用于从气流洗涤CO₂的吸收介质和使用所述介质的方法

专利名称：用于从气流洗涤CO₂的吸收介质和使用所述介质的方法
用于从气流洗涤CO2的吸收介质和使用所述介质的方法本公开涉及用于从气流中洗去酸性气体如CO2的吸收介质。另外，描述了使用所述吸收介质的方法和使用所述类吸收介质从气流中洗去CO2的方法。
背景技术：
归因于二氧化碳增进全球变暖，最近已经将二氧化碳(CO2)排放作为与其他酸性气体(例如，S0x、N0x)排放相似的管理目标。在美国，来自电站区域的CO2排放占总能量相关性CO2排放的大约40%。由于美国电力的大约50%从煤炭产生，开发适用于现有燃煤工厂以及适用于计划新增容量的CO2捕获方案正在变得日益重要。本领域已知，可以通过使气流与作为吸收介质的无机或有机溶剂的含水或不含水混合物接触而从气流中(例如，煤烟气)洗去酸性气体如S02、N02和C02。气体和吸收介质之间的接触一般地在吸收容器(例如，吸收塔)内发生，并且导致将气体的酸性组分(例如，CO2)吸收至介质中，以及净化气流的产生。吸收的酸性气体随后从介质中“解吸”，一般通过采用加热(变温吸收)或降低压力(变压吸收)来进行。吸收介质的物理和化学性能可以影响吸收过程的多种运行参数。这类参数包括，例如冷却负荷、净化气流中的总含烃量(THC)、净再生能量、CO2吸收速率、CO2吸收容量、溶剂和气流的泵送功率、溶剂再生速率、溶剂蒸气损耗量、溶剂降解和杂质处置(即，试剂回收)。这些因素的许多因素之间存在依赖性和竞争性关系。例如，增加的CO2吸收速率是合乎需要的，因为它可以允许在吸收阶段期间使用较低的L/G(液/气)比和/或较小的吸收塔，这可以导致降低资本设备尺寸(和成本)以及吸收容器中较低的压降。然而，用具有高CO2吸收速率的溶剂吸收CO2经常是高度放热的。因此，当巨大量的溶剂暴露于大量的气流时，如商业规模的发电厂中那样，产生大量的热。这种过多的热可能导致严重的运行难题，如溶剂气化、溶剂降解、冷却负荷增加和净化气流中的总含烃量增加，这些难题中的任一个可以削弱或取消由高CO2吸收速率所提供的益处。本领域中已经进行大量研究，以试图确定显示以上性能最佳(或至少商业可行)平衡的CO2吸收介质。根据这种研究，已经开发了基于伯胺、仲胺和叔胺和烷醇胺的水溶液的吸收介质。这类介质的具体实例包括单乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)、单甲基乙醇胺(MMEA)和甲基二乙醇胺(MDEA)的水溶液。虽然这类介质已经证明在吸收/解吸过程中从气流捕获CO2有效，但是利用它们的过程消耗大量能量。实际上，使用MEA的CO2吸收/解吸过程的能量消耗已经报道高达发电厂出力的15-30%。MEA和其他烷醇胺也易于氧化降解，因此需要捕获并加工因而产生的废物并且向系统定期添加新鲜的胺。另外，净化气流中由烷醇胺洗涤产生的THC水平(尤其MEA)是明显的，这可能导致准许问题或要求使用昂贵的水洗涤系统。也已经研究了胺引发的碳酸钾(K2CO3)作为从气流分离CO2的介质。最初，将胺以催化的量(例如，〈0.5m)添加至碳酸钾，目的在于改善CO2吸收特征和动力学。最近，研究者已经考虑采用碳酸钾与高浓度胺的掺合物。尽管现有的吸收介质已经显示一些前景，但是就发明人所知，没有一种介质能够实现上文所述的竞争性因素的令人满意的平衡，尤其再生能量、泵送功率、烃排放和杂质处置。因此，本领域中仍需要用于从气流移除酸性气体的改进吸收介质以及使用这类吸收介质的方法和设备。本公开旨在满足这种需要。发明概沭本公开的一个方面涉及用于移除气流的酸性组分(如二氧化碳)的吸收介质。在一个非限制性实施方案中，含水吸收介质包含至少一种胺(例如，哌嗪)、至少一种碱离子和水。吸收介质中至少一种胺和至少一种碱离子的浓度可以广泛地变动。例如，至少一种胺可以按范围约8重量％至约30重量％的量存在，而至少一种碱离子可以按大于0重量％至约3.0重量％范围的量存在。在一些非限制性实施方案中，至少一种胺以范围约20重量％至约26重量％的量存在，并且至少一种碱离子以范围约1.5重量％至约2.5重量％的量存在。至少一种胺和至少一种碱离子可以分别地包括哌嗪和钾，不过也可以使用其他胺和碱尚子。也可以调节含水吸收介质的组成以便在从气流移除CO2的吸收过程(如变温吸收(TSA)过程)中获得所需的净再生能量。如本文所用，术语“净再生能量”指仅从外部来源向再生器供应的能量的量(单位:BTU/lb移除的CO2)。因此，“净再生能量”不包括由热回收源(例如，机械蒸气再压缩、热交换等)向再生器输入或由再生器回收的能量。这类热回收源的非限制性实例在2010年6月22日提交的美国临时申请61/357，291中描述，所述专利的公开内容通过引用的方式并入本文。相反，术语“毛再生能量”指从外部来源和热回收源向再生器输入的能量的量。在使用本文所述的含水吸收介质的TSA过程中，净再生能量可以例如小于约1300BTU/lb移除的CO2。在一些实施方案中，净再生能量可以小于约1200BTU/lb移除的C02、小于约1100BTU/lb移除的CO2或甚至小于约1000BTU/lb移除的C02。在一些实施方案中，净再生能量小于约960BTU/lb移除的C02。本公开的另一个方面涉及使用本文所述吸收介质的方法。在一些实施方案中，所述方法包括使含有CO2的气流与含水吸收介质接触，其中所述含水吸收介质包含至少一种胺、至少一种碱离子和水。胺浓度可以例如是约8重量％至约30重量％或更大。碱离子浓度可以例如是大于0重量％至约3.0重量％。含水吸收介质和气流之间的接触形成富含CO2的含水吸收介质和净化的气流。所述方法可以进一步包括从富含CO2的含水吸收介质解吸C02，从而“再生”吸收介质。在一些实施方案中，本文所述方法的净再生能量小于1300BTU/lb移除的C02，如小于约1200、1100或甚至1000BTU/lb移除的C02。在一些实施方案中，净再生能量可以小于约960BTU/lb 移除的 C02。本文所述的方法也可以包括用含水洗涤液洗涤净化的气流。含水洗涤液可以按范围大于0至约至少一种碱离子在水中溶解度极限的量包含至少一种碱离子(例如，钾)。在一些实施方案中，碱离子浓度是大于0重量％至约25重量％或更大，如约0.5重量％至约
