[0001] 本发明属于温室气体处理技术领域，尤其涉及一种用于逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集吸收塔、系统和方法。

[0002] 二氧化碳的大量排放导致了全球变暖的问题，二氧化碳捕集技术是减少碳排放的关键技术之一。目前，胺吸收法是最成熟、应用最广泛的碳捕集技术，胺分子与二氧化碳在吸收塔内发生化学反应，吸收原料气中的二氧化碳，脱碳后的烟气从吸收塔上方排出。随后吸收液在解吸塔内加热再生，使二氧化碳从吸收剂中分离出来。胺吸收法最主要的问题在再生能耗较高，相关研究采用了再生能耗低但挥发性较高的胺组分如2‑氨基‑2‑甲基‑1‑丙醇(AMP)、二乙基乙醇胺(DEEA)，或者采用了以高胺浓度的少水型吸收剂，如二乙基乙醇胺(DEEA)与羟乙基乙二胺(AEEA)两相吸收剂，二乙基乙醇胺(DEEA)与3－甲氨基丙胺(MAPA)等溶剂或其混合体系。

[0003] 这些新型吸收剂在降低能耗的同时也带来了新的胺挥发逃逸问题，即胺组分因易挥发而被烟气带离捕集装置进入大气中，既造成了胺组分的损失，也影响了环境安全。此外，由于烟气经吸收塔脱碳后温度升高，使得脱碳后烟气中水含量提高，造成胺吸收剂中水含量减少，影响吸收剂的性能。因此，碳捕集系统的稳定运行也需要对水平衡进行控制。现有研究侧重于减少逃逸到大气中的胺组分，而并未对胺组分和水分进行回收。因此，需要寻找一种可对逃逸胺组分和水分进行回收与平衡控制的系统和方法。

[0041] 以下通过具体的实施例对本发明的内容作进一步详细的说明。同样应理解，以下实施例只用于对本发明进行进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明阐述的原理做出的一些非本质的改进和调整均属于本发明的保护范围。下述示例具体的工艺参数等也仅是合适范围中的一个示例，即本领域技术人员可以通过本文的说明做合适范围内的选择，而并非要限定于下文示例的具体数据。以下实施例和对比例中所用的原料、试剂或装置如无特殊说明，均可从常规商业途径得到，或者可以通过现有已知方法得到。

[0042] 如图1所示，本发明的实施例提供了一种用于逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集系统，包括吸收塔100和解吸塔200。

[0043] 在本发明的一些实施例中，吸收塔100包括：塔体110，塔体100内从下至上设置有吸收层120、控温层130、一级胺回收层140和二级胺回收层150；吸收层120设有烟气进口121、贫液进口122和富液出口123；控温层130设有控温进水口131；一级胺回收层140包括一级填料层141，并设有一级进水口142和一级出水口143；二级胺回收层150包括二级填料层
151，并设有二级进水口152、二级出水口153和尾气出口159；贫液进口122用于通入吸收剂，烟气进口121用于通入烟气，烟气经过吸收层120后形成脱碳烟气，脱碳烟气依次进入控温层130、一级胺回收层140和二级胺回收层150，最后从尾气出口159排出；控温进水口131分别与一级出水口143、二级出水口153连通；控温进水口131用于通入控温洗液，控温洗液用于降低脱碳烟气的温度；一级进水口142用于通入一级洗液，形成的一级回收液通过一级出水口143排出，部分一级回收液作为控温洗液通过控温进水口131进入控温层130；二级进水口152用于通入二级洗液，形成的二级回收液通过二级出水口153排出，部分二级回收液作为控温洗液通过控温进水口131进入控温层130。

[0044] 在本发明的一些实施例中，吸收塔顶部的尾气出口159处还设置有除雾器。除雾器用于减少烟气夹带的微小液滴，可根据实际需要设置。

[0045] 在本发明的一些实施例中，一级出水口143还与一级进水口142通过第一管道连通，第一管道上设置有一级水洗泵144和一级水洗冷却器145；一级出水口143与控温进水口131与通过第二管道连通，第二管道上设置有一级水洗泵144、一级水洗冷却器145和一级回水阀146；一级回收液通过一级出水口143排出后，一部分一级回收液通过第一管道返回一级胺回收层140，另一部分一级回收液通过第二管道进入控温层130。

