具体实施方式

本技术涉及基于生物催化剂的CO₂捕集的领域。含CO₂气体可以是来自不同来源的燃烧后烟道气、工艺过程气体、沼气或天然气。具体而言，本发明涉及基于碳酸酐酶的CO₂捕集工艺方法，其中生物催化剂碳酸酐酶存在于吸收溶液中并与该溶液一起流过气液接触器。更具体而言，本发明公开了能够在该技术中提高生物催化剂工艺寿命并降低生物催化剂成本的方法/工艺。

最近的研究清楚地表明，除了pH和温度之外，第三参数对生物催化剂工艺稳定性具有非常重要的影响：新气-液界面的生成速率。这种现象发生于吸收单元、汽提单元以及更重要的是发生于与汽提单元相连的再沸器中，该汽提单元通过煮沸吸收溶液而提供汽提气体，通常是水蒸汽。这清楚地表明，生物催化剂活性损失的速率与再沸器中产生的蒸汽流速直接相关。事实上，在CO₂捕集工艺过程中，主要导致生物催化剂活性损失的是提供高气-液界面生成速率的高沸腾速率。

在以下描述中，术语“约”是指在由本领域普通技术人员确定的具体值的可接受误差范围内，这将部分取决于如何测量或测定该值，即测量系统的局限性。人们普遍接受的是10％的精度测量是可以接受的，并且包含术语“约”。

在以上描述中，实施方式是本发明的一个实施例或实施实例。“一个实施方式”、“一实施方式”、“一些实施方式”或“某些实施方式”的各种出现并不一定都指相同的实施方式。尽管可以在单个实施方式的上下文中描述本发明的各特征，但也可以单独或以任何合适的组合提供这些特征。相反，尽管为了清楚起见，本发明在本文中可以在单独实施方式的上下文中进行描述，但本发明也可以在单个实施方式中实施。

值得一提的是，在以下整个描述中，当冠词“一”用于介绍一个要素时，它不具有“仅一个”的含义，而是可以表示“一个或多个”。还应该理解的是，在说明书陈述“可以”、“可能”、“能够”或“能”包括组件、特征、结构或特性的情况下，该具体的组件、特征、结构或特性并不必需包括在内。

本发明描述的基于生物催化剂的CO₂捕集技术包括控制影响生物催化剂寿命的气-液界面生成速率。更具体而言，提供了最小化新气-液界面的产生并提高该工艺过程中的生物催化剂寿命的工艺方法。

本说明书应该根据以下定义进行阅读：

吸收塔或吸收单元

吸收塔(在本文中也称为吸收单元)是气液接触器，其能够是，例如，填充塔、板式塔或旋转填充床。

汽提器

汽提器(在本文中也称为汽提单元或汽提塔)是气液接触器，其能够是填充塔、板式塔、喷雾反应器、旋转填充床或降膜蒸发器。

吸收溶液

吸收溶液是一种水溶液，其可以包含以下化合物中的至少之一：K₂CO₃、KHCO₃、Na₂CO₃、NaHCO₃、叔胺、叔链烷醇胺、叔氨基酸。该吸收溶液包括非氨基甲酸酯形成溶液。

富CO₂气体

富CO₂气体是在任何后续处理或工艺步骤之前离开汽提塔的气相。

生物催化剂

本技术中能够使用的生物催化剂选自由酶、脂质体、微生物、动物细胞、植物细胞及其任何组合组成的组中。生物催化剂可以以可溶形式或以固定形式，即固定于颗粒上或截留于多孔基质内进行使用。对于这两种生物催化剂递送形式，生物催化剂会在吸收和解吸单元中与吸收溶液一起流动。应当注意的是，生物催化剂可以优选是酶，例如，碳酸酐酶。酶可以以约0-2g/L，可选地约0.05-1g/L，进一步可选地约0.1-0.3g/L的酶浓度存在于吸收溶液中。

相对低分子量的酶碳酸酐酶可以制成复合物的部分以增加其尺寸。可以形成不同类型的酶复合物。其中包括使用全细胞如红细胞的那些。然而，对于红细胞，酶会迅速泄漏并丢失。碳酸酐酶可以固定于微粒载体材料的表面上，包埋于微粒载体材料内，或它们的组合。在另一个可选的方面中，碳酸酐酶也可以作为交联酶聚集体(CLEA)提供，并且载体材料包含一部分碳酸酐酶和交联剂。在还有的另一个可选的方面中，碳酸酐酶作为交联酶晶体(CLEC)的形式提供，并且载体材料包含一部分碳酸酐酶。所选择的材料和方法必须能够稳定酶而使其对工艺条件更加稳定，使酶在该工艺过程中使用时能够保持固定状态，即固定或截留于载体材料内。换言之，材料和化学键(如果使用化学方法)必须在很长一段时间内保持稳定，才能在工艺过程中提供酶的长期稳定性。

本发明通过提出其中几乎不存在沸腾并且其中吸收溶液中的生物催化剂流过吸收和解吸单元的替代工艺配置而提供降低CO₂捕集工艺方法中生物催化剂活性损失速率的工艺方法。下面讨论了三种选择。

