CO2或SO2捕集系统有机胺溶液的变压再生节能工艺的制作方法

co2或so2捕集系统有机胺溶液的变压再生节能工艺
技术领域
1.本发明涉及co2或so2捕集技术领域，具体涉及一种co2或so2捕集系统有机胺溶液的变压再生节能工艺。


背景技术：

2.随着工业化烟气中so2对环境的影响越发严重，烟气脱硫是控制二氧化硫污染的主要技术手段，而可再生有机胺so2捕集技术越来越受到重视，但因其胺溶液再生需要消耗大量蒸汽，其应用范围受到制约。
3.胺法so2捕集的基本反应如下：
4.so2 h2o r2nh
←→
r2nh2hso3 q
ꢀꢀꢀ
(1)
5.随着越来越多的co2排放到大气中，导致的空气污染和温室效应正严重威胁着人类赖以生存的环境，co2的捕集已成为全球关注的“热点”问题。
6.co2的捕集技术包括溶剂吸收法、吸附法、低温分离法、膜分离法等。其中，有机胺溶剂吸收法是应用最为广泛的co2捕集方法，主要有一乙醇胺(mea)法和空间位阻胺法、离子液法等。
7.一乙醇胺(mea)法co2捕集的基本反应如下：
8.co2 2hoch2ch2nh2 h2o＝hoch2ch2hncoo- hoch2ch2nh
3
q
ꢀꢀꢀ
(2)
9.空间位阻胺和离子液法co2捕集的基本反应如下：
10.co2 h2o r3n
←→
rnh.hco3 q
ꢀꢀꢀ
(3)
11.以上三个脱硫、脱碳过程，都涉及到气体体积减小的放热反应过程，低温、高压环境有利于气体吸收，而高温、低压有利于溶液再生，但高温和低压无法在同一个再生塔内达到。
12.目前，对于烟气中so2和co2捕集，采用的是通用的一级吸收——一级再生流程，其再生系统如图1,该再生系统主要包括再生塔20、贫富液换热器10、再生气冷凝器30、再生气分离器40及蒸汽再沸器50，工艺流程简单，设备少，但大量的汽提蒸汽与再生酸气一起被循环水冷却，蒸汽用量大。


技术实现要素：

13.鉴于以上所述，本发明提供一种co2或so2捕集系统及有机胺溶液的变压再生节能工艺，以提高吸收液对co2或so2的吸收荷载和捕集率，降低溶液再生热量消耗。
14.本发明的技术方案：
15.本发明提供一种co2或so2捕集系统，包括贫富液换热器、高压气液换热器、高压再生塔、喷射器、再生气冷凝器、再生气分离器、低压气液换热器、低压再生塔及蒸汽再沸器，贫富液换热器具有富液输入端及富液输出端，贫富液换热器的富液输出端与高压气液换热器的进液端连通，高压气液换热器的出液端与高压再生塔上部的进液端连通，高压再生塔顶端的出气端与高压气液换热器的进气端连通，高压气液换热器的出气端与喷射器的进气
端连通，以供酸气进入喷射器提供动力气，高压再生塔中部的出液端与低压再生塔中部的进液端连通，高压再生塔底部的出液端与低压再生塔底部的进液端连通，蒸汽再沸器连接于高压再生塔底部，低压气液换热器的进液端与贫富液换热器的富液输入端连通，低压气液换热器的出液端与低压再生塔上部的进液端连通，低压再生塔底部的出液端与贫富液换热器的贫液输入端连通，低压再生塔顶端的出气端与低压气液换热器的进气端连通，低压气液换热器的出气端与喷射器的进气端连通，以供酸气进入喷射器提供动力气，喷射器的输出端连通再生气冷凝器的输入端，再生气冷凝器的输出端连通再生气分离器的输入端。
16.本发明提供一种有机胺溶液的变压再生节能工艺，使用上述的co2或so2捕集系统进行，吸收co2或so2后的富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
17.一部分富液进入贫富液换热器，与低压再生塔底部出来的的贫液换热后升温并进入高压气液换热器，与高压再生塔顶端出来的高压酸气换热后升温并进入高压再生塔上部，高压再生塔底部由一台蒸汽再沸器供热，从高压气液换热器出来的酸气经气液分离后，作为喷射器的动力气，从高压再生塔中部引出入塔富液量的20％至40％，减压进入低压再生塔的中部，高压再生塔底部溶液减压进入低压再生塔底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔的热源；
18.另一部分富液进入低压气液换热器，与低压再生塔顶端出来的低压酸气换热后升温并进入低压再生塔上部，从低压气液换热器出来的酸气经气液分离后，作为喷射器的被吸气，从喷射器出来的co2或so2连同水蒸汽经再生气冷凝器冷却后，经再生气分离器分离除去水分，得到产品co2或so2气。
