一种胺液净化再生系统及方法与流程

1.本发明涉及co2捕集技术领域，具体涉及一种胺液净化再生系统及方法。


背景技术：

2.目前工业应用广泛且成熟的燃烧后co2捕集技术是以有机胺液为吸收剂的化学吸收法。胺液在运行过程中，会出现很多污染物影响系统的运行，包括颗粒物、油、脂、表面活性剂等大分子物质、无机盐、热稳定性胺盐等。这些污染物会造成以下危害：颗粒物在溶剂循环过程中易产生高剪切力，引起系统磨蚀性腐蚀；油、脂和表面活性物质极易引起溶剂发泡，造成溶剂吸收率下降以及溶剂逃逸损耗增加；无机盐如nacl的cl-对设备管线具有高腐蚀性；有机胺与强酸(酸性比co2强)反应生成的胺盐，简称热稳盐，这些强酸来源于原料气、系统补加水或胺液的氧化降解。热稳盐的累积使得溶液吸收能力下降，导致溶液起泡，溶液损耗增加，腐蚀性增强。
3.胺液净化系统的作用是除去胺液中的污染物，从而保证酸性气吸收净化工艺的长周期稳定运行。目前常用的胺液净化方法包括加热蒸馏法、电渗析技术和离子交换技术。加热蒸馏法存在胺液损耗较高、废胺液处置费用高、能耗高等问题，已逐渐被淘汰。离子交换技术相比于加热蒸馏法，具有能耗低、胺液回收率高的优点，但存在以下缺陷：再生塔出来的胺液往往含有未解吸完全的co2形成的阴离子，导致离子交换过程大量浪费于脱除此类阴离子，不但降低了co2的捕集率，更造成树脂寿命大大降低，提高了胺液净化的成本；另外再生树脂中所用的碱液和除盐水量大、产生废液量大且难处理的问题，且净化出来的胺液浓度含水量增加，易于破坏吸收系统的水平衡。电渗析技术相比于离子交换技术，不存在向胺液系统中带水等问题，不存在再生树脂产生的含碱废水后续处理问题，但电渗析技术的也存在明显的缺陷，特别是技术还不成熟，胺液回收率只有96％～98％之间，膜组件易被污染、寿命短、投资成本高、电耗高、产生的浓盐水中夹带胺液导致cod含量高，给后续水处理带来一定困难。此外，离子交换技术和电渗析技术均需要在主装置之前设三级或以上精密的过滤系统以保护树脂和膜组件，增加了投资及清洗更换过滤器的人工成本。