在第一选择中，水蒸汽通过将贫CO₂吸收溶液送到蒸发器而不是再沸器而产生。再沸器通常用于CO₂捕集工艺过程而从贫CO₂吸收溶液中产生水蒸汽。当吸收溶液沸腾时，即溶液中形成水蒸汽气泡时，就会产生水蒸汽。这些水蒸汽气泡的产生会导致新气/液界面(来自吸收溶液的水蒸汽气泡)的产生，这据发现会对生物催化剂有害。为了最小化气泡的形成，再沸器(12)(图1)可能会被蒸发器代替，在该蒸发器中工作条件要进行调整，才能经由蒸发，即水在水溶液表面汽化，产生水蒸汽。在这样的工作条件下，新气/液界面的产生最少，并且完全是由于蒸发器中吸收溶液的流动所致。这种装置几乎排除了气泡的形成，而因此碳酸酐酶最低暴露于新气/液界面。

在第二选择中，汽提气体在吸收溶液蒸发或沸腾之后并未不提供，而是从汽提气体是可冷凝(如，水)的外部汽提气体回路提供。吸收溶液并不进料至再沸器，而因此不会暴露于任何沸腾条件。再沸器(12)(图1)从工艺过程构造设置中移除。

在第三选择中，再沸器(12)(图1)从工艺过程中移除并且汽提单元所需的汽提气体是非可冷凝气体。吸收溶液不暴露于任何沸腾条件。汽提气体是非可冷凝气体，如空气或氮气。

吸收单元中的工作条件可以包括约10-60℃的吸收温度和约1-40巴的吸收压力。汽提单元中的工作条件：可以包括约50-80℃的汽提温度和约0.1-1atm的汽提压力。

选择1：降膜蒸发器

在第一选择中，推荐了用蒸发器代替再沸器。蒸发器用于许多行业，如食品、化学、制药和乳制品行业，用于浓缩溶液或浆液。在这些应用中，必须从这些溶液或浆液中除去水而获得所需质量的产品。在这些应用中，水蒸汽被排除，而浓缩溶液是最终产品。例如，为了制备炼乳，超过45％的水要从天然牛奶中蒸发掉。

不同类型的蒸发器都可以使用，这些蒸发器有：强制循环、自然循环、刮膜、升膜管、降膜管、升/降膜管、升膜板式蒸发器、降膜板式蒸发器和升/降膜板式蒸发器。其中，降膜蒸发器(管式或板式)是优选的，因为它们在设备内的停留时间非常短，传热系数好，并且它们能够在真空条件下运行，与大气压或更高压力相比，真空条下水会在较低的温度下蒸发。它在食品行业中热敏产品的浓缩已经获得了广泛认可。

图2a中提供了管式降膜蒸发器的示意图。管式降膜蒸发器(2a-7)由壳和管组成。待浓缩的液体(2a-3)在蒸发器顶部进料至分配器。分配器旨在设计成使液体均匀分配到每根管中。这对于避免管道表面出现任何会导致性能降低的干燥区域是很重要的。液体进料至壁内，在那里形成薄膜。液膜随着重力下降。向下流动通过所形成的蒸气的平行向下流动而增强。这会导致产生更薄、移动速度更快的薄膜，并能够使液体接触时间缩短并改善传热系数。加热流体(2a-1)，可能是水蒸汽、热水或任何具有使水从液体中蒸发的能量的热流体，会进料至壳并提供加热待浓缩液体所需的热能并从液体中蒸发水。液体/蒸汽混合物离开系统(2a-4)。现在处于冷凝形式和/或处于较低温度的加热流体在底部(2a-2)离开壳体。残留的液膜和蒸汽在壳的下部和下游液滴分离器(2a-8)中分离。所浓缩的液体(2a-5)在分离器底部排出，而蒸气(2a-6)在分离器顶部收集。部分所浓缩的液体可以再循环回到蒸发器的入口，以确保保持管道的充分润湿。降膜蒸发器的特点是在真空条件下主要进行温和蒸发，液体在蒸发器中的停留时间极短，压降低，能效高，允许在工艺过程和加热流体之间的低温差下运行，工艺控制简单并实现自动化，操作灵活。这种类型的蒸发器特别适用于对温度敏感性产品。

基于降膜蒸发器的上述优点，再沸器能够替换为降膜蒸发器。相应的工艺过程构造设计结构如图2所示。首先，含CO₂气体(1)进料至吸收单元(2)。气态CO₂被逆流流动的吸收溶液(4)吸收。所处理过的气体(3)贫含CO₂，会从CO₂捕集工艺过程中排放到大气中或送去使用或进行其他处理。富CO₂吸收溶液(5)被泵送(6)并流经两个热交换器(7)和(8)，而在其进入汽提单元(9)之前提高其温度。热交换器(8)是可选的。在使用热交换器(8)并能够从溶液中汽化部分水的情况下，可以回收所产生的水蒸汽并注入汽提单元(9)的填料中的较低位置以用作汽提气体(未图示)。贫CO₂吸收溶液(10)排出汽提单元(9)。一部分物流(10)，即物流(11)，被泵送(17)到蒸发器(21)，在其中溶液进行加热并蒸发水，产生物流(22)。物流(22)包含水蒸汽，浓缩的贫吸收溶液，并且还可以包含气态CO₂。物流(22)的水蒸汽被收集并送到汽提单元(9)。离开汽提单元(9)的富CO₂气体(19)可以进料到冷凝器(14)，在其中水蒸汽被冷凝。该气-液物流(20d)然后被送入分离器(14a)，在其中高CO₂浓度气体(20b)排出分离器(14a)并通过压缩机/真空泵36送出而作为物流(20)进一步使用或处理。冷凝的水蒸汽(20a)返回到该工艺过程而与再生的吸收溶液(4)混合。物流(20c)是工艺过程的用水补充。

