本发明涉及气体分离领域，具体地，涉及一种从含co2气流中分离co2的方法和膜分离系统。
背景技术：
与其它技术相比，例如溶剂吸收法，膜分离技术的优势在于可以在一定条件下以更低的成本分离co2。然而膜分离技术性能对于进料气体的co2浓度较为敏感，这是由于co2浓度直接影响着分离的驱动力。
co2分离技术的用途之一是捕集发电厂排放的烟气中的co2以降低co2排放。通常，发电厂排放的烟气的co2浓度随着时间而变化着，且受多种因素的影响例如发电厂的工作负荷。例如，当燃煤发电厂全容量运作时，co2浓度就可以达到约13-14％，而当该发电厂以更低的负荷运作时，那么排放的烟气中的co2浓度可能降至低于12％。
对于膜分离系统来说，降低的压力驱动力可能导致co2去除成本的提高，可能会因为压缩或抽吸等附加的辅助负荷导致发电厂的运行热效率降低，以及在某些情况下，可能会削弱获得co2目标去除水平的能力。因此，co2浓度的动态变化(例如由负载跟踪的变化而引起的)可以使得膜分离系统的稳定运行变得更为困难。
优化捕集co2的膜分离系统的性能通常采用以下三种最大化分离驱动力的方法：(1)通过加压增加进料流的总压力；(2)采用抽真空的方式使得渗过物侧的压力降低；以及(3)采用循环回路增加烟气进料流的浓度。在第一种方法中，烟气流的co2浓度越低，意味着有效改善分离系统性能的压力施加便越大，其结果是导致附加的辅助负荷高，从而发电厂效率降低。第二种方法在一些情况下可以采用，但是由于渗过物的压力仅可以降低约1个大气压，使得对分离驱动力的改善受限。第三种方法是将部分的渗余物循环至进料中以提高co2浓度，例如废气再循环(egr)，其将渗余物循环至燃烧室中以增加co2浓度。
技术实现要素：
本发明的目的在于提供一种新型的从含co2气流中分离co2的方法，该方法能够提高膜分离系统在用于分离co2浓度随时间变化的含co2气体时的可控性和性能，以及相关的膜分离系统。
为了实现上述目的，本发明的一个方面提供一种从co2浓度变化的含co2气流中分离co2的方法，该方法包括：
(i)将该co2浓度变化的含co2气流送至包括一个或多个串联的膜分离阶段的膜分离系统，每个膜分离阶段将产生贫co2渗余物流和富co2渗过物流；
(ii)将来自至少一个膜分离阶段的部分的富co2渗过物流作为循环气流循环至所述膜分离系统的在前进料流中以调节该进料流的co2浓度。
本发明的另一个方面提供了一种膜分离系统，该系统包括：具有一个或多个串联的膜分离阶段的膜分离装置，该膜分离阶段的至少一条渗过物管线为多分支管线且至少一条分支管线作为循环管线与一个或多个膜分离阶段的在前进料管线连通，从而使得部分的富co2渗过物流循环至进料流中以调节该进料流的co2浓度。
本发明的方法能够通过循环部分的高纯co2渗过物至膜分离系统的进料中以稳定含co2进料气流的co2浓度，由此相对于其他的方法来说例如对整个气流进行加压的方法，本发明的方法能够降低附加的辅助负荷。
本发明的其它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发明的进一步理解，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发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是根据本发明的一种优选的实施方式的膜分离系统。
图2是根据本发明的另一种优选的实施方式的膜分离系统。
图3显示了膜分离阶段m1和m2在需要产生95％co2浓度的最终产品流下的相互关系。
附图标记说明
1：含co2气流；2：总贫co2渗余物管线；3：渗过物管线；4：总循环管线；5：富co2气体产物；6：进料管线；7：膜分离装置；m：膜分离阶段；2’：第一渗余物管线；2”：第二渗余物管线；3’：第一渗过物管线；3”：第二渗过物管线；4’：第一循环管线；4”：第二循环管线；6’：第一进料管线；6”：第二进料管线；m1：第一膜分离阶段；m2：第二膜分离阶段。
具体实施方式
以下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。
