二氧化碳的纯化的制作方法

专利名称：：二氧化碳的纯化的制作方法二氧化碳的纯化
背景技术：
本发明涉及一种纯化包含选自氧气("02")和一氧化碳("CO")的第一杂质的不纯的液体二氧化碳("co2")的方法和装置。该方法和装置特别适用于废二氧化碳气体中二氧化碳的回收，例如含氧燃料燃烧工艺的烟气或氢气("H2")变压吸附("PSA")工艺的废气。迫切需要研发新方法从化石燃料、碳质燃料^S质燃料发电，同时收集二氧化碳。新方法应该理想地比现有工艺效率更高、费用更低。本文中考虑含氧燃料燃烧工艺。在含料燃烧工艺中，燃料在纯氧气中燃烧，非必须地循环7令烟气或蒸气或7jC来调节火焰的温度。去除燃烧产生的大部分的氮气接着冷却和水冷凝之后产生具有高二氧化碳浓度的净烟气。含氧燃料燃烧工艺理想地适用于传统的粉煤燃烧锅炉生产用于发电的蒸汽。在粉^M烧锅炉中含氧燃料燃烧产生净烟气，在所含7K蒸汽^4P并冷凝后，该净烟气一般含有大约65mol。/o到约95mol。/。的二氧化碳和高达约5mol。/。的氧气，其余大部分是氮气和氩气。氧气、氮气和氩气称为"杂质气体"。在烟气中大部分氧气来自于比煤完全燃烧所需过量的氧气。剩下的氧气来自于漏入锅炉和对流部分的空气。烟气中的氮气和氩气来自于煤燃烧的氧气进料和漏入锅炉与对流部分的空气，氧气进料一般具有纯度为90mol。/。到99.6mol%，通常95mol。/。到97molQ/。的氧气。烟气中也存在如酸性气体的杂质和其他来自于煤与燃烧过程的杂质。杂质包括二氧化硫、三氧化硫、氟化氢、氯化氢、一氧化氮、二氧化氮、汞等等。烟气(在经过洗涤和干燥之后)中这些杂质的总量取决于燃料的组成和燃烧的餅。在烟气中的二氧化碳可以保存于例如地质构^前必须净化烟气。在这种情况下，7K溶性组分如三氧化硫、氯化氢和氟化氢，通过直接与7K接触通常可以从烟气中脱除，这样不但洗脱这些组分而且可以冷却烟气和冷M/K蒸汽。如2005年11月28日提交的申请号为US11/287640的美国专利申请中公开，二氧化硫和氮的氧化物可以在压缩二氧化碳到管路压力期间去除，其公开的内容作为参考在此结合。该工艺也可以去除在二氧化碳中存在的任何汞。二氧化碳的管路压力通常在约100bar到约250bar,远高于二氧化碳的临界压力。最好去除大量的杂质气体以降低压縮二氧化碳所需的能耗并且以保证在保存二氧化碳的管路或地质构造中不会出现两相流的情形。当打算将二氧化碳用来^L縮油或气体的回收操作时，氧气的存在会成为问题，因为氧化可能弓胞钻孔设备的腐蚀问题。一般要求的二氧化碳的纯度指标是最大杂质含量为3mol%，并且在使用二氧化碳回收M油的情况下，最大氧气含量一般为100ppm或更低，甚至低到lppm。用于下一阶段纯化二氧化碳的现有技术采用如下技术从约30bar压力下的压缩干燥预净化的粗二氧化碳气流，通过冷却粗二氧化碳到非常接近二氧化碳的凝固点来脱除杂质气体，其中二氧化碳的分压在约7bar到约8bar。包含约25mol。/。的二氧化碳的残約條加热和膨胀产生能量之后分离并放空。该单个工艺得到二氧化碳的回收率为约90%。如果可以经济地达湖艮高的二氧化碳的回收率，如高于97%，那么含^Jt料的燃烧工艺可以显著地改善。将来自化石燃料的含氧燃料燃烧的二氧化碳输送到地质储存位置中的现有技;^于将其压縮至一l^人约100bar到约250bar的管线压力。用于较小二氧化碳排放源或者管线可能太贵的情形下的可选技术是液化二氧化碳并在压力低于它的临界压力下以液体例如在大的海运油轮中^^it。如果二氧化碳纯化技术可以在接近周围温度下经济地生产用于管线皿的液体二氧化碳产品，而不是超临界二氧化碳流，那么含氧燃料燃烧工艺可以显著地改善。在含^Jt料动力系统中碳捕获的重要目标是提供一种《压缩后的粗二氧化碳的方法以脱,气和氩气，并且降低其中氧气的浓度到小于100ppm，最好具有低耗能和高二氧化碳的回收率。二氧化碳的回收率(基于总烟气气流中的二氧化碳)理想地应该高于97%。另外，如果纯化的二氧化碳产品是以低于它的临界压力的低温液体流形式生产，那么作为液体或作为超临界流体输送到二氧化碳的储剤立置是很便利的。从化石燃料中捕获二氧化碳的另一种方法是M蒸汽催化重整；通过部分氧化；通过气体加热催化重整；或通皿些已知工艺的组合将化石燃料转化成为一氧化碳和氢气的混合物即所谓的合成气体(或合成气)，，然后通过将一氧化碳和氢气的变换反应，产生含有二氧化碳作为主要杂质的纯净的富氢产品气体。这些工艺在高压下发生，一般在约20bar到约70bar。氢气必须从如甲烷和一氧化碳的杂质中分离。一氧化碳也必须分离和纯化。优选的纯化方法是采用多床变压力吸附("PSA")工艺来生产纯氢气。一般的PSA单元在25bar的压力下操作，对进料气体通常具有约85%到约90%的氢气回收率。通常在约1.2bar到约1.5bar的压力下的废气的组成取决于用于从化石燃料产生气体的方法。例如，由蒸^天然气催化重整器制备的进料产生的PSA戯一般包括至少约60mol。/。的二氧化碳，伴有少量的氢气、甲烷、一氧化碳和水蒸汽。此时，目标是将一氧化碳和甲烷的含量降低到100ppm之下。图1描述的是从含^t料燃烧工艺产生的粗二氧化碳中脱除杂质气体的现有技术工艺的流禾呈图。在"G^o"Z}/axz'<3feCa,re，iStorage//7Dee/7Geo/ogz'a7/Fo/7wario"-ie做to"决eCC^Ca/^w"Project"(CaptureandSeparationofCarbonDioxidefromCombustionSources;Vol.1;Chapter26;pp45M75;Elsevier)中揭露了此方法。在图1中，二氧化碳的分离招氐温处理厂中进行，它是采用二氧化碳冷冻来冷却粗二氧化碳进料气体到二氧化碳凝固点约2。C以内的温度。此时，未冷凝的气体会发生相分离并且包含约25mol。/。二氧化碳和约75mol。/。杂质气体的气相被分离，在排放到大气中之前加温并膨胀产生动力。该方法在接M料气体混合物凝固点的温度下从-54.5°C的二氧化碳中分离杂质，此时二氧化碳的蒸汽压是7.4bar。冷冻负荷由两股压力分别在8.7巴和18.1巴的二氧化碳液流在换热器E101和E102中蒸发来提供。两股生成的二氧化m流iSA二氧化碳压縮器，K101和K102，鄉常是多级压缩机中的两级。在图1中，燃料的进料130与氧气进料132在含氧燃料燃烧单元R101中it烧产生烟气流134，其热量用以在发电厂(未画出)中产生蒸汽。将气流134分为主要部分(气流138)和次要部分(气流136)。将气流138循环到含氧燃料Jt烧单元R101中。在汽-液接触容器C105中用7K洗涤烟气流136以脱除zK溶性组分并且产生洗涤后的烟气。7k流142iSA容器C105，包括烟气中水溶性组分的ZK流144由此排出以提供粗二氧化碳气流146(包括约73moP/。二氧化碳)。气流146在压縮机K105中压縮以产生压力约30bar的洗涤后烟气流1，它在一对热再生脱水千燥机C103中千燥至低于-6(/t的露点，以产生千燥的废二氧化m條2。气流2在热^J奂器E101中舰间接热交搬賴碟j约-23^以产生粗二氧化碳气态流3供入相分离容器C101中，在此将其分离成第一富集二氧化碳液体和含有主要杂质气体的第一蒸汽。第一富集二氧化碳液体流4在阀V101中陶氏压力到约18bar，产生减压的第一富集二氧化碳液体流5，将其在热交换器E101中M间接热交换蒸发以提供制冷并且产生第一富集二氧化碳气，6。从相分离器C101中出来的第一蒸汽流7在热交换器E102中通过间接热交搬賴瞎lj—54.50C以产生部分冷凝流体的流8，将流8输送到第二相分离容器C102中，在此将其分离麟二富集二氧化碳液体禾晗有主要剩余杂质气体的第二蒸汽。