本公开涉及气体的吸收分离方法，具体地，涉及一种分离二氧化碳的方法。
背景技术：
二氧化碳作为含碳物种氧化的最终产物，因温室气体效应而受到越来越多的关注。不论是从工业生产源头上减少二氧化碳排放，还是对含有二氧化碳混合气体进行进一步处理，国内外在二氧化碳的捕获、封存、利用以及储存等领域都开展了大量的研究工作。已知的二氧化碳捕获、分离方法较多，既有物理分离(吸附、膜分离、深冷)、化学吸收，也有物理化学共同作用的分离方式。
目前，工业上用于二氧化碳分离的方法主要有：低温甲醇洗工艺、苯菲尔法、活化mdea方法及混合醇胺法等。以上方法都是采用两塔工艺，一塔吸收、一塔解吸，二氧化碳吸收与解吸交替进行，达到分离二氧化碳的目的。现有的二氧化碳分离技术虽然部分改变了二氧化碳分离性能，但还存在吸收剂吸收容量小、吸收再生能耗高、装置操作灵敏度低及装置投资高等问题。
技术实现要素：
本公开的目的是提供一种分离二氧化碳的方法，该方法具有能耗低，吸收速率高、吸收量大、装置操作灵活、易于控制等优点。
为了实现上述目的，本公开提供一种分离二氧化碳的方法，该方法包括：
a、使含有二氧化碳的混合气体进入吸收塔与吸收液逆流接触进行吸收，从所述吸收塔的塔顶和塔底分别得到净化气和富含二氧化碳的富液；
b、使所述富液经加热后得到热转移富液，使所述热转移富液经降压后进入低压闪蒸罐进行气液分离，得到闪蒸气和闪蒸产物；
c、使所述闪蒸产物进入解吸塔顶部进行吸收液再生，从所述解吸塔的塔顶和塔底分别得到再生气和脱除了二氧化碳的贫液；使所述贫液经降温后进入所述吸收塔顶部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳；
d、从所述解吸塔中部抽出脱除了部分二氧化碳的第一半贫液；使所述第一半贫液中的一部分经降温后进入所述吸收塔顶部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳；使其余部分的所述第一半贫液与所述贫液换热后返回所述解吸塔中部继续进行吸收液再生。
与现有技术比较，本公开的分离二氧化碳的方法的优点在于：
(1)采用两塔多段吸收、解吸工艺，操作方便，有效提高了二氧化碳的吸收效率和脱除效率，降低了吸收液使用量，提高了装置的操作灵活性；
(2)采用热量转移技术，可以使用低品位热源对富液加热并得到热转移富液，增加了闪蒸罐脱除二氧化碳的能力，同时降低了解吸塔塔底重沸器的热负荷，提高了吸收液吸收二氧化碳的能力，从而提升了整个脱碳系统的能量利用率；
(3)可以通过改变富液温度和/或解吸塔底重沸器热负荷来连锁控制净化气中二氧化碳的含量，控制方案简单，能够在短时间内实现对净化气中二氧化碳含量的调控；
(4)解吸塔顶流出物经降温后得到的冷凝液进入吸收塔顶部，可以减少吸收剂的损失量，从而降低新鲜吸收剂和新鲜水的补充量，进一步降低装置的运行成本；
(5)本公开的分离二氧化碳的方法可以根据实际的二氧化碳处理能力要求，调节吸收剂的组成，可以适用于不同二氧化碳含量范围的混合气，同时，该方法不仅可以适用于混合气体中只有二氧化碳的工况，也适用于混合气体中包含硫化氢的工况。
本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且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公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是本公开提供的分离二氧化碳的方法的一种具体实施方式的流程示意图；
图2是本公开提供的分离二氧化碳的方法的另一种具体实施方式的流程示意图。
附图标记说明
1净化气分液罐2吸收塔
3吸收液补充罐4解吸塔
5再生气分液罐6闪蒸罐
7贫液空冷器81#半贫液空冷器
9再生气冷却器10半贫液预热器
11富液加热器12净化气冷却器
13贫液进料泵141#半贫液进料泵
