具体实施方式

本文中描述了用于使CO₂捕获操作中的热集成增强的各种技术。在一些实施方案中，可以使一种或更多种选择的流经历热回收，并且可以将回收的热能传递至CO₂捕获操作的真空汽提级。

例如，可以从由汽提器产生的顶部气流来回收热，以在汽提器的再沸器中再使用。可以通过对顶部气流进行压缩、将来自压缩气流的热传递至传热流体、并且然后将热从传热流体传递至用于向汽提器提供热的再沸器来执行这种热回收。在另一示例中，可以通过间接热传递而从烟气回收热，并且然后该热在再沸器中再使用。可以实现传热回路，以通过使用在该传热回路中循环的传热流体从顶部气流和烟气来回收热。传热回路可以包括：顶部回收回路，该顶部回收回路使传热流体能够从压缩气流接收热能；以及烟气回收回路，该烟气回收回路允许传热流体从烟气接收热能。顶部回收回路和烟气回收回路可以操作为穿行通过相应的热交换器的两个并联的回路，并且然后热流体被合并到单个传热管线中，该传热管线将热传递至再沸器，例如通过穿行通过真空汽提器的再沸器。

已经发现，在燃烧后的CO₂捕获操作中，可以实施热集成策略，以显著提高从过程的排热的使用率，使得对于主机设施的CO₂捕获方法的热能需求和相关的能量消耗大大减少。

在一些实施方案中，在CO₂捕获操作的背景下提供了系统和过程，其中汽提器在真空压力条件下且在低于100℃的温度处操作，并且其中离开汽提器的CO₂/蒸气流被压缩并然后通过使用传热流体来回收压缩气体的热能而被冷却，该传热流体流动通过再沸器，并提供一部分热能以用于吸收溶液的再生。

尽管本文中将描述有关热回收和集成技术的各种细节和可选特征，但还将提供有关CO₂捕获操作和基准过程的一些附加信息。

尽管基于胺的(例如，MEA)的CO₂捕获操作非常普遍，但燃烧后的CO₂捕获技术还可以通过使用形成溶液的非氨基甲酸酯来进行，该溶液包括化合物，比如为叔链烷醇胺、位阻伯烷醇胺、叔氨基酸和碳酸盐。在这种情况下，可以将包括没有形成氨基甲酸酯的吸收化合物的吸收溶液与吸收促进剂、活化剂和/或催化剂结合使用。基于在溶液中不会形成氨基甲酸酯的事实，并且因此不需要超过100℃的再生温度，这些燃烧后CO₂捕获方法的一个特征是可以在低于100℃的温度处的真空条件下进行操作。

与基于胺的CO₂捕获技术类似，在真空汽提条件下操作的这种过程基于吸收和解吸单元的使用。然而，吸收溶液的再生是在真空条件下执行的，并且因此再生温度低于100℃。这提供了使用能量品质低于蒸气(用于常规CO₂捕获技术的蒸气)且温度低于100℃的废热流的机会，以有助于对再沸器操作的热能需求。这可以导致大大减少主机场所上的CO₂捕获装置的能量消耗。

然而，为了减少对这种废热流的需求，这些废热流的可用性可能足以或可能不足以覆盖对于CO₂捕获方法所需的全部热能，因此，对于CO₂捕获方法来说具有来自主机设施的较低的热能需求也是有利的。通过提高使用从CO₂捕获方法的排热，不同的热集成策略可以产生具有减少的热能消耗的不同的CO₂捕获方法配置。添加顶部蒸气压缩单元是在该过程中提高热能使用并改进主机设施上的CO₂捕获方法的能量独立性的优选方式中的一个方式。

为了减少对胺基燃烧后CO₂捕获技术的外部热能的使用，进行了热集成工作。这些策略的目标是为了恢复过程热排放，改进过程热排放的热能质量，以为再沸器提供热能。对于MEA情况研究了不同的策略，且所有策略都集中于输送可以在再沸器处使用的蒸气，以减少潜在主机场所上的MEA过程的能量消耗。MEA过程中的再生步骤是通过使用连接至再沸器的汽提器进行的；操作压力为2bar，且温度高于100℃。在下面描述的热集成策略中(图1)，在再沸器中使用的蒸气的温度高于100℃，并且在再沸器中使用的蒸气的压力在高于大气压的压力处。下面提供了适于MEA CO₂捕获技术的2种策略的简要描述。