[0046] 在本发明的一些实施例中，二级出水口153还与二级进水口152通过第三管道连通，第三管道上设置有二级水洗泵154和二级水洗冷却器155；二级出水口153与控温进水口131与通过第四管道连通，第四管道上设置有二级水洗泵154、二级水洗冷却器155和二级回水阀156；二级回收液通过二级出水口153排出后，一部分二级回收液通过第三管道返回二级胺回收层150，另一部分二级回收液通过第四管道进入控温层130。

[0047] 在本发明的一些实施例中，控温进水口131还与补水阀161通过第五管道连通，补水阀161用于向控温层130通入补充水分。

[0048] 在本发明的一些实施例中，塔体内还设置有贫液液体分布器124、控温液体分布器132、一级液体分布器147和二级液体分布器157并分别与贫液进口122、控温进水口131、一级进水口142和二级进水口152连接；塔体内还设置有一级液体收集器148和二级液体收集器158并分别与一级出水口143和二级出水口153连接；控温层130和吸收层120之间相互连通。

[0049] 在本发明的一些实施例中，吸收层120还包括塔体内从上至下设置的中间液体收集器125和中间液体分布器126，中间液体收集器125与中间液体分布器126位于贫液进口122和富液出口123中间，中间液体收集器125与中间液体分布器126通过第六管道连接，第六管道上设置有中间冷却泵127和中间冷却器128，中间液体收集器125用于收集升温后的吸收剂，并通过第六管道降温后，通入中间液体分布器126。

[0050] 在本发明的一些实施例中，贫液液体分布器124与中间液体收集器125中间还设置有第一吸收填料层129，中间液体分布器126与富液出口123中间还设置有第二吸收填料层1210。

[0051] 在本发明的一些实施例中，控温液体分布器132下方还设置有控温填料层133。

[0052] 在本发明的一些实施例中，富液出口123依次通过富液泵162、贫富液换热器163、储液罐164、进料泵165和进料冷却器166与贫液进口122相连；储液罐164还与补胺阀167相连，补胺阀167用于向储液罐164补充胺组分。

[0053] 在本发明的一些实施例中，解吸塔200包括：解吸塔第一液体分布器210、解吸塔第二液体分布器220、解吸塔液体收集器230、产品气出口240，以及若干填料层；产品气出口240与控温进水口131通过第七管道连通，第七管道上设置有冷凝回收装置250，解吸塔产生的产品气通过产品气出口240排出，通过冷凝回收装置250形成冷凝分离回收液，冷凝分离回收液作为控温洗液通过控温进水口131进入控温层130。

[0054] 在本发明的一些实施例中，冷凝回收装置250包括冷凝器251、第一气液分离器252、回流泵253、二氧化碳压缩预冷器254、第二气液分离器255；产品气出口240、冷凝器
251、第一气液分离器252、回流泵253和控温进水口131依次连通，第一气液分离器252与二氧化碳压缩预冷器254、第二气液分离器255和回流泵253依次连通，第二气液分离器255还与二氧化碳压缩系统连通，将分离得到的二氧化碳气体通入二氧化碳压缩系统。

[0055] 在本发明的一些实施例中，解吸塔液体收集器230依次与再沸器261、解吸塔塔底262相连，解吸塔塔底262依次与贫液泵263、贫富液换热器163、储液罐164相连；解吸塔液体收集器230收集到的液体含有部分胺组分，通过该路线实现胺组分回收。

[0056] 本发明的实施例还提供了一种用于逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集方法，利用前述的碳捕集系统实现，包括以下步骤：

[0057] S1、向烟气进口121通入烟气，向贫液进口122通入吸收剂，烟气和吸收剂接触发生脱碳反应，形成脱碳烟气和富液，脱碳烟气进入控温层130，富液从富液出口123排出；