15半贫液再生泵16减压阀
172#半贫液空冷器182#半贫液进料泵
19电动磁旋转机构20旋转体
21吸收液抽出泵22冷冻系统
23气体分布板24液体分布板
具体实施方式
以下结合附图对本公开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公开，并不用于限制本公开。
在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下”通常是指本公开中的装置或系统在正常使用状态下的上和下，具体地，可以参考图1的图面方向，“内、外”是针对装置本身的轮廓而言的。
本公开提供一种分离二氧化碳的方法，该方法包括：
a、使含有二氧化碳的混合气体进入吸收塔2与吸收液逆流接触进行吸收，从所述吸收塔2的塔顶和塔底分别得到净化气和富含二氧化碳的富液；
b、使所述富液经加热后得到热转移富液，使所述热转移富液经降压后进入低压闪蒸罐6进行气液分离，得到闪蒸气和闪蒸产物；
c、使所述闪蒸产物进入解吸塔4顶部进行吸收液再生，从所述解吸塔4的塔顶和塔底分别得到再生气和脱除了二氧化碳的贫液；使所述贫液经降温后进入所述吸收塔2顶部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳；
d、从所述解吸塔4中部抽出脱除了部分二氧化碳的第一半贫液；使所述第一半贫液中的一部分经降温后进入所述吸收塔2顶部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳；使其余部分的所述第一半贫液与所述贫液换热后返回所述解吸塔4中部继续进行吸收液再生。
与现有技术比较，本公开的分离二氧化碳的方法的优点在于：(1)采用两塔多段吸收、解吸工艺，操作方便，有效提高了二氧化碳的吸收效率和脱除效率，降低了吸收液使用量，提高了装置的操作灵活性；(2)采用热量转移技术，可以使用低品位热源对富液加热并得到热转移富液，增加了闪蒸罐脱除二氧化碳的能力，同时降低了解吸塔塔底重沸器的热负荷，提高了吸收液吸收二氧化碳的能力，从而提升了整个脱碳系统的能量利用率；(3)可以通过改变富液温度和/或解吸塔底重沸器热负荷来连锁控制净化气中二氧化碳的含量，控制方案简单，能够在短时间内实现对净化气中二氧化碳含量的调控；(4)解吸塔顶流出物经降温后得到的冷凝液进入吸收塔顶部，可以减少吸收剂的损失量，从而降低新鲜吸收剂和新鲜水的补充量，进一步降低装置的运行成本；(5)本公开的分离二氧化碳的方法可以根据实际的二氧化碳处理能力要求，调节吸收剂的组成，可以适用于不同二氧化碳含量范围的混合气，同时，该方法不仅可以适用于混合气体中只有二氧化碳的工况，也适用于混合气体中包含硫化氢的工况。
根据本公开，如图1所示，所述吸收塔2可以为多段吸收塔，优选地，塔径可以为自上而下逐级增大，即每一级吸收塔如有吸收液进入，则相应的塔径比上一级塔径增大，沿塔轴向上可以为非等体积吸收。同理，解吸塔4也可以为多段解吸塔，解吸co2与吸收过程恰好相反，故解吸塔径可以从上到下呈逐渐减小趋势。吸收塔2可以为填料塔或板式塔，吸收塔2的理论板数可以为5-15块，优选7-12块，进一步优选10块；所述解吸塔4可以为填料塔或板式塔，解吸塔4的理论板数可以为6-15块，优选8-12块，进一步优选10块。进一步地，吸收塔优选为填料塔，填料可以为规整填料、鲍尔环和阶梯环中的一种；解吸塔优选为板式塔，进一步优选筛板塔、浮阀塔中的一种。填料塔和板式塔的具体结构形式，是本技术领域人员所熟知的，本发明不再赘述。
根据本公开，为了便于进一步解吸出吸收液中吸收的二氧化碳，该方法可以包括：使所述富液进入加热器11加热得到热转移富液，使所述热转移富液经减压阀16降压后进入所述低压闪蒸罐6；其中，所述热转移富液的温度可以为55-95℃，优选为70-80℃；所述热转移富液降压后的压力可以为0.1-0.85mpa。加热器11可以为管壳式加热器或板壳式加热器，本公开不做特殊限制。加热器11的热源只要能够适当提高富液的温度即可，可以为工厂中的低温热、地热、烟气余热和太阳能中的至少一种，优选为工厂中的低温热源。