作为用于讨论的基本情况，图1示出了参考MEA过程。在MEA过程中，烟气(1)被给送至吸收器(10)，并与向下流动的MEA水溶液(9)反向地接触。贫含CO₂的处理的气体离开吸收器，并且最终释放到大气中。富MEA溶液(3)被泵送(泵11)通过贫/富交换器(12)，并且加热溶液(4)被给送至汽提器塔(13)。溶液在汽提器中向下流动，并与包括水蒸气和解吸的CO₂的气相接触。贫溶液(7')被送至再沸器(15)，并通过使用蒸气作为加热流体(18)而加热。贫溶液被部分蒸发，并且产生的水蒸气(8)离开再沸器(15)，并且被送至汽提器(13)，并且用作汽提气体，以促进CO₂从富MEA溶液解吸。离开汽提器的气相(5)包括水蒸气和CO₂。该气相在冷凝器(14)中冷却。水被冷凝并送回至汽提器(6)。CO₂气体(17)被送至其他处理单元、比如为压缩单元。离开再沸器的贫溶液(7”)被泵送回(泵16)到贫/富交换器(12)和贫溶液交换器(16)以被冷却，并且然后泵送回到吸收器塔(10)。

如图2中所示，将热能需求降至最低的第一种策略包括蒸气再压缩和热回收。在该过程配置中，将图1的冷凝器(14)被移除并由具有许多级(19)的压缩系列代替。以这种方式，CO₂/H₂O流(5)在较高的压力和温度处被压缩。所得的高压和高温CO₂/H₂O流(24)被给送至再沸器(15)，其中该再沸器与常规蒸气源(18)结合使用，以加热贫吸收溶液并产生水蒸气，该水蒸气将被送至汽提器塔(13)。汽提器在高于大气压的通常接近2bar的压力处操作，并且温度高于100℃。然后将CO₂/H₂O流(25)送至冷凝器(20)，在该冷凝器处使蒸气冷凝。然后将CO₂送至下一个单元以用于进一步处理(21)或使用。冷凝水(26)在该过程中进行再循环。

图3中示出了称为贫蒸气再压缩的第二种策略。在该策略中，离开再沸器的贫溶液(29)被送至阀(30)，在该阀处压力从2bar降低至1.2bar。然后将流送至闪蒸单元(32)，在该闪蒸单元处，液相与气相被分离。将液体泵送(36)至贫/富交换器(12)，并且然后泵送至吸收器。将蒸气(33)给送至压缩机(34)，在压缩机(34)处，蒸气的压力和温度增加(35)，并且然后蒸气被送回到再沸器(15)，以提供对再沸器操作所需的热能。

在本文中所述的创新技术的情况下，CO₂捕获操作基于吸收器和汽提器单元的使用，但是基准过程不同于常规的基于胺的CO₂捕获方法，并且基准过程下面将描述且在图4中示出。尽管图4表示示例基准CO₂捕获方法，可以通过该示例基准CO2捕获方法来实施创新的热集成技术，但也应注意，该过程配置是一个示例，并且在本文中所述的技术的背景下可以使用各种其他过程配置和变型。

参照图4，包含CO₂的气体(1)被给送至吸收塔(10)。气体(1)与贫吸收溶液(9)以反向的方式接触。然后将经净化的气体排出，并且然后根据需要将经净化的气体送至附加处理单元(2)。然后将离开吸收器塔(10)的富吸收溶液(3)朝向贫/富热交换器(12)泵送(泵11)以使富吸收溶液的温度升高，并且然后将加热的富溶液(4)给送至汽提器塔(13)。富溶液向下流动，并与反向流动的蒸气接触。由于溶液与蒸气接触，因此CO₂从溶液解吸为气体，并与蒸气一起朝向汽提器的顶部向上流动。离开汽提器的CO₂/水蒸气混合物(5)送至回流冷凝器(14)，并且冷凝水(6)送回至汽提器(13)。通过将离开汽提器的贫吸收溶液(7')送至再沸器(15)来产生蒸气。再沸器能够使贫吸收溶液的一部分蒸发，并且因此提供蒸气(8)。当汽提器在真空条件下操作时，所产生的蒸气的压力低于大气压且所产生的蒸气的温度在低于100℃的温度处。蒸气的温度将取决于所采用的真空条件。蒸气温度与过程真空条件下的溶液沸腾温度相对应。对于再沸器用于使水蒸发所需的热能是通过使用热流体(18')来提供的，该热流体(18')具有低热能质量且温度低于100℃。更具体地，热流体的温度应该比溶液的沸点高至少5℃至10℃。下面将另外提供一些示例。蒸气(8)随后被给送至汽提器。然后将离开再沸器的贫吸收溶液(7”)朝向贫/富交换器(12)泵送回(泵16)以被冷却，并且然后将较低温度的溶液(9)给送回到吸收器(10)。使离开回流冷凝器(14)的主要包括CO₂的气体返回，该气体流动通过真空泵(38)，并且然后根据需要送至另外的处理单元，或送至其他过程以用于该气体的最终使用或隔离。