在未图示的替代构造设计中，物流(22)能进料至分离器，在其中气相和液相将会分离并分开收集。液相(浓缩溶液)能够送回至汽提单元(9)底部的储液器中或与物流(10)或(15)混合而送入吸收单元(2)。然后气相可以送回至汽提器(9)中。与食品、乳制品、制药和化学工业相反，气相和液相都在同一工艺单元(汽提单元(9))中重新注入，而在食品工业中，浓缩溶液和蒸汽有不同的归宿。与常规使用的另一个区别是需要蒸发的溶液少于20％(重量)。

选择2：汽提气体回路

在第二选择中，再沸器从工艺过程中移除并由外部汽提气体回路代替(图3)。汽提气体回路包括使用汽提液生产汽提气体的工艺过程。储液器(25)中的汽提液被送(27)到再沸器(24)中并沸腾而产生用作汽提气体(28)的蒸气，其会被注入汽提塔(9)的底部。汽提气体向上流过汽提塔，在其中它会与富CO₂吸收溶液(物流5’)接触，使该溶液能够解吸CO₂并蒸发水。汽提蒸气/水蒸汽/CO₂混合物(19)离开汽提塔并被送到冷凝器(14)。汽提气体和水蒸汽被冷凝(26)并转移到储液器(25)中。该储液器包含汽提液和液态水。根据汽提液的性质，可以采用不同的工艺构造设计，如下所述。高浓度CO₂气体(20b)被压缩(36)并离开该工艺过程(物流20)用于进一步使用或储存。贫CO₂吸收溶液离开汽提单元(物流10)并被泵送(泵16)到吸收单元(物流15)。物流(27a)是汽提液的补充物流。

还应该指出的是，在物流(27)进入再沸器(图3中未图示)之前，可以使用热交换器将其加热以具有更接近再沸器温度的温度。

在第一实施方式中，汽提蒸气(28)可以沿汽提塔在不同高度(28a-28g)注入，如图3a中所示。这种构造设计能够最小化整个汽提塔的温度梯度并提高汽提性能。作为汽提气体的水蒸汽向上移动通过汽提塔并接触富CO₂吸收溶液。随着吸收溶液向下流动，并且由于汽提气体和吸收溶液之间的CO₂浓度梯度，CO₂被解吸。水蒸汽也可以冷凝到溶液中。离开汽提塔(9)的富CO₂气体(19)含有汽提气体、水蒸汽和CO₂；并被送到冷凝器(14)，在其中水被冷凝并产生高CO₂浓度气体(20b)。高CO₂浓度气体(20b)然后在压缩机(36)中被压缩并作为物流(20)送至其他单元以供使用、处理和/或储存。

在图3b所示的另一实施方式中，汽提蒸气(28)在汽提塔底部注入。然而，在汽提塔的不同部分中，吸收溶液使用泵抽出，然后使用热交换器加热，并随后返回汽提单元。沿着汽提塔的高度可能存在几个加热回路，如29、30和31。吸收溶液可以在填充床的底部排出并在同一填充床的顶部重新注入。或者，吸收溶液可以在填充床的顶部排出并在相同的填充床的底部重新注入。

对于两种实施方式，加热回路或注入端口的数量取决于塔高度、注入所需的能量和工艺经济性。

前两种实施方式，即不同注入位置和加热回路也可以应用于图2所示的工艺构造设计中。

关于汽提液的性质，足够的汽提液的关键特性如下：

在汽提工作条件下，它必须处于蒸气或气相。

蒸气或气相必须在略低于汽提温度的温度下容易冷凝。

汽提液可以选自水、水溶液和具有足够特性的液体有机化合物。液体或溶液可以分为两类：与水混溶的和与水不混溶的。根据液体或溶液的性能，不同的工艺构造设计都是可能的，如下所述。

汽提液：含水液体

在第一实施方式中，汽提液包含水。它可能是纯水或水溶液，如盐溶液(NaCl、KCl、K₂CO₃、Na₂CO₃)。盐浓度可以进行调节而达到所需的沸腾温度。当水溶液用作汽提液时，其组成或盐浓度经过调节，而使溶液的沸点温度略高于汽提单元的工作温度。

离开再沸器的汽提蒸气具有等于或略高于汽提温度的温度而产生过热蒸气。优选的是，离开再沸器的汽提蒸气的温度比汽提温度高至多15℃，更优选比汽提单元高至多10℃，并且最优选比汽提温度高至多5℃。该工艺过程将如图3、3a和3b中所述。由于汽提工艺过程是吸热的，则汽提蒸气有可能在汽提单元中冷凝。因此，水将与水性-基吸收溶液混合，稀释吸收溶液并因此改变工艺过程性能。为了减轻水冷凝和吸收溶液稀释的影响，在图4、4a和4b中公开并显示了不同的工艺构造设计。