5重量％。对洗涤过的溶液的洗涤可以例如起到减少净化气流中存在的总烃的作用。例如，净化气流的总含烃量在洗涤后可以小于约5ppm。在其他非限制性实施方案中，净化气流的总含烃量在洗漆后可以小于约1.0ppm,如小于约0.5ppm。本公开的另一个方面涉及一种用于从气流移除CO2的设备。这种设备例如包括吸收塔和洗涤回路。吸收塔包括用于接收含水吸收介质的入口、CO2吸收段和净化气体洗涤段。洗涤回路包含至少一种碱离子进料。将碱离子进料设置成向洗涤液供应碱离子如钾离子。在运行时，洗涤回路使洗涤液遍及净化气体洗涤段循环。在净化气体洗涤段内部，洗涤液接触净化的气流。与净化的气流接触后，将所述洗涤液移除用于外部加工、再循环至净化气体洗涤段和/或添加至含水吸收介质。本发明的额外目的和优点将部分地在后续的描述中阐明并且部分地从这种描述中是明显的或可以通过实施本发明获知。本发明的目的和优点将借助所附权利要求书中特别指出的要素和组合而实现和达到。应当理解前面的一般描述和以下的详述是仅示例性和解释性的，并且不限制如要求保护的本发明。附图简沭

图1示意性地显示一个变温吸收过程。图2A-2D示意性地显示吸收/解吸过程与杂质移除过程的整合。图3示意性地显示包括吸收器中间冷却的吸收塔。图4示意性地显示包括水洗涤系统的吸收塔。
具体实施方案本公开的一个方面涉及用于移除气流中酸性组分(如二氧化碳)的吸收介质。本文所述的吸收介质可以例如包含至少一种胺、至少一种碱离子和水的混合物。本文所述的吸收介质的各个组分的浓度可以广泛地变动。至少一种胺可以按范围约8重量％至约40重量％或更大的量存在。例如，至少一种胺可以按范围约12重量％至约30重量％、约15重量％至约28重量％、约20重量％至约26重量％或甚至约26重量％至约30重量％的量存在。在非限制性实施方案中，胺在含水的胺溶剂中的浓度是约:8.0、
8.6,8.8,9.0,10.0,10.7,11.0,12.0,13.0,14.0,14.5,15.0,16.0,17.0,18.0,19.0,19.8、
20.0,21.0,22.0,23.0,23.7,24.0和25.0重量％或更大。当然，可以使用更高或更低的胺浓度，只要胺浓度落在本文中明示的任何终点范围内部。实际上，本公开构思了约:26.0、
27.0,28.0,29.0,30.0,35.0,40.0,45.0,50,55.0,60.0,65.0 和 68.0 重量 % 或更大的胺浓度。类似地，含水吸收介质中至少一种碱离子的浓度可以在巨大范围内变动。例如，至少一种碱离子可以按大于0重量％至约3.0重量％范围的量存在。在一些实施方案中，碱离子(例如，钾)在溶液中的浓度是约0.1重量％至约2.9重量％，约0.5重量％至约2.5重量％ ;约1.0重量％至约2.3重量％ ;约1.5重量％至约2.5重量％或甚至约2.0重量％至约2.3重量％。当然，至少一种碱离子的浓度可以高于、低于以上提到的终点或在所述终点内部。实际上，本公开构思了 5.0、10、15和20重量％或更大的碱尚子浓度。至少一种胺可以选自多种环状、直链伯胺、仲胺或叔胺。合适胺的非限制性实例包括哌嗪、取代的哌嗪和哌嗪衍生物，如N-(2-羟乙基)哌嗪、N-(羟丙基)哌嗪和氨基乙基哌嗪、乙二胺、二甲基乙二胺、吡唑烷、咪唑、2-甲基咪唑、4-甲基咪唑、咪唑啉、2-(2-吡咯烷基)吡咯烷、2-(2-咪唑烷基)咪唑烷、3-(3-吡咯烷基)哌啶、3-(2-哌嗪基)哌啶、
2-(2-哌嗪基)哌嗪、单乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)、单甲基乙醇胺(MMEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)及其混合物。在一些实施方案中，至少一种胺包括单独或与其他胺组合的哌嗪。至少一种碱离子可以例如选择自IA族和IIA族金属的离子和铵(NH4+)。作为非限制性实例，提到钠、钾、锂、铷、铯、访、镁、韩和铵(NH4+)离子及其混合物。在一些实施方案中，至少一种碱离子选自钠离子、钾离子、锂离子及其混合物。在非限制性实施方案中，至少一种碱离子包括单独或与其他碱离子组合的钾离子。碱离子可以通过任何手段添加至含水吸收介质，如通过添加碱金属盐。合适的碱金属盐的非限制性实例包括本文所述的碱离子的碳酸盐、重碳酸盐、卤化物和氢氧化物。例如，如果待添加的碱离子是钾离子、锂离子或钠离子，则可以通过添加相应的碳酸盐(即，碳酸钾、钠和/或锂)、重碳酸盐(即，重碳酸钾、钠和/或锂盐)、氯化物(例如，氯化钾、钠和/或锂)和/或氢氧化物(即，氢氧化钾、钠和/或锂)添加这类离子。当然，根据需要，可以通过其他已知的盐,如硫酸盐、硫化物、二硫化物、除氯化物之外的卤化物等导入碱离子。如先前所描述，吸收介质的物理和化学性能可以影响CO2吸收/解吸过程的多种运行参数。这类参数包括，例如冷却负荷、净化气流中的总含烃量(THC)、再生能量、CO2吸收速率、CO2吸收容量、溶剂再生速率、溶剂蒸气损耗量、溶剂降解和杂质处置(即，试剂回收)。发明人已经发现，可以通过调节吸收介质中胺和碱离子的浓度获得这些因素中一者或多者的所需值。在一些情况下，可以在这些竞争性变量中两者或更多者之间实现所需的平衡。这种平衡可以例如导致以较低成本显示改进性能的CO2吸收/解吸过程。出于说明目的，使用含有哌嗪作为胺的非限制性示例吸收介质，下文提供胺浓度和碱离子浓度影响吸收/解吸过程的几个方面的讨论。通过哌嗪吸收CO2以放热方式发生，吸收热是约-17至_22kcal/g摩尔。