根据本公开，为了进一步回收解吸塔顶再生气中的吸收液，该方法还可以包括，使所述再生气降温后进入再生气分液罐5进行气液分离，得到富含二氧化碳的再生气和冷凝液；使所述冷凝液返回所述吸收塔2顶部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳。
根据本公开，由于闪蒸气和净化气会携带少量的水分及微量的吸收剂，同时随着吸收、解吸过程不断进行，部分吸收剂会在运行过程中品质下降而影响脱碳效果，为了补充循环过程中消耗的吸收液，保证装置中吸收液的循环量，优选情况下，该方法可以包括，使所述贫液和所述冷凝液进入吸收液补充罐3，与进入所述吸收液补充罐3的补充吸收液混合后得到混合吸收液，使所述混合吸收液经降温后进入所述吸收塔2顶部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳。在上述优选情况下，可以根据装置运行情况补充适量的吸收液，确保混合气体中二氧化碳的分离效率。
为了进一步提高二氧化碳的吸收效率和脱除效率，优选情况下，该方法还可以包括，从所述解吸塔4中部抽出脱除了部分二氧化碳的第二半贫液，使所述第二半贫液经过冷却后进入所述吸收塔2中部，作为所述吸收液的一部分继续吸收二氧化碳。在上述优选情况下，采用两塔三段吸收、解吸工艺可有效提高混合气体中二氧化碳的吸收能力，同时可以显著降低重沸器及富液加热器的热负荷。
根据本公开，为了进一步提高二氧化碳的吸收效率，该方法还可以包括，使从所述吸收塔2中部抽出的部分吸收液经降温后返回所述吸收塔2的塔顶，继续吸收二氧化碳，降温后的所述吸收液的温度可以为5-15℃。
为了进一步提高吸收塔内二氧化碳的吸收效率，在本公开优选的一种具体实施方式中，吸收塔2内部可以设置有可绕转轴旋转的旋转体20，所述转轴的两端分别固定于所述吸收塔2内部；吸收塔2外部可以设置有用于驱动所述旋转体20绕转轴旋转的电动磁旋转机构19；所述电动磁旋转机构19与所述旋转体20可以为同轴且非接触设置。上述优选的实施方式能够提高吸收液吸收二氧化碳的速率，同等处理量的情况下，可以减小吸收塔的设备尺寸，降低吸收液的用量，进一步提高该工艺的经济性能。另外，旋转体设置于吸收塔内部，与吸收液和混合气体相接触，而电动磁旋转机构作为旋转体的动力输入端，设置于吸收塔外部，可以有效地减少气液相泄露。
根据本公开，混合气体中二氧化碳的含量和温度可以在很大范围内变化，优选地，含有二氧化碳的混合气体的温度可以为25℃-75℃，压力可以为0.1mpa-4.5mpa，二氧化碳的体积含量为3.0％-45％。所述混合气体可以为电厂烟气、变换气、费托合成循环气、驰放气和工厂尾气中的至少一种。
为了进一步提高二氧化碳的吸收和解吸效率，优选地，吸收塔2的操作温度可以为5℃-85℃，压力可以为0.1mpa-4.5mpa，解吸塔4的操作温度可以为95℃-126℃，压力可以为0.1mpa-0.25mpa。在上述操作条件下，吸收塔2和解吸塔4可以正常运行，且在保证吸收液中吸收剂不发生高温降解失去吸收能力的前提下，进一步提高吸收和解吸效率。
根据本公开，所述吸收液可以含有醇胺和/或活化剂，含或不含有水、消泡剂、离子液体或缓蚀剂。