第二富集二氧化碳液体流13在热交换器E102中通过间接热交换暖化到约-51QC以产生暖化的第二富集二氧化碳液体流14，将其在阀V102中降压到8.7bar以产生减压的第二富集二氧化碳液体流15。流15在热交换器EIOI，E102中通过间接热交换蒸发并暖化以提供制冷并且产生第二富集二氧化碳气体流16。对于防止从约30barME时第二富集二氧化碳液体冻结，在热^^器E102中初始暖化流13是关键的。从相分离器C102中流出的第二蒸汽流9在热交换器E101，E102中ffi31间接热交换加热到周围温度以产生暖化的第二气体流10，将其在预热器E103中通过间接热交换加热到约300QC以产生预热的第二气体流11。流11在涡轮机K103中膨胀产生动力和包含约25mom二氧化碳的戯流12与排入大气的绝大部分杂质气体。流16在多级离心二氧化碳压縮机的第一级K102中压縮以产生约18bar压力下的压缩后的二氧化m体流17。在中间冷却器E104中禾拥冷却水作为冷却剂除去流17中的压縮热。7賴啲压縮后的二氧化m体流18与气流6混合并且将混合流在压縮机的第二顿多级K101中进一步压縮以产生压力为110bar的进一步压縮的二氧化碳气体流19。气流19中二氧化碳的浓度为约96mol%。在后7賴卩器(aftercooler)E105中利用锅炉给7jC和/或冷凝物作为冷却剂从流19中移去压縮热，由此可以加热锅炉给7jC和/或冷凝物并且产生在管线压力如约110bar下的经冷却的进一步压缩的二氧化an体流20。为简便起见，热交换器E101和E102在图1中示为分离的热交换器。但是，正如技术人员所能理解的，热交换器EIOI和E102事实上通常构成在大多数热力学最有效位置具有进料流iSA和产品流流出的主热交换器的组成部分。主热^^奂器E101，E102—般是多流板翅式换热器，最好由铝制造。表1是图1所述工艺的热量和物料平衡表。<table>tableseeoriginaldocumentpage13</column></row><table>图1描述的工艺产生纯化的二氧化碳，在二氧化碳回收率约89%下，具有约96mol。/。的二氧化碳浓度且含有约0.9moiy。的氧气。采用蒸馏提纯含^M料燃烧工艺中二氧化碳的一般概念并不新。在这方面，Mam等("AStudyoftheExtractionofCO2fromtheFlueGasofa500MWPulverizedCoalFiredBoiler",AllamandSpilsbury;EnergyConsers.Mgmt;Vol.33;No.5-8;pp373-378;1992)揭露了一种纯化来自含氧燃料燃烧工艺的二氧化碳的方法采用蒸馏脱除"重"杂质(如二氧化硫和二氧化氮)和包括氧气、氮气和氩气的杂质气体来纯化二氧化碳。在Allam等的文章中，化碳系统与空气分离单元("ASU")整合，利用氮气和氧气流膨胀以提供二氧化碳液化过程的制冷。该方法将从二氧化碳中分离的含氧气流部分循环到锅炉，作为此时的吹扫气流以防止杂质的堆积。釆用精馏塔，在其冷端从二氧化碳流中脱除较轻的杂质。在第二个塔中，也是在冷端从产物二氧化碳流中脱除二氧化硫和氮的氧化物。此外，本发明人于2006年6月在特隆赫姆第8届温室气体控制技术会议(rGreenhouseGasControlTechnologiesConference)(GHGT-8)上发表的题目为C。，鄉腊細/o"or的文章中揭露了蒸馏塔可以用来从含氧燃料燃烧工艺生成的二氧化碳中脱除氧气的大致想法。但是，并没有该大致想法如何实施的细节。其它现有技术包括GB-A-2151597(Duckett;1985年公开)描述了一种方法，使用膜以浓縮低浓度二氧化碳进料流以便于用相分离纯化。目的是制造出售的液化二氧化碳，而不是从燃烧工艺中可能回收尽可能多的二氧化碳，因此，进料的二氧化碳回收率会很低，约在70%。GB-A-2151597公开了j顿二氧化碳进料流给蒸馏塔的再沸器提供热量。GB-A2151597也公开了使用外部冷冻源以便给蒸馏工艺的运行提供所需的液体。US-A4602477(Lucadamo;1986年7月公开)公开了一种方法，用于获取烃质尾气并且通过将其分离成轻烃流、重烃流和废二氧化碳流以增加它的价值。在气流中二氧化碳的存在降低气体的热价值和经济价值。除了在低温下进行蒸馏的步骤之外，该方法还^ffi二氧化碳膜单元完成从轻烃产品中最终脱除二氧化碳。US-A4602477中公开的该方法的目的并不是产生高纯度的二氧化碳，而是脱除烃进料中的二氧化碳。蒸馏步骤产生二氧化碳流作为具有冷凝器的精馏塔的侧线流。该方法也可以使用汽提塔撥屯重烃流。US-A4977745(Heichberger;1990年12月公开)揭露了一种纯化具有二氧化碳进料纯度大于85mdy。的进料流的方法，高压剩余气流被加热并且膨胀以便回收育讀，而用额外的冷冻源来液化二氧化碳。EP-A-0964215(Novakand等；1999年12月公开)揭露了从^ffi二氧化碳冷冻食物的工艺中回收二氧化碳的方法。该方,括使用蒸馏塔回收二氧化碳。在作为回流物加入塔内之前，塔的二氧化碳进料流给塔内的再沸器提供热负荷。US-A4952223(Kirshnamurthy等；1990年8月公开)揭露了一种液化二氧化碳的方法，其中通过使排出气体MPSA系统产生富集二氧化碳循环流和贫二氧化碳(carbondioxide-depleted)排出流来提高二氧化碳的回收率。
发明内容根据发明的第一方面，提供了一种从不纯液体二氧化碳中脱除选自氧气和一氧化碳的第一杂质的方法，该方法包括在传质分离塔系统中分离所述不纯的液体二氧化碳，产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体；禾口M与粗二氧化碳流体间接热交换再沸一部分所述富集二氧化碳的塔底液体，来为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体；其中所述不纯的液体二氧化碳具有比所述粗气态二氧化碳高的二氧化碳浓度。本发明特别用于从污染的二氧化碳气体中回收二氧化碳的方法，其中污染的二氧化m体含有选自氧气和一氧化碳的第一杂质，和至少约60md。/Q的二氧化碳，所述的方S^括将至少一部分污染的二氧化an体进料和从下游循环的压縮后的富集第一杂质的气体混合，以产生粗二氧化碳气体；fflil与通常至少一条工艺流的间接热交换冷却至少一部分所述的粗二氧化碳气体，以产生粗二氧化碳流体；在传质分离塔系统中分离所述不纯的液体二氧化碳，产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体；禾口M与至少一部分所述粗二氧化碳流体间接热交换再沸一部分所述富集二氧化碳的塔底液体，来为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体；ffiil与通常至少一条工艺流的间接热交换进一步冷却至少一部分所述冷却的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体；相分离至少一部分所述部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产^^f述不纯的液体二氧化碳和贫二氧化碳蒸汽；将至少一部分所述不纯的液体二氧化碳输送到所述塔系统中进行分离；将一部分所述富集二氧化碳的塔底液体分成第一部分和至少一份另外部分；膨胀所述的第一部分以产生在第一压力下的膨胀的第一部分；fflil与通常至少一条工艺流的间接热交换蒸发所述膨胀的第一部分，以提供该方法所需的一部分冷负荷(refiigerationduty)并产生二氧化碳气体；膨胀该至少一份另外部分(&rtherpart)以产生具有比所述第一压力高的压力下的至少一份膨胀的另外部分；fflil与通常至少一条工艺流的间接热刘奂蒸发某个或每一个膨胀的另外部分，以提供方法所需的至少一部分剩余的冷负荷并产生二氧化碳气体；M与通常至少一条工艺流的间接热交换暖化至少一部分所述富集第一杂质的塔顶蒸汽，以产生暖化的富集第一杂质的气体；压缩至少一部分所述暖化的富集第一杂质的气体以产生所,缩的富集第一杂质的气体，将其循环至断述污染的二氧化鹏体中；禾口压縮所述二氧化碳气体形成压縮的二氧化碳气体。