因此，在用于捕获CO2的吸收/解吸过程(如变温吸收过程)中使用包含哌嗪的吸收介质时，与吸收器中的气流接触期间大量热产生，从而升高温度。这种温度上升可能在吸收器中导致非均匀温度曲线(即，温度“暴增”)。即，吸收器的温度曲线可能在指向吸收器内部时显示峰温度(“暴增”)，在吸收器的液体入口和出口处温度较低。随着哌嗪浓度增加，吸收器中的最高温度可以增加。这种增加的温度催进哌嗪从吸收介质中气化。放任而不制止的话，气化的哌嗪可以随净化的气流一起排放入大气。归因于严格的许可要求，就烃排放而言，可以需要在这种蒸气随净化气流一起离开吸收容器之前捕获(例如，通过水洗涤)或对付这种蒸气(例如，通过吸收器中间冷却)。另外，可以需要替换随净化气流一起离开的哌嗪以维持洗涤性能，从而导致运行开支增加。因吸收器中高温带来的额外顾虑是水气化。随着吸收器中的温度增加(例如，因吸收热所致)，显著的水气化可以发生。随着水气化增加，可能需要额外的补充水和水冷凝以维持系统的水平衡。尽管与使用哌嗪相关的难题，含有高浓度哌嗪的吸收介质可能是合乎需要的。尤其，随着哌嗪浓度增加，吸收介质的CO2吸收速率和CO2吸收容量也增加。另外，增加哌嗪浓度可以减少再生能量，这可能导致较低的净再生能量要求(单位:BTU/lb移除的C02)。最后，较高的哌嗪浓度可以允许使用较低的L/G比，原因在于溶液容量增加，同时仍保留移除气流中90%或更多CO2的能力。除减少再生能量之外，L/G的这种降低可以导致压降缩减和/或多种资本组件(例如，吸收塔、泵、热交换器等)的尺寸缩减，从而开辟显著节约成本的道路。哌嗪的最大浓度可以例如由过程运行条件下哌嗪在吸收介质中的溶解度或由较高浓度对气-液接触(传质)量的影响决定，其中要求所述气-液接触量以实现所需的CO2移除水平。在升高的哌嗪和碱离子(例如，钾)浓度，吸收介质可以具有实质较高的粘度，并且吸收介质的胶凝作用和固化可能发生。这可能要求增加吸收塔高度和/或使用增加的泵送功率以促进充分的加热和/或传质，其中任一项可能增加资本设备成本和系统的运行支出。发明人已经发现，随着哌嗪浓度增加，可以通过降低碱离子浓度维持溶解度。换句话说，发明人已经出乎意料地发现，通过维持高的哌嗪(重量％)对碱离子(重量％)比率，可以获得含有升高浓度的哌嗪的可溶性吸收介质。此外，可以添加增强加热、稀释或溶解度的添加物，目的在于保持哌嗪处于溶液中或维持吸收介质处于液相。作为可以根据本公开使用的合适的哌嗪对碱离子比(重量％:重量％)的实例，非限制性地提到约 3.5:1.0,4.0:1.0,4.5:1.0,5.0:1.0,6.0:1.0,7.0:1.0,8.0:1.0、
9.0:1.0,10.0:1.0、11.0:1、12.0: 1、12.5:1.0、13.0:1.0,14.0:1.0,15.0:1.0,20.0:1.0、
25.0:1.0,30.0:1.0,50.0:1.0、100.0:1.0 和 1000.0:1.0 或更大。在一些实施方案中，哌嗪对碱离子的重量比大于约3.6:1.0、3.7:1.0、3.8:1.0，或甚至3.9:1.0。也可以使用高于、低于上述比率或在其内部的比率，并且本公开构思了这一点。因此，哌嗪浓度提供了几种竞争性因素之间的权衡。具体地，较低的哌嗪浓度可能导致一种或多种以下情况:挥发性降低、较小的温度暴增，较低的H2O补充要求和降低的烟道气压降，但可能要求使用较高的L/G比和/或较高的再生能量。相反，高哌嗪浓度可能导致一种或多种以下情况:挥发性增加、温度暴增和水蒸发，但是可以显示增强的CO2吸收速率、减少的再生能量和/或增加的容量，这可以允许使用较低的L/G比。在下文提供的实施例和表中描述哌嗪浓度的这些影响和其他影响。当吸收/解吸过程如变温吸收过程用来处理气流时，除酸性气体组分(如二氧化碳)之外，杂质如硫酸盐、硝酸盐、氯化物等经常被吸收至吸收介质中。如果允许这些杂质积累，则它们可以产生几个问题。例如，吸收介质中的高氯化物水平(例如，>1000ppm)可能导致腐蚀，这可能要求使用更昂贵的耐腐蚀材料或腐蚀抑制剂。另外，因为硫酸盐在吸收介质中具有有限的溶解度，故吸收介质中硫酸盐浓度积累可能导致吸收器中不想要的沉淀。通过控制吸收介质中碱离子(如钾)的浓度，可以解决由上文提到的杂质所引起的诸多难题。具体而言，添加或维持至少某个浓度的碱离子可以使硫酸盐、硝酸盐和/或氯化物与吸收介质分离。即，碱离子的存在能够移除碱硫酸盐、碱硝酸盐、碱氯化物、其离子及其混合物。可以例如通过结晶、沉淀、离子交换其组合和/或另一项分离技术完成从吸收介质中移除这类杂质。在吸收介质中存在钾的情况下，可以使硫酸钾结晶。在一些情况下，这种可以导致从吸收介质移除杂质、同时产生可销售肥料产品(即K2SO4)的双重益处。此外，这也可以起到减少或限制昂贵胺(例如，哌嗪)的损耗，因为如果允许杂质积累相当大的浓度，则它们倾向于优选地与碱离子组合。
碱离子在吸收介质中的浓度可以例如由吸收介质中的杂质浓度决定。在一些实施方案中，碱离子浓度是大于0重量％至约3.0重量％或更大。例如，碱离子的浓度可以大于 0、0.U0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、0.9.1.0、1.1、1.2、1.2、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8,1.9,2.0,2.1,2.1,2.3,2.4,2.5,2.6,2.7,2.8,2.9 或 3.0 重量 ％或更大。当然，碱离
