采用热优化的热闪蒸溶剂再生的通过吸附处理气体的方法与流程

1.本发明涉及气体处理领域，本发明更特别涉及采用热闪蒸溶剂再生通过吸附（化学、物理或混合）处理气体的方法。这种类型的再生通常限于溶剂的部分再生被认为足以满足经处理的气体的规格的应用。
2.目标领域由此基本上是脱二氧化碳的情况（天然气、沼气、合成气，从来自焚化炉、燃煤电站、高炉等的工业烟气中捕获co2）。
3.涉及所谓严格规范（h2s、cos、硫醇、so
x
、no
x
等）的情况通常需要通过蒸汽夹带效应（更通常称为蒸汽汽提，即通过使用惰性气体夹带来提取挥发性化合物的过程）在再生器中获得更高水平的溶剂再生以达到所需品质的废溶剂的装置。热闪蒸再生模式通常证实不适用于这些情况。
现有技术
4.采用溶剂，优选采用胺通过吸收处理气体的设备常规由两个化学反应器组成：吸收器和再生器。在吸收器中，向下流动的溶剂遇到向上流动的气态混合物，并与其中所含的酸性气体结合。“增甜的”气态混合物离开吸收器，其释放要去除的化合物，并且“富”溶剂携带酸性气体。在再生器中，富溶剂可以通过汽提，即在汽提塔（蒸发器）和锅炉中连续加热以蒸发(evacuate)富酸蒸气来再生，或通过热闪蒸，即直接通入再沸器，随后进行热闪蒸以使其释放解吸的气态化合物来再生。该溶剂——“贫”酸性气体——由来自吸收器的富溶剂冷却。冷的贫溶剂可以随后返回吸收器以洗涤该气体。
5.与任何过程一样，通过吸收处理气体的方法的挑战是设备的资本支出（capex）和运营支出（opex）。采用简单的热闪蒸再生的吸收方法是本领域技术人员已知的，并在一定程度上解决了这些挑战：与需要通过汽提再生的工艺相比，资本支出是有限的（首先没有再生塔），并且该工艺消耗的能量（再沸器功率）可以大大降低（这是该工艺的运营支出中的主要项目）。
6.热闪蒸再生模式通常限于低水平的溶剂再生就足够了的应用领域。或者说，满足处理气体中的目标规格不需要贫溶剂中非常低的酸性气体（co2、h2s）残余量（在具有宽松规格的脱二氧化碳的情况下：天然气、沼气、从工业烟气中捕获co2等）。
7.与这种热闪蒸再生模式相关的热集成通常是有限的。它采用原料/流出物热交换器的装置形式，所述热交换器能够由离开再生工段的热的贫溶剂来重新加热来自吸收工段的冷的富溶剂。图2中给出了一个实例（稍后在详述中详细说明），用于以气体管道规格（通常为2.5体积%的co2）为目标的天然气脱二氧化碳的情况。在该实例中，来自再生工段的热的、水饱和的co2流出物中的热能没有得到有效利用。来自冷却气态流出物的热量通常使用冷却塔或水冷却器来消散。
8.对沼气清洁应用，hitachi zosen inova（hzi）建议回收来自co2流出物的热量和来自热的贫溶剂的热量（参见图3，稍后在说明书中详细描述）。但是，建议的交换器布置不被认为是最佳的。原因在于所述的co2/富溶剂交换器的选址（即在富溶剂/贫溶剂交换器的
上游）减少了来自贫溶剂的热量回收，并因此对该工艺的热集成不利。
9.文献wo 2019/053367（air liquide）又提出，同样对沼气清洁应用，使用热泵（hp）以减少工艺中的热消耗。但是，该过程的电力消耗和设备的资本支出（由于热泵的压缩机）大大提高。
10.因此可以看出，迄今为止对以下问题尚没有完全令人满意的解决方案：在不提高电力消耗和设备的资本支出的同时显著降低吸附过程中的热消耗。
11.本发明通过提出用于溶剂再生的热闪蒸并结合改进的热集成来解决该技术问题。下面详细描述本发明。
12.在下面的描述中，术语“热交换器”或更简单的“交换器”是指能够将热能由一种流体转移至另一流体而不混合流体的任何装置。热交换可以经由分隔流体的交换表面间接地发生。在这种情况下，热流跨越分隔该流体的交换表面。