图5示出了安装在工业主机设施上的CO₂捕获方法的详细示意图，且提供如下描述：包含CO₂的烟气(50)被给送至急冷塔(QT1)以通过使用冷却水(52)而被冷却。随着气体流动到急冷塔(QT1)中，该气体的温度降低并且水蒸气冷凝。冷却的烟气(51)被给送至吸收器(56)。离开急冷塔(QT1)的冷却水(53)被送至冷却器(EX-3)，该冷却水具有升高的温度并且包含冷凝水。可以使流(53)的一部分流出(53')以维持冷却水回路中的水质量平衡。流(51)在吸收器(56)中向上流动，并与向下流动的贫吸收溶液(58)接触。具有较低CO₂含量的已处理气体被送至大气(56)或返回至上游过程。现在富含CO₂的吸收溶液(57)离开吸收器，并被送至富贫热交换器(EX-2)以被加热。离开富贫热交换器(EX-2)的溶液(流59)被给送至汽提器(74)。在汽提器中，富溶液(59)从汽提器的顶部朝向底部流动，并随着向上移动的气相反向地流动。主要包括蒸气的该气相来自再沸器单元(EX-6)。溶液与蒸气的接触将促进溶液中存在的CO₂的解吸。汽提器的温度由通过使用真空泵(VP1)而施加至系统的压力或真空来确定。在关注的条件下，汽提器在真空下即低于大气压下操作，并且汽提器中的对应温度由所施加的真空条件下溶液的沸腾温度来确定。离开汽提器的贫CO₂的溶液(61)与在冷却器单元(SP-008)处冷凝的水(流62)混合，并将获得的水溶液(67)分为两部分。流(69)被给送至富贫交换器(EX-2)。流(68)被给送至再沸器(EX-6)，在该再沸器处，水溶液被加热，使得水蒸发并产生蒸气。离开再沸器的蒸气/贫吸收溶液混合物(70)被送回至汽提器(S1)。再沸器处所需的热能从来自主机设备并表示为(EX-E)的排热供给。蒸气/贫吸收溶液混合物中存在的蒸气将在汽提器中向上流动并与富吸收溶液接触。贫吸收溶液与来自塔的顶部的溶液混合。在汽提器的顶部处，包含蒸气和CO₂的气相离开(60)并在冷却器(SP-008)中冷却，以使蒸气冷凝。冷凝水(62)离开冷却器并如上所述与流(61)混合。离开冷却器的高浓度CO₂的气体(65)流动通过真空泵(VP1)，并且然后送至另外的处理或加工单元(66)。离开富贫交换器的溶液(流73)在流动通过调温冷却器(EX-1)时被进一步冷却，并且然后作为流(58)给送回到吸收器中。