[0058] S2、向控温进水口131通入控温洗液，脱碳烟气进入控温层130，与控温洗液接触，然后进入一级胺回收层140；控温洗液与脱碳烟气接触后进入吸收层130，实现吸收剂的回收和水分的补充；

[0059] S3、采用方法S3‑1或方法S3‑2；

[0060] 方法S3‑1为：向一级进水口142通入一级水洗液，脱碳烟气进入一级胺回收层140，在一级填料层141处与一级洗液接触，然后进入二级胺回收层150；一级洗液与脱碳烟气接触后形成一级回收液，部分一级回收液作为控温洗液通入控温层130；

[0061] 方法S3‑2为：向一级进水口142通入一级水洗液使一级填料层141湿润，然后停止通入一级水洗液，脱碳烟气进入一级胺回收层140，与湿润的一级填料层141接触，然后进入二级胺回收层150；

[0062] S4、向二级进水口152通入二级水洗液，脱碳烟气进入二级胺回收层150，在二级填料层151处与二级洗液接触，然后通过尾气出口159排出；二级洗液与脱碳烟气接触后形成二级回收液，部分二级回收液作为控温洗液通入控温层130。

[0063] 上述方法中，方法S3‑1的一级胺回收层和二级胺回收层采用的均是湿床回收胺组分，即通过两级湿床回收胺组分；方法S3‑2的一级胺回收层采用的是干床回收胺组分，二级胺回收层采用的是湿床回收胺组分，即通过一级干床和一级湿床回收胺组分。对于某些胺组分而言，当一级水洗液仅用于润湿一级填料层，用含湿润的一级填料层的干床回收胺组分时，胺组分气溶胶颗粒在干床的空间中生长变大，更容易在二级胺回收层中通过一定流量的水流喷淋回收。

[0064] 在本发明的一些实施例中，当所述吸收剂以气态形式逃逸为主时步骤S3采用方法S3‑1；当所述吸收剂以气溶胶形式逃逸为主时步骤S3采用方法S3‑2。

[0065] 胺逃逸的机理比较复杂，受烟气条件、工况条件和胺分子化学结构等因素影响比较大，一般有两种形式逃逸，气态逃逸和气溶胶逃逸，当以气态逃逸为主时采用两级水洗，即方法S3‑1，当以气溶胶逃逸为主时是采用一级干床二级湿床，即方法S3‑2；实际生产过程中，需要对烟气进行监测，根据监测结果进行调节选用方法S3‑1或方法S3‑2。

[0066] 在本发明的一些非限制性示例中，容易以气态形式逃逸为主的吸收剂包括N‑甲基二乙醇胺(MDEA)、二乙氨基乙醇(DEEA)等。

[0067] 在本发明的一些非限制性示例中，容易以气溶胶形式逃逸为主的吸收剂包括乙醇胺(MEA)、2‑氨基‑2‑甲基‑1‑丙醇(AMP)等。

[0068] 在本发明的一些实施例中，方法S3‑1中，一级胺回收层中，一级水洗液的通入流量与脱碳烟气的通入流量之比为1：(400～3000)。

[0069] 在本发明的一些实施例中，步骤S4中，二级胺回收层中，二级水洗液的通入流量与脱碳烟气的通入流量之比为1：(400～3000)。

[0070] 一级水洗液和二级水洗液的通入流量会影响胺回收效果，一般随水洗液的通入流量增加，胺回收效果提高，但边际效果是下降的，达到一定流量后再提高也难以改善胺回收效果。