参考图4、4a和4b，在汽提气体回路中会产生水蒸汽，其中汽提液体是水或盐溶液。该工艺过程还包括蒸发回路，以在被进料到吸收塔之前保持吸收溶液的质量。

第一工艺构造设计如图4中所示。描述集中于汽提气体回路和蒸发回路中所冷凝的汽提蒸气的管理。在汽提塔的底部，储液器被分成两个隔室9a和9b。隔室9a含有贫CO₂吸收溶液，隔室9b含有可以是水或含水溶液的汽提液。隔室9b中的液体被泵送(泵44)到再沸器(24)。液体煮沸，产生水蒸气(蒸汽)(47)并作为汽提蒸气在汽提塔(9)底部注入。水蒸汽的温度取决于溶液组成和再沸器的工作温度。汽提蒸气向上流动并接触向下流动的含CO₂吸收溶液。当两股物流接触时，CO₂从吸收溶液中释放出来，水可能从吸收溶液中蒸发，汽提蒸气会发生冷却，而一部分汽提蒸气可能冷凝并与吸收溶液汇合。汽提蒸气与释放的CO₂气体和水蒸汽一起离开汽提塔(19)。气态混合物(19)被送到冷凝器(14)，在其中水蒸汽和汽提蒸气被冷凝。气/液混合物(34)被送到储液器(32)，在其中液相和气相分离。离开储液器(32)的高CO₂浓度气相(35)进行压缩(36)并送(物流20)到其他处理单元、工艺过程或存储单元。离开储液器的液相(40)然后在其进入再沸器(24)之前与物流(45)混合。贫CO₂吸收溶液(10)可能由于冷凝汽提蒸气而具有增加的水含量，会被泵送(泵16)并送入热交换器(7)和(18)中，之后进料至吸收单元(2)。一部分物流(15)，即物流(42)，会被送到蒸发回路中。

蒸发回路的目的是去除添加到汽提塔中的吸收溶液中的水并回收原始吸收溶液组合物。蒸发回路包括在低于汽提单元压力的压力下工作的闪蒸罐(48)。在进入闪蒸罐(48)时，溶液中存在的一部分水会被汽化。离开闪蒸罐(48)的具有降低的水含量的液相(58)被泵送出(泵59)，而物流(60)与物流(15’)混合。在闪蒸罐(57)中产生的水蒸汽被送到压缩机(49)，而随后被送到冷却单元(50)，在其中水会被部分冷凝。气/液混合物(51)被送到气-液两相分离的储液器(52)。气相(53)被释放到大气中。物流(53)包含CO₂和水蒸汽。主要由水组成的液相(54)被回收、泵送(物流56)并最终在汽提气体回路中与物流(45)和(40)混合。可替代地，物流(54)可以与物流(15’)混合。

在替代构造设计中，闪蒸罐能够用降膜蒸发器代替。

图4a中显示了第二工艺构造设计。关于汽提气体回路，该第二实施方式类似于图4的实施方式。在该第二实施方式中，吸收溶液中存在的额外水在其循环通过热交换器(7)之后但在其进入冷却器(18)之前被去除。一部分物流(15’)被送到填充塔(65)。物流(61)在塔顶处进料并向下流过填料。随着它流动时，它会接触干燥气体或低于其水饱和水平的气体(63)。吸收溶液中存在的一部分水被蒸发并随气体物流(64)离开填充塔。物流(64)可能会释放到大气中或被回收用于其他处理。离开填充塔(62)的吸收溶液具有降低的水含量，会与贫CO₂吸收流(15’)混合。然后混合物(15″)进行冷却并进料至吸收塔(2)中。

图4b显示了第三工艺构造设计。该第三实施方式类似于图4a的实施方式。对于前面的实施方式，贫CO₂吸收溶液(15)中存在的额外水会在其循环通过热交换器(7)之后而在其进入冷却器(18)之前被去除。物流(15′)的一部分(61)被送往填充塔(65)。物流(61)在塔顶处进料并向下流过填料。随着它流过，它会接触干燥气体或低于其水饱和水平的气体(63c)。吸收溶液中存在的一部分水被蒸发并随气体物流(64)离开填充塔。物流(64)可以被回收并送到热交换器(14a)，在其中气体被冷却并且水蒸汽被冷凝。气/液混合物(34a)被送到气/液分离器(32a)。离开分离器(32a)的气体物流(35a)被进料至风扇(36a)。然后可以将其部分排放到大气(63a)中和/或送回(63b)到填充塔(65)的入口。离开分离器(32a)的水物流(40a)被送回到储液器(32)中的汽提气体回路。可选地而未图示，部分物流(40a)可以与物流(62)或(15″)混合。离开填充塔(65)的贫吸收溶液(62)具有降低的水含量，会与贫CO₂吸收物流(15′)混合而形成混合物(15″)。然后，混合物(15″)在冷却器(18)中冷却并进料至吸收塔(2)中。物流(63)是气体补充物流。