子的浓度可以高于、低于上文指出的终点或在所述终点内部。在一些实施方案中，离子浓度(例如，钾离子浓度)由硫酸盐、硝酸盐和/或氯化物在吸收介质中的溶解度极限决定。在钾的情况下，发明人已经发现，随着吸收介质中的钾浓度增加，再生能量倾向于增加。因此，除了不利影响哌嗪的溶解度(如上文所指出)，增加的碱(钾)浓度可以对再生能量具有不利影响。因此，尽管碱离子(例如，钾)在吸收介质中的存在可以产生上文所述的有益性能，但是碱离子的总浓度可以因影响再生能量和胺溶解性而受限。出于前述原因，碱离子浓度提供了几种竞争性因素之间的权衡，特别在使用钾的情况下。具体而言，某个量的碱离子在溶液中存在可以引起杂质的有益分离，同时胺不明显损耗。并且在钾的情况下，碱离子的存在可以允许产生有价值的肥料共产物。然而，升高的碱离子浓度也可以增加再生能量和/或限制胺(例如，哌嗪)在吸收介质中的溶解性。在下文提供的实施例和表中展示碱浓度的这些影响和其他影响。就上文描述的权衡而言，本公开的另一个方面涉及一种用于从气流移除CO2的吸收介质，其中，介质内的碱金属盐浓度和胺浓度均受控制。在一个非限制性实施方案中，胺浓度是约8重量％至约30重量％，并且碱离子是大于0重量％至约2.5重量％。在另一个非限制性实施方案中，胺浓度是约15重量％至约28重量％，并且碱离子浓度是约1.5重量％至约2.5重量％。在其他非限制性实施方案中，胺(例如，哌嗪)浓度是约20重量％至约26重量％，并且碱离子(例如，钾)浓度是约1.5重量％至2.5重量％。在特定的非限制性实例中，胺浓度是约22、24、26或28重量％，并且碱离子的量是约2重量％。当然，本公开构思了胺和碱的其他组合。实际上，可以使用这样的胺和碱离子的组合，其中每种组合以对应于本申请中所述的任何终点或处于这类终点的任何组合范围内的量存在。也可以在本文所述的吸收介质中包含本领域中通常使用的添加物，如消泡剂、稳定剂、抗氧化剂、腐蚀抑制剂等。作为可以使用的消泡剂的实例，非限制性地提到可商业获得的DOW C ORMNG Q2-3183A和DO1W⑩UCARS0L 。每种添加物的量可以例如是以重量计0%至约5%，如约0.01重量％至约I重量％。在一些实施方案中，添加物的总浓度小于约10重量％，如小于约5重量％或甚至小于I重量％。当然,可以将更多或更少的添加物添加至本文所述的吸收介质，如介质的组成和/或工艺条件所保障。本公开的吸收介质可以任选地含有一种或多种一元醇或多元醇，例如，作为消泡剂的部分。作为可以使用的多元醇的实例，非限制性地提到在DOW COMNING <Q2-3183A消泡剂中含有的辛基苯氧聚乙氧基乙醇,如Dow Corning (Shanghai) C0.Ltd.物质安全性数据表，DOW CORNING Q2-3183A消泡剂，2.1版(2005年12月29日)中所手艮告。可以使用的一元醇或多元醇的量可以是0重量％至小于I重量％。在一些实施方案中，一元醇或多元醇的量可以是大于0重量％至小于I重量％，如约0.000001重量％至约0.8重量％、约0.00001重量％至约0.7重量％、约0.0001重量％至约0.6重量％、约0.001重量％至约0.5重量％或甚至约0.01重量％至0.3重量％。当然，可以使用高于、低于前述终点或在前述终点内部的以上一元醇或多元醇的浓度。尽管本公开通常讨论从气流中移除二氧化碳，但是构思了能够用本文所述的含水吸收介质移除的其他酸性气体。这种气体包括例如H2s、SOx, NOx, COS、CS2, HCl、HF和硫醇。如本文所用，术语“气流”包括从任何来源产生的气流。气流的非限制性实例包括作为化学过程(化石燃料(例如，煤炭、石油、天然气)的热降解或燃烧、生物质燃烧或降解(例如，沼气)、石油提炼、发酵等)的副产物产生的那些。在一些实施方案中，气流是由燃煤发电厂产生的烟道气。本公开的另一个方面涉及使用本文所述吸收介质从气流中移除二氧化碳的方法。在一些实施方案中，所公开的方法包括使气流与含水吸收介质接触，其中所述含水吸收介质包含约8重量％至约30重量％的至少一种胺、大于0重量％至约3.0重量％的至少一种碱离子、和水。在其他非限制性实施方案中，至少一种胺是哌嗪，并且至少一种碱离子是钾。在一些实施方案中，本文所述的吸收介质用于从气流中捕获酸性气体的吸收/解吸过程(如变温或变压吸收过程)中。例如，可以将本文所述的含水吸收介质引入变温吸收过程的吸收器(例如，吸收塔)中。在吸收器内部，吸收介质接触气流。在这种接触期间，吸收介质从气流中移除酸性气体(例如，CO2)，产生富集的吸收介质和净化的气流。净化的气流离开吸收器，此后，它可以进一步被加工或释放至大气中。将富集的吸收介质传输至解吸容器，如解吸塔。将解吸容器设置成促进从富集的吸收介质中分离CO2，从而产再生的吸收介质和包含CO2的排气。解吸容器可以促进通过本领域已知的任何手段(如施加热、压降等)从富集的吸收介质中分离co2。作为本公开方法的非限制性实例，参见图1，它示意性地显示从气流(如来自发电厂的烟道气)中移除二氧化碳的变温吸收过程100。在这个过程中，气流101(例如，烟道气)进入吸收塔102的底部分。在吸收塔102内部，气流101与CO2贫乏吸收介质104接触。CO2贫乏吸收介质包含至少一种胺、至少一种碱离子和水。在一些实施方案中，至少一种胺选自哌嗪及哌嗪衍生物并且至少一种碱离子选自钠、钾和锂离子。在进一步的非限制性实施方案中，至少一种胺是哌嗪，并且至少一种碱离子是钾。至少一种胺和至少一种碱离子的浓度可以符合本文中讨论的任一个终点和范围。在一些实施方案中，CO2贫乏吸收介质104包含约8重量％至约30重量％，如约20重量％至约28重量％的哌嗪，和大于0重量％至约3重量％(例如，约2重量％至约2.5重量％)的钾离子。在进一步的非限制性实施方案中，CO2贫乏吸收介质104包含约22重量％至约28重量的哌嗪，和约2重量％的钾离子。在接触气流101期间，CO2贫乏吸收介质104吸收来自气流101的CO2，从而产生富含CO2的吸收介质105和净化的气流103。富含CO2的吸收介质105离开吸收塔102并且经热交换器107传输至再生塔108的液体入口 106。在再生塔108内部，将富含CO2的吸收介质105加热以衍生排气112，从而产生再生的CO2贫乏吸收介质104’。如果实施该过程以捕获来自燃煤发电厂烟道气的CO2，再生过程所需的热例如可以由来自工厂的蒸汽进料109供应。