19.进一步地，进入贫富液换热器的富液占富液总量的60％至90％，对应进入低压气液换热器的富液占富液总量的10％至40％。
20.进一步地，进入贫富液换热器的富液，与低压再生塔底部出来的温度为95℃至105℃的贫液换热后，升温至85℃至100℃，进入高压气液换热器。
21.进一步地，进入高压气液换热器的富液与高压再生塔顶端出来的0.1至0.20mpa、112℃至125℃的高压酸气换热后，升温至105至120℃，进入高压再生塔上部。
22.进一步地，从高压气液换热器出来的酸气，温度为90至120℃。
23.进一步地，所述高压再生塔底部溶液温度为118℃至130℃。
24.进一步地，进入低压气液换热器的富液，与低压再生塔顶端出来的-0.01mpa至0.01mpa、92℃至102℃的低压酸气换热后，升温至88℃至99℃，进入低压再生塔上部。
25.进一步地，从低压气液换热器出来的酸气，温度为60℃至70℃。
26.进一步地，从喷射器出来的co2连同水蒸汽温度为80℃至100℃。
27.本发明的有益效果：
28.本发明提供的co2或so2捕集系统，通过设置贫富液换热器、高压气液换热器、高压再生塔、喷射器、再生气冷凝器、再生气分离器、低压气液换热器、低压再生塔及蒸汽再沸器相配合，大量富液与低压再生塔出来的低温贫液换热后，再与高压再生塔出来的高压酸气换热，高压再生塔的汽提蒸汽被二次利用；少量富液直接与低压再生塔出来的低压酸气换热，低压再生塔的汽提蒸汽被二次利用；利用高压再生酸气作为动力，抽吸低压再生酸气，使低压再生塔维持常压或负压，酸气能量得到二次利用。本发明提供的co2或so2捕集系统，适用于一级吸收过程，是对传统的一级吸收——一级再生流程的优化，可降低蒸汽消耗30
至60％。
29.本发明的优选实施方案及其有益效果，将结合具体实施方式进一步详细说明。
附图说明
30.附图是用来提供对本发明的进一步理解，并构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但不应构成对本发明的限制。在附图中，
31.图1为通用(现有技术)的一级吸收——一级再生流程示意图；
32.图2为本发明的co2或so2捕集系统结构示意图。
33.附图标号说明：贫富液换热器10、再生塔20、再生气冷凝器30、再生气分离器40及蒸汽再沸器50；
34.贫富液换热器1、高压气液换热器2、高压再生塔3、喷射器4、再生气冷凝器5、再生气分离器6、低压气液换热器7、低压再生塔8、蒸汽再沸器9。
具体实施方式
35.以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
36.请参阅图2，本发明提供一种co2或so2捕集系统，包括贫富液换热器1、高压气液换热器2、高压再生塔3、喷射器4、再生气冷凝器5、再生气分离器6、低压气液换热器7、低压再生塔8及蒸汽再沸器9，贫富液换热器1具有富液输入端及富液输出端，贫富液换热器1的富液输出端与高压气液换热器2的进液端连通，高压气液换热器2的出液端与高压再生塔3上部的进液端连通，高压再生塔3顶端的出气端与高压气液换热器2的进气端连通，高压气液换热器2的出气端与喷射器4的进气端连通，以供酸气进入喷射器4提供动力气。高压再生塔3中部的出液端与低压再生塔8中部的进液端连通，高压再生塔3底部的出液端与低压再生塔8底部的进液端连通，蒸汽再沸器9连接于高压再生塔3底部。低压气液换热器7的进液端与贫富液换热器1的富液输入端连通，低压气液换热器7的出液端与低压再生塔8上部的进液端连通，低压再生塔8底部的出液端与贫富液换热器1的贫液输入端连通，低压再生塔8顶端的出气端与低压气液换热器7的进气端连通，低压气液换热器7的出气端与喷射器4的进气端连通，以供酸气进入喷射器4提供动力气。喷射器4的输出端连通再生气冷凝器5的输入端，再生气冷凝器5的输出端连通再生气分离器6的输入端。
37.本发明提供的co2或so2捕集系统，通过设置贫富液换热器1、高压气液换热器2、高压再生塔3、喷射器4、再生气冷凝器5、再生气分离器6、低压气液换热器7、低压再生塔8及蒸汽再沸器9相配合，大量富液与低压再生塔8出来的低温贫液换热后，再与高压再生塔3出来的高压酸气换热，高压再生塔3的汽提蒸汽被二次利用；少量富液直接与低压再生塔8出来的低压酸气换热，低压再生塔8的汽提蒸汽被二次利用；利用高压再生酸气作为动力，抽吸低压再生酸气，使低压再生塔8维持常压或负压，酸气能量得到二次利用。本发明提供的co2或so2捕集系统，适用于一级吸收过程，是对传统的一级吸收——一级再生流程的优化，可降低蒸汽消耗30至60％。