所述醇胺、活化剂、水、消泡剂、离子液体和缓蚀剂为本领域技术人员所熟知，本公开并不限定具体的种类，例如，醇胺可以为选自一乙醇胺(mea)、二乙醇胺(dea)、n-甲基二乙醇胺(mdea)和二乙烯三胺(deta)中的一种或几种；活化剂可以为选自哌嗪、n-甲基哌嗪、n-乙基哌嗪、n-丙基哌嗪、n-异丙基哌嗪、n-丁基哌嗪和n-异丁基哌嗪中的一种或几种，优选地活化剂为哌嗪；所述水优选为除盐水；消泡剂可以为选自乳化硅油、聚氧乙烯聚氧丙烯季戊四醇醚、高碳醇脂肪酸酯复合物、聚氧丙烯甘油醚和聚氧丙烯聚氧乙烯甘油醚、聚氧乙烯聚氧丙醇胺醚和聚二甲基硅氧烷中的一种或几种；离子液体可以为选自1-丁基-3-甲基咪唑六氟磷酸盐([bmim][pf6])、1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑六氟磷酸盐([apbim][pf6])、1-丁基-2，3-二甲基咪唑六氟磷酸盐([bmmim][pf6])、脯氨酸羟基胆碱盐([choline][pro])、1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑四氟硼酸盐([apbim][bf4])、1-丁基-3-甲基咪唑四氟硼酸盐([bmim][bf4])、1-丁基-2，3-二甲基咪唑四氟硼酸盐([bmmim][bf4])、1-乙基-3-甲基咪唑双三氟甲基磺酰亚胺盐([emim][tf2n])和1-乙基-2，3-二甲基咪唑双三氟甲基磺酰亚胺盐([emmim][tf2n])、1-(3-丙胺基)-3-丁基咪唑双三氟甲磺亚胺盐([apbim][tf2n])和1-(1-氨基丙基)-3-甲基咪唑溴盐([nh2p-mim][br])中的一种或几种；缓蚀剂可以为选自偏钒酸钾、钒酸钾、五氧化二钒、五氧化锑、三氧化二锑、四氧化三锑、酒石酸氧锑钠和酒石酸氧锑钾中的一种或几种，优选为钒类化合物如偏钒酸钾、钒酸钾和五氧化二钒中的一种或几种，最优选为偏钒酸钾。
为了降低设备和管线的材质等级，优选地，吸收液中可以含有缓蚀剂；为了有效消除或降低解吸塔中塔液泛现象，优选地吸收液中还可以含有消泡剂。更优选地，所述吸收液可以含有醇胺、活化剂、消泡剂、离子液体、缓蚀剂和水，其中，相对于100重量份的水，所述醇胺的含量可以为10-100重量份，所述活化剂的含量可以为0.01-10重量份，所述消泡剂的含量可以为0.001-1重量份，所述离子液体的含量可以为0.01-100重量份，所述缓蚀剂的含量可以为0.001-1重量份，更优选地，相对于100重量份的水，所述醇胺的含量可以为20-80重量份，所述活化剂的含量可以为1-7重量份，所述消泡剂的含量可以为0.001-0.2重量份，所述离子液体的含量可以为1-50重量份，所述缓蚀剂的含量可以为0.001-0.2重量份。在上述优选的情况下，可以根据实际的二氧化碳处理能力要求，调控吸收剂中醇胺和离子液体两者的比例，使得该方法可以适用于二氧化碳含量范围更宽的混合气体，且吸收液热再生性能好，提高了吸收和解吸的效率。
以下结合附图通过实施例来进一步说明本公开，但是本公开并不因此而受到任何限制。
实施例1
本实施例中，吸收塔填料区尺寸(由塔顶到塔底，下同)为：
表1混合气体组成
如图1所示，本实施例的二氧化碳分离方法采用两塔三段吸收、三段解吸工艺设置：
a.将含有23.29％(体积分数)、温度为60℃、压力为2.55mpa(a)二氧化碳的混合气体以3985kmol/h的进料速率进入温度为72℃吸收塔2与吸收液逆流接触，塔底得到富含二氧化碳的富液，塔顶气经过净化气冷却器12冷却至45℃，进入净化气分液罐1，罐底分离出冷凝液，罐顶即为净化气，所得净化气中二氧化碳体积分数为0.016％；
吸收塔2下部设置有旋转体20及电动磁旋转机构19，电磁旋转机构转速1200转/分。旋转体与电磁旋转机构保持相同的转速和转向。旋转体为装填金属丝网结构，气液相均可以穿过该丝网结构，提供气液接触的场所。
b.将步骤a中的富液经加热器11加热到82℃，通过减压阀16将压力降低至0.7mpa(a)，后直接进入低压闪蒸罐6，罐顶得到闪蒸气二氧化碳，其流量为68.74kmol/h，体积分数组成为co2：77.84％，h2：13.77％，n2：0.007％，co：0.0388％，h2o：8.2％，ch4：0.15％；罐底得到闪蒸产物；
富液加热器11使用125℃蒸汽凝结水作为热源，加热吸收塔出口富液。