[0071] 在本发明的一些实施例中，烟气在烟气进口前进行了预处理，通过预处理使烟气的温度降低。

[0072] 在本发明的一些实施例中，烟气的温度为30～50℃；更具体地为35～45℃；非限制性示例如38℃、40℃或42℃。

[0073] 在本发明的一些实施例中，经过吸收层后脱碳烟气的温度为60～70℃；更具体地为62～68℃；非限制性示例如64℃、65℃或66℃。

[0074] 在本发明的一些实施例中，经过控温层后脱碳烟气的温度为50～60℃；更具体地为52～58℃；非限制性示例如54℃、55℃或56℃。

[0075] 在本发明的一些实施例中，经过一级胺回收层后脱碳烟气的温度为40～50℃；非限制性示例如42℃、45℃或48℃。

[0076] 在本发明的一些实施例中，经过二级胺回收层后脱碳烟气的温度为35～40℃；非限制性示例如36℃、37℃、38℃或39℃。

[0077] 在本发明的一些实施例中，经过所述二级胺回收层后所述脱碳烟气的胺浓度≤10ppm。

[0078] 在本发明的一些实施例中，控温层的控温洗液由三部分组成，第一部分是来自一级胺回收层和二级胺回收层的一级回收液和二级回收液，把脱碳烟气中携带的胺组分和水分回收至水洗水中，并用于喷淋至控温层中，实现对吸收剂中的逃逸胺组分和水分的补充，也降低了控温层的烟气温度，减少胺的逃逸；第二部分是来自包括第一气液分离器和第二气液分离器在内的冷凝回收装置分离得到的冷凝分离回收液，这部分液体主要是水和一定量的胺；第三是分布是来自补水阀通入的补充水分。

[0079] 以下结合更具体的实施例作进一步说明。

[0080] 以下实施例中，总体胺回收率由以下步骤得到：

[0081] 首先测定从吸收层120出来的脱碳烟气中的胺浓度，记为C1，接着测定从尾气出口159出来的烟气中的胺浓度，记为C2，最后按以下公式计算总体胺回收率：总体胺回收率＝(C1‑C2)/C1×100％。

[0082] 实施例1

[0083] 一种用于逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集方法，利用如图1所示的碳捕集系统实现，本例中采用的吸收剂是含易挥发性胺二乙氨基乙醇，具体包括以下步骤：

[0084] (1)燃煤电厂烟气经预处理塔降温至40℃左右，形成的饱和湿烟气进入吸收塔100内的吸收层120，进料泵165将储液罐164抽取的吸收剂经进料冷却器166降温至40℃后喷入吸收塔100内吸收层120，烟气中CO2与吸收剂反应，反应放热使烟气与吸收剂温度升高，烟气中CO2被吸收剂吸收后形成脱碳烟气，温度上升至65℃左右，温度的升高使烟气从吸收剂中带走了额外的水分和胺组分，接下来脱碳烟气进入控温层130。

[0085] (2)脱碳烟气从吸收层120出来后进入控温层130，控温层130喷淋低温的控温洗液(控温洗液中含有胺组分，是一种胺回收液，包括一级水洗液、二级水洗液、冷凝分离收液和少量的补充水分)，控温洗液与脱碳烟气通过喷淋在控温填料层133中接触，使脱碳烟气温度下降至55℃左右，控温洗液同时进入吸收层120与喷淋的贫液混合，实现了胺的回收和水分的补充，使吸收剂的组成保持稳定。通过控温层130可将烟气中的胺浓度降低30～40％左右。

[0086] (3)随后脱碳烟气进入一级胺回收层140，洗涤水作为一级洗液通过一级液体分布器147的喷淋与脱碳烟气在一级填料层141中接触反应，烟气流量与一级洗液流量比为700：1，烟气中的胺组分和水气被洗涤水吸收，同时洗涤水温度上升，洗涤水落入一级液体收集器148中，形成一级回收液，一级水洗泵144将一级回收液泵入一级水洗冷却器145降温后重新通过一级液体分布器147喷淋进行水洗，一级回收液多出的部分成为控温洗液，并通过一级回水阀146输送至控温层130。在此阶段脱碳烟气温度降至40～50℃，烟气中的胺浓度可进一步下降75～85％左右。

[0087] (4)随后脱碳烟气进入二级胺回收层150，洗涤水作为二级洗液通过二级液体分布器157的喷淋与脱碳烟气在二级填料层151中接触反应，烟气流量与二级洗液流量比为1000：1脱碳烟气中的大部分胺及其降解产物被二级洗液吸收，二级洗液落入二级液体收集器158中，形成二级回收液，二级水洗泵154将二级回收液泵入二级水洗冷却器155，部分二级回收液重新通过二级液体分布器157喷淋进行水洗，多出的部分成为控温洗液，并通过二级回水阀156输送至控温层130。在此阶段脱碳烟气的温度降至35～40℃，烟气中的胺浓度可进一步下降70‑80％，使胺浓度控制在10ppm以下。