13.在下面的描述中，除非另行说明，压力是以巴表示的绝对压力。
14.发明概述本发明涉及通过化学、物理或混合吸收要去除的化合物来处理气体的方法，其至少包括：a）在吸收器1中吸收所述要去除的化合物的步骤，其通过使要处理的气体料流101与温度优选为20至60℃的溶剂料流，称为“贫溶剂”117接触以获得经处理的气体102和富含要去除的化合物的溶剂，称为“富溶剂”103；b）在中压闪蒸容器2中任选分离富溶剂103以解吸共吸收的化合物106并提供温度优选为40至80℃的冷的富溶剂104的步骤；c）冷的富溶剂料流104的部分104a与热的贫溶剂料流110之间在热交换器3a中热交换以获得温度优选为60至170℃、非常优选为100至130℃的重新加热的富溶剂料流105a和温度优选为45至90℃、非常优选为60至90℃的冷却的贫溶剂料流115的步骤；d）冷的富溶剂料流104的互补部分104b与热的解吸气体流出物112之间在热交换器3b中热交换以获得温度优选为60至170℃、非常优选为100至130℃的重新加热的富溶剂料流105b和温度优选为45至90℃、非常优选为60至90℃的冷却的解吸气体料流113的步骤，所述热的解吸气体流出物112对应于来自步骤g）中的闪蒸分离的解吸气体料流111和来自步骤e）中的任选闪蒸分离的气态化合物料流107；e）在热集成步骤出口处，在低压闪蒸容器4中任选分离重新加热的富溶剂料流105a和105b的步骤，能够分离温度优选为60至170℃、非常优选为100至130℃的气态化合物107和温度优选为60至170℃、非常优选为100至130℃的富溶剂料流108；f）通过在再沸器5中在优选为70至180℃的温度下加热来再生该富溶剂108以获得双相再生溶剂109的步骤；g）在低压闪蒸容器6中分离双相再生溶剂109的步骤，能够分离温度优选为70至180℃、非常优选为110至140℃的热的贫溶剂料流110和温度优选为70至180℃、非常优选为110至140℃的包含解吸气体形式的要去除的化合物的气态料流111；h）最终冷却该冷却的贫溶剂115以获得温度优选为20至60℃的完全冷却的贫溶剂料流116，以备再次以贫溶剂料流117形式进料至吸收器1。
15.送至热交换器3a的冷的富溶剂料流的部分104a可以占总富溶剂料流的0.5重量%
至50重量%、优选5重量%至40重量%。
16.步骤b）中在中压闪蒸容器中的分离可以在高于低压闪蒸容器中的分离的压力下进行，该压力为3至10巴、优选5至10巴、非常优选5至7巴。
17.步骤e）和g）中在低压闪蒸容器中的分离可以在0至9巴、优选1至4巴的压力下进行。
18.在一个实施方案中，步骤e）和g）中在低压闪蒸容器中的分离在1至4巴的相同压力下进行，并且步骤b）中在中压闪蒸容器中的分离在5至10巴的压力下进行。
19.在一个实施方案中，步骤f）中在再沸器中的加热和步骤g）中在低压闪蒸容器中的分离在严格为0至1巴的压力下进行。在这种情况下，再沸器中的温度为70至100℃。
20.在另一实施方案中，再沸器中的运行压力为1至9 bar、优选1至4巴，并且再沸器中的温度为100至140℃、优选110至140℃。
21.该溶剂可以是包含至少一种胺的化学溶剂。
22.该溶剂优选包含叔胺和仲胺的混合物。
23.该方法可以包括解吸的气体料流113的最终冷凝的步骤i），其目的是限制该方法中的水损失，以获得温度优选为20至60℃的冷却的解吸化合物的料流114。
24.吸收步骤a）中的运行压力可以为1至80巴。
25.要处理的气体可以选自沼气、天然气、合成气(synthesis gas)（合成气(syngas)）或工业烟气，例如燃煤电站、焚化炉或高炉烟气。