38.对比实施例1：
39.某天然气甲醇厂，在燃气锅炉尾部烟气建设一套50kt/a co2捕集系统，采用本发
明人开发的离子液co2捕集技术，采用通用(现有技术)的一级吸收——一级再生流程，再生流程如下：
40.如图1所示，吸收co2后的52℃富液由吸收塔底经泵进入贫富液换热器10，与105℃的贫液换热后，升温至95℃，进入再生塔20上部。解吸出的co2连同水蒸汽温度约100℃，经再生气冷凝器30冷却后，分离除去水分，得到纯度99.5％的产品co2气，用于甲醇合成。再生塔底由一台蒸汽再沸器50供热。
41.本发明实施例1：
42.某天然气尿素厂，在燃气锅炉尾部烟气建设一套50kt/a co2捕集系统，采用本发明人开发的离子液co2捕集技术，并采用本发明的有机胺溶液的变压再生节能工艺如下：
43.吸收co2后的53℃富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
44.如图2所示，一部分为60％的富液进入贫富液换热器1，与低压再生塔8底部出来的95℃的贫液换热后，升温至85℃，进入高压气液换热器2，与高压再生塔3顶端出来的0.1mpa、112℃的高压酸气换热后，升温至105℃，进入高压再生塔3上部，高压再生塔3底部由一台蒸汽再沸器9供热。从高压气液换热器2出来的酸气，温度为90℃，经气液分离后，作为喷射器4的动力气。从高压再生塔3中部引出入塔富液量的20％，减压进入低压再生塔8的中部。高压再生塔3底部溶液温度为118℃，减压进入低压再生塔8底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔8的热源。
45.另一部分为40％的富液进入低压气液换热器7，与低压再生塔8顶端出来的-0.01mpa、92℃的低压酸气换热后，升温至88℃，进入低压再生塔8上部，从低压气液换热器7出来的酸气，温度为60℃，经气液分离后，作为喷射器4的被吸气。从喷射器4出来的co2连同水蒸汽温度为80℃，经再生气冷凝器5冷却后，经再生气分离器6分离除去水分，得到纯度99.5％的产品co2气，用于尿素合成。
46.本发明实施例2：
47.某天然气尿素厂，在燃气锅炉尾部烟气建设一套50kt/a co2捕集系统，采用本发明人开发的离子液co2捕集技术，并采用本发明的有机胺溶液的变压再生节能工艺如下：
48.吸收co2后的53℃富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
49.如图2所示，一部分为70％的富液进入贫富液换热器1，与低压再生塔8底部出来的100℃的贫液换热后，升温至90℃，进入高压气液换热器2，与高压再生塔3顶端出来的0.15mpa、118℃的高压酸气换热后，升温至112℃，进入高压再生塔3上部，高压再生塔3底部由一台蒸汽再沸器9供热。从高压气液换热器2出来的酸气，温度为115℃，经气液分离后，作为喷射器4的动力气。从高压再生塔3中部引出入塔富液量的30％，减压进入低压再生塔8的中部。高压再生塔3底部溶液温度为124℃，减压进入低压再生塔8底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔8的热源。
50.另一部分为30％的富液进入低压气液换热器7，与低压再生塔8顶端出来的-0.0012mpa、97℃的低压酸气换热后，升温至93℃，进入低压再生塔8上部，从低压气液换热器7出来的酸气，温度为65℃，经气液分离后，作为喷射器4的被吸气。从喷射器4出来的co2连同水蒸汽温度为90℃，经再生气冷凝器5冷却后，经再生气分离器6分离除去水分，得到纯度99.3％的产品co2气，用于尿素合成。
51.本发明实施例3：
52.某天然气尿素厂，在燃气锅炉尾部烟气建设一套50kt/a co2捕集系统，采用本发明人开发的离子液co2捕集技术，并采用本发明的有机胺溶液的变压再生节能工艺如下：