[0088] (5)随后脱碳烟气从吸收塔顶部的尾气出口159排出。由此，脱碳烟气中携带的胺组分和水分大部分被回收。上述逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集方法实现了补水、回收吸收剂中的胺组分及降低污染等效益，总体胺回收率达95％以上。

[0089] 实施例2

[0090] 一种用于逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集方法，利用如图1所示的碳捕集系统实现，本例中采用的吸收剂是含容易产生气溶胶的小分子胺2‑氨基‑2‑甲基‑1‑丙醇或乙醇胺，包括以下步骤：

[0091] (1)燃煤电厂烟气经预处理塔降温至40℃左右，形成的饱和湿烟气进入吸收塔100内的吸收层120，进料泵165将储液罐164抽取的吸收剂经进料冷却器166降温至40℃后喷入吸收塔100内吸收层120，烟气中CO2与吸收剂反应，反应放热使烟气与吸收剂温度升高，烟气中CO2被吸收剂吸收后形成脱碳烟气，温度上升至65℃左右，温度的升高使烟气从吸收剂中带走了额外的水分和胺组分，接下来脱碳烟气进入控温层130。

[0092] (2)脱碳烟气从吸收层120出来后进入控温层130，控温层130喷淋低温的控温洗液(控温洗液中含有胺组分，是一种胺回收液，包括一级水洗液、二级水洗液、冷凝分离收液和少量的补充水分)，控温洗液与脱碳烟气通过喷淋在控温填料层133中接触，使脱碳烟气温度下降至55℃左右，控温洗液同时进入吸收层120与喷淋的贫液混合，实现了胺的回收和水分的补充，使吸收剂的组成保持稳定。通过控温层130可将烟气中的胺浓度降低30‑40％左右。

[0093] (3)随后脱碳烟气进入一级胺回收层140，此时喷淋少量洗涤水用于润湿一级填料层141表面，将该填料层作为干床，为胺组分气溶胶颗粒长提供空间，方便在二级胺回收层150脱除。

[0094] (4)随后脱碳烟气进入二级胺回收层150，洗涤水作为二级洗液通过二级液体分布器157的喷淋与脱碳烟气在二级填料层151中接触反应，烟气流量与二级洗液流量比为600：1，脱碳烟气中的胺组分经干床生长后颗粒变大，胺组分很容易被洗涤水吸收，同时脱碳烟气温度下降，脱碳烟气中的水分进入二级洗液中，二级洗液经二级液体收集器158收集，形成二级回收液，二级水洗泵154将二级回收液泵入二级水洗冷却器155，部分二级回收液重新通过二级液体分布器157喷淋进行水洗，多出的部分成为控温洗液，并通过二级回水阀
156输送至控温层130。在此阶段脱碳后烟气温度降至35～40℃左右，脱碳烟气中的胺浓度可进一步下降90％以上，使胺浓度控制在10ppm以下。

[0095] (5)随后脱碳烟气从吸收塔顶部的尾气出口159排出。由此，脱碳烟气中携带的胺组分和水分大部分被回收。上述逃逸胺回收和水平衡控制的碳捕集方法实现了补水、回收吸收剂中的胺组分及降低污染等效益，总体胺回收率达95％以上。

[0096] 采用本发明的实施例中提供的碳捕集方法，可降低碳捕集过程中吸收剂补充量20～70％。

[0097] 综上所述，本发明的吸收塔集成了吸收层、控温层、一级胺回收层和二级胺回收层，可以有效回收烟气中的水分和胺组分，通过设置控温层，以及采用一级胺回收层和二级胺回收层产生的回收液作为控温层中喷淋的控温洗液，实现对吸收剂中的逃逸胺组分和水分的补充，也降低了控温层的烟气温度，减少胺的逃逸，本发明可有效降低碳捕集过程中吸收剂补充量，大幅降低了吸收剂的损耗和运行成本。