现在参照图6，描述了用于使作为热能源的外部排热的需求减少的一种可能配置。在该配置中，使来自汽提器(74)的顶部气流(60)经受热回收以在汽提器的再沸器(EX-6)中再使用热，并且这优选地通过对气体进行压缩并间接地从汽提器回收热而实现。如所示的，在汽提器的出口处设置有顶部蒸气压缩单元。该新配置能够从离开汽提器的流(60)中呈现的蒸气来回收部分的潜热，并且还通过增加流的温度来增加热能的质量。添加顶部蒸气压缩单元对之前描述的过程和图5中所示的过程带来一些变化。第一个修改是移除真空泵(图5中的VP1)并添加压缩/冷却级。如下面将描述的，另一个修改是在压缩/冷却级与再沸器(EX-6)之间添加回路，该回路包括使用传热流体，以便将热从汽提器的顶部处的热流体传递至再沸器。该回路可以称为顶部回收回路，并且该回路可以是整个传热回路的一部分，这将在下面另外描述。每个冷却单元均给送有冷的传热流体(665)，该冷的传热流体将使压缩的CO₂/蒸气冷却并使水冷凝。然后加热的传热流体朝向再沸器被泵送返回(666)。更详细地，离开汽提器的蒸气/CO₂流(60)流动通过压缩机(FA-3)，该压缩机使该蒸气/CO₂流的温度升高，然后将加热的气体(561)送至冷却器(Flash-6)，在该冷却器处，气体被冷却且蒸气的一部分被冷凝。压缩/冷却级的数量取决于压缩比，该压缩比通常为2或3。在进入压缩机之前，可以有任意一个冷却器来回收能量，并且可以有另一个冷却器来使CO₂/H₂O流的温度进一步降低。水冷凝时释放的热被传递至传热流体(665)。经冷凝的水离开冷却器(562)，并且然后将气相(563)送至冷却单元(SP-008)以调节该气相的温度和水含量。离开冷却器的气体的温度与对于下一步(例如，由转换单元使用的储存、压缩)所需的温度相对应。对于本说明书，传热流体可以在不同的冷却单元(例如，Flash-6和/或SP-008)处吸收能量，然后朝向再沸器(EX-6)泵送。流体将该流体的能量传递至流(68)，并使水能够蒸发并从吸收溶液产生蒸气。然后将低温传热流体送回到压缩/冷却级以用于另一个循环。在传热流体不能满足全部能量需求的情况下，一种可能性是可以从外部主机场所(71)提取缺少的热能。在一种可能的配置中，传热流体经由热交换器单元被接触以回收来自主机设施的热能(参见图6中具有EX-E的布置，其中来自顶部压缩的加热流体被给送通过EX-E以提供补足的加热要求)。

可选的传热流体是水、甲醇和乙二醇。应该注意，传热回路可以是封闭的系统，在该系统中，传热进行循环以将热从顶部流传递至再沸器，并且传热流体可以根据各种操作条件、比如为温度和压力范围以及可以根据主机设施的热回收系统的设计细节进行选择；并且传热流体还可以基于该传热流体的沸腾温度(以便将能量储存为潜热)以及安全问题进行选择。

在图7中示出了另一有利的配置，其中，除了顶部蒸气压缩之外，待处理的进入的烟气(50)的部分能量也被回收以在再沸器中再使用。可以在烟气流(50)与传热流体流之间引入附加的换热回路(该回路可以称为烟气回收回路)。更具体地，可以将离开再沸器的一部分传热流体(72)朝向热交换器(751)送出，并且烟气的能量的部分被传递至冷的传热流体(753)。加热的传热流体(754)与来自顶部压缩回路(666)和主机场所(EX-E)的传热流体混合后，被送回至再沸器(EX-6)。以这种方式，使来自主机场所的热能需求减少，并且使主机场所上的CO₂捕获方法的消耗降低。

如图7中所示，尽管两个传热回路可以集成为单个热回收回路的部分，但还应注意，回路可以是独立的。而且，在一些实施方案中，代替两个并联回路，热回收回路可以配置为单个回路，其中，传热流体穿行通过换热器以从压缩的顶部流和串联的烟气接收热。在传热回路的优选实施方案中，多个热回收回路并联配置以在利用较高的温度梯度时从不同的源回收热。例如，传热回路可以包括并联布置的以下热回收回路中的至少两个热回收回路：烟气回收回路、顶部回收回路和外部热回收回路。应当注意，传热回路还可以具有与上述三个回路中的一个或更多个回路结合的其他热回收回路。优选地，热回收回路全部反馈回到单个热流体管线中，该单个热流体管线被供给到再沸器中，以用于将热间接地传递至再沸器中的再生溶液中，并产生冷却的传热流体，该冷却的传热流体又被给送到各个热回收回路中。还应注意，可以存在并联布置的多个烟气回收回路或并联布置的多个顶部热回收回路，以用于从不同的烟气流、不同的顶部流或顶部气体流的不同部分并行地回收热。尽管热回收回路的串联类型布置是可能的，但是与并联回路相比，这可能导致较低的温度梯度，并且对于回路而言将需要更高的传热流体流速。