26.本发明还涉及能够实施根据本发明的方法的气体处理设备，其至少包括：-允许要处理的气体与被称为“贫溶剂”的溶剂接触以获得经处理的气体和富含要去除的化合物的溶剂（称为“富溶剂”）的吸收器1；-用于中压闪蒸该富溶剂以解吸共吸收的化合物的任选容器2；-冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器3a；-冷的富溶剂/热的气体流出物热交换器3b；-用于将进料到冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器3a的冷的富溶剂部分分流(short-circuiting)至冷的富溶剂/热的气体流出物热交换器3b的管道；-在热集成步骤出口处的任选的低压闪蒸容器4，能够将富溶剂脱气；-能够加热富溶剂的再沸器5；-低压闪蒸容器6，能够分离再生溶剂和解吸气体形式的要去除的化合物；-任选的用于解吸气体的最终冷凝器7，其目的是限制该方法中的水和溶剂损失；-用于贫溶剂的最终冷却器8；-用于（贫和/或富）溶剂的一组泵9，使该溶剂能够循环。
27.热交换器3a和热交换器3b可以由同一装置组成。
28.附图概述根据本发明的方法和设备的其它特征和优点在参照下述附图1和4阅读非限制性示例性实施方案的以下描述时将变得显而易见。
29.图1显示了根据本发明的方法的示意图（使用天然气的脱二氧化碳的实例）。
30.根据本发明提出的方法（图1）涉及利用热闪蒸溶剂再生通过在物理、化学或混合溶剂中吸收来处理气体——混合是指物理和化学溶剂的混合物——并至少包括以下步骤：-在能使要处理的气体与贫溶剂接触的吸收器1中吸收要去除的化合物的步骤；-在容器2中通过中压闪蒸mp任选分离富溶剂的步骤，其目的是解吸共吸收的化合物（在天然气处理应用中通常为烃类）；-采用冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器3a的热集成步骤；-采用冷的富溶剂/热的气体流出物热交换器3b的热集成步骤；-从冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器中抽取(sampling)一部分冷的富溶剂料流；-在热集成步骤出口处在任选的低压闪蒸lp容器4中分离，能够将富溶剂脱气；-通过将富溶剂通入再沸器5的再生步骤，目的是加热该溶剂以便将该溶剂再生至所需品质，随后在低压闪蒸lp容器6中分离，能够分离再生溶剂和解吸气体形式的要去除的化合物；-在最终冷凝器7中对解吸气体进行的任选的最终冷凝，目的是限制该方法中水和溶剂损失；-在冷却器8中最终冷却该贫溶剂；-借助一组（贫和/或富）溶剂泵9在吸收和再生工段之间循环该溶剂。溶剂回路中泵的数量和位置可以根据应用的类型而不同（取决于吸收和再生工段的运行压力）。
31.图2显示了采用富溶剂/贫溶剂交换器的常规用于天然气脱二氧化碳的具有热闪蒸再生的吸收方法。
32.现有技术的方法包括通过使要处理的天然气料流201与称为“贫溶剂”的溶剂料流217接触以得到经处理的气体202和称为“富溶剂”的富含要去除的化合物的溶剂203来进行的在吸收器1中从所述天然气中吸收要去除的化合物的步骤，在中压容器2中闪蒸富溶剂203以解吸共吸收的化合物206并得到冷的富溶剂204的任选步骤，在交换器3中在冷的富溶剂204与热的贫溶剂料流210之间热交换以获得重新加热的富溶剂料流205和冷却的贫溶剂料流215的步骤；能够分离气态化合物207与富溶剂料流208的任选的闪蒸分离4；富溶剂208在再沸器5中再生以获得双相形式的再生溶剂209；对再生溶剂的低压闪蒸分离6，能够分离不含解吸气体的再生溶剂料流或“热的贫溶剂”210和解吸的气体料流211；“热的贫溶剂”210进入热交换器8以便被冷却，形成冷的贫溶剂216；可任选使用泵9在吸收器1的入口处进料称为“贫溶剂”的溶剂217。