汽提液：液态有机化合物

要被视为合适的汽提液，则液体有机化合物必须满足以下标准：

-在汽提单元工作条件下要处于蒸气或气态。

-在略低于汽提塔工作温度的温度下处于液态。

-与水溶液不混溶。这种性质将有助于有机化合物从水溶液中分离并防止化合物在水溶液中溶解。

基于先前的标准，有机化合物可能是：

-碳氢化合物C_xH_y，其中x＝5或6

-卤代烃衍生物

-符合上述标准的任何其他化合物

一些候选化合物是己烷、环己烷、环戊烷、顺-1,2-二氯乙烯、2-甲基戊烷、三氯乙烯、CHCl₃、全氟己烷和四甲基硅烷。

该策略的实施方式如图5中所示。描述集中于汽提单元和汽提气体回路以及所冷凝的汽提蒸气的管理。汽提液储存于储液器(25)中。它被转移(物流66)到再沸器(24)。汽提液沸腾并蒸发，或汽提蒸气生成(47)并在汽提塔(9)的底部注入。汽提蒸气温度高于汽提塔(9)中的工作温度。汽提蒸气向上流动并接触向下流动的含CO₂吸收溶液(5′)。随着两股物流接触，CO₂从吸收溶液中释放出来，水从吸收水溶液中蒸发，汽提蒸气被冷却，但仍在系统中保持气态。汽提蒸气不会冷凝，因为其沸点温度低于汽提塔中的温度。汽提蒸气与释放出的CO₂气体和水蒸汽一起(19)离开汽提塔。富CO₂气体(19)被送到冷凝器，在其中水蒸汽和汽提蒸气被冷凝成水和汽提液。水和汽提液(26)被转移到储液器(25)中。由于两种液相不混溶，则能够将它们分开，然后单独使用。在汽提液的密度低于水的情况下，汽提液(66)被收集于储液器的上部，然后被进料到锅炉(24)。水被回收(67)并与热交换器(7)和(18)之间的贫CO₂吸收溶液合并。高CO₂浓度气体(20b)进行压缩(36)，然后离开工艺过程(20)以进行进一步使用、处理或储存。在汽提液密度大于水的情况下，工艺过程如图5a所示。对于这两种情况，物流(66a)提供汽提液补充。

对于这两种构造设计，可以添加热交换器(8)(如图1和2所示)以加热在汽提塔(9)处进料的富吸收溶液。类似于图3b中所示的加热回路，可以在汽提塔底部添加，以加热填充材料下方储液器中存在的贫吸收溶液。这些添加可能需要维持汽提单元中的足够温度条件。这些附加步骤和相关设备可以与本文公开的各种工艺实施方式组合，其中汽提塔是填充塔。

选择3：外部汽提气体

在第三选择中，再沸器(12)(图1)从工艺过程中移除。汽提气体使用外部不可冷凝(在工艺条件下)气体提供。合适的不可冷凝气体的例子是空气和氮气。与此选择对应的工艺构造设计如图6所示。首先，含CO₂气体(1)进料至吸收单元(2)中。气态CO₂被逆流流动的吸收溶液(4)吸收。所处理过的气体(3)不含CO₂，从CO₂捕集工艺过程中排放到大气中或送去使用或进行额外处理。富CO₂吸收溶液(5)被泵送(泵6)出并送到第一热交换器(7)。所加热的含生物催化剂的富CO₂溶液(5′)在热交换器(8)中加热，然后进料至汽提塔(9)中。热交换器(8)是可选的。溶液向下流动，与汽提气体接触，离开汽提塔(10)并被泵送(泵16)到热交换器(7)，然后至热交换器(18)，而随后物流(4)进料至吸收塔(2)中。在汽提塔填料的底部注入汽提气体(68)。气体向上流动，与吸收溶液接触，由于气相和液相之间存在浓度梯度，则CO₂从溶液中解吸，而水被蒸发。离开汽提塔(9)的气体(19)由CO₂、水和汽提气体组成。物流(19)然后被进料至冷凝器(14)，在其中水蒸汽被冷凝并送回工艺过程(70)。含CO₂和汽提气体的气体(69)被排放到大气中，送去储存，或用于不同的工艺过程。

参考图6a，在另一实施方式中，汽提气体(68)可以使其温度升高，以增加汽提塔中液相和气相之间的浓度梯度并有利于CO₂解吸(图6a)。在这种情况下，汽提气体(68)进料至热交换器(72)以对其进行加热，然后将物流(71)进料至汽提器(9)。在第二实施方式中，汽提单元可以在真空条件下工作。水蒸汽(70a)提供工艺过程用水补充。在另外的实施方式中，汽提气体可以在沿着汽提单元的不同位置进行进料，如图3a中所示。

选择4：降膜蒸发器作为汽提塔(气液接触器)

汽提单元中的气液接触器也可以是具有板或管式构造设计的降膜蒸发器。汽提单元也可以由几个串联或并联的降膜蒸发器组成。在这种情况下，填充塔、板式塔或旋转填充床将被移除。相应的工艺构造设计如图7、7a(对于并联蒸发器)和7b(对于串联蒸发器)所示。下面提供这些实施方式的描述。