可以将热回收过程实施成使得所有或大致所有的热都传递至真空汽提器的再沸器。然而，还应注意，如果需要可以将热回收过程实施成使得在整个CO₂捕获操作中将已回收的热能的一部分被传递至其他设备。

图6和图7的配置可以应用于燃烧后的CO₂捕获方法，在燃烧后的CO₂捕获方法中，吸收溶液的再生在汽提器单元中进行，该汽提器单元在真空条件下操作。在示例部分中将说明和对比不同的配置。

可以在各种CO₂捕获操作的背景下实施热集成技术，各种CO₂捕获操作可能具有一些不同的操作条件、设备布置和其他特征，下面描述各种CO₂捕获操作中的一些CO₂捕获操作。

在一个实施方式中，吸收溶液包括水和形成吸收溶液化合物的非氨基甲酸酯。形成化合物的这种非氨基甲酸酯属于以下类别：位阻伯醇胺、位阻胺、叔醇胺、叔胺、碳酸盐化合物和叔氨基酸。除这些吸收化合物外，吸收溶液可以包括吸收促进剂、催化剂和/或生物催化剂以增加CO₂吸收速率。

更特别地，吸收化合物可以包括2-氨基-2-甲基-1-丙醇(AMP)、2-氨基-2-羟甲基-1,3-丙二醇(Tris)、N-甲基二乙醇胺(MDEA)、二甲基单乙醇胺(DMMEA)、二乙基单乙醇胺(DEMEA)、三异丙醇胺(TIPA)、三乙醇胺、N-甲基-N-仲丁基丁基甘氨酸、二乙基甘氨酸、二甲基甘氨酸、碳酸钾、碳酸钠或其混合物。

促进剂、催化剂或生物催化剂的示例为：哌嗪、二乙醇胺(DEA)、二异丙醇胺(DIPA)、甲基氨基丙胺(MAPA)、3-氨基丙醇(AP)、2,2-二甲基-1,3-丙二胺(DMPDA)、二甘醇胺(DGA)、2-氨基-2-甲基丙醇(AMP)、1-氨基-2-丙醇(MIPA)、2-甲基甲醇胺(MMEA)、哌啶(PE)、亚砷酸盐、次氯酸盐、亚硫酸盐或碳酸酐酶。促进剂或催化剂还可以选自：甘氨酸、肌氨酸、丙氨酸-N-仲丁基甘氨酸和哌啶酸。

本文中所述技术的一个优选实施方式涉及基于使用碳酸钾溶液作为吸收溶液的CO₂捕获方法。附加实施方式涉及一个过程，在该过程中碳酸酐酶(CA)用于提高溶液的吸收速率。优选地，酶提供成自由地在溶液中并与溶液一起循环通过吸收器和汽提器。酶还可以设置成相对于流动通过系统的颗粒被固定，酶被固定在吸收器内的固定的内部部件上，并可选地固定在汽提器上，或以其他方式输送。可以使用CA的各种类型、变体、类似物和类别，并且可以基于给定的CO₂捕获操作的操作窗口内的稳定性和活动性来选择CA的各种类型、变体、类似物和类别。

将通过以下实验部分来说明本文中描述的创新技术的某些方面。出于此目的，模拟器用于执行质量和能量平衡以及填充床塔的设计。是德克萨斯州休斯敦的优化气体处理公司(OGT)销售的基于速率的最先进的用于气体处理的模拟器。该模拟器通过动力学模块实施，以代表来自CO₂解决方案公司的CA酶在K₂CO₃/KHCO₃吸收溶液中对CO₂捕获的催化作用。

以下是本文中描述的技术的可选特征中的一些特征的附加列表：

-在每个压缩级之间添加热交换器，以在高于再沸器处所需温度的温度处回收热。温度应在比沸腾温度高最少2度处。为了减少需要的流速以提供所需热能，更广泛的方法可以是优选的。

-可以添加热交换器以从烟气回收热，该烟气的温度高于再沸器处所需的温度。对于板式交换器而言，要求最少2度。进入的烟气与传热流体的低温之间的温差应为至少5℃。对于示例1，在传热流体的低温为74.5℃的情况下，烟气应在至少79.5℃的温度处以被使用。然而，为了减少所需的流速以提供所需热能，更广泛的方法可以是优选的。

-在常规过程配置下，汽提器顶部通常直接进入冷凝器，但为了提高离开汽提器的气体的热质量，将压缩机和热交换器(顶部蒸气压缩或“OVC”单元)或这种单元的系列添加在汽提器顶部处，以便在再沸器处回收高于沸腾温度的热。由于压力升高，因此这使气体温度升高。