根据本发明的第二方面，提供用于实施第一方面的方法的装置，所述的装置包括传质分离塔系统，用于分离不纯的液体二氧化碳以产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体再沸器，M与粗二氧化碳流体间接热交换来再沸富集二氧化碳的塔底液体，以便为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体；热交换器，通过与通常至少一条工艺流的间接热交换进一步冷却冷却的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体；魏装置，用于将^4啲粗二氧化碳流体从所述再沸器输送到所述热交换器中；相分离器，用于相分离所述部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产生所述不纯的液体二氧化碳和贫二氧化碳蒸汽；装置，用于将部分冷凝的粗二氧化碳流体AA^述热交换器输送到所述相分离器中；第一减压装置，用于降低不纯的液体二氧化碳的压力，以产生减压的不纯的液体二氧化碳；,装置，用于将不纯的液体二氧化碳从所述相分离器输送到所述第一减压装置中；和装置，用于将减压的不纯的液体二氧化碳从所述第一减压装置输送到所述塔系统中。图1J^含^Jt料燃烧工艺产生的烟气中回收二氧化碳的现有技术的图示(流程图)；图2是本发明用两股膨胀的富集二氧化碳的液流来提微令负荷的具体实施方式的图示(流程图)；图3是本发明用三股膨胀的富集二氧化碳的液流来提微令负荷的具体实施方式的图示(流程图)。发明的详细描述根据本发明的方法包括在传质分离塔系统中分离所述不纯的液体二氧化碳，产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体；以及通过与粗二氧化碳流体间接热交换再沸一部分所述富集二氧化碳的塔底液体，为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体。该方法的特征在于不纯的二氧化碳液体具有比所述粗二氧化碳流体高的二氧化碳浓度。其他杂质通常也存在于不纯的液体二氧化碳中。例如，如果该方法用于从含氧燃料燃烧工艺产生的烟气中回收二氧化碳，那么该其他的杂质通常包括氧气、氮气和氩气；硫的氧化物(如二氧化硫)和氮的氧化物(如一氧化氮和二氧化氮)。如果该方法用于从氢，SA工艺产生的废气中回收二氧化碳，那么其他的杂质通常包括氢气、一氧化碳、氮气、甲烷和氩气。本发明的方法也适用于从不纯的液体二氧化碳中除去大量的这些其他杂质。粗气态二氧化碳通常含有至少约60mol。/。的二氧化碳，并且通常含有不超过90moP/。的二氧化碳。在优选的具体实施方式中，粗气态二氧化碳含有至少约65mol。/。到约90moiy。的二氧化碳，例如约70mol。/。到约75mol%。不纯的液体二氧化碳通常含有至少约90mol。/。的二氧化碳，并且通常含有不皿约99moiy。的二氧化碳。在优选的具体实施方式中，不纯的液体二氧化碳含有约95molc/。到约99mol。/。的二氧化碳。在优选的具体实施方式中，不纯的二氧化碳液体来源于冷却的粗二氧化碳流体。在这类具体实施方式中，该方法可以进一步包括通过与通常至少一条工艺流的间接热交换进一步冷却至少一部分所述冷却的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体禾口相分离至少一部分所述部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产生所述不纯的液体二氧化碳和贫二氧化碳蒸汽。塔系统的操作压力通常低于不纯的液体二氧化碳的压力。因此，在这些具体实施方式中，在将不纯的液体二氧化碳输送到塔系统之前，不纯的液体二氧化碳的压力最好降低到塔系统的操作压力左右而不形成固体的二氧化碳。降压期间避免固体二氧化碳的形成可以如此实现在P射氏压力之前M与通常至少一条工艺流的间接热交换来暖化不纯的液体二氧化碳。例如，在示例性的具体实施方式中，将不纯的液体二氧化碳暖化到约30t至少一部分本发明方法所需的冷负荷通常是ilil与通常至少一条工艺流的间接热交换汽化一部分富集二氧化碳的塔底液体来提供的，雌在膨胀之后。方法通常包括膨胀至少第一部分的富集二氧化碳的液体，以产生在第一压力下的膨胀的第一部分；和通过与通常至少一条工艺流间接热交换来汽化膨胀的第一部分，以提供一部分该方法所需的冷负荷和生产二氧化碳气体。第一压力通常是从大约二氧化碳的三相点压力如5.18bar到约15bar，■不舰约6bar。该方制继包括膨胀至少一份另外部分所述的富集二氧化碳的塔底液体，以生产具有比所述第一压力高的压力的至少一份膨胀的另外部分；M与通常至少一条工艺流的间接换热蒸发至少一部分的该至少一份膨胀的另外部分，以提供该方法所需的至少一部分剩余的冷负荷以及产生二氧化碳气体。例如，该至少一份膨胀的另外部分可以用于提供至少一部分冷却粗二氧化碳气体以产生粗二氧化碳流体所需的冷负荷。该至少一份膨胀的另外部分的压力通常是从约二氧化碳的三相点到约20bar。在一些具体实施方式中，只有一份另外部分膨胀到第二压力，该第二压力通常是从约二氧化碳的三相点到约20bar，优ilA人约12bar到约18bar，如约15bar。在其他的具体实施方式中，具有两个另外的部分，一部分膨胀到第二压力，另外部分膨胀到第三压力，其中第三压力比第一压力高、比第二压力低。第三压力通常是从约二氧化碳的三相点到约20bar，iM是从约8bar到约14bar，如约10bar。在优选的具体实施方式中，本发明方法所需所有冷负荷的大部分，即超过50%，都是由蒸发富集二氧化碳的塔底液体来提供，通常在适当地降低压力之后。优选至少75%、最至少90%的所有冷负荷是由这种蒸发提供的。未由蒸发富集二氧化碳的塔底液体提供的任何剩余冷负荷可以由蒸发外部的制冷剂来提供。但是，im该方法所需的所有冷负荷都通过工艺流之间的间接热効奂来内部提供，即不用夕卜部的制冷剂。"冷负荷"的表达仅仅是指亚环境纟鹏之下的冷负荷，即低于环境鹏的冷负荷，排除在环境纟鹏或高于环境鹏的冷却负荷。在提供制冷之后，Mil与至少一条工艺流的间接热交换产生的二氧化碳气体可以在二氧化碳压縮工序中压缩到管线压力，如从约100bar到约250bar。至少一部分贫二氧化碳蒸汽通常ffl31与至少一条工艺流的间接热交换来暖化，如到环境温度，以产生贫二氧化碳气体。至少一部分贫二氧化碳气体可以通过间接热交换来加热，然后进行膨胀产生动力和通常排放到大气的膨胀的贫二氧化碳气体。一般地，由于富集第一杂质气体的循环，所有的杂质最终都会排放到膨胀的贫二氧化碳气体中。在优选的具体实施方式中，方法包括ffl31与通常至少一条工艺流间接热交换暖化至少一部分贫二氧化碳蒸汽，以产生贫二氧化碳气体；舰间接热交换预热至少一部分的贫二氧化m体，以产生预热的贫二氧化m体；和膨胀至少一部分预热的贫二氧化碳气体以产生膨胀的贫二氧化碳气体；其中预热的贫二氧化碳气体所需的至少一部分热量是由回收污染的二氧化^体的压缩热来提供的。在优选的具体实施方式中，不纯的液体二氧化碳是在某个或每个塔的塔顶或塔顶附近的位置输送到塔系统中。