图7中提供了第一工艺过程构造设计并且描述如下：首先，含CO₂气体(1)进料至吸收单元(2)中。气态CO₂被逆流流动的吸收溶液(4)吸收。所处理过的气体(3)不含CO₂，会从CO₂捕集工艺过程排放到大气中，或送去使用，或进行其他处理。富CO₂吸收溶液(5)被泵送(6)并流过第一热交换器(7)，所加热的物流(5')被进料至第二热交换器(8)以在其进入汽提单元之前升高其温度，该汽提单元是降膜蒸发器(73)。热交换器(8)是可选的。热源会提供蒸发吸收水溶液中存在的部分水所需的能量。随着水蒸汽(水蒸气)产生，它充当汽提气体并产生驱动力，促使CO₂从吸收溶液中解吸。液体/蒸气混合物(74)被送到储液器(75)中，在其中气相和液相被分离。液相，即贫CO₂吸收溶液(15)，被泵送(泵16)至热交换器(7)，然后被泵送到冷却器(18)。离开储液器(75)的气相，即物流(76)，随后被送到冷凝器，在其中水蒸汽被冷凝，而随后被送回工艺过程(67)中。离开冷凝器的高CO₂浓度气体(20b)作为物流(20)进行压缩(36)，会被送到其他处理、工艺过程或储存单元。物流(67a)为该工艺过程提供水补充。

其中汽提单元由两个平行工作的降膜蒸发器组成的工艺构造设计提供于图7a中。该工艺过程如下：含CO₂气体(1)进料至吸收单元(2)中。气态CO₂被逆流流动吸收溶液(4)吸收。所处理过的气体(3)不含CO₂，会从CO₂捕集工艺过程排放到大气中，或送去使用，或进行其他处理。富CO₂吸收溶液(5)被泵送(6)并流过第一热交换器(7)，然后所加热的溶液(5')进料至第二热交换器(8)以在其进入汽提单元之前升高其温度，该汽提单元由两个并联构造设计的降膜蒸发器(73a和73b)组成。热交换器(8)是可选的。热源提供蒸发吸收水溶液中存在的部分水所需的能量。在产生蒸汽(水蒸气)时，它充当汽提气体并产生驱动力，使CO₂从吸收溶液中解吸。离开单元(73a)和(73b)的液体/蒸汽混合物、物流(74a和74b)被送到储器(75)，在那里分离气相和液相。在替代配置中，料流(74a)和(74b)可以供给到两个单独的储器。液相，即贫CO₂吸收溶液(15)被泵送(泵16)朝向热交换器(7)，然后被泵送到冷却器(18)。离开储液器(75)的气相，物流(76)然后被送到冷凝器，在那里水蒸汽被冷凝，然后被送回工艺过程(67)。离开冷凝器(14)的高CO₂浓度气体(20b)进行压缩(36)，然后物流(20)被送到其他处理、工艺过程或存储单元。物流(67a)为该工艺过程提供水补充。

其中汽提单元由两个串联工作的降膜蒸发器组成的工艺过程构造设计提供于图7b中。该工艺过程如下：含CO₂气体(1)进料至吸收单元(2)中。气态CO₂被逆流流动的吸收溶液(4)吸收。所处理过的气体(3)不含CO₂，会从CO₂捕集工艺过程排放到大气中，或送去使用，或进行其他处理。富CO₂吸收溶液(5)被泵送(6)出，并流过第一热交换器(7)，然后物流(5')被送到第二热交换器(8)以在其进入第一降膜蒸发器(73a)之前升高其温度。热源会提供蒸发吸收水溶液中存在的部分水所需的能量。随着水蒸汽(水蒸气)产生时，它充当汽提气体并产生驱动力，促使CO₂从吸收溶液中解吸。离开的液体/蒸汽混合物(73a)被送到储液器(75a)，在其中分离气相和液相。液相(77)被进料至第二降膜蒸发器，热源会提供蒸发吸收水溶液中存在的部分水所需的能量。随着水蒸汽(水蒸气)产生时，它充当汽提气体并产生驱动力，促使CO₂从吸收溶液中解吸。离开的液体/蒸汽混合物(73b)被送到储液器(75b)，在其中分离气相和液相，即，使用泵(16)将贫CO₂吸收溶液(15)泵送至热交换器(7)，然后送到冷却器(18)。离开储液器的气体物流，物流(76a和76b)，随后被合并(物流76)并送至冷凝器(14)，在其中水蒸汽被冷凝，然后被送回工艺过程(67)。离开冷凝器的高CO₂浓度气体(20b)进行压缩(36)，然后气体物流(20)被送到其他处理、工艺过程或存储单元。物流(67a)为该工艺过程提供水补充。