-直接和/或间接接触式热交换器可以用于热集成过程的各种应用。

-可能的热交换器类型：板式热交换器、管壳式热交换器和其他热交换器。

-优选的热交换器类型(例如，用于基于CA的过程)：板式热交换器。与可以使用的其他热交换器类型相比，板式热交换器的优点是更紧凑的设计和更小的温度差。例如，板式交换器的接近温度可以低至2℃，然而对于管壳式交换器，接近温度更通常地为15℃。对于酶的应用，这可以限制酶暴露的温度，并且因此使酶的衰减降低。根据从流体回收热的该流体的温度，不同热交换器类型可以用于不同的热回收回路(例如，如果烟气具有较高的温度，则管壳式交换器用于烟气回收回路；板式交换器用于OVC回路)。

-可以使用任何压缩机类型。对于OVC而言，可以使用压缩机和真空泵。在示例中的一个示例中，真空风扇用作压缩机，并且然后多个附加的专用压缩机还用于从顶部流回收热。

-汽提器的真空操作：再沸器处的绝对压力可以在0.1bar与1bar之间。对于该过程而言的优选范围为例如0.1bar至0.8bar、0.1bar至0.5bar、0.2bar至0.3bar。较低的压力范围、诸如0.1bar至0.5bar或0.2bar至0.3bar之类可以便于提供热集成系统，该热集成系统可以显著减少或消除对主机设施的能量消耗。为了清楚起见，应当注意，本文中所公开的汽提器的真空压力应被认为是低于大气压的绝对压力。

-对于板式热交换器，传热流体与废热流之间的最小温差为2℃。

-离开OVC步骤的气体的可能温度范围：20℃至200℃。优选的温度范围是30℃至100℃。

-压缩比范围：2至4之间，优选可以为：2至3之间，优选为3(3是标准值)，并且因此设备易于获得且成本较低。某些类型的压缩机、比如为超音速压缩机的压缩比可以高达10，并且也可以在该应用中使用。

-可以使用并联或串联的热交换器配置。

-在进入以下压缩机级之前，添加热交换器以进一步使OVC单元中的CO₂/蒸气冷却。

注意的是，本文中描述的或要求保护的广泛概念可以与本文中描述的任何可选特征或其组合相结合。例如，可以通过根据示例部分、附图或说明书的其他部分而添加一个或更多个特征来修改一般的热集成方法和系统以及CO₂捕获方法和系统，其中这种特征可能是特定的操作参数(温度、压力、化合物等)或特定的操作参数的范围、过程或系统配置(例如，包括诸如冷却器、交换器之类的附加单元的热回收回路配置、OVC配置等)。还应注意，可以将本文中描述的有关操作条件的可选特征与广义概念结合使用，并且除非另有指示，否则可以公开的特定可选操作值可以与正负10％一起使用(例如，根据示例部分的各个单元的操作条件，示例部分中用于OVC的温度和压力值等)。另外，尽管已经描述了特定的设备示例(例如，用于吸收器的填充塔)，但是应当注意，各种替代类型的设备可以用于本文中所述的不同单元操作，并且如果需要，可以使用串联或并联设置的多个单元来代替单件设备。还应注意，主机设施可以是产生包含CO₂气体的任何数量的设施，比如为具有蒸气产生的碳氢化合物回收设施、钢铁或铝加工设施、水泥生产设施、使用生物质或石化原料的发电设备、和/或产生烟气或其他合适的包含CO₂气体的各种其他设施。