蒸汽进料109向再生塔提供“解吸”蒸汽(即，将蒸汽直接注入塔中)或用来加热再生塔内部的液体(例如通过，再沸腾)。作为后一种方法的实例，可以将液体从再生塔中移除并且通过热交换器，在此处它吸收(例如，来自工厂蒸汽进料的)热量。液体的加热可以在沸腾或不沸腾的情况下继续进行。例如，加热可以在锅炉中进行，如罐式锅炉，从而产生再引入再生器的蒸汽。可选地，加热可以在防止沸腾的条件(例如，在压力下)进行，此后将所得到的热液再引入再生塔中。在一个非限制性实施方案中，在罐式锅炉中加热来自再生器的液体以产生蒸汽，所述蒸汽再引入再生塔中。加热也可以在再生塔自身内部进行。排气112包含水蒸气和二氧化碳，并且通过蒸气出口 111离开再生塔108。排气112可以进行进一步加工，如干燥和压缩。在一些实施方案中，将排气112干燥(例如，用冷凝器)并压缩用于其他过程(未显示)。再生的CO2贫乏吸收介质104’通过液体出口 110离开再生塔108并且再循环至吸收塔102用于吸收过程中再利用。使用本文所述的吸收介质可以允许调节解吸/吸收过程(如上文描述的变温吸收过程)中的几种运行参数。例如，本文所述的吸收介质可以允许在吸收阶段，即在气流和吸收介质之间接触期间，使用较低的L/G比。在一些实施方案中，吸收阶段中的L/G比可以大于0至小于约40gpm/kacfm,如约10至约30gpm/kacfm或甚至约15至约25gpm/kacfm。在一些实施方案中，吸收阶段期间的L/G是约10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29或30gpm/kacfm。当然，如过程所需要，可以使用高于、低于前述终点和范围或在其内部的L/G比。使用本文所述的吸收介质和方法也可以允许达到所需的CO2捕获的净再生能量(BTU/lb移除的CO2)。在一些实施方案中，净再生能量小于约1900、1800、1700、1600、1500、1400、1300、1200、1100、1000或甚至960BTU/lb移除的CO20在一个非限制性实施方案中，
本文所述的吸收介质用于从气流中捕获CO2的变温吸收过程中，并且净再生能量小于约1300BTU/lb移除的C02。在这类实施方案中，吸收可以包括例如约20重量％至约22重量％的哌嗪和约2重量％至约2.2重量％的钾离子。当然，可以获得在前述终点范围内、高于或低于前述终点的净再生能量，并且本公开构思了这种净再生能量。如先前解释，除CO2之外，待处理的气流可以包含其他组分如S02、NOx和含卤素化合物如氯化物。在与气流接触期间，这些“杂质”可以被吸收入本文所述的吸收介质。杂质将溶解于吸收介质内的形式可能基于燃料组成、吸收介质组成和吸收条件变动。然而，经常出现以下情况=SO2和NOx的吸收将导致硫酸盐和硝酸盐在吸收介质中的形成。类似地，含卤素化合物的吸收经常导致溶液中存在游离卤素或含卤素化合物，如游离氯化物或含氯化合物。先前已经描述了这些杂质的影响，并且在此不予重复。在一些实施方案中，本文所述的方法可以包括从吸收介质中移除至少一种杂质的一个或多个步骤。例如，本文所述的方法可以包括用于移除硫酸盐、硝酸盐、氯化物和/或其组合的一个或多个步骤。本领域已知的任何移除手段可以适当地用于这个目的，并且所用的具体手段可以取决于吸收介质的组成和选择移除的杂质的组成。例如，本文所述的方法可以通过结晶和/或沉淀从吸收介质中移除硫酸盐。结晶和/或沉淀可以在结晶器、热回收装置中或通过另一种手段进行。结晶的产物可以例如包括吸收介质中的至少一种碱离子的硫酸盐。即，结晶的产物可以包括硫酸钠、钾、锂、铷、铯或钫或其混合物。在一些实施方案中，吸收介质包含钾离子，并且结晶的产物包括硫酸钾。也可以通过使污染的吸收介质暴露于离子交换树脂移除硫酸盐、硝酸盐和卤素(氯化物)。离子交换树脂可以是阳离子、阴离子或两性树脂。在一些实施方案中，离子交换树脂选自阴离子树脂和两性树脂。作为可以根据本公开使用的合适两性树脂的实例，非限制性地提到由DOW出售的DOWEX两性树脂。离子交换树脂的再生可以用任何已知的再生液，如水、强酸或强碱(例如，碱氢氧化物如NaOH、KOH等)进行。当然，可以使用移除技术的组合从本文所述的吸收介质中移除杂质。例如，结晶/沉淀和离子交换的组合可以用来从吸收介质中移除硫酸盐、硝酸盐和/或卤素杂质。在本文所述方法的一些实施方案中，通过结晶随后离子交换移除至少一些杂质。在其他非限制性实施方案中，通过离子交换随后结晶，移除至少一些杂质。在另外一些非限制性实施方案中，结晶和离子交换可以用来从独立的吸收介质流中除去杂质。图2A-2D是显示吸收/剥离过程200和杂质移除系统218之间的相互作用和其布局的非限制性示例流程图。如图2A中所示，将富含杂质的吸收介质借助流217从吸收/解吸过程200 (例如，图1中所示的变温吸收过程)传输至杂质移除系统218。在杂质移除系统218内部，从富含杂质的吸收介质中移除至少一部分杂质，从而形成杂质贫乏吸收介质和副产物流(未显示)。杂质贫乏吸收介质随后经流219传输返回吸收/解吸过程。图2B和图2C显示根据本公开的杂质移除系统220的两个非限制性变型。在图2B中，富含杂质的吸收介质经流217传输至结晶器220。在结晶器220内部，至少一种杂质(例如，硫酸盐如硫酸钾)结晶并且通过副产物流(未显示)从吸收介质分离。一部分吸收介质随后经流221传输以便接触离子交换树脂222。另一个部分的吸收介质通过流223返回吸收解吸过程200。离子交换树脂222与吸收介质内部的额外杂质结合。所得到的杂质贫乏吸收介质随后经流219返回吸收/解吸过程200。离子交换树脂的再生产生副产物流(未显示)，其含有从吸收介质分离的杂质。图2C基本上类似于图2B，例外是富含杂质的吸收介质在它进入结晶器220之前与离子交换树脂222接触。在离子交换之前结晶的一个潜在优点是这允许从结晶器中取出通向离子交换器的进料。