或抽真空或冲洗废气组成的解吸气，且置换步骤设置在吸附步骤结束后进行，置换步骤的操作压力与吸附操作压力相等，且置换步骤产生的置换废气返回到原料气循环使用，由此，经过置换的中温PSA***所产生的CO2浓缩气纯度大于等于96～99％，收率大于等于70～80％。
5.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的解吸工艺包括冲洗，冲洗过程中的冲洗气来自顺放气，或原料气，或CO2浓缩气，或非吸附相排放气，或CO2精制工序的不凝气体，或CO2精制工序的再生气。
6.根据权利要求5所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，冲洗过程中的冲洗气为来自CO2精制工序中深度干燥工序的热再生废气。
7.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的解吸包括终充，终充气包括原料气，或解吸气，或CO2浓缩气，或非吸附相排放气，或CO2精制工序的不凝气体，或CO2精制工序的再生气。
8.根据权利要求7所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，终充气为原料气。
9.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的中温PSA浓缩工序替代天然气或甲醇或煤制氢过程中的包括有机胺为吸收剂的液体吸收脱碳工序，来自天然气或甲醇或煤水蒸气转化或变换反应得到的含20～30％CO2的转化气或变换气，经过换热至60～120℃后直接进入中温PSA浓缩工序，从中流出的非吸附相的富氢中间气，CO2浓度控制在小于等于1～2％，经压缩机加压至后续PSA提氢工序所需的压力进入PSA提氢工序，从其非吸附中获得氢气产品气，从吸附相得到的常压解吸气，或作为天然气或甲醇或煤制氢***的燃料气，或返回至中温PSA浓缩工序，从中流出的吸附相的CO2浓缩气，纯度大于等于96％，再进入CO2精制工序，由此，使得天然气或甲醇或煤制氢整个工艺中实现零排放。
10.根据权利要求1所述的一种从烟道气中回收CO2的全温程变压吸附工艺，其特征在于，所述的中温PSA浓缩工序，根据CO2回收的产量调节烟道气进入浓缩工序的流量比例，产生的非吸附相气体与未回收的烟道气混合排出，满足烟道气碳排放指标与回收CO2所获得的碳减排指标之间的平衡。
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| RJ01 | Rejection of invention patent application after publication |
Application publication date: 20220819 |
|
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