示例：实验/模拟/结果

示例1

基于使用包括水、碳酸钾的吸收化合物和包括生物催化剂碳酸酐酶-无热集成的吸收溶液的CO₂捕获方法。

CO₂捕获方法被用于将烟气中存在的90％的CO₂移除。CO₂捕获单元的产能为每天1250吨。烟气成分列于表A中。

表A-进气参数

考虑过程模拟的CO₂捕获方法如图5中所示，该CO₂捕获方法另外描述如下：将具有表A中所示的特征和成分的烟气(50)引导至具有填充塔构型的急冷单元(QT1)。对于该过程，在所需温度处用水将烟气冷却，对于本示例而言该所需温度为30℃。然后，将离开急冷器的水流(53)送至冷却系统(未示出)，并且送回至急冷单元(QT1)。然后将温度为30℃处的烟气(51)送至填充塔吸收器单元(56)。烟气在封装部的底部处进入并向上流动，并且与水吸收溶液(58)接触，该水吸收溶液在重力作用下向下行进。吸收溶液(25)包括碳酸钾、碳酸氢钾和碳酸酐酶(CA)酶。溶液中的钾浓度为2.9M。碳酸盐和碳酸氢盐离子中的浓度取决于吸收和汽提过程条件。CA酶浓度低于吸收溶液重量的0.1％。CO₂溶解在溶液中，并且然后与氢氧根离子(公式1)和水(公式2和公式3)反应。

CA催化的CO₂水合反应(公式3)是该过程中的主要反应。快速的酶催化反应能够使整个气/液接合处上的浓度梯度最大，并导致从气相至液相的最大CO₂传递速率，并且因此导致高的CO₂捕获性能。具有较低的CO₂含量的烟气(7)在吸收器的顶部处被排放至大气。

然后，还称为富吸收溶液的呈碳酸氢盐离子形式的包含CO₂的吸收溶液(57)被泵送并且通过穿过热交换器(EX-2)而被加热，并且然后被给送在汽提器(74)的顶部处。溶液在重力作用下向下流动，同时与包括在60℃与85℃之间的温度范围处的蒸气的汽提气体接触。汽提器在部分真空下操作，以允许在该低温范围内工作，出于该目的，使用了真空泵(VP1)。提取气体的组分使得溶解的CO₂从液相释放，并且因此将碳酸氢盐离子转化回到溶解的CO₂(公式4)中，并且然后转化回到气态的CO₂中。CA还存在于汽提器中并对碳酸氢盐离子转化为溶解的CO₂进行催化(公式3)。现在使贫含CO₂的吸收溶液在汽提器的底部(61)处离开汽提器。溶液(30)的一部分朝向再沸器(EX-6)泵送，在该再沸器处使水蒸发，并且然后将液体/蒸气混合物(70)送回至汽提器(74)，并将蒸气用作汽提气体。通过使用来自实施捕获单元处的设备的废热来提供用于水蒸发的能量(71)，例如可以通过使用热水来供给废热(72)。然后使吸收溶液(69)被泵送并且通过穿过两个热交换器(EX-2&EX-1)而被冷却，并且被给送回到吸收器塔(56)的顶部中。在完全吸收/汽提循环下，酶暴露于9与10之间的pH范围。将离开汽提器的包括水蒸气和气态CO₂的气体(60)送至冷凝器(SP-008)。一旦被冷凝，水(62)随后送回至该过程，并且使从真空泵(VP1)送出的CO₂离开CO₂捕获单元以用于将来使用(66)。

在没有热集成时，全部热能需求来自主机设施。对于本示例来说，热能需求为3.34GJ/ton CO₂或48573kW。对于本示例来说，可以考虑汽提器在0.3bar的绝对压力和70℃的温度处的真空下操作。为了使再沸器中的酶降解最小化，对再沸器提供温度的最高传热流体温度应为85℃。对于本示例来说，我们认为温度为83℃的水流(传热流体)用于向再沸器提供热能。水流将在74.5℃的温度处离开再沸器。如果可用，水流可以从主机设备获取，或者水流可以通过使用热液体、热气体获得，该热液体、热气体将用于将传热流体(例如水或甲醇)从74.5℃加热至83℃。

示例2

当产生的CO₂必须被压缩时热集成用于另外的用途。在退出CO₂捕获方法之前，以157bar的压力提供最终的CO₂气体。

在图8中所示的该过程配置中，最终的CO₂产品以15700kPa的压力被压缩。离开汽提器的CO₂/蒸气(60)首先被送至冷却单元(SP-008)，在该冷却单元处，CO₂/蒸气的温度从63℃降低至40℃。通过使用真空风扇(FA-2)来施加真空。将冷凝水回收并送回至该过程(880)。离开冷却单元的气体流动通过真空风扇(FA-2)，在该真空风扇处该气体首先被压缩，并且然后通过冷却单元(F1)来冷却。然后，气体经历如图8中所示的4个压缩级，直到该气体以15700kPa的压力和40℃的温度退出该过程。每个压缩级的入口处的气体温度设置为40℃。离开该过程的气体为99.8％(v/v)的CO₂和0.2％(v/v)的H₂O。表1中提供了对于每个压缩/冷却级的气相的压力和温度。在每个压缩级处冷凝的水(流872、873、874、875和876)经由流(877)送回至该过程。水用作传热流体以从冷却单元F1、F2、F3、F4和F5回收热。水的温度从74.5℃升高至83℃。由于被冷却的气体的温度低于83℃，因此没有热从SP-008回收。