该方法的im具体实施方式包括M与通常至少一条工艺流的间接热交换暖化至少一部分所述的富集第一杂质的塔顶蒸汽，以产生暖化的富集第一杂质的气体；压縮至少一部分所述暧化的富集第一杂质的气体，以产生压縮的富集第一杂质的气体；将至少一部分所述压縮的富集第一杂质的气体和污染的二氧化碳进料气体混合形成所述的粗二氧化m体；和在给塔系统提供所述再沸之前，M与通常至少一条工艺流的间接热交换7賴卩至少一部分所述的粗二氧化碳气体。在与污染的二氧化碳气混合之前，可以通过与水的冷却齐,接换热除去至少一部分压縮的富集第一杂质气体的压縮热。该方法可以用于从包含至少约60moP/。二氧化碳的任何废气流中回收二氧化碳。但是，该方法特别适合从含氧燃料燃烧工艺中产生的烟气或从SPSA工艺的it^中回收二氧化碳。在一些具体实施方式中，第一杂质是氧气。在这些具体实施方式中，不纯的液体二氧化碳可以从含料燃烧工艺产生的烟气生产。含氧燃料燃烧工艺中的烟气通常是由选自碳质燃料、烃质燃料和它们的混合物的燃料在纯氧气的存在下燃烧产生的。烟气通常用水洗涤以除去至少大部分的水溶性杂质并且冷却气体。所得经洗涤的烟气通常经压縮以形成压縮的烟气，然后通常进行干燥以形成至少部分粗二氧化碳气体。洗涤的步骤通常发生在逆流气-液接触容器中，如洗涤(或洗气)塔。洗涤后的烟气压縮到气体干燥系统的操作压力。在气体干燥系统是至少一个脱水干燥器的具体实施方式中，操作压力通常在从约10bar到约50bar，优选从约25bar到约35bar,如约30bar。在膨胀和排放之前，可以从压缩的烟气中回收压缩热，以预热贫二氧化碳气体。在USSN11/287640(在此与本文结合用作参考)中公开的方法可以与本发明的方法结合以除去至少一部分一种或多种来自二氧化碳压縮工序的二氧化碳气体中的选自二氧化硫禾nNOx(如一氧化氮和二氧化氮)的杂质。在这种情况下，本发明的方法可以进一步包括压縮烟气或由其产生的气体到升高的压力，通常从约10bar到约50bar;在氧气和水存在下且待脱除二氧化硫、NOx时，维持所述烟气在所述升高的压力下足够的时间，以将二氧化硫转化成硫酸和/劍每NOx转化鄉肖酸；禾口从烟气中分离硫酸和/鄉肖酸以产生不含二氧化硫、^NOx的粗二氧化碳气体，然后该气体如果需要，通常在进一步压縮到操作压力之后输送至忾体干燥系统。这些具体实施方式的一个优点是还可以脱除富集二氧化碳的气体中存在的任何汞。当粗二氧化碳气体包括SCb禾HNOx时，该方法tM包括在第一升高的压力下将S02转化成硫酸和在比第一升高的压力高的第二升高的压力下将NOx转化淑肖酸。一部分的NOx可以在第一升高的压力下转化成硝酸。例如，如果SCb进料浓度足够的低，就会有比在第一升高的压力下产生的硫酸多的硝酸生成。在这些具体实施方式中，方法通常包括在第一逆流^液接触装置中，用7夂在第一升高的压力下洗涤烟气或由其产生的气体，以产生无S02的二氧化碳气体和硫酸水溶液；压缩至少一部分无S02的二氧化鹏体至IJ第二升高的压力；禾口在第二逆流，液接触装置中，用7jC在第二升高的压力下洗涤至少一部分无SQ2的二氧化碳气体，以产生无S02、飾Ox的二氧化碳气体和硝酸水溶液。如果需要的话，在非必须的进一步压缩之后，将至少部分的无S02、劍Ox的二氧化碳气体供到气体千燥系统中干燥，以产生所述污染的二氧化碳气体。非必须地泵M卩/或)t4卩之后，通常将至少一部分硫酸水溶液循环到第"^/液接触装置。非必须地泵A^卩/或冷却之后，通常将至少一部分硝酸7jC溶液循环到第二，液接触錢。第一升高的压力通常是从10bar到20bar，，约15bar。当将气态的二氧化碳压缩至瞎一升高的压力时，这类压缩是绝热的。第二升高的压力通常是从25bar到35bar，，约30bar。第一杂质是氧气的本发明的具体实施方式可以结合入其同族申请中公开的方法，该申请为由APCIDocket证明确认，序号为USSN(等待通知)No.07024AUSA并且与本申请同日提交，其描述的内￡此以参考的形式引入。在这种情况下，本发明的方法可以包括在含料燃烧单元中，选自碳质燃料、烃质燃料和它们的混合物的燃料在氧气存在的情况下燃烧，以产生包含二氧化碳的烟气；M与通常至少一条工艺流的间接热効奂暖化至少一部分的贫二氧化碳蒸汽，以产生贫二氧化碳气体；将至少一部分贫二氧化m，膜分离系统中禾,扩散穿as少一个渗透膜来分离二氧化碳，以产生分离的二氧化碳气体和排放气体；禾口将至少一部分分离的二氧化碳气体从膜分离系统输送到含氧燃料燃烧单元，以降低燃烧的纟鹏。排放的气体可以膨胀以产生动力，然后排放到大气中。在其它的具体实施方式中，第一杂质是一氧化碳。在这些具体实施方式中，不纯的液体二氧化碳可以由氢^PSA工艺的废气产生。燃料(如煤)鄉圣质燃料(如甲烷或天然气)可以31il蒸汽催化重整、部分氧化、气体加热催化重整，或这些工艺的任意结合转化成为合成气。合成气可以与水经历变换反应产生含有二氧化碳作为主要组分的富集氢气的气体。这些工艺一^:在约20bar到约70bar的压力下发生。可以用PSA系统，通常是多床的PSA单元，从富集氢的气体中分离氢气。PSA系统一般在约25bar下操作。PSA系统废气流的组成取决于所使用的燃料，但是通常包括至少约6011101%的二氧化碳，还有较低量的氢气、甲烷、一氧化碳和水。传质分离塔系统通常包括单个蒸馏(或汽提)塔。该塔通常在比粗二氧化碳流体的压力低的压力下操作。在这种情况下，塔的操作压力通常为约5bar到约50bar，，从约14bar到约18bar，如约16bar。粗二氧化碳流体的压力通常为约15bar到约60bar，，约25bar到约35bar，如约30bar。装置包括传质分离塔系统，用于分离不纯的液体二氧化碳以产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体再沸器，ffl31与粗二氧化碳流体间接热交换来再沸富集二氧化碳的塔底液体，以为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体；热交换器，通过与通常至少一条工艺流的间接热交换进一步冷却冷的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体；魏装置，用于a纷转卩的粗二氧化碳流体从再沸器输超鹏効奂器中；相分离器，用于相分离部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产生不纯的液体二氧化碳和贫二氧化碳蒸汽；装置，用于将部分冷凝的粗二氧化碳流体从热交换器输送至IJ所述相分离器中；第一Mil装置，用于降低不纯的液体二氧化碳的压力，以产生Mil的不纯的液体二氧化碳；，装置，用于将不纯的液体二氧化碳从所述相分离器输送到所述第一减压装置中；和，装置，用于将减压的不纯的液体二氧化碳^A^述第一MJ1装置输送到所述塔系统中。再沸器可以位于塔系统内部(如塔底)或在塔系统外部，如本领域所知，由适合的管道装置连接。用于执行特定功能的"装置"是,或构造以实施该功能的一^置或多个装置。在这种情况下，"管道装置"是任何形式的适合在装置的各示出部分之间输送相关流体的管道。适合的管道装置的例子是至少一个管或管网。但是，"管道装置"也可以包括适合的其他设备。例如，将不纯的液体二氧化碳从相分离器输送至瞎一鹏装置的管道装置可以包括魏装置，用于将不纯的液体二氧化碳从相分离器输送到热交换器中暖化，以提供暖化的不纯的二氧化碳；在热交换器中至少一个流体通道；和魏装置，用于将暖化的不纯的液体二氧化碳从热交换器中输送到第一减压装置中。装置优选包括第二减压装置，用于膨胀富集二氧化碳的塔底液体，以产生在第一压力下的膨胀后的富集二氧化碳的塔底液体；，装置，用于将富集二氧化碳的塔底液体从塔系统输送到第二减压，中；禾口装置，用于将膨胀的富集二氧化碳的塔底液1tt第一压力下从第二减压装置输送至機効奂器中蒸发以提供冷负荷。