33.形成料流212的气态化合物207和211的送至冷凝器7的最终冷凝以形成气体料流214；冷却的贫溶剂215最终冷却以获得完全冷却的贫溶剂料流216以备借助溶剂循环泵9以贫溶剂料流217的形式再次进料至该吸收器1。
34.图3显示了hitachi zosen inova（hzi）提出的用于清洁沼气（去除co2）的采用热闪蒸再生的现有技术的吸收方法。
35.根据现有技术提出的方法由此包括通过使要处理的沼气的料流301与称为“贫溶剂”的溶剂料流316接触以获得经处理的气体302（生物甲烷）和称为“富溶剂”的富含要去除的化合物的溶剂303的在吸收器1中从所述沼气中吸收要去除的化合物的步骤。借助溶剂循环泵9将富溶剂料流303送至富溶剂/气体流出物热交换器2，在那里其与来自低压闪蒸容器的气态料流311和来自任选的低压闪蒸步骤4的气态料流307所形成的气体料流 312换热，以获得冷却的气态流出物313（其被送至冷凝器7以形成气体出口料流314(co2流出物)）和重新加热的富溶剂料流305（其被送至富溶剂/贫溶剂热交换器3）。由此流出的(emerging)
料流是热的富溶剂料流306，其送至闪蒸分离4以便能够分离气态化合物307和富溶剂料流308。
36.将富溶剂料流308送至能够通过加热再生富溶剂的再沸器5以获得双相再生溶剂309。
37.随后将再生溶剂309送至低压闪蒸分离6，其能够分离再生溶剂或“热的贫溶剂”料流310和解吸气体料流311。
38.该气态化合物307和311形成料流312，其进料至富溶剂/气体流出物热交换器2。
39.在冷却器8中发生冷却的贫溶剂315的最终冷却以获得完全冷却的贫溶剂料流316以备再次进料至吸收器1。
40.图4显示了在有（a）和没有（s）在冷侧抽取一部分溶剂（旁路）的情况下在富溶剂/贫溶剂交换器1中的热和冷的温度近似(temperature approximation)概念。
41.实施方案描述本发明还涉及能够实施根据本发明的方法的气体处理设备（图1），其至少包括：-允许要处理的气体与被称为“贫溶剂”的溶剂接触以获得经处理的气体和富含要去除的化合物的溶剂（称为“富溶剂”）的吸收器1；-用于中压闪蒸该富溶剂以解吸共吸收的化合物的任选容器2；-冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器3a；-冷的富溶剂/热的气体流出物热交换器3b；-用于将进料到冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器3a的冷的富溶剂部分分流至冷的富溶剂/热的气体流出物热交换器3b的管道（旁路）；-在热集成步骤出口处的任选的低压闪蒸容器4，能够将富溶剂脱气；-意在加热该溶剂并将该溶剂再生至所需品质的再沸器5；-低压闪蒸容器6，能够分离再生溶剂和解吸气体形式的要去除的化合物；-任选的用于解吸气体的最终冷凝器7，其目的是限制该方法中的水和溶剂损失；-用于贫溶剂的最终冷却器8；-用于（贫和/或富）溶剂的一组泵9，使该溶剂能够在吸收和再生工段之间循环。
42.本发明的热闪蒸再生工段至少包括再沸器5和低压闪蒸容器6，并借助热交换器3a和3b与包含吸收器1的吸收工段热集成。
43.根据本发明的气体处理方法（图1）采用通过使要处理的气体料流101与纯净的或高度贫含要去除的化合物的溶剂料流（称为“贫溶剂”）117接触以获得经处理的气体102和富含要去除的化合物的溶剂（称为“富溶剂”）103的在吸收器1中从所述气体中吸收要去除的化合物的步骤a）。吸收步骤中的运行条件通常如下：压力通常为1至80巴；对天然气处理应用通常为30至80巴，并且对烟气co2捕获或沼气清洁应用通常为1至2巴。