53.吸收co2后的53℃富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
54.如图2所示，一部分为90％的富液进入贫富液换热器1，与低压再生塔8底部出来的105℃的贫液换热后，升温至100℃，进入高压气液换热器2，与高压再生塔3顶端出来的0.20mpa、125℃的高压酸气换热后，升温至120℃，进入高压再生塔3上部，高压再生塔3底部由一台蒸汽再沸器9供热。从高压气液换热器2出来的酸气，温度为120℃，经气液分离后，作为喷射器4的动力气。从高压再生塔3中部引出入塔富液量的40％，减压进入低压再生塔8的中部。高压再生塔3底部溶液温度为130℃，减压进入低压再生塔8底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔8的热源。
55.另一部分为10％的富液进入低压气液换热器7，与低压再生塔8顶端出来的0.01mpa、102℃的低压酸气换热后，升温至99℃，进入低压再生塔8上部，从低压气液换热器7出来的酸气，温度为70℃，经气液分离后，作为喷射器4的被吸气。从喷射器4出来的co2连同水蒸汽温度为100℃，经再生气冷凝器5冷却后，经再生气分离器6分离除去水分，得到纯度99.2％的产品co2气，用于尿素合成。
56.其对比运行数据如下表：
[0057][0058]
根据上表的运行结果表明，采用本发明变压再生节能工艺，吸收液对co2的吸收荷载和捕集率更高，同时，溶液再生热量消耗降低约36％，节能降耗效果明显。
[0059]
大量富液与低压再生塔8出来的低温贫液换热后，再与高压再生塔3出来的高压酸
气换热，高压再生塔3的汽提蒸汽被二次利用；少量富液直接与低压再生塔8出来的低压酸气换热，低压再生塔8的汽提蒸汽被二次利用；利用高压再生酸气作为动力，抽吸低压再生酸气，使低压再生塔8维持常压或负压，酸气能量得到二次利用。本发明提供的有机胺溶液的变压再生节能工艺，适用于一级吸收过程，是对传统的一级吸收——一级再生流程的优化，可降低蒸汽消耗30至60％。
[0060]
对比实施例2：
[0061]
某钢厂，在旧烧结机系统建设一套550000nm3/h烧结烟气so2捕集系统，采用复合胺法so2捕集技术，采用通用的一级吸收——一级再生流程，再生流程如下：
[0062]
如图1所示，吸收so2后的40℃富液由吸收塔底经泵进入贫富液换热器10，与110℃的贫液换热后，升温至10℃，进入再生塔10上部。解吸出的so2连同水蒸汽温度约105℃，经再生气冷凝器30冷却后，分离除去水分，得到纯度99.5％的产品so2气，用于制酸。再生塔20底由一台蒸汽再沸器50供热。
[0063]
本发明实施例4：
[0064]
上述钢厂，在新建烧结机系统建设一套1200000nm3/h烧结烟气so2捕集系统，采用复合胺法so2捕集技术，并采用本发明的有机胺溶液的变压再生节能工艺如下：
[0065]
吸收so2后的53℃富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
[0066]
如图2所示，一部分为60％的富液进入贫富液换热器1，与低压再生塔8底部出来的95℃的贫液换热后，升温至85℃，进入高压气液换热器2，与高压再生塔3顶端出来的0.1mpa、112℃的高压酸气换热后，升温至105℃，进入高压再生塔3上部，高压再生塔3底部由一台蒸汽再沸器9供热。从高压气液换热器2出来的酸气，温度为90℃，经气液分离后，作为喷射器4的动力气。从高压再生塔3中部引出入塔富液量的20％，减压进入低压再生塔8的中部。高压再生塔3底部溶液温度为118℃，减压进入低压再生塔8底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔8的热源。
[0067]
另一部分为40％的富液进入低压气液换热器7，与低压再生塔8顶端出来的-0.01mpa、92℃的低压酸气换热后，升温至88℃，进入低压再生塔8上部，从低压气液换热器7出来的酸气，温度为60℃，经气液分离后，作为喷射器4的被吸气。从喷射器4出来的so2连同水蒸汽温度为80℃，经再生气冷凝器5冷却后，经再生气分离器6分离除去水分，得到纯度99.2％的产品so2气，用于硫酸生产。
[0068]
本发明实施例5：
[0069]