这种允许未结晶的杂质(如氯化物)的浓度在一部分的吸收介质通过离子交换树脂之前累积至更高浓度。另外，树脂床上本来将与通过结晶移除的杂质(例如，硫酸盐)结合的自由位点仍可用于结合未结晶的杂质如氯化物。这可以允许使用需要较少液体来再生的较小离子交换系统。图2D突出显示了将杂质移除系统218整合入吸收/解吸过程200 (如变温吸收过程)的一些可能布局。在这幅图中，部件200-212与图1的部件100-112相同，因而在此不予描述。如所示，一个或多于一个杂质移除系统218可以用来从吸收介质中除去杂质。例如，杂质移除系统218可以设置成从全部或一部分的贫乏吸收介质204、全部或一部分富集吸收介质205或其组合中移除杂质。如所示，将杂质移除系统设置成)通过流217从流204 (贫乏吸收介质)和205 (富集吸收介质)中一者或多者移除一部分富含杂质的吸收介质。在杂质移除系统从富含杂质的吸收介质中除去至少一些杂质后，所得到的杂质贫乏吸收介质随后经流219返回吸收/解吸过程200。应当指出，表示流217和219的散列线和杂质移除系统218显示杂质移除系统218和流217和219任选地置于它们所示的位置处。本领域普通技术人员将理解并且知晓，杂质移除可以集成至吸收/解吸过程的其他部分中，并且出于冗余目的、确保充分的处理容量等，可以使用多个杂质移除系统。如先前解释，本文所述的吸收介质对CO2的放热吸收可能造成吸收器中温度暴增，同时增加胺浓度导致相应的温度(尽管并不必然地1:1)增加。随着吸收器中的最高温度增加，水和胺的增量可能从吸收介质中蒸发。这些蒸汽可以留给吸收器净化的气流，从而影响系统的水平衡和/或性能。为解决这个问题，本公开的一些实施方案包括防止或限制胺气化和/或在气化胺排放入大气之前捕获气化胺的特征。一种缓解或限制吸收器中的水和/或胺气化的非限制性方法是吸收器中间冷却。多种吸收器中间冷却方法是本领域已知的，并且均构思为适合与本文所述的方法一起使用。在本公开的一些实施方案中，吸收器中间冷却包括从吸收器中取出一部分热吸收介质，冷却之，并且将冷却的吸收介质返回吸收器。可以通过任何手段进行部分热吸收介质的冷却。例如,可以通过使部分热吸收介质通过用传热液体(例如,冷却水)冷却的热交换器，进行冷却。这种降温减少来自吸收介质的烃释放和离开吸收器的水蒸气量。它也可以增加吸收介质的吸收容量。随着吸收器中的温度暴增增长，可能需要额外的中间冷却以维持水平衡并使烃释放最小化。作为根据本公开的包括吸收器中间冷却的吸收器的非限制性实例，参考图3。如所示，气流301进入吸收塔302的底部分。随着气流301向上穿过吸收塔302，它与贫乏吸收介质304发生反流接触。贫乏吸收介质304对CO2的吸收以放热方式进行，升高吸收塔302中的温度。流314(其可以作为全部或一部分的所产生的热吸收介质)经从吸收塔302(例如，经过分离器塔板(separator tray),未显示)移除。流314经热交换器315传输,在这里，流314因与液态流316交换热量而冷却。所产生的冷却的吸收介质随后返回吸收塔302。用于限制或消除胺蒸气损耗的另一种方法是在净化的气流排放入大气之前洗涤之。洗涤净化的气流(例如，用水)常见地用于基于氨捕获CO2的方法中。在这类方法中，氨趋向于在CO2吸收期间蒸发并且随净化的气流一起“泄露”出吸收器。为了在氨蒸气离开吸收器之前捕获它，用洗涤液(如水)洗涤净化的气流。与这些现有的已知洗涤技术相关的原理和技术大体上适用于本公开的方法。然而，在吸收介质含有哌嗪和/或哌嗪衍生物的情况下，发明人已出乎意料地发现，如下文实施例中所示，通过受控地添加碱离子至洗涤液而显著改善洗涤性能。作为根据本公开的洗涤过程的实例，参考图4。如所示，气流401进入吸收塔402的底部分，并且贫乏吸收介质404进入吸收塔的上部。气流401与贫乏吸收介质404发生反流接触，产生富集吸收介质405和净化的气流403。净化的气流403向上流动并最终离开吸收塔402。在离开吸收塔402之前，净化的气流403用洗涤液洗涤，所述洗涤液由液体分布装置(未显示)(如喷嘴或分布盘)导入以移除或减少净化的气流403中的胺量。洗涤液由洗涤回路426和泵425供应。如所示，洗涤回路可以任选地包括罐424。碱离子进料427供应受控制量的碱离子至洗涤液，例如，通过添加至洗涤回路426 (如所示)，和/或添加至任选的罐424(未显示)。在一些实施方案中，任选的排放流(bleed stream)429后添加碱离子，所述排放流429从洗涤回路426中移除一部分污染的洗涤液用于外部加工、处置和/或添加至吸收介质。本领域的普通技术人员将从这个描述中理解，如系统允许，可以将碱离子在沿着洗涤回路426的任何点处添加至洗涤液。向吸收器402供应之前，含有碱离子的洗涤液任选地例如由冷却器428冷却。在洗涤净化的气流403后，将洗涤液借助分离器塔板或另一种液体收集装置(未显示)收集并且返回洗涤回路426。作为可以根据本公开使用的合适洗涤液的实例，非限制性地提到含水洗涤液，其包含水和碱离子(如钠、钾和或锂离子)的组合。在一些实施方案中，洗涤液包含水和钾离子。碱离子在洗涤液中的量可以是大于0至直到碱离子的溶解度极限。例如，碱离子的量可以是大于0重量％至约30重量％或更多，如约I重量％至约3重量％和约2重量％至约3重量％。当然，可以使用其他碱离子和离子浓度，并且在本文中构思了它们。在一些非限制性实施方案中，本公开的洗涤液含有约5,7.5、10、12.5、15、20、25、30、35、40、45、50重量％或更多的碱离子，如钾。洗涤液也可以具有作为所需值的pH。例如，洗涤液可以具有酸性pH(pH〈7)、中性pH(pH等于7)或碱性pH(pH>7)。在一些实施方案中，洗涤液的pH可以大于约7、7.5、8、