c.将步骤b得到的闪蒸产物送入116℃解吸塔4顶部进行吸收液再生，释放出吸收液中的二氧化碳。从解吸塔距塔顶上切线处9000mm处抽出一股释放了部分二氧化碳的第二半贫液，依次经过2#半贫液进料泵18、2#半贫液空冷器17，第二半贫液的温度60℃、压力3.35mpa(a)，直接送入吸收塔下部吸收段继续吸收二氧化碳，进料位置距下切线长度为10000mm。另外，从解吸塔距塔顶上切线18000mm处，全部抽出第一半贫液，将其以3:1体积比分成两股，第一半贫液体积大者依次经过1#半贫液进料泵14、1#半贫液空冷器8，第一半贫液的温度60℃、压力3.22mpa(a)，直接送入吸收塔中部吸收段继续吸收二氧化碳，中部进料位置距塔底下切线长度为19000mm；第一半贫液体积小者与解吸塔4塔底产物经半贫液预热器10预热后返回解吸塔4中部继续脱除吸收液中的二氧化碳，经过汽提后的贫液经过半贫液预热器10降温后，依次经过吸收液补充罐3、贫液进料泵13、贫液空冷器7，冷却至60℃、压力为2.93mpa(a)进入距吸收塔顶部上切线6000mm位置，完成了吸收液的循环再生。
从距吸收塔顶部上切线9000mm位置处抽出一股吸收液经过吸收液抽出泵21送入冷冻系统降低温度后，返回吸收塔距上切线1500mm处，继续吸收气相中的二氧化碳，抽出液流量35000kg/h，返回塔顶温度为8.5℃。
d.解吸塔4顶流出物经过再生气冷却器9降温后，进入再生气分液罐5进行气液分离，冷凝液返回吸收液补充罐3，气相为富含二氧化碳的再生气。本工艺回收冷凝液量为3636kg/h，需补充的新鲜吸收液量为1834kg/h，新鲜吸收液组成与吸收液初始组成相同。
本实施例中得到净化气的性能指标及二氧化碳分离的工艺参数列于表2。
实施例2
如图2所示，本实施例采用实施例1的装置和方法，所不同的是，采用两塔两段吸收、解吸工艺，即本实施例的方法中不包括从解吸塔距塔顶上切线处9000mm处抽出第二半贫液送入吸收塔继续吸收二氧化碳的步骤。本实施例中达到与实施例1基本相同净化气co2脱除性能时，二氧化碳分离的各项工艺参数列于表2。
表2净化气的性能指标及二氧化碳分离的工艺参数
*再生度＝molco2/molmdea
从表2中可以看出，采用两塔三段吸收、解吸工艺吸收能力较两段吸收、解吸工艺更强，同时具有更低的重沸器及富液加热器热负荷。
实施例3
本实施例中，吸收塔填料区尺寸(由塔顶到塔底，下同)为：
混合气体组成见表3。吸收液组成与实施例1相同。
表3混合气体组成
如图2所示，本实施例的二氧化碳分离方法采用两塔两段吸收、两段解吸工艺：
a.将含有26.0％(体积分数)、温度为60℃、压力为2.41mpa(a)二氧化碳的混合气体以3500kmol/h的进料速率进入温度为76℃吸收塔2与吸收液逆流接触，塔底得到富含二氧化碳的富液，塔顶气经过净化气冷却器12冷却至45℃，进入净化气分液罐，罐底分离出冷凝液，罐顶即为净化气，所得净化气中二氧化碳体积分数为0.023％；
吸收塔2下部设置有旋转体20及电动磁旋转机构19，电磁旋转机构转速1500转/分。旋转体结构与实施例1相同，旋转体为装填金属丝网结构，气液相均可以穿过该丝网结构，提供气液接触的场所。
b.将步骤a中的富液经加热器11加热到80℃，通过减压阀16将压力降低至0.7mpa(a)，后直接进入低压闪蒸罐6，罐顶闪蒸出二氧化碳，其流量为46.11kmol/h，体积分数组成为co2：74.87％，h2：14.11％，n2：2.44％，co：0.67％，h2o：7.65％，ch4：0.27％；罐底得到闪蒸产物；
富液加热器11使用125℃蒸汽凝结水作为热源，加热吸收塔出口富液；