上述钢厂，在新建烧结机系统建设一套1200000nm3/h烧结烟气so2捕集系统，采用复合胺法so2捕集技术，并采用本发明的有机胺溶液的变压再生节能工艺如下：
[0070]
吸收so2后的53℃富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
[0071]
如图2所示，一部分为70％的富液进入贫富液换热器1，与低压再生塔8底部出来的100℃的贫液换热后，升温至90℃，进入高压气液换热器2，与高压再生塔3顶端出来的0.15mpa、118℃的高压酸气换热后，升温至112℃，进入高压再生塔3上部，高压再生塔3底部由一台蒸汽再沸器9供热。从高压气液换热器2出来的酸气，温度为115℃，经气液分离后，作为喷射器4的动力气。从高压再生塔3中部引出入塔富液量的30％，减压进入低压再生塔8的中部。高压再生塔3底部溶液温度为124℃，减压进入低压再生塔8底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔8的热源。
[0072]
另一部分为30％的富液进入低压气液换热器7，与低压再生塔8顶端出来的-0.0012mpa、97℃的低压酸气换热后，升温至93℃，进入低压再生塔8上部，从低压气液换热器7出来的酸气，温度为65℃，经气液分离后，作为喷射器4的被吸气。从喷射器4出来的so2连同水蒸汽温度为90℃，经再生气冷凝器5冷却后，经再生气分离器6分离除去水分，得到纯度99.3％的产品so2气，用于硫酸生产。
[0073]
本发明实施例6：
[0074]
上述钢厂，在新建烧结机系统建设一套850000nm3/h烧结烟气so2捕集系统，采用复合胺法so2捕集技术，并采用本发明的有机胺溶液的变压再生节能工艺如下：
[0075]
吸收so2后的53℃富液由吸收塔底经泵增压后，分为两部分：
[0076]
如图2所示，一部分为90％的富液进入贫富液换热器1，与低压再生塔8底部出来的105℃的贫液换热后，升温至100℃，进入高压气液换热器2，与高压再生塔3顶端出来的0.20mpa、125℃的高压酸气换热后，升温至120℃，进入高压再生塔3上部，高压再生塔3底部由一台蒸汽再沸器9供热。从高压气液换热器2出来的酸气，温度为120℃，经气液分离后，作为喷射器4的动力气。从高压再生塔3中部引出入塔富液量的40％，减压进入低压再生塔8的中部。高压再生塔3底部溶液温度为130℃，减压进入低压再生塔8底部，闪蒸出蒸汽，作为低压再生塔8的热源。
[0077]
另一部分为10％的富液进入低压气液换热器7，与低压再生塔8顶端出来的0.01mpa、102℃的低压酸气换热后，升温至99℃，进入低压再生塔8上部，从低压气液换热器7出来的酸气，温度为70℃，经气液分离后，作为喷射器4的被吸气。从喷射器4出来的so2连同水蒸汽温度为100℃，经再生气冷凝器5冷却后，经再生气分离器6分离除去水分，得到纯度99.3％的产品so2气，用于硫酸生产。
[0078]
其对比运行数据如下：
[0079][0080]
根据上表的运行结果表明，采用本发明变压再生节能工艺，吸收液对so2的吸收荷载更高，同时，溶液再生热量消耗降低约41％，节能降耗效果明显。
[0081]
在本发明的描述中，需要说明的是，术语“上”、“下”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本
发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示重要性；词语“底面”和“顶面”、“内”和“外”分别指的是朝向或远离特定部件几何方向。
[0082]
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“连通”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接连通，也可以通过中间媒介间接连通，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。此外，在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
[0083]
以上仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。