在优选的具体实施方式中，體包括第三减压装置，用于膨胀富集二氧化碳的塔底液体，以产生比第一压力高的第二压力下的膨胀的富集二氧化碳的塔底液体魏體，用于将富集二氧化碳的塔底液体从塔系统输送到第三减压體中；禾口f^装置，用于将膨胀的富集二氧化碳的塔底液体在第二压力下从第三减压^S输送到热交换器中蒸发以提供冷负荷。用于供给富集二氧化碳的塔底液体的装置可以直接从塔系统或从其它输送所述流体的管道装置中供给所述液体。在某^的具体实施方式中，装置包括第四减压装置，用于膨胀富集二氧化碳的塔底液体，以生产比第一压力高、比第二压力低的第三压力下的膨胀的富集二氧化碳的塔底液体；髓装置，用于将富集二氧化碳的塔底液体从塔系统输送至l傑四减压體中；禾口管道装置，用于将膨胀的富集二氧化碳的塔底液M第三压力下从第四减压，输送到热交换器中蒸发以提供冷负荷。用于将富集二氧化碳的塔底液体从塔系统输送到第四减压装置的管道装置可以直接从塔系统或从其它输送所述流体的管道装置中供给富集二氧化碳的塔底液体。装置雌包括，装置，用于将富集第一杂质的塔顶蒸汽从塔系统输送到到热交换器中暖化以提供暖化的富集第一杂质的气体；循环压缩m^置，用于压縮暖化的富集第一杂质的气体，以产生压縮的富集第一杂质的气体；魏装置，用于将暖化的富集第一杂质的气体从热交换器输送至鹏环压縮鹏置中；髓装置，用于将循环压縮机體中的压縮的富集第一杂质的气体和污染的二氧化l^体混合形^ffi二氧化碳气体；，装置，用于将tit装置中的混合了所述污染气体的粗二氧化碳气体输送到热交换器中^4卩以提供粗二氧化碳流体；禾口，装置，用于将粗二氧化碳流体从热効奂器输送到再沸器中。"循环压縮机装置"一般是单级压缩机，通常具有后^4卩器。因此，用于混合污染的气体的装置可以包括后冷却器，通过与^4柳的间接热交换从压縮的富集第一杂质的气体中移出压縮热，所述的冷却齐嗵常勤JC，以产生7賴啲压縮的富集第一杂质的气体;，装置，用于将压縮的富集第一杂质的气体从循环压縮机装置供给后冷却器中；髓装置，用于将后冷去職中冷却的压縮的富集第一杂质的气体和污染的二氧化碳气体混合。在污染的二氧化碳气体来源于含料燃烧工艺产生的烟气的具体实施方式中，装置可以包括含氧燃料燃烧单元，用于选自碳质燃料、烃质燃料和它们的混合物的燃料在氧气存在的情况下燃烧，以产生包含二氧化碳的烟气；魏装置，用于循环一部分烟气至晗ftl料燃烧单元中；气-液接触容器，用于用7jC洗涤至少一部分剩余部分的烟气，以脱除7k溶性组分并且产生洗涤后的烟气；魏装置，用于将烟气从含氧燃料燃烧单元输送到气-液接触容器中；烟气压縮机装置，用于压^t冼涤后的烟气以产生压縮的烟气；管道装置，用于将洗涤后的烟气从气-液接触容器输送到烟气压縮机装置中；气体^P燥系统，用于干燥压缩的烟气，以产生污染的二氧化碳气体；管道装置，用于将压縮的烟气从烟气压縮机装置输送到气体干燥系统中；和tii装置，用于将污染的二氧化碳气体，或由其产生的气体，输送到再沸器中。"烟气压缩机装置"通常是具有非必须的中间y賴啲单级或多级的离心压縮机或者是多级离心压縮机的一个或多个级。在第一杂质是氧气的具体实施方式中，装置可以包括魏装置，将贫二氧化碳蒸汽从相分离器输送到热交换器中暖化，以产生贫二氧化碳气体；膜分离系统包括至少一个渗透膜，通过使贫二氧化碳气体扩散穿过所述膜来分离二氧化碳，以产生分离的二氧化m体和排放气体難装置，用于将贫二氧化碳气体从热効奂器输送到膜分离系统中；含氧燃料燃烧单元，用于选自碳质燃料、烃质燃料和它们的混合物的燃料在氧气存在的情况下燃烧，以产生包含二氧化碳的烟气-,禾口魏装置，用于将分离的二氧化m体从膜分离系统输送至'J含繊料燃烧单元中。在废二氧化碳气体是含^)t料燃烧工艺产生的烟气的具体实施方式中，装置通常包括气-液接触容器，用于用7jC冼涤至少一部分所述的烟气，以脱除7]C溶性组分并且产生洗涤后的烟气；魏装置，用于将烟气从含氧燃料燃烧单元输送到气-液接触容器中；第一压縮装置，用于压縮洗涤后的烟气，以产生压缩的烟气；魏装置，用于将洗涤后的烟气从气-液接触容器输送到第一压縮装置中；气体^B喿系统，用于干燥压縮的烟气，以产生污染的二氧化碳气体；M装置，用于将压縮的烟气从所述第一压縮机装置输送到气体干燥系统中；禾口装置，用于将污染的二氧化碳气体，或由其产生的气体，输送到热交换器中。在包括从粗二氧化碳气体脱除选自S02禾0NOx的一种或多种杂质的具体实施方式中，所述装置可以包括至少一个逆流，液接触装置，用于在氧气存在和升高的压力下用7jC冼条烟气，并且在要除去S02、Na时，洗涤足够长的时间，以便将S02转化成硫酸和/，Ox转化麻肖酸；tit装置，用于将烟气在升高的压力下从所述第一压缩机装置输送到某个或每一^/液接触装置中；和CT装置，用于循环硫酸7K溶液和/或硝酸7jC溶液到某个或每一^/液接触装置中。在第一压縮机装置是多级压縮机的具体实施方式中，装置可以包括第一压縮机，用于压縮烟气或由其产生的气体到第一升高的压力；魏装置，用于将烟气或由其产生的气懒送到至断述第一压缩机；第一逆流气-液接触设备，在第一升高的压力下用水洗涤压缩的烟气达到足够的时间，以产生无S02的二氧化碳气体和硫酸水溶液；，装置，用于在第一升高的压力下将压縮的烟气从第一压縮机输送到第~^-液接触设备；第二压縮机，用于压缩无S02的二氧化碳气体到比第一升高的压力的压力高的第二升高的压力；tit装置，用于将无S02的二氧化碳气体从第一逆流气-液接触设备输送到第二压縮机；第二逆流~液接触装置，用7K在第二升高的压力下洗涤无S02的二氧化碳气体足够的时间，以产生无S02、^NOx的二氧化碳气体和硝酸水溶液；，装置，用于在第二升高的压力下将无SQ2的二氧化碳气体从第二压縮机输送到第二气-液接触设备；装置，用于循环硝酸7K溶液到第二气-液接触设备；和管道装置，用于将无S02、^NOx的二氧化碳气体从所述的第二逆流气-液接触设备输送到所述气体干燥系统。第一和第二压縮机地是多级二氧化碳压缩装置中的级。"Mffi装置"一般是减压阀，并且第一、第二、第三和第四减压装置地是独立的Mffi阀。在用于净化氢^PSA系统的废气的具体实施方式中，装置可以包括氢^PSA系统，用于分离包含二氧化碳和一氧化碳的粗氢气，以产生氢气禾咆括一氧化碳的废二氧化碳气体；第二压缩装置，用于压缩废二氧化碳气体以产生压縮的废二氧化碳气体；魏装置，用于将废二氧化m体/AM^PSA系统输送到第二压缩装置中；气体干燥系统，用于干燥压缩的废二氧化碳气体，以产生干燥的废二氧化m体；mt装置，用于将压缩的废二氧化碳气^tl送到气体TM系统；禾口，装置，用于将干燥的废二氧化碳气体或由其产生的气,送到再沸器中。热交换器通常是具有多流体通道的多流板翅式换热器，其中冷流与热流逆流接触。期望进料^iSA和产品流离开主换热器通常在热力学效率最高的位置。换热器通常是铝制的。下面本发明将只M实施例并结合图2和3进行描述。图2中描述的本发明方法的具体实施方式的大部分都与图1中描述的现有工艺相似。两种工艺都用于从发电厂(未在图中显示)含氧燃料燃烧工艺产生的烟气中回收二氧化碳。图1的现有工艺与图2描述的本工艺的主要区别是省去图1中的相分离徵:101并且添加蒸馏(或汽提)itC104。参照图2，如同图1现有工艺的流体1，将包括约73moiy。二氧化碳的j^H流101输送到一对热再生I^7JCT^燥器二103中干燥，以产生污染的二氧化碳气体流102。将气流102和从下游(见下文)循环回的压縮的富集氧气的气流117混合组成粗二氧化碳气体流103。在换热器E101中与约14.4bar(见下文)的压力下的富集二氧化碳液体流125间接热交^7令却气流103，以产生粗气态二氧化碳流104和富集二氧化碳气体流126。气流104输送到再沸器E106中，在再沸i^C104中再沸富集二氧化碳的塔底液体，以为itC104中产生富集二氧化碳的蒸汽和冷却的粗二氧化碳气体流105，其中一部分可能被冷凝。