8.5、9、9.5、10、10.5、11、11.512,12.5、13、13.5 和 / 或 14。洗涤液的 pH 也可以在前述任何终点之间,例如,约7至约14、约8至约12、约9至约11或甚至约9至约10.5之间。当然，高于、低于前述终点及范围和在前述终点及范围内的终点和范围由本公开构思。对洗涤过的溶液的洗涤可以例如起到减少净化气流中存在的总烃的作用。在一些非限制性实施方案中，净化气流的总含烃量在洗涤后小于约100ppm、50ppm和/或5ppm。在其他非限制性实施方案中，净化气流的总含烃量在洗涤后小于约1.0ppm，如小于约
0.5ppm。此外，当使用包含钾和哌嗪的吸收介质时，含有钾离子的洗涤液可以显示出相对于其他洗涤液的另一个不同优点。即，通过使用含有钾的洗涤液，可以在哌嗪蒸气离开吸收器之前捕获净化的气流中的全部或几乎全部的哌嗪蒸气。另外，所得到的洗涤液将是钾、哌嗪和水的混合物，即，吸收介质本身的相同主要组分。因此，洗涤液的处置不是必要的。相反，可以将洗涤液直接添加至吸收介质，需要最少或不需要处理以移除洗涤液的钾或其他组分。应当理解仅出于说明目的提出图3和图4中所显示的吸收塔的布局，并且所述布局不包括本领域普通技术人员将领会和理解的完整设计的全部细节。例如，图3和图4未显示吸收柱中共同存在的喷雾和多种流，全部这些均由本公开构思。另外，普通技术人员将理解，在图4中，任选的罐424、冷却器428和排放阀429是任选的组分。除所述实施例之外或在另外说明的情况下，否则本说明书和权利要求书中所用的表示范围终点等等的量的全部数字应当理解为在全部情况下受术语“约”修饰。因此，除非相反地指出，本说明书和所附权利要求书中描述的数字性参数是可以根据所需特性而变动的近似值，其中所述特性是力图通过本公开获得的。最低限度地并且不企图将等同原则的适用性限于权利要求书的范围，每个数字参数应当根据有效数字的数目并且通过常规修约方法加以解释。尽管描述本公开宽范围的数字范围和参数是近似值，除非另外说明，尽可能精确地报道具体实施例中所述的数值。然而，任何数值内在地含有因其相应的检验度量中存在的标准偏差而必然产生的某些误差。
实施例试骀床进行测试以显示胺(哌嗪)和碱(钾)浓度对变温吸收过程的吸收介质特征和多个运行参数的影响。试验床包括具有4’’内径的吸收塔、具有3’’内径的再生塔、交叉热交换器(cross heat exchanger)、罐式再沸器、烟道气发生器和产物气体干燥器。布置这些组件以形成具有图1中所示的总体布局的变温吸收系统。试验床也包括用于测量多种流、CO2及THC浓度、pH等的仪器。另外，包括用于测量抵达锅炉的热输入量的仪器，这能够计算出系统的质量和能量平衡。用丙烷燃烧器产生模拟的烟道气。通过添加其他气体调节烟道气中的组成和CO2含量，以模拟由燃煤工厂产生的真实烟道气的组成。这种烟道气以8至20scfm之间的流速进入吸收塔。当烟道气沿吸收塔向上并穿过吸收器填料行进时，它将CO2从烟道气转移至吸收介质，产生CO2富集流和净化的气流。与此同时，哌嗪和水从吸收介质中转移至烟道气并且由净化的气流带走。因为CO2吸收以放热方式发生，CO2富集流的温度随CO2含量增加而增加。净化的气流继续向上行进穿过吸收器填料。一旦离开吸收器填料，净化的气体进入水洗涤段。在水洗涤段内部，哌嗪因与洗涤液接触而与净化的气体分离。使用连续式THC分析仪测量和记录离开水洗涤段的净化气流的总含烃量。C02富集流从吸收塔底部流出并且被泵送经过交叉热交换器以增加其温度。在通过热交换器后，将CO2富集流弓I向再生塔的入口。CO2富集流进入再生塔的上部并向下流动。在它向下流动时，CO2富集流与再沸腾的蒸汽(即，由再生塔中正杂沸腾的吸收介质产生的蒸汽)发生反流接触。与蒸汽接触从CO2富集流中释放含有CO2和水的蒸气，从而再生吸收介质。测量并记录以BTU/lbs移除的CO2为单位的毛再生能量。将再生的吸收介质从再生器中取出并且经交叉热交换器引导返回吸收塔。当再生的吸收介质通过交叉热交换器时，它因将热量转移至离开吸收器的CO2富集流而冷却。最终，再生的吸收介质在这个过程中再使用。实施例1通过改变溶液组成进行测试，同时保持其他工艺参数恒定。随着溶液组成改变,测量CO2洗去性能和毛再生能量。下表I中报告结果。
权利要求
1.一种含水吸收介质，包含: -约8重量％至约30重量％的哌嗪； -大于0重量％至约3.0重量％的至少一种碱离子；和 _水。
2.根据权利要求1所述的含 水吸收介质,其中哌嗪以范围约12重量％至约28重量％的量存在。
3.根据权利要求2所述的含水吸收介质，其中哌嗪以范围约15重量％至约26重量％的量存在。
4.根据权利要求3所述的含水吸收介质，其中哌嗪以范围约20重量％至约26重量％的量存在。
5.根据权利要求1所述的含水吸收介质，其中所述至少一种碱离子选自钾离子、锂离子、钠离子和其混合物。
6.根据权利要求5所述的含水吸收介质，其中所述至少一种碱离子选自钾离子并且以范围约0.5重量％至约3重量％的量存在。
7.根据权利要求6所述的含水吸收介质，其中所述至少一种碱离子以范围约I重量％至约2.5重量％的量存在。
8.根据权利要求7所述的含水吸收介质，其中所述至少一种碱离子以范围约1.5重量％至约2.5重量％的量存在。
9.根据权利要求1所述的含水吸收介质，其中: -哌嗪以范围约15重量％至约30重量％的量存在；并且 -所述至少一种碱离子选自钾离子、锂离子、钠离子及其混合物，并且以范围约I重量％至约3重量％的量存在。
10.根据权利要求9所述的含水吸收介质，其中: -哌嗪以范围约20重量％至约28重量％的量存在；并且 -钾离子以范围约1.5重量％至约2.5重量％的量存在。
11.根据权利要求1所述的含水吸收介质，其中当所述含水吸收介质用来在变温吸收过程中从气流捕获CO2时，消耗的净再生能量小于1300BTU/磅移除的C02。
12.根据权利要求11所述的含水吸收介质，其中消耗的净再生能量小于约1100BTU/磅移除的CO2。
13.根据权利要求1所述的含水吸收介质，还包含至少一种消泡剂。