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
本发明的一个方面提供一种从co2浓度变化的含co2气流中分离co2的方法，该方法包括：
(i)将该co2浓度变化的含co2气流送至包括一个或多个串联的膜分离阶段的膜分离系统，每个膜分离阶段将产生贫co2渗余物流和富co2渗过物流；
(ii)将来自至少一个膜分离阶段的部分的富co2渗过物流作为循环气流循环至所述膜分离系统的在前进料流中以调节该进料流的co2浓度。
根据本发明，尽管本发明的发明人并不希望本发明受任何理论的限定，不过本发明的方法通过将部分的高纯co2渗过物循环至膜分离系统的进料中，就可使得co2浓度保持基本稳定，这可以通过气体流量的质量守恒而得到证实。在该情况下，优选地，调节所述循环气流的流量使得送至所述膜分离系统的一个或多个膜分离阶段的进料流中的co2浓度保持稳定，更优选地，调节所述循环气流的流量使得送至所述膜分离系统的每个阶段的进料流中的co2浓度保持稳定。
根据本发明，所述膜分离系统包括一个或多个串联的膜分离阶段。这样的系统可以包括单个膜分离阶段(如图1所示)，可以包括2个膜分离阶段(如图2所示)，或者3个以上的膜分离阶段(未示出)。所述循环气流可以为来自至少一个膜分离阶段的部分的富co2渗过物流，例如在采用2阶段的膜分离系统，所述循环气流可以为来自第一膜分离阶段的部分的富co2渗过物流，或者也可以是来自第二膜分离阶段的部分的富co2渗过物流，或者它们的组合。来自第一膜分离阶段的循环气流和来自第二膜分离阶段的循环气流可以各自单独地使用，也可以结合使用。然而，应当理解的是来自第一膜分离阶段的循环气流与第二膜分离阶段的第二进料流相同的组成(当没有其他的循环气体补偿时)，因为它们都来自第一膜分离阶段的第一富co2渗过物流。然而，在后的渗过物流的co2浓度比在前的渗过物流的co2浓度更高。典型地，最为优选的实施方式为采用来自末尾的膜分离阶段的部分末尾富co2渗过物流作为所述循环气流，如图1和2所示的。该采用来自末尾的膜分离阶段的部分末尾富co2渗过物流作为循环气流的情况可以简化整个系统的构造。
在本发明中，术语“在前”、“在后”、“第一”、“末尾”等是取决于构件的相对位置。例如，“将循环气流循环至在前进料流中”可以理解为该进料流的进口位于该循环气流的形成位点之前(循环气流的形成位点可以理解为形成循环气流的渗过物管线的分支位点)。
根据本发明，所述含co2气流可以为各种含有co2的气流，所述含co2气流的实例例如可以为含co2的工业废气，例如为由采用化石燃料的发电设备产生的烟气流(优选地，所述化石燃料为煤)、来自工业锅炉的废气流、来自煤化工工艺的废气、来自天然气开采的气体等。本发明的方法特别适用于分离烟气流的co2。
根据本发明，本发明的方法对于进料流的co2浓度没有特别的限定，调节后的进料流的co2浓度可以达到任何所需的数值。在一种优选的实施方式中，特别是对于处理来自采用煤的发电设备的烟气流来说，所述第一进料流中的co2浓度可以被所述循环气流调节至12mol％以上，优选至12-15mol％，最优选至13-14mol％。
根据本发明，本发明的发明构思的一个非常重要的方面在于采用循环回路动态地补充进料流中的co2浓度变化。换句话说，当co2浓度低于目标水平时循环流量就更高，而当co2浓度接近目标水平时循环流量就降低。本发明的主要目的是，针对co2浓度随时间变化的瞬态可以提高整个co2浓度。优选地，所述循环气流的流量是根据所述进料流中的co2浓度的直接测量结果进行调节的；或者，所述循环气流的流量是根据产生含co2气流的上游参数进行调节的，该上游参数包括：产生含co2气流的工厂的运行参数(例如染料供给流量、空气流量、电力输出等)，或者与所述含co2气流的上游排放控制相关的操作参数(例如为co2组分、化学进料流量、含水量等)。
在本发明的一种优选的实施方式中，以末尾富co2渗过物流的总量为基准，所述循环气流的流量为70mol％以下，优选为25-70mol％，更优选为30-65mol％。