表1：对于通过不同压缩/冷却级的CO₂/蒸气流的压力和温度数据。

从压缩级回收的总热估计为6089kW。这提供了用于再沸器操作所需热能的12.5％(6089kW/48573kW×100)。

示例3

基于碳酸钾酶吸收溶液的CO₂捕获方法，其中由于CO₂压缩至15700kPa和由于对包含CO₂的烟气的冷却，热被回收。

本示例的过程基于示例1和示例2中所述的以及图9中所示的过程。除了前面所述的内容外，还回收了烟气的能量中的一些能量。因此，将传热回路添加至该过程。对于本示例来说，传热流体是水。传热回路将能够使水的温度从74.5℃升高至83℃。该回路包括将离开再沸器的水的一部分(温度在74.5℃处)朝向热交换器(751)泵送，在该热交换器处烟气将被冷却，并且水将被加热。然后经冷却的烟气被给送至急冷塔，对于示例1中所述方法而言，在该急冷塔处将烟气冷却至30℃的温度。在某些最佳过程状态下，将烟气从150℃冷却至79℃，并且可以从烟气回收16431kW的热；这占再沸器热能需求的34％。

通过结合来自气体压缩(示例2)和来自热烟气(示例3)的热回收，可以回收22520kW(16431+6089)。这与再沸器热能需求的46.4％相对应。因此，主机设备或设施需要向CO₂捕获设备提供更少的能源。

示例4

对于示例3的过程来说，过程具有附加的修改的顶部蒸气压缩过程。

对于示例3中所述的CO₂捕获方法，将CO₂气体压缩至15700kPa。为了满足再沸器的部分的热能需求，通过使用将水用作传热流体的两个热回收回路来回收能量。第一回路从压缩系回收能量，从而使CO₂压力从30kPa增加至15700kPa。第二回路通过将气体从150℃冷却至79℃来回收包含CO₂的烟气中存在的能量的一部分。在该示例中，离开汽提器的气体在进入示例2中所述的压缩级之前被送至顶部压缩级。该配置的简化图在图10中示出。对于顶部压缩级而言，采用的压缩比为3。表2中表示了通过顶部压缩级(1个级)和4个压缩/冷却级的气体的压力和温度条件。每个压缩/冷却级的入口处的气体温度为40℃。

表2：对于通过顶部压缩级和4个压缩/冷却级的CO₂/蒸气流的压力和温度数据。进入第一压缩级的气体温度为40℃。

在该过程配置下，顶部汽提器流的OVC提供24151kW，随后的压缩级提供3907kW，并且烟气提供16431kW。通过添加顶部蒸气压缩级，对于再沸器所需的92％的热能由CO₂捕获方法本身供给。通过使用来自主机设备的废热流，将仅提供热能需求的8％。

示例5

示例5包括在示例3的过程中添加了顶部蒸气压缩过程，其中在不同压缩级之前，气体在80℃处冷却而不是在40℃处冷却。该过程配置是图10的配置，然而在这种情况下，冷却单元SP-008由于流1065而被移除。表3提供了对于进入压缩级的气流的温度和压力条件。

表3：对于通过顶部压缩级和4个压缩/冷却级的CO₂/蒸气流的压力和温度数据。进入第一压缩级的气体温度为80℃。

在该过程配置下，事实是在第一压缩单元的入口处(顶部蒸气压缩单元之后)将气体温度保持在80℃处而不是40℃处，该事实能够使得在如示例4中所述的情况下回收附加的10973kW。通过这样做，与压缩级相结合的顶部蒸气压缩能够覆盖再沸器热能需求的122％。通过使用来自主机设备的废热流提供的热能将为零。与常规的无法利用该废热的CO₂捕获方法相比，这为CO₂捕获技术提供了相当大的优势。

当与再沸器的需求相比较，过量的热被回收时，还可以将过量的热传递至CO₂捕获操作的其他设备和/或主机设施，以对温度低于传热流体的各种流进行预热。