在换热器E102中流105M间接热交换进一步7賴口以产生部分冷凝的粗二氧化m術荒106。全部的流106输送到冷端在约-54'C下操作的相分离容^C102中，分离成贫二氧化碳蒸汽和不纯的液体二氧化碳。贫二氧化碳蒸汽流107在换热器E102禾PEIOI中fflil间接热交换暖化到环^^温度以产生贫二氧化m体流108，将流108在预热器E103中M间接热交换加热以产生约30(fC和约30bar下的热的贫二氧化碳气体流109。流109在涡轮机幻03中膨胀以产生动力和排放到大气的膨胀的贫二氧化a^体流110。流110包括约25moiy。的二氧化碳，约53mol。/o的氮气，约7moie/。的氩气，约15molQ/。的氧气和约13ppm的氧化氮。不纯的二氧化碳液体流111包含约95mol。/o的二氧化碳、1.1mol。/Q氧气和约3.7moP/。总的氮气和氩气，流111从相分离H02中移出，在换热器E102中fflil间接热効奂暖化至哟-3(/t以产生暖化的不纯的二氧化碳液術荒112，并且经阀门V103从约30bar膨胀到约16bar以产生膨胀的不纯的二氧化碳液術荒113，将流113输送到i^C104的顶部。包含约1mol。/。氧气的不纯的二氧化碳液條:^C104中分离，生成富集氧气的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体。汽提工艺的作用是将从塔中萃取的二氧化碳中氧气的浓度斷氐到不舰10ppm并且氮气和氩气含量降低至喲280ppm。塔底液体在再沸器E106(见上文)中通过与粗气态二氧化碳的间接热交换再沸以为塔提供富集二氧化碳的蒸汽。富集氧气的塔顶蒸汽包含约69%的二氧化碳，6.9%的氧气和24.1°/。的氮和氩气。二氧化碳的浓度太高以至于该蒸汽不允许排放。因此，将富集氧气的塔顶蒸汽114在换热器E102禾nE101中通过与冷的粗的二氧化碳气体的间接热交换暖化，以产生暖化的富集氧气气体流115。流115在压縮柳C104中从约16bar压缩到约30bar以产生压縮的富集氧的气体流116，并且压缩的热量在后7賴口器E107中用冷却剂，通常是水，S31间接热交换除去，以产生压缩的富集氧气的气体流117循环到流102(见上文)。循环流117的结果是全部的分离气体最终都从涡轮t服103中排出并且作为流110排放到大气。富集二氧化碳的塔底液体流118分成两部分，流119和流124。该工艺的制^^部分如下提供将流119用阀门V102膨胀到约5.6bar的压力产生膨胀的富集二氧化碳的气体流120，然后在换热器E102禾阳IOI中蒸发和暖化流120，由此产生富集二氧化碳气体流121。另外的制冷如下提供气流124在阀门101中膨胀到约14.4bar产生膨胀的富集二氧化碳液体流125，然后在换热器EIOI中蒸发和暖化流125以产生富集二氧化碳的气体流126。将流121和126在多级离心压縮禾服IOI、K102中压縮和混合，以产生压力约110bar的压缩的二氧化碳气体流128。压縮的二氧化碳气体包含超过99.9mol。/。的二氧化碳和只有约10ppm的氧气。其余部分由很少量的氮气、氩气和氧化氮构成。二氧化碳压縮机幻Ol、K102是多级离心整体啮合机器。K101有三或四级，因为出口的压力要高于临界压力，所以尽管并没有在后两级中存在，但是可以在一些级之间非必须地具有中间7f4卩。K102是具有中间^4卩器和后冷却器的同一台机器上的一级或两级。在示例性的具体实施方式中，压縮t/lK101、K102的一些级或全部的级都在绝热操作，因此可以采用中间^4卩器E104和后7賴卩器E105i!31与冷却剂的间接热効奂,Ail缩的二氧化碳气体回收压缩热。中间冷却器E104的y賴卩剂是7k。后y賴卩器E105中的冷却剂可以是锅炉进料水和/或发电厂的冷凝液，这样，压缩热可以用于预热这些物流。流121在压缩机的初始跑C102中压縮以产生压縮的二氧化m体流122。压缩热在中间冷却器E104中M与7賴卩水的间接热交换从流122中除去，以产生14.4bar下的冷却的压縮二氧化碳气体流123。流123与流126混合并且混合流在压縮禾鄉IJ下SKIOI中压縮以产生进一步压缩的二氧化m，127。压縮热M31与锅炉iS7jC间接热^J奂从流127中除去，该流127然后在后;t4卩器E105中冷凝以产生在管压下如约110bar的二氧化m体流128。如果不用回收所有的热量来提供给锅炉淑舞卩/或冷凝液的话，K101也可以具有至少一个用冷却水来冷却的中间冷却器。图3中描述的具体实施方式与图2描述的实施例相似。两种具体实施方式的主要区别是在图3中，三股膨胀的富集二氧化碳液体用来提供工艺的制冷，而不是图具体实施方式中的两股流。图3中采用与图2中相同的附图标记表示两个具体实施方式中同样的特征。以下仅仅介绍图具体实施方式中附加的特征。参照图3，来自塔C104的富集二氧化碳的液体流18分成三个部分:流119、流124和流129。工艺的进一步制冷如下提供在阀门104中将流129膨胀到约10bar以产生膨胀的富集二氧化碳液体的流130，然后在换热器EIOI中蒸发和暖化流130以产生富集二氧化碳的气体流131。将流121、126和131在多级离心压缩+服101、K102A、K102B中压缩并且混合，以产生约IIObar下的压縮的二氧化m体流133。压縮的二氧化碳气体包括超过99.9mom的二氧化碳和只有约10ppm的氧气。剩余部分由很少量的氮气、氩气和氧化氮构成。如同图2中描述的具体实施方式，压缩机的一些段或全部的段KIOI、K102A、K102B都在绝热的^f牛下操作，因此可以采用中间冷却器E104A、E104B和后7賴卩器E105M与y賴瞎鹏间接热交换Affi缩的二氧化鹏体中回收压縮执。压縮热可以就此用于预热锅炉给水和冷凝液。这样，流121在压縮机的初始舰102A中压缩以产生压縮的二氧化m條122。在中间7賴卩器E104A中通过与冷却水间接热交换从流122中除去压缩热以产生10bar下的经7转卩的压缩的二氧化碳气体流123。流123与流131混合并且混合流在压縮机的中间段K102B中压缩以产生进一步压縮的二氧化碳气術荒127。在中间y转卩器E104B中M与^令却水的间接热交换从流127中除去压縮热，以产生约17bar下的进一步压縮的二氧化碳气体流128。流128与流126混合并且混合流在压縮禾/l^K101中压縮以产生约110bar的压缩的二氧化碳气,132。Mil与锅炉进水间接热効奂从流132中除去压缩热，然后该流在后y賴卩器E105中冷凝以产生压缩的二氧化碳流133。实施例1计算机模拟是f顿商业模拟软件(AspenPlusVersion2004.1)鄉行的，其中图2中描述的工艺与发电厂中的含氧燃料燃烧工艺结合。表2中提供该模拟的热量和物料平衡表。该模拟达到要求的水平二氧化碳纯度超过97mol%(实际约99.9mol%)，具有约87.线的二氧化碳回收率。但是，与图1中所示现有工艺相比，其单位动力消耗增加了3%并且二氧化碳回收率降低了1.6%。除了蒸发第三7jC平的液体二氧化碳以提供进一步帝蛉(图3)之外，相同工艺的计算机模拟(AspenPlusVersion2004.1)显示总的动力消耗与图1描述的工艺相比斷氐了约13%。表2在此。<table>tableseeoriginaldocumentpage31</column></row><table>表2实施例2进^i十算机模拟(AspenPlusVersion2004.1)，其中图2中描述的工艺与氢^PSA系统(图中未标出)结合。PSA系统的废气压缩到30bar以形成输送到工艺中的压縮废气流101。表3中提供该模拟的热量和物料平衡表。该模拟显示一氧化^7K平可以降低到约100ppm。表3在此。10，10210310410510610B109湿度。