根据本发明，应当清楚的是本发明的方法在循环回路中采用的是渗过物流，而不是渗余物流。现有的循环方法集中在循环渗余物上。当仅考虑到辅助负荷时循环渗过物的优势其实并不明显，因为循环都会增加每净单位的分离的co2所需的能量。然而，现有技术并不会想到采用本发明的方式通过温度进料浓度可以获得简化操作的优势。此外，采用渗过物循环来使得进料浓度稳定，相比于其它的例如采用加压的方式补偿低浓度来说，能够更好地节约能源，因为加压方案需要压缩整个气流。最后，使用渗过物意味着整个进料流的总体积不会显著增加，例如所述循环气流使得进料流的总量增加15mol％以下，优选增加10mol％以下，更优选增加3-8mol％。
此外，本发明的方法可以获得的优势为仅需采用已知方法的部分的附加能量。
根据本发明的方法对于所述膜分离系统并没有特别的限定，本领域用于分离co2的任何类型的膜分离系统都可以用于本发明的方法中，只要该膜分离系统包括上文中所描述的循环回路即可。其中，所述膜分离系统的膜可以以板状形式和框架形式提供，或者可以包括螺旋缠绕膜、管状膜、空心纤维膜或类似的。应当理解的是，当膜以管状或空心纤维形式提供时，多个这样的膜可以按照通常的方式以平行捆形式设置。在这样的实施方式种，进料气流可以直接与膜的外侧或壳侧、或者内部或管侧接触。通常用于膜分离方法中的膜材料可以包括有机聚合物材料，或者这样的有机聚合物材料与无机材料例如填料和增强剂等的混合物。有机聚合物可以为本领域常规采用的用于形成膜的任何聚合物材料，例如聚砜、聚苯乙烯；包括含苯乙烯的聚合物例如丙烯腈和苯乙烯的共聚物、苯乙烯-丁二烯共聚物和苯乙烯-乙烯基苄基卤化物的共聚物；纤维素聚合物，例如为纤维素醋酸酯、乙酸丁酸纤维素、甲基或乙基纤维素；聚酰胺和聚亚酰胺；聚碳酸酯；聚氨酯；聚酯，包括聚丙烯酸酯、聚乙烯；聚丙烯，聚乙烯吡啶等类似物。这些聚合物可以为取代的也可以为未取代的，取代的聚合物的典型的取代基包括卤素例如为氯、氟和溴；羟基；低烷基；低烷氧基；单芳环；低酰基等。
根据本发明的方法对于膜系统的co2回收率并无特别的限定，调节循环流量可以获得任何所需的数值。优选地，该方法的总co2回收率为50％以上，优选为60-90％，例如为60％、65％、70％、75％、80％、85％或90％。此外，本发明的方法可以使得渗过物流中的co2浓度达到任何所需的数值。优选地，末尾富co2渗过物流中的co2浓度为60mol％以上，优选为80mol％以上，更优选为90mol％以上，最优选为95mol％以上。本发明的方法能够使得总co2回收率和渗过物流中的co2浓度可与现有技术中已知的方法相比较。
本发明的另一个方面提供了一种膜分离系统，该系统包括：具有一个或多个串联的膜分离阶段的膜分离装置，该膜分离阶段的至少一条渗过物管线为多分支管线且至少一条分支管线作为循环管线与一个或多个膜分离阶段的在前进料管线连通，从而使得部分的富co2渗过物流循环至进料流中以调节该进料流的co2浓度。
本发明的膜分离装置可以用于上文描述的方法中，因此上述方法中相关的描述也可以适用于该处的膜分离装置中，本发明在此不再赘述。
如上所述的，膜分离装置可以仅包括单个膜分离阶段(如图1所示)，两个膜分离阶段(如图2所示)，或者三个以上的膜分离阶段(未示出)。该装置可以采用本领域采用的常规的分离装置，只要包括本发明所需的循环回路即可。该循环回路可以以任何结构提供，只要能够将源自渗过物流的循环气流送至在前的进料流中即可，以此实现本发明的方法。
在图1所示的优选的实施方式中，所述膜分离系统包括具有一个膜分离阶段m的膜分离装置7，与该膜分离装置7的含co2气流进口连通的进料管线6，与该膜分离装置7的贫co2渗余物流出口连通的渗余物管线2，以及与该膜分离装置7的富co2渗过物流出口连通的渗过物管线3，并且渗过物管线3为双分支管线其中一个分支管线作为循环管线4与进料管线6连通，从而使得部分的富co2渗过物流作为循环气流被循环至进料流中以调节该进料流的co2浓度。通过采用图1所示的系统，含co2气流1将与来自循环管线4的循环气流结合从而形成进料流，并将该含co2气流1和循环气流的组合气流即进料流通过进料管线6送至膜分离阶段m中。该进料流中的co2可选择性地透过配置于膜分离阶段m中的膜以形成富co2气体。该富co2气体可以穿过膜分离装置7的富co2渗过物流出口进入到渗过物管线3中从而得到渗过物流。将部分渗过物流分至循环管线4中用作循环气流，同时剩余部分的渗过物流被排除该膜分离系统以得到富co2气体产物5。