c.将步骤b得到的闪蒸产物送入112℃解吸塔4顶部进行吸收液再生，释放出吸收液中的二氧化碳。从解吸塔距塔顶上切线处9000mm处，全部抽出第一贫液，将其以3:1体积比分成两股，第一贫液体积大者经过依次经过1#半贫液进料泵14、1#半贫液空冷器8，半贫液的温度60℃、压力3.44mpa(a)，直接送入吸收塔中部吸收段继续吸收二氧化碳，中部进料位置距塔底下切线长度为9500mm；第一半贫液体积小者与解吸塔4塔底产物经半贫液预热器10预热后返回解吸塔4中部继续脱除吸收液中的二氧化碳，经过汽提后的贫液经过半贫液预热器10降温后，依次经过吸收液补充罐3、贫液进料泵13、贫液空冷器7，冷却至60℃、压力为3.03mpa(a)进入距吸收塔顶部上切线5000mm位置，完成了吸收液的循环再生；
d.解吸塔4顶流出物经过再生气冷却器9降温后，进入再生气分液罐5进行气液分离，冷凝液返回吸收液补充罐3，气相为富含二氧化碳的再生气。本工艺回收冷凝液量为3402kg/h，需补充的新鲜吸收液量为1577kg/h，新鲜吸收液组成与吸收液初始组成相同；
从距吸收塔顶部上切线9000mm位置处抽出一股吸收液经过吸收液抽出泵21送入冷冻系统降低温度后，返回吸收塔距上切线1500mm处，继续吸收气相中的二氧化碳，抽出液流量30500kg/h，返回塔顶温度为8.5℃。
本实施例中得到净化气的性能指标及二氧化碳分离的工艺参数列于表4。
对比例1
采用实施例3的装置和方法，所不同的是，本对比例采用两塔两段吸收、解吸且富液不经加热直接进入闪蒸的工艺。本对比例中达到与实施例3基本相同净化气co2脱除性能时，二氧化碳分离的各项工艺参数列于表4。
表4净化气的性能指标及二氧化碳分离的工艺参数
*再生度＝molco2/molmdea
从表4中可以看出，采用两塔两段吸收、解吸工艺加上热转移技术，除了在吸收能力较两段吸收、解吸无热转移工艺更强外，更重要的是，设置富液加热器后，能够显著降低解吸塔底重沸器热负荷，降低幅度为27.6％。
另外，通过实时监测净化气中co2含量，如发现净化气中co2浓度出现突然增大的情况(体积含量从0.023％增加到0.1％)，在实施例3中，通过与富液加热器设置连锁控制，净化气中co含量能够在100秒时间内达到正常设定值；而对比例1不使用富液加热器的两段吸收、再生工艺(传统工艺)则需要在350秒时间才能到达正常设定值，说明设置富液加热器能够在短时间内实现对净化气中co2含量的调控；采用热量转移技术，可以使用低品位热源加热富液，增加了闪蒸罐脱除co2的能力，同时降低了解吸塔塔底热负荷，提高了吸收液吸收co2的能力，提升了整个脱碳系统的能量利用率。可见本发明采用热转移技术，设置富液加热器工艺表现出了较为优异的性能。
实施例4
如图2所示，本实施例采用的工艺流程，操作条件，混合气体组成、流量等工艺条件与实施例3相同。与实施例3不同之处在于，本实施例中的吸收液组成不同，吸收液组成：除盐水100重量份，mdea27.27重量份，[bmim][pf6]22.73重量份，活化剂哌嗪1.52重量份，消泡剂乳化硅油0.02重量份，缓蚀剂偏钒酸钾0.01重量份。
本实施例中得到净化气的性能指标及二氧化碳分离的工艺参数列于表5。
实施例5
采用实施例4的装置和方法，所不同的是，将吸收液中的[bmim][pf6]离子液体替换为等重量份的mdea。本对比例中达到与实施例4基本相同净化气co2脱除性能时，二氧化碳分离的各项工艺参数列于表5。
表5性能指标
*再生度＝molco2/molmdea
从表5数据可以看出，由于添加了[bmim][pf6]离子液体，富液再生度从不含离子液体时的0.52增大到0.55，从而提高了吸收液的二氧化碳吸收能力(nm3co2/m3，从27.1升高到30.5)。离子液体的添加，可以大幅度降低mdea吸收剂使用量，并且降低吸收液使用量，进而减少了重沸器、富液加热器的热负荷，从根本上实现了降低装置投资和运行成本的目的。
从实施例1-5和对比例1的数据可知，本发明提供的二氧化碳分离方法具有能耗低，吸收速率高、吸收量大，装置操作灵活、易于控制等优点，能够显著降低二氧化碳分离单元的运行成本。
以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。