44.贫溶剂的温度通常取决于要处理的气体的温度和可用的冷设施，并通常为20至60℃。
45.任选地，容器2中富溶剂103的中压闪蒸分离的步骤b）（有利地在5至10巴的压力下进行，取决于来自中压闪蒸的气体的最终用途）可以解吸共吸收的化合物106并产生冷的富溶剂料流104。没有该步骤，冷的富溶剂料流104与富溶剂料流103相同。冷的富溶剂104的温度有利地取决于吸收的气体的量以及贫溶剂和要处理的气体的温度，并可以为40至80℃。
46.接下来，经由在交换器3a中冷的富溶剂料流104的部分104a和热的贫溶剂料流110之间的热交换c），可以获得重新加热的富溶剂料流105a和冷却的贫溶剂料流115。重新加热的富溶剂105a通常具有60至170℃、优选100至130℃的温度；冷却的贫溶剂115通常具有45至90℃、优选60至90℃的温度。
47.同时，在热交换器3b中在冷的富溶剂料流的互补部分104b和对应于来自步骤g）中的闪蒸分离的解吸气体料流111和来自步骤e）中的任选闪蒸分离的气态化合物料流107的热的解吸气体流出物112之间的热交换步骤d）获得了重新加热的富溶剂料流105b（重新加热的富溶剂105b通常具有60至170℃、优选100至130℃的温度）和温度通常为45至90℃、优选60至90℃的冷却的解吸气体料流113。
48.低压闪蒸分离步骤e）4可任选在热集成步骤的出口处进行，能够进行要去除的化合物的第一分离。
49.没有该步骤，送至再沸器5的富溶剂料流108是重新加热的富溶剂料流105a和105b的总和。
50.该方法还包括通过在再沸器5中在通常为70至180℃（取决于所选的运行压力）、优选100至140℃、非常优选110至140℃的温度下加热来再生富溶剂108以获得包含解吸气体形式的要去除的化合物的双相再生溶剂109的步骤f），随后是通过低压闪蒸6进行的分离步骤g），以便能够分离温度通常为70至180℃、优选110至140℃的“热的贫溶剂”料流110和在通常为70至180℃、优选110至140℃的相同温度下的解吸的气体料流111。步骤f）和g）能够进行该溶剂的热闪蒸再生。
51.该方法还包括最终冷却冷却的贫溶剂115以获得完全冷却的贫溶剂料流116以备以温度通常为20至60℃（取决于要处理的气体101的温度和可用的冷设施）的贫溶剂料流117形式再次进料至吸收器1的步骤h）。该方法可任选包括最终冷凝来自富溶剂/气体流出物交换器3b的解吸气体料流113的步骤i），其目的是限制该方法中的水损失，能够除去温度通常为20至60℃（取决于可用的冷设施）的冷却的解吸化合物的料流114。
52.本发明的核心因此是在冷的富溶剂/热的贫溶剂热交换器3a的冷侧进行富溶剂料流的部分104b的抽取，结合采用解吸气体料流（107和111）的热能的改进的热集成。
53.在没有抽取冷的富溶剂料流的部分（旁路）的情况下，该富溶剂（冷rf、热rc）/贫溶剂（热pc、冷pf）交换器3a（图4）将表现出冷侧温度的变窄：在冷侧的温度近似（标为δtf）通常为5至20℃，取决于应用和交换器技术，将小于在热侧的温度近似（标为δtc）。这可以简单地通过在交换器的冷管中流动的富溶剂的相变解释（吸收的气体的解吸和溶剂的蒸发）。在交换器的热管中流动的贫溶剂被冷却，仅将其显热释放给冷的富溶剂（状态没有变化）。在图4中，在没有借助分流管道的热集成的情况下，冷侧的温度差值（δtf）远低于热侧的温度差值（δtc，参见曲线s）。由于存在将一部分冷的富溶剂送至交换器3b的分流管道，可以降低冷侧与热侧之间的这种不平衡（参见曲线a）。