在图2所示的另一种优选的实施方式中，所述膜分离系统包括具有两个膜分离阶段m的膜分离装置7，即第一膜分离阶段m1和第二膜分离阶段m2，与该第一膜分离阶段m1的含co2气流进口连通的第一进料管线6’，与该第一膜分离阶段m1的贫co2渗余物流出口连通的第一渗余物管线2’，与该第一膜分离阶段m1的富co2渗过物流出口连通的第一渗过物管线3’，该管线3’的下游管线定义做第二进料管线6”且与第二膜分离阶段m2的气体进口连通，与第二膜分离阶段m2的贫co2渗余物流出口连通的第二渗余物管线2”，与第二膜分离阶段m2的富co2渗过物流出口连通的第二渗过物管线3”，其中该第二渗过物管线3”为双分支管线其中一个分支管线作为总循环管线4，而另一个分支管线用于输出富co2气体产物5。优选地，所述总循环管线4被分为两条管线，其中一条为第一循环管线4’并与第一进料管线6’连通从而使得第二膜分离阶段m2产生的部分的富co2渗过物循环至第一进料流(原进料流)中以调节第一进料流中的co2浓度；以及另一条分出的管线为第二循环管线4”并与第二进料管线6”连通从而使得来自第二膜分离阶段m2的部分的富co2渗过物循环至阶段m2的进料流中以调节该进料流中的co2浓度。此外，第一渗余物管线2’和第二渗余物管线2”可以合并在一起形成一条总渗余物管线2，通过该管线使得总贫co2渗余物输出膜分离系统。通过采用图2所示的系统，含co2气流1将与来自第一循环管线4’的循环气流结合从而形成第一进料流(原进料流)，并将该含co2气流1与循环气流的组合气流通过第一进料管线6’送至第一膜分离阶段m1，然后进料流中的co2将透过配置于阶段m1中的膜形成富co2气体，剩余物流则流入第一渗余物管线2’中，同时富co2气体穿过阶段m1的富co2渗过物出口进入第一渗过物管线3’从而得到渗过物流，该渗过物流将与来自第二循环管线4”的循环气流结合以形成进料流并穿过第二进料管线6”(该管线实际上是管线3’的下游管线)进入第二膜分离阶段m2中，然后该进料流中的co2将选择性地穿过配置于阶段m2中的膜以形成富co2气体，而渗余物流则流进第二渗余物管线2”中并与来自管线2’的渗余物流结合，且该结合的气流通过管线2输出系统，同时富co2气体则通过阶段m2的富co2渗过物流出口进入到第二渗过物管线3”中，以获得渗过物流，部分的该渗过物流则流入循环管线4中作为循环气流，并分别进入到循环管线4’和4”，剩余的渗过物流则排出该膜分离系统作为富co2气体产物5。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
实施例1
该优选实施方式采用的是图1所示的单阶段膜分离系统。其运行结果如表1所示。以下计算的数值是基于每个气流的质量流量、膜分离阶段的总co2回收率、co2捕收率、为了稳定目标位点的进料流量(即达到13.5mol％)所需的循环流量、进入膜分离阶段的流量增量以及为了获得95mol％的co2渗过物流所需的co2/n2选择性而进行的。为了简化计算，假定进料流是温度和压力与发电厂烟气流相同的co2和n2的混合物。
值得注意的是，以下描述中，气流2至气流4以及气流6分别对应于图1所述的相应管线中的气流，例如气流2对应于管线2中的气流。
其中，“进料co2浓度”指的是未与循环气流结合前的进料流中的co2浓度。
“膜分离阶段co2回收率”指的是穿过膜分离阶段中配置的膜的co2量占进入膜分离阶段的进料流中的co2量的百分比。
“总co2捕收率”指的是在富co2气体产品(气体产物5)中的co2量占含co2气流(气流1)中的co2量的百分比。
“所需的循环率”指的是循环气流的流量占相应的渗过物流的的百分比。
“进料流量的增量”指的是与进料流结合的循环气流的流量占未与循环气流结合前的进料流(气流1)的流量的百分比。