C20,0020,0020.30-3.21-16.3653,65-53.65B.40300.0065邻压力bar33030.加303030303030301.，波最kg/sS4.S右59.0559.0559.0559.059.789.78B.7B9.78组成C02md%71.601671.679972,476872476B72.476872476823.748423.748423.7464E3,74B4N20.99510.99621.01831.01B31.01832,鄉9Ar怖1%016620.1B360.、6360.1B3G0.10360.43S60.43880甲43明0,4388H2mol%21.柳921.884820-835520.835520.B35520,咖559,0303幼.030359.030359.咖3H20moi%0.10920.00000.00000.00000,0000o.o卿0.00000.00000.0000D.OOOOCOmol%4加9(58634,73894.73894.73的4.738912,355312.355312.3553CH4moi%0.63300.68380.7柳0-7柳0.74690,74691-74，31.7413流体頃号111113"4U5mmm"9120温度。CS3.6S-23.91-31,45'31.038.4064.2325.00-25."-25."54.65压力'303016.0264916.82柳16.82649303016.6264916,626495.603904豕skg/s49.2749,27錄274.49"94.4944.78组成C02mc限99.319583.卿563.89459Q.9，95N20.13390.13390.13391.33511.33S11.33511—33510.00060.00060-0006Armoi%0.04830.04630.04830.柳7D崩70,40070.4007000920.卿20.00920.57940.579*0.5794580255.KJ255.60255.60250.00000.00000.0000H200.00000.000D0.00000細00.00000.00000.0000o卿oO.咖O0.0000COD.6的右0-6的50,柳56.31606.91606.91SO6.91600.01000.01000,0100CH4mol。/。0.219S0.21950_21站1.65121.65121.66121.65120.06070.06070.0607流体编号12，122、24125126127128溫度0C8.4084.1025加-25."-29.988.40209.9150.00压力5.60390414.270，4，&S264914.27814"0汰轚18.7618.7626.02260226.0244,7844.78组成C02moi%99.91诉99.9195N20.00060.00060,0006o.咖e0.00060.00D60.00060.0006Armo/%0,00920.00920.00920.00920.00920.0092H2mol%0.00000.0000O.O卿0.00000.00000-0000O.卿O0.0000H20mo'%0,00000.00000-0000o.卿o0.00000.0000O.咖O。.0000COmo%O國O"IOO0.01000.01000.0100o.cnoo001000.0，000.0100CH40.06070.06070.06070-06070.06070.06070,06070.0607表3本发明优选的具体实施方式的优点包括改善了低温二氧化碳纯化；生产的二氧化碳的纯度至少为97mol%，并皿常至少99mol%，例如99.9mol%;生产的二氧化碳含有很低含量的氧气和一氧化碳，如不超过1000ppm，一般地不超过100ppm，并且通常约10ppm(如果需要可以更低)；生产的二氧化碳具剤艮低含量的氮气和氩气或其他杂质，一般地混始量不^511000ppm;与图1中的现有工艺相比，总能量消耗(定义为kwh/分离的二氧化碳tonne)极小增加或不增加；和与图l中的现有工艺相比，二氧化碳回收率极小陶氐或不降低。可以理解本发明并不局限于以上参考具体实施方式描述的细节，而是在不偏离本发明权利要求所限定的精神和范围内可进行各种变化和修改。权利要求1、一种从不纯的液体二氧化碳中脱除选自氧气和一氧化碳的第一杂质的方法，所述方法包括在传质分离塔系统中分离所述不纯的液体二氧化碳，产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体；和通过与粗二氧化碳流体间接热交换再沸一部分所述富集二氧化碳的塔底液体，来为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽和冷却的粗二氧化碳流体；其中所述不纯的液体二氧化碳比所述粗二氧化碳流体的二氧化碳浓度高。2、根据权利要求1的方法，其中所述不纯的液体二氧化碳来源于所述7賴卩的粗二氧化碳流体。3、根据权利要求2的方法，包括M间接热交换进一步y賴卩至少一部分所淑賴卩的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体；和相分离至少一部分所述部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产生所述不纯的二氧化碳液体和贫二氧化碳的蒸汽。4、根据丰又利要求1的方法，其中所述的粗二氧化碳流体包含至少约60mol%的二氧化碳。5、根据权利要求1的方法，其中所述不纯的二氧化碳液体包含至少约90mo輔二氧化碳。6、根据权利要求3的方法，其中所述塔系统的操作压力比所述不纯的二氧化碳液体的压力低，所述的方B括在输送所述不纯的液体二氧化碳至lj所述塔系统之前降低所述不纯液体二氧化碳的压力至伏约所述塔系统的操作压力而不形成固体的二氧化碳。7、根据权利要求6的方法，其中为了避免在压力降低MI呈中形成固体的二氧化碳，Sil间接热交换暖化所述含杂质二氧化碳。8、根据权利要求3的方法，包括皿间接热交换蒸发一部分富集二氧化碳的塔底液体或由其产生的液体二氧化碳，以提供至少一部分该方法所需的冷负荷。9、根据权利要求8的方法，包括膨胀至少第一部分所述富集二氧化碳的塔底液体以产生在第一压力下的膨胀的第一部分；和:间接热交换蒸发所胀的第一部分以提供该方法所需的一部分冷负荷并产生二氧化碳气体。10、根据权利要求9的方法，其中第一压力是从约二氧化碳的三相点压力到约15bar。11、根据权利要求9的方法，包括膨胀至少一份另夕卜部分所述富集二氧化碳的塔底液体以产生至少一份压力比所述第一压力高的膨胀的另外部分；和ilil间接热交换蒸发至少一部分的至少一份膨胀的另外部分以提供该方法所需的至少一部分剩余的冷负荷并产生二氧化碳气体。12、根据权利要求ll的方法，其中至少一份膨胀的另外部分的压力是从约二氧化碳的三相点压力到约20bar。13、根据权利要求ll的方法，其中只有一份另外部分。14、根据权利要求ll的方法，其中有两份膨胀到不同压力的另外部分。15、根据禾又利要求3的方法，包括M间接热交换暖化至少一部分所述贫二氧化碳蒸汽以产生贫二氧化碳气体；M间接热交换预热至少一部分所述的贫二氧化碳气体以产生预热的贫二氧化碳气体；和膨胀至少一部分所述预热的贫二氧化碳气体以产生膨胀的贫二氧化碳气体；其中预热所述贫二氧化碳气体所需的至少一部分热量由回收污染的二氧化m体的压縮热提供。16、根据权利要求1的方法，其中方法所需的至少大部分冷负荷由蒸发富集二氧化碳的塔底液体提供。17、根据权利要求1的方法，其中该方法所需的全部冷负荷是由工艺流之间的间接热交换内部提供。