54.原因在于在富溶剂/贫溶剂交换器3a中重新平衡冷和热温度近似的唯一方法是转移（旁路）一部分送至所述交换器的冷溶剂体积流。这部分冷的富溶剂料流104b可以相反地被分别获自闪蒸分离步骤4和6的热解吸气体111和可能的107加热。使用料流111和任选的料流107能够实现该方法的热集成。
55.由此，设想的热集成能够显著提高交换器3a和3b的出口处的富溶剂的温度。这种
温度的提高转化为富溶剂的更大蒸发，并且直接结果是再沸器5的能量消耗降低。根据该方案，可以实现大约20至40%的显著的能耗增益。
56.富溶剂104b的转移的体积流量部分可以占富溶剂的总体积流量的0.5至50%、优选5至40%，取决于应用、富溶剂的负载程度（表示为酸性气摩尔数/溶剂摩尔数）和交换器3a与3b的技术。调节该转移的部分以平衡离开交换器3a和3b的两个富溶剂料流105a和105b的温度。
57.从技术角度看，热交换器3a和3b可以是两个物理上分离的交换器，或是（板交换器类型的）具有多个入口和出口的单个交换器。
58.步骤e）和g）中通过低压闪蒸的分离在通常为0至9巴、优选1至4巴的压力下进行。
59.步骤b）中通过中压闪蒸的分离在高于低压分离的压力下进行，该压力通常为3至10巴、优选5至10巴、非常优选5至7巴。
60.根据该装置的一个优选模式，闪蒸容器4和6在相同的压力下运行（除了回路中的负载损失）。lp闪蒸容器4和6的运行压力有利地为1至4巴。上限通常定义为所用溶剂的热降解的函数。mp闪蒸容器2的运行压力有利地为5至10巴。
61.再沸器5中所需的温度通常为70至180℃，取决于运行压力。有利地，当压力大于1巴时，再沸器中的温度为100至180℃、优选100至140℃、非常优选110至140℃。
62.再沸器5中的运行压力通常为0至9巴。
63.在一个实施方案中，热闪蒸分离步骤可以在真空下进行，意味着再沸器5中的步骤f）中的运行压力和步骤g）中的闪蒸分离的压力严格地为0至1巴。在这种情况下，再沸器5中的加热温度可以低于100℃、优选70至90℃。
64.在另一实施方案中，再沸器5中的运行压力可以为 1至4巴，且再沸器5中的温度为100至140℃、优选110至140℃。
65.在又一实施方案中，温度和压力经由热力学平衡直接相关，因此如果溶剂是热稳定的，或如果溶剂的降解是二阶的(second-order)（更频繁地更换设备中的溶剂储备并非经济制约因素），可以考虑闪蒸容器和再沸器中更高的压力（例如大于4巴、尤其为6至8巴的压力）。
66.应当注意，根据本发明的设备的资本支出也受到限制或甚至减少：-相对于采用常规闪蒸再生的方案（没有热集成），要考虑一些附加的设备（一个交换器和一个容器）；-相对于通过蒸汽汽提的再生的方案，用简单的容器取代了再生塔。
实施例
67.为了说明本发明在能源消耗方面的优势，下面对沼气清洁方案给出了一个实施例。
68.下表1示出了本发明用于用称为ae胺的化学溶剂将沼气清洁为生物甲烷（脱二氧化碳）的优点，所述ae胺由叔多胺、叔胺和仲多胺的混合物组成，尤其包含25重量%的pmdpta、11重量%的mdea、4重量%的哌嗪。对这种类型的应用，由于目标co2含量的规格（通常为2.5体积%），不需要通过蒸汽汽提的高水平再生。
69.溶剂的部分再生的必然结果是提高了确保该规格所需的溶剂体积流量（在目前的
情况下，相对于蒸汽汽提的高水平再生提高了 23%）。尽管如此，资本支出仍然有限，因为汽提塔被简单的容器取代，而且沼气净化装置的尺寸很小。
70.根据本发明的热闪蒸再生模式和相关的热集成允许显着降低再生该溶剂所需的再沸器功率：-相对于常规热闪蒸再生模式为44%-相对于通过蒸汽汽提模式的再生为30%这种能耗的降低可以提高甲烷化位置的生物甲烷产率，因为法规确保通过制得的沼气的自消耗来满足清洁过程的热量需求。
71.表1