表1：对实施例1的结果的总结
*对于95mol％纯度的co2产品气体来说
示例1a是针对燃煤发电厂的基线配置，该燃煤发电厂产生了具有3个不同的co2水平的、体积恒定的烟气。该烟气被送至以能够回收90％的co2的方式运作的膜分离系统中。其中，为了获得95％纯度的co2渗过物流所需的co2/n2选择性如上表所列。应当注意的是，随着co2浓度的减低，为了获得给定纯度水平所需的膜选择性也逐渐提高。该示例是为了评价其它示例而提供的对比基线。其渗过物流并未进行循环。各个气流的质量流量如表2中所列的。
表2
示例1b是针对与示例1a的同样的发电厂配置的对比例，其中，该发电厂产生具有两种降低的co2水平的、体积恒定的烟气。该烟气被送至与针对示例1a中的三种co2浓度水平的相同操作条件的膜分离系统中。在这些条件下，如期膜分离系统将针对更低的co2浓度以更低的回收率运作，因为其分离的驱动力降低了。假定膜分离系统的分离效率与co2浓度相关，具有13.5％的co2浓度的烟气获得了90％的效率，而对应于10％和7％的co2浓度的烟气，该效率将分别降至约70％和50％。在这些情况下，并未采取附加的措施来改善膜分离系统的性能，从而总co2捕收率也从90％分别降至了70％和50％。与示例1a相同，其渗过物流并未进行循环。各个气流的质量流量如表3中所列的。
表3
示例2配置为针对co2浓度为10％和7％的烟气采用循环气流将气流6的co2有效浓度增至13.5％。其采用的膜分离系统始终保持着90％的总co2回收率。当总进料气流1的co2浓度降至10％和7％时，用于稳定送至膜分离阶段m的进料流6的co2进料浓度所需的循环率分别为渗过物流的31％和54％。由于循环气流本来就是高浓度的co2，因此气流6的流量分别仅需增加约4％和8％(占烟气进料流1的比例)。相比于具有13.5％co2浓度烟气进料所需的co2/n2选择性来说，采用循环气流后获得目标纯度的产品气体所需的co2/n2选择性更低了。然而，为了保持总co2捕收率维持在90％，必须使得膜系统从气流6回用更高占比的co2以保持质量守恒。由此，膜系统所需的co2回收率从90％分别增至了93％和95％。这表明膜分离阶段m必须以更为高效的操作才能维持相同的总co2捕收率。在膜分离系统中，膜阶段减得越多通常需要更高的膜区域和成本。在该情况下，有利的方面在于对于膜选择性的需求降低了。各个气流的质量流量如表4中所列的。
表4
示例3采用的是与示例2同样的配置，不同在于膜分离系统运作使得送至其中气流co2的回收率为90％。总co2捕收率有所降低以满足质量守恒。与示例2一样，将循环气流加至co2浓度为10％和7％的烟气中以使得膜分离阶段m的进料流6的co2有效浓度增至13.5％。当总进料气流1的co2浓度降至10％和7％时，用于稳定送至膜分离阶段m的进料流6的co2进料浓度所需的循环率分别为渗过物流的31％和59％。由于循环气流本来就是高浓度的co2，因此气流6的流量分别仅需增加约4％和8％(占烟气进料流1的比例)。与示例2一样，相比于具有13.5％co2浓度烟气进料所需的co2/n2选择性来说，采用循环气流后获得目标纯度的产品气体所需的co2/n2选择性更低了。在该情况下，获得了更低的co2捕收率。然而，这些捕收率水平要比对比例1b中的预估的膜分离系统回收水平高得多。各个气流的质量流量如表5中所列的。
表5
示例4配置在为总co2捕收率为65％情况下操作。该水平的co2捕收率可以使得燃煤发电厂采用天然气燃烧联合循环电厂，以使得产生每单位的能量获得特定的co2排放。与示例2和3相同，将循环气流加至co2浓度为10％和7％的烟气中以使得膜分离阶段m的进料流6的co2有效浓度增至13.5％。当总进料气流1的co2浓度降至10％和7％时，用于稳定送至膜分离阶段m的进料流6的co2进料浓度所需的循环率分别为渗过物流的38％和62％。由于循环气流本来就是高浓度的co2，因此气流6的流量分别仅需增加约4％和8％(占烟气进料流1的比例)。为了获得65％co2捕收率所需的膜系统回收率为从含有10％和7％co2的进料流中分别回收75％和83％的co2。与示例2和3相同，相比于具有13.5％co2浓度烟气进料所需的co2/n2选择性来说，采用循环气流后获得目标纯度的产品气体所需的co2/n2选择性更低了。各个气流的质量流量如表6中所列的。