14.根据权利要求1所述的含水吸收介质,还包含大于0重量％至小于I重量％的多元醇、一元醇或其组合。
15.根据权利要求1所述的含水吸收介质，其中哌嗪对至少一种碱离子的重量比是约3.5:1.0 至约 100.0:1.0。
16.根据权利要求15所述的含水吸收介质，其中哌嗪对至少一种碱的重量比是约4.0:1.0 至约 12.5:1.0。
17.一种含水吸收介质，包含: -哌嗪； -至少一种碱离子；和-水； 其中当所述介质用来在吸收/解吸过程中从气流捕获CO2时，在所述过程期间消耗的净再生能量小于1300BTU/磅移除的C02。
18.一种方法，包括: 使包含CO2的气流与含水吸收介质接触， 从富含CO2的含水吸收介质中解吸CO2 ； 其中所述含水吸收介质包含: -约8重量％至约30重量％的哌嗪； -大于0重量％至约3.0重量％的至少一种碱离子；和 _水。
19.根据权利要求18所述的方法，其中所述含水吸收介质以范围约12重量％至约28重量％的量包含哌嗪。
20.根据权利要求19所述的方法，其中所述含水吸收介质以范围约15重量％至约26重量％的量包含哌嗪。
21.根据权利要求20所述的方法，其中所述含水吸收介质以范围约20重量％至约26重量％的量包含哌嗪。
22.根据权利要求18所述的方法，其中所述至少一种碱离子选自钾离子、锂离子、钠离子和其混合物。
23.根据权利要求22所述的方法，其中所述至少一种碱离子选自钾离子并且以范围约0.5重量％至约2.5重量％的量存在于所述含水吸收介质中。
24.根据权利要求23所述的方法，其中所述至少一种碱离子以范围约I重量％至约2.5重量％的量存在于所述含水吸收介质中。
25.根据权利要求24所述的方法，其中所述至少一种碱离子以范围约1.5重量％至约2.5重量％的量存在于所述含水吸收介质中。
26.据权利要求18所述的方法，其中所述含水吸收介质以范围约15重量％至约28重量％的量包含哌嗪；所述至少一种碱离子选自钾离子、锂离子、钠离子及其混合物；并且所述至少一种碱离子以范围约I重量％至约2.5重量％的量存在于所述含水吸收介质中。
27.根据权利要求26所述的方法，其中所述含水吸收介质以范围约20重量％至约26重量％的量包含哌嗪，并且钾离子以范围约1.5重量％至约2.5重量％的量存在。
28.根据权利要求18所述的方法，其中消耗的净再生能量小于1300BTU/磅移除的C02。
29.根据权利要求28所述的方法，其中消耗的净再生能量小于约1200BTU/磅移除的CO2。
30.一种方法,包括: 使包含CO2的气流与含水吸收介质接触， 从富含CO2的含水吸收介质中解吸CO2，从而产生净化的气流；并且 用含水洗涤液洗涤净化的气流； 其中所述含水吸收介质包含至少一种哌嗪、至少一种哌嗪衍生物及其组合。
31.根据权利要求30所述的方法，其中所述含水洗涤液以范围约0.5重量％至约3.0重量％的量包含钾尚子。
32.根据权利要求30所述的方法，其中所述含水洗涤液具有范围约9至约10的pH。
33.根据权利要求30所述的方法，其中洗涤后，净化气流的总含烃量在洗涤后小于约5ppm0
34.根据权利要求33所述的方法，其中洗涤后，净化气流的总含烃量在洗涤后小于约Ippm0
35.根据权利要求34所述的方法，其中洗涤后，净化气流的总含烃量在洗涤后小于约0.5ppm。
36.根据权利要求18所述的方法，其中所述含水吸收介质还包含至少一种消泡剂。
37.根据权利要求18所述的方法，其中所述含水吸收介质还包含大于0重量％至小于I重量％的多元醇、一元醇或其组合。
38.根据权利要求18所述的方法，其中杂质以第一浓度存在于所述含水吸收介质中，并且通过从所述含水吸收介质中移除至少一部分的所述杂质降低所述第一浓度。
39.根据权利要求38所述的方法，其中所述杂质包含至少一种硫酸盐、硝酸盐、卤化物及其组合。
40.根据权利要求39所述的方法，其中通过使至少一部分的所述含水吸收介质与离子交换树脂接触降低所述第一浓度。
41.根据权利要求40所述的方法，其中在使至少一部分的所述含水吸收介质与离子交换树脂接触之前或之后，通过使至少一部分的所述杂质结晶降低所述第一浓度。
42.根据权利要求41所述的方法，其中所述至少一种硫酸盐的浓度通过结晶降低。
43.根据权利要求41所述的方法，其中通过使至少一部分的所述含水吸收介质与离子交换树脂接触降低所述至少一种硝酸盐、齒化物、硫酸盐或其组合的浓度。
44.根据权利要求41所述的方法，其中所述离子交换树脂选自两性离子交换树脂、阴离子交换树脂及其组合。
45.根据权利要求41所述的方法，其中通过以下方式降低第一浓度: 使至少一部分的所述硫酸盐在结晶器中结晶；以及 使至少一部分的含水吸收介质与离子交换树脂接触，从而移除至少一部分的所述硝酸盐、卤化物或其组合。
46.一种用于从气流移除CO2的设备，其包括吸收塔和洗涤回路，其中: 所述吸收塔包括用于接收含水吸收介质的入口、CO2吸收段和净化气体洗涤段； 所述洗涤回路包含被设置成向所述洗涤液供应碱离子的至少一种碱离子进料；并且 所述洗涤回路传输所述洗涤液至所述净化气体洗涤段，因此所述洗涤液与净化的气流接触。
47.根据权利要求46所述的设备，其中所述碱离子进料是钾离子进料。
48.根据权利要求47所述的 设备，其中与所述净化的气流接触后，将所述洗涤液返回所述洗涤回路、移除用于外部加工、添加至含水吸收介质或其组合。
全文摘要
公开了用于从气流分离酸性气体如(CO2)的吸收介质。在一些实施方案中，吸收介质包含水、至少哌嗪或哌嗪衍生物和至少一种碱离子的溶液。至少一种碱离子可以是钾。也公开了使用这类吸收介质从气流分离酸性气体的方法和设备。
文档编号B01D53/14GK103097000SQ201180041457
公开日2013年5月8日 申请日期2011年5月31日 优先权日2010年7月20日
发明者F·R·阿利克斯, J·邓肯, C·麦克拉诺恩, W·阿莫斯 申请人:鲍尔斯潘公司