图7c中找到了图7b中所示的构造设计的替代构造设计。在两个降膜蒸发器(73a)和(73b)周围发现了两种构造设计之间的差异。该工艺过程如下：含CO₂气体(1)进料至吸收单元(2)中。气态CO₂被逆流流动的吸收溶液(4)吸收。所处理过的气体(3)不含CO₂，会从CO₂捕集工艺过程排放到大气中，或送去使用，或进行其他处理。富CO₂吸收溶液(5)被泵送(6)出并流过第一热交换器(7)，然后物流(5')被送到第二热交换器(8)以在其进入第一降膜蒸发器(73a)之前升高其温度。热源会提供蒸发吸收水溶液中存在的部分水所需的能量。随着水蒸汽(水蒸气)产生，它充当汽提气体并产生驱动力，促使CO₂从吸收溶液中解吸。离开蒸发器(73a)的液体/蒸汽混合物(74a)被送到储液器(75a)，在其中分离气相和液相。液相(77)被进料至第二降膜蒸发器，气相(78)被进料至比第一蒸发器更低的压力下运行的第二降膜蒸发器，其中它用作热源而提供蒸发吸收水溶液中存在的部分水所需的能量。随着其热量传递到降膜蒸发器中的物流(77)，蒸汽被冷凝、回收并送回工艺过程(物流80)。残余蒸气和CO₂(物流79)与物流(76)合并。随着水蒸汽(水蒸气)产生，它充当汽提气体并产生驱动力，促使CO₂从吸收溶液中解吸。离开蒸发器(73b)的液体/蒸汽混合物，物流(74b)，被送到储液器(75b)，在其中气相和液相分离，即贫CO₂吸收溶液(15)被泵送到热交换器(7)，而随后送到冷却器(18)。离开储液器75b的气体物流(76)然后被送到冷凝器(14)，在其中水蒸汽被冷凝，然后被送回工艺过程(67)。离开冷凝器的高浓度CO₂气体(20b)进行压缩(36)，然后物流(20)被送到其他处理、工艺过程或存储单元。物流(67a)为该工艺过程提供水补充。

应当理解的是，每个工艺方法、方法、系统和单元的上述可选方面中的任何之一可以与其任何其他方面进行组合，除非两个方面由于它们的相互排他性而明显不能组合。

实验结果

下面的实施例旨在验证沸腾含有碳酸酐酶吸收溶液对工艺过程中的酶半衰期的影响以及工艺过程构造设计变化如使用空气作为汽提气体如何影响工艺过程中的酶半衰期。这些实施例描述了实验性实验室测试。Optimized Gas Treating Inc的软件用于需要工艺过程模拟之处。

实施例1：在实验室规模的CO₂捕集单元中测定1T1碳酸酐酶半衰期，该单元包括再沸器以从含酶1T1的贫CO₂吸收溶液中产生水蒸汽(参比工艺过程)。

测试经过进行而确定实验室规模捕集单元中的碳酸酐酶半衰期。该工艺过程构造设计如图1中所示。吸收溶液为1.45M K₂CO₃溶液，CO₂负载量为0.7mol C/mol K⁺。碳酸酐酶1T1以0.5g/L的浓度使用。吸收塔入口处的CO₂浓度为12％(v/v)干基，气体温度为30℃。液体流速为0.34L/min。吸收塔以15g/g的L/G运行。吸收塔中的溶液温度为30℃。富吸收溶液在进入汽提塔之前被加热到60℃。汽提塔在30kPa的绝对压力下运行。离开汽提塔的贫吸收溶液温度为65℃，并被分成两股物流：第一股物流以0.34L/min的流速被送至吸收塔。第二股物流以0.76L/min的流速进料至再沸器。再沸器为板式热交换器。温度为80℃且流速为5L/min的热水物流提供加热和沸腾贫CO₂吸收溶液并产生水蒸汽所需的能量。该测试运行几天。在该测试过程中，在不同时间抽取样品进行酶活性测定。然后确定出酶半衰期。

对于本工艺条件，水蒸汽产生速率为4.5kg/h，而酶1T1的半衰期被评价为12小时。

实施例2：在与实施例1相同的工艺构造设计下，再沸器的工作条件对水蒸汽产生速率和酶1T1半衰期的影响

为了确定蒸汽产生速率对酶1T1的半衰期的影响，进行了额外的测试。在再沸器周围改变了测试条件，其他条件与实施例1中描述的相同。它们在表1中查询。对于每种条件，水蒸汽产生流速提供作为酶1T1的相应半衰期。

表1作为再沸器工作条件的函数的水蒸汽发生速率

如在表1中能够观察到，酶半衰期会受到蒸汽发生流速的影响。最高的是蒸汽发生流速，最低的是1T1半衰期。

实施例3：汽提气体是空气的实验室规模CO₂捕集单元中的1T1半衰期。该单元以图6a中所示的工艺构造设计运行，其中存在加热回路以加热汽提塔底部储液器中存在的贫吸收溶液并保持充分的温度条件。

测试进行而确定实验室规模的捕集单元中碳酸酐酶的半衰期，其中汽提气体是空气。吸收溶液是1.45M K₂CO₃溶液，CO₂负载量为0.7mol C/mol K⁺。碳酸酐酶1T1的使用浓度为0.5g/L。该单元的示意图与图6a中所示的相同，其中存在额外的热交换器以加热汽提塔底部储液器中存在的液体。吸收塔入口处的CO₂浓度为13.5％(v/v)，气体温度为30℃。液体流速为0.35L/min。吸收塔以15g/g的L/G运行。吸收塔中的溶液温度为30℃，而富吸收溶液在进入汽提塔之前加热到60℃。汽提塔在45kPa的绝对压力下运行。离开汽提塔的溶液温度为65℃，然后冷却并进料至吸收塔中。温度为60℃的空气在汽提塔底部以30g/min的流速进料。初始CO₂捕集性能为75％。在相同条件下，但不使用酶，CO₂捕集性能为15％。这证实了酶1T1对CO₂捕集性能的影响。该测试运行几天。在测试过程中，酶活性测定在不同的采样时间进行。然后确定出酶半衰期。