表6
实施例2
该第二优选实施方式采用的是图2所示的膜分离系统。该实施方式说明了本发明在采用多阶段系统的情况。在该实施例中，采用了两个膜分离阶段。膜级联设置是气体领域常规采用的，只是本领域并未公开将渗过物进行循环以稳定进料浓度。采用多阶段可以使得渗过物循环至任何阶段，或者它们的组合。以下示例说明了两个阶段理想化系统的利弊，其中，渗过物被循环至第一阶段或第二阶段。采用质量守恒来说明主要关系，本领域技术人员可以采用更为详细的模型来优化该方式下的配置。为了简化结果呈现形式，以下将总进料标准化为100mol/s的流量。
通过计算来估算为了满足总分离系统性能需求所需的各个膜阶段的回收率和选择性(阶段1即为阶段m1，阶段2即为阶段m2)。以下示例5-7中，目标是以95％的纯度回收65％的输入的co2。为了简化计算，假定进料流是温度和压力与发电厂烟气流相同的co2和n2的混合物。为了更好地说明，该计算在假定进料co2浓度为14％、10％和8％下进行。该结果如表7中所总结的。
值得注意的是，以下描述中，气流2’至气流4’、气流2”至气流4”、气流6’和气流6”以及气流2和气流4分别对应于图2所述的相应管线中的气流，例如气流2’对应于管线2’中的气流。另外在实施例1中对相关术语的定义同样也适用于该处。
表7
示例5为两阶段膜分离系统的基线示例。将烟气送至以能够回收90％的co2的方式运作的膜分离系统中。并未采用循环气流。表8显示的是该系统的流体组成，即将燃煤发电厂产生的具有3个不同的co2水平的、体积恒定的烟气送至系统中所得的各个流体组成。在这三个浓度的处理中，系统的阶段m1的co2回收率为90％，阶段m2的co2回收率为72％，最终的总co2捕收率为65％。应当理解的是，其它的阶段m1的co2回收率和阶段m2的co2回收率的组合也能够获得相同的总捕收率。这些情况选择的数值只是为了说明本发明，以此表明为了获得稳定的进料co2浓度在满足质量守恒下所需的循环气流的量。
表8
两个阶段的co2/n2选择性的相互耦合的。总的来说，阶段m1和阶段m2彼此权衡，在对阶段m2的需求降低时那么阶段m1的就会增加。图3显示了在为了获得95％co2浓度的最终气体产品下阶段m1和m2之间的关系。在进料co2浓度从14％降至10％或者降至8％时，对膜分离阶段的co2/n2选择性的要求更为苛刻。表8就列出了满足质量守恒下的一套m1和m2的co2/n2选择性。当然其它的组合也是可以行的，如图3所示的那样。
示例6配置为将来自阶段m2的渗过物流循环至阶段m1的进料中。质量守恒的结构显示出，对于10％co2进料的情况，co2捕收率为65％且得到95％co2气体产品，如表9所示的。这样水平的co2捕收可以使得燃煤发电厂采用天然气燃烧联合循环电厂，以便产生每单位的能量获得特定的co2排放。在该例子中，进料设定的co2浓度选择为14mol％，将循环气流加入具有10％co2的烟气中以将气流6’的co2浓度增至设定值14％。当总进料气流1的co2浓度降至10％时，用于稳定送至膜分离阶段m1的进料流6’的co2进料浓度所需的循环率为渗过物流的约45％。由于循环气流本来就是高浓度的co2，因此气流6’的流量仅需增加约6％(占烟气进料流1的比例)。需要获得65％co2捕收率的一套m1和m2选择性为10和7。相比于示例5，示例6中所需的选择性比采用单阶段系统在达到相当水平纯度的产品气体时所需的选择性显著降低。然而，膜分离阶段m1和m2都必须更为苛刻地运行以保持相同的总co2捕收率。
表9
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
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，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。