18、根据丰又利要求1的方法，包括fflil间接热交换暖化至少一部分所述富集第一杂质的塔顶蒸汽以产生暖化的富集第一杂质的气体；压缩至少一部分所述暖化的富集第一杂质气体以产生压縮的富集第一杂质的气体；将至少一部分所述压縮的富集第一杂质的气体和污染的二氧化碳进料气体混合形成所述的粗二氧化m体；和在给塔系统提供再沸之前，M间接热交换7賴隨少一部分所述粗二氧化碳气体。19、根据权利要求18的方法，包括在混合所述污染的二氧化m体之前，通过与冷却剂的间接热交换除去所述压縮的富集第一杂质的气体中至少一部分的压縮热。20、根据权利要求1的方法，其中第一杂质是氧气。21、根据权利要求20的方法，其中所述不纯的液体二氧化碳从含氧燃料燃烧工艺中产生的烟气中获得。22、根据权利要求1的方法，其中第一杂质是一氧化碳。23、根据权利要求22的方法，其中所述不纯的液体二氧化碳是从氢气PSA工艺中的itn获得的。24、根据权利要求l的方法，其中所述塔系统的操作压力比所述粗二氧化碳流体的压力低。25、根据权利要求24的方法，其中所述塔系统的操作压力为从约5bar到约50bar。26、根据丰又利要求24的方法，其中所述粗二氧化碳流体的压力为从约15bar到约60bar。27、一种从污染的二氧化碳气体中回收二氧化碳的方法，其中污染的二氧化m体含有选自氧气和1化碳的第一杂质和至少约60moiy。二氧化碳，所述的方法包括将至少一部分污染的二氧化碳气体和从下游循环回的压縮的富集第一杂质的气#^昆合，以产生粗二氧化碳气体；M间接热交搬令却至少一部分所述的粗二氧化鹏体，以生产粗二氧化碳流体；在传质分离塔系统中分离包括所述第一杂质的不纯的液体二氧化碳，以产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体；M与粗二氧化碳流体间接热交换再沸一部分所述富集二氧化碳的塔底液体，来为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体；mt间接热交换进一步冷却至少一部分所述冷却的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体；相分离至少一部分所述部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产生所述的不纯的液体二氧化碳和贫二氧化碳蒸汽；将至少一部分所述不纯的液体二氧化碳输送至U所述塔系统中进行分离；将一部分所述富集二氧化碳的塔底液体分成第一部分和至少一份另外部分；膨胀所述的第一部分以在第一压力下产生膨胀的第一部分；M间接热交换蒸发所，胀的第一部分，以提供该方法所需的一部分冷负荷并产生二氧化碳气体；膨胀所述至少一份的另夕卜部分以产生比所述第一压力高的压力下的至少一份膨胀的另外部分；M间接热交换蒸发至少一份膨胀的另外部分，以提供该方法所需的至少一部分剩余的冷负荷并产生二氧化碳气体；fflil间接热交换暖化至少一部分所述富集第一杂质的塔顶蒸汽，以产生暖化的富集第一杂质的气体-,压缩至少一部分所述暖化的富集第一杂质的气体以产生所述压縮的富集第一杂质的气体，将其循环至l術述污染的二氧化m体中；禾口压縮所述二氧化m体形成压缩的二氧化碳气体。28、根据权利要求27的方法，其中所述污染的二氧化碳气体来源于含M料燃烧工艺产生的烟气。29、根据权利要求27的方法，其中所述污染的二氧化碳气体来源于氢气PSA工艺的戯。30、用于通过权利要求1所述的方法从不纯的液体二氧化碳中脱除选自氧气和一氧化碳的第一杂质的装置，所述的，包括传质分离塔系统，用于分离不纯的液体二氧化碳以产生富集第一杂质的塔顶蒸汽和富集二氧化碳的塔底液体；再沸器，用于Mil与粗二氧化碳流体间接热交换来再沸富集二氧化碳的塔底液体，来为所述塔系统产生富集二氧化碳的蒸汽，和冷却的粗二氧化碳流体;热交换器，用于通过间接热効奂进一步冷却冷的粗二氧化碳流体，以产生部分冷凝的粗二氧化碳流体；髓装置，用于将7賴啲粗二氧化碳流体从所述再沸器输送到所述热交换器中；相分离器，用于相分离所述部分冷凝的粗二氧化碳流体，以产生所述不纯的液体二氧化碳和贫二氧化碳蒸汽；髓装置，用于将部分冷凝的粗二氧化碳流体从所述热交换器输送到所述相分离器中；第一Mil装置，用于降低不纯的液体二氧化碳的压力，以产生减压的不纯的液体二氧化碳；髓装置，用于将不纯的液体二氧化碳从所述相分离器输送到所述第一减压装置中；和，装置，用于将咸压的不纯的液体二氧化碳,A^f述第一Mil装置输送到所述塔系统中。31、根据权利要求30的装置，其中用于将含杂质液体二氧化碳从所述相分离器输送到所述第一减压装置的所述，装置包括魏装置，用于将不纯的液体二氧化碳,A0f述相分离器输送到所述热交換器中暖化，以提供暖化的不纯的液体二氧化碳；在所述热交换器中的至少一个流体通道；和f^装置，用于将暖化的不纯的液体二氧化碳MM述热効奂器输送至断述第一Mffi装置中。32、根据权利要求30的體，包括第二装置，用于膨胀富集二氧化碳的塔底液体，以产生在第一压力下的膨胀的富集二氧化碳的塔底液休魏装置，用于将富集二氧化碳的塔底液体M^f述塔系统输送至lJ所述第二Mll装置中；和魏装置，用于将膨胀的富集二氧化碳的塔底液條所述第一压力下从所述第二减压装置输送至,述热交换器中蒸发以提供冷负荷。33、根据权禾腰求32的體，包括第三减压装置，用于膨胀富集二氧化碳的塔底液体，以产生比所述第一压力高的第二压力下的膨胀的富集二氧化碳的塔底液体；，装置，用于将富集二氧化碳的塔底液体A^述塔系统输送至U所述第三Mil装置中；和管道装置，用于将膨胀的富集二氧化碳的塔底液体在所述第二压力下从所述第三减压装置输送到所述热交换器中蒸发以提微令负荷。34、根据权利要求33的装置，包括第四减压装置，用于膨胀富集二氧化碳的塔底液体，以产生比第一压力高、比第二压力低的第三压力下的膨胀的富集二氧化碳的塔底液体；，装置，用于将富集二氧化碳的塔底液体从所述塔系统输送到所述第四减压装置中；和魏装置，用于将膨胀的富集二氧化碳的塔底液條所述第三压力下i^f述第四减压装置输送到所述热効奂器中蒸发以提微令负荷。35、根据权利要求30的體，包括f^装置，用于将富集第一杂质的塔顶蒸汽^^f述塔系统输送至,述热交换器中暖化以提供暖化的富集第一杂质的气体；循环压縮机驢，用于压缩暖化的富集第一杂质的气体，以产生压缩的富集第一杂质的气体；tit装置，用于将暖化的富集第一杂质的气体从所述热交换器输送到所述循环压縮器装置中；装置，用于将压縮mCT中的压縮的富集第一杂质的气体和污染的二氧化^体混合形^f且二氧化m体；，装置，用于将所述粗二氧化m体从混合所述污染气体的所述t^装置输送到所述热効奂器中^4卩以提供粗二氧化碳流体；禾口魏装置，用于将粗二氧化碳流体AA^述热交换器输送至,述再沸器中。36、根据权利要求35的装置，其中用于混合所述污染的气体的所述的tit装置包括后冷却器，用于通过与^4卩齐啲间接热交换/AJi缩的富集第一杂质的气体中移除压縮热，以产生冷却的压縮的富集第一杂质的气体；髓装置，用于将压縮的富集第一杂质的气体从所述循环压缩U1^S输送到所述后冷却器；管道装置，用于将所述后冷却器中冷却的压縮的富集第一杂质的气体和所述污染的二氧化碳体混合。全文摘要使用传质分离塔系统将选自氧气和一氧化碳的第一杂质从不纯的液体二氧化碳中脱除，通过与粗二氧化碳流体间接热交换将其再沸，其中不纯的液体二氧化碳比粗二氧化碳流体中二氧化碳的浓度高。本发明尤其适用于回收含氧燃料燃烧工艺产生的烟气或者氢气PSA工艺废气中的二氧化碳。优点是降低第一杂质的含量到不超过1000ppm。文档编号F25J3/02GK101231131SQ20081008560公开日2008年7月30日申请日期2008年1月23日优先权日2007年1月23日发明者R·J·阿拉姆,V·怀特申请人:气体产品与化学公司