在这些工艺条件下，1T1半衰期为13天(312小时)。与实施例1中呈现的基本情况相比，这表现出2500％的增加。与实施例2中的其他情况(表1)相比，这表现出225％-1735％的增加。这清楚地表明，最大限度地减少消化酶在高气/液界面的暴露是提高CO₂捕集工艺过程中酶半衰期的关键工艺参数。

实施例4：CO₂汽提单元的模拟，该单元包括汽提气体回路，其中汽提液是水，并且其中所产生的水蒸汽在汽提填充塔的不同高度注入—注入点数量的影响(图3a)。

包含浓度为0.5g/L的酶1T1的1.45M K₂CO₃富吸收溶液以6.46×10⁴kg/h的流速进料至由填充塔构成的CO₂汽提单元。填充塔高25m，直径1.11m。汽提单元在66℃的温度和30kPa的压力下运行。汽提气体是通过汽提气体回路提供的水蒸汽。进料至汽提单元的富吸收溶液的温度为65℃，压力为150kPa。水蒸汽在30kPa压力和71℃温度下提供。

对于相同的CO₂解吸效率(47％)，运行模拟以确定水蒸汽注入点数量对两个参数的影响：进入吸收溶液的水蒸汽冷凝速率，所需的总水蒸汽流速。模拟结果报告于表2中。注入端口的位置指定为高度(m)。0m的位置对应于汽提单元的顶部。

表2

模拟结果表明，在该工艺条件下，增加蒸汽注入点的数量能够降低汽提单元中的蒸汽冷凝速率。另一个好处是所需的蒸汽流量显著降低。

在吸收溶液中的水蒸汽冷凝物离开汽提塔的工艺过程中，应该使用诸如图4、4a和4b中所示的那些工艺过程构造设计蒸发所冷凝的水蒸汽并使吸收溶液组成恢复至其规定值。

实施例5：CO₂汽提单元的模拟，该单元包括汽提气体回路，其中汽提液是水，并且其中所产生的水蒸汽在9个不同的注入点注入——进料至汽提塔单元的富吸收溶液温度的影响。

运行额外的模拟而确定注入水蒸汽的可行性而勿需管理蒸汽冷凝问题。一种考虑的策略是在更高的温度下加热汽提单元进料的富吸收溶液。所考虑的情况是为了举例说明较高溶液温度的影响，正如实施例4中所述，其中水蒸汽在9个不同的注入端口注入。模拟结果如表3所示。

表3

表3中所示的模拟结果清楚地表明，通过提高进入汽提单元的富吸收溶液的温度，水蒸汽冷凝速率随着所需蒸汽流速而降低。更具体额而言，模拟结果表明，工艺条件可以进行调节而避免蒸汽冷凝，而因此不需要管理溶液组成的蒸发回路。

实施例6：经由汽提单元底部的汽提气体回路的水蒸汽注入和两个加热回路的增添(工艺过程构造设计图3b)

运行模拟而确定将两个加热回路添加到汽提单元的影响，其中水蒸汽在填料塔的底部注入。工艺条件如实施例4中所述。关于两个加热回路，15％吸收溶液被泵送至其中，它们包括一个泵和一个热交换器。第一回路在5m处排出吸收溶液，并在5.5m处返回。溶液的温度从60℃升高至70℃。第二加热回路在10m处排出液体并在10.5m处返回。溶液的温度从63℃加热到70℃。

模拟结果表明，在这些工艺条件下，水蒸汽冷凝速率从740kg/h降低到294kg/h，而所需的水蒸汽流速从2100kg/h降低到1850kg/h。然而，将会需要0.85GJ/h的额外热负荷。通过将流过2个回路的溶剂流量比例调节为25％和35％而进行的额外模拟表明，水蒸汽冷凝速率能够降低至86kg/h，而水蒸汽流速降低至1700kg/h，而同时将需要1.24GJ/h的额外热负荷。

实施例7：模拟空气气提

含15％CO₂(v/v)的烟道气将进行处理而捕集其90％的CO₂。烟道气的温度为30℃，压力为111kPa，并以3250kg/h的流速进料至15吨/天的CO₂捕集单元。吸收单元处进料的吸收溶液为1.45M K₂CO₃，CO₂负载量为0.7mol C/mol K⁺。吸收单元以10kg/kg的L/G运行。使用软件(工艺配置如图6a所示)进行使用空气作为汽提气体的汽提塔单元的设计。在汽提单元在30kPa和70℃下运行的情况下，75kg/h的空气流速能够实现足够的溶剂再生，而获得90％的捕集单元性能。对于汽提单元在101kPa和70℃温度下运行的情况，需要700kg/h的空气流速。对于这两种情况，汽提塔的直径将会为1.15m，高度为10m，尺寸与使用再沸器运行的CO₂捕集的情况相同，并且其中汽提条件将会为30kPa的压力和70℃的温度。

这些结果表明，空气汽提在技术上是可行的，并且是使用再沸器产生汽提气体的有趣替代方案。此外，在这种工艺过程构造设计中酶不暴露于再沸器的事实将导致酶半衰期提高，从而降低运行成本。