技术实现要素：

4.本发明的目的在于提供一种胺液净化再生系统及方法，其投资低、废液排放少、胺回收率高、热稳盐脱除彻底，易于推广应用，从而保障co2捕集系统长期稳定、低成本运行。
5.为了实现以上目的，本发明采用以下技术方案：
6.本发明一方面提供一种胺液净化再生系统，其中，该胺液净化再生系统包括：
7.待净化胺液来料管线、真空气提蒸发罐、真空冷凝器、抽真空单元和胺液罐；
8.所述真空气提蒸发罐设置有待净化胺液进口、回收气出口、排放液出口；
9.所述待净化胺液来料管线与所述待净化胺液进口连接，用以将待净化胺液输入所述真空气提蒸发罐中；
10.所述待净化胺液来料管线上设置有碱液进料口，用以向所述待净化胺液中混合碱
液(例如naoh溶液或koh溶液等)，通过加入碱液中和热稳盐的酸根离子，将活性胺释放出来；优选混合碱液调节ph＝9～10；
11.所述回收气出口位于所述真空气提蒸发罐的顶部，并与所述胺液罐连接，连接管路上设置有所述真空冷凝器；在所述真空气提蒸发罐中经真空气提蒸发所得到的回收气经所述真空冷凝器冷凝后作为回收胺液进入所述胺液罐存储；
12.所述排放液出口位于所述真空气提蒸发罐的底部；
13.所述抽真空单元与所述真空冷凝器或胺液罐顶部联通，用以抽出所述系统中的不凝气，维持系统所需的真空度。不凝气主要成分为n2、o2、co2和水蒸气，可直接排放。
14.待净化胺液在真空气提蒸发罐内通过气提蒸发出活性胺分子和水蒸气分子后进入真空冷凝器，冷凝后的液相作为回收胺液存储于胺液罐中。而含有热稳盐和颗粒物的高沸点杂质从真空气提蒸发罐的底部排放液出口排放至废液处理装置，排放可以为连续排放或间歇排放。
15.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空气提蒸发罐的内部设置有加热组件，例如加热盘管或管束，以加快所述气提蒸发。
16.通过调节所述真空气提蒸发罐中的温度和胺的气相分压(通过加热组件和抽真空单元)，从而促进胺分子从液相中转移到气相，提高活性胺的收率，降低单位产品胺损耗，减少三废排放量。优选地，所述真空气提蒸发罐的操作压力为绝对压力2～50kpa，操作温度为100～180℃，具体根据胺液的组成及热稳盐含量确定。
17.所述真空冷凝器的操作压力和与其相连的真空气提蒸发罐一致，温度为相应操作压力下的露点温度。真空冷凝器一方面可将回收气液化后使用泵加压送回co2捕集系统，一方面大大降低了后面抽真空单元的负荷。
18.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空气提蒸发罐还设置有气提气进口，用以向所述真空气提蒸发罐输入气提气，对待净化胺液进行气提蒸发；所述气提气选自氮气、空气、烟道气、水蒸气、co2产品气、mvr闪蒸气等中的至少一种。气提气为可选通入，气提气进口依据实际情况选择性设计，可能有或没有。例如在一实施例中仅用蒸汽加热盘管即可。
19.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空气提蒸发罐的内部还设置有与所述待净化胺液进口连接的喷嘴型气液分布器，通过雾化增加气液接触比表面积，提高活性胺分子的逃出速率。
20.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空气提蒸发罐的底部为锥形底，所述排放液出口位于锥形底部。
21.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空冷凝器为管壳式换热器，管程为冷却介质，壳程连接所述回收气出口与胺液罐的连接管路，用于将真空气提蒸发罐顶部排出的回收气进行冷凝，冷凝液即回收胺液，不凝气被抽真空单元抽走以保持系统所需真空度。当所述抽真空单元与所述真空冷凝器连接时，与其壳程连接。
22.根据本发明一些优选方案，其中，所述冷却介质为冷冻水、循环水或低温有机冷剂，具体可根据co2捕集装置依托的公用工程条件确定。
23.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空气提蒸发罐包括串联的压力逐级降低的多级真空气提蒸发罐；多级所述真空气提蒸发罐之间通过液相管线连接，各级真空气提蒸发罐顶部的回收气出口均连接所述胺液罐，连接管线上均设置所述真空冷凝器。
24.本发明系统含有多级真空气提蒸发罐时，罐底的液相通过液相管线连续进入下一级真空气提蒸发罐。优选地，第一级的真空气提蒸发罐中的排放液通过排放液出口间歇排放，其他级的真空气提蒸发罐中的排放液通过排放液出口连续排放。
25.根据本发明一些优选方案，其中，所述真空气提蒸发罐包括串联的压力逐级降低的一级真空气提蒸发罐和二级真空气提蒸发罐；
26.所述一级真空气提蒸发罐的待净化胺液进口与所述待净化胺液来料管线连接，回收气出口与所述胺液罐的连接管线上设置有一级真空冷凝器；
27.所述一级真空气提蒸发罐还设置有级间胺液出口，与所述二级真空气提蒸发罐的待净化胺液进口连接；
28.所述二级真空气提蒸发罐的回收气出口与所述胺液罐的连接管线上设置有二级真空冷凝器。
29.根据本发明一些优选方案，其中，所述抽真空单元分别与所述一级真空冷凝器和二级真空冷凝器联通；或者所述抽真空单元与所述胺液罐顶部联通。
30.根据本发明一些优选方案，其中，当所述抽真空单元与所述真空冷凝器联通时，在所述真空冷凝器的抽真空出口处设置有丝网除沫器；
31.当所述抽真空单元与所述胺液罐顶部联通时，所述胺液罐顶部抽真空出口下侧设置有丝网除沫器；当抽真空时，会有气体从顶部出口被抽出，丝网除沫器用于捕获气体夹带的胺液。
32.根据本发明一些优选方案，其中，所述抽真空单元为液环式真空泵或真空蒸汽喷射器。仅需要抽出系统的不凝气，便可维持整个系统所需的真空度，因此其可以与真空冷凝器连接或胺液罐顶部联通均可。所述真空蒸汽喷射器产生的低压蒸汽凝液可汇至所述真空气提蒸发罐中。
33.根据本发明一些优选方案，其中，所述胺液罐之后连接有胺液泵。
34.胺液罐用于收集真空冷凝器排出的回收胺液，并通过所述胺液泵加压至120～150kpa送回co2捕集系统的贫液罐或地下槽。
35.根据本发明一些优选方案，其中，所述胺液泵之后设置有过滤单元，作为进入co2捕集系统的最后一级保护措施。优选地，所述过滤单元可包含机械过滤器和活性炭过滤器。因为通过前述系统的净化，此处胺液中夹带的颗粒物已降至最低，与传统技术将过滤装置设置于胺液净化系统之前相比，大大减少了杂质的量，降低了过滤单元的维护成本。
36.根据本发明一些优选方案，其中，所述过滤单元包括机械过滤器、活性炭过滤器和机械过滤器相串联的三级过滤器。
37.根据本发明一些优选方案，其中，所述待净化胺液来料管线在碱液进料口之后设置有减压阀，待净化胺液与碱液混合后经过所述减压阀减压，然后进入真空气提蒸发罐。
38.根据本发明一些优选方案，其中，所述胺液净化再生系统在所述真空气提蒸发罐之前还设置有胺液汽提塔，所述胺液汽提塔的塔底部设置有水蒸气进口和胺液出口，塔顶部设置有胺液进口和co2蒸汽出口；塔底部的所述胺液出口与所述待净化胺液来料管线连接。
39.所述胺液汽提塔用于将没有在再生塔中解吸完全的贫液(即本系统中进料的待处理的待净化胺液)中的co2汽提出来，提高co2的捕集率，减少后续真空冷凝器的热负荷。胺液
汽提塔为可选设备，根据系统贫液中co2负载量确定是否设置。
40.所述胺液汽提塔的胺液进口用以从顶部向塔内输送待气体处理胺液，水蒸气进口用以从塔底部输入气提气体低压蒸汽，用以与从塔顶而下的胺液逆流接触进行汽提，将其中的co2汽提出来，汽提出来的co2和上升的水蒸气一起从塔顶的co2蒸汽出口输出，返回co2捕集系统的再生塔塔底或mvr压缩机入口，可有效利用该股物流的热量。塔底的液相自胺液出口输出并与碱液混合后进入所述真空气提蒸发罐进行后续处理。
41.根据本发明一些优选方案，其中，所述胺液汽提塔的操作压力为100～270kpa，塔顶温度为80～110℃。
42.根据本发明一些优选方案，其中，所述胺液汽提塔内部设置有与所述胺液进口连接的液体分布器及位于所述液体分布器下的一段散堆填料或规整填料；所述散堆填料根据塔径不同，可选imtp15#～50#或同类其他填料，所述规整填料可选m200x\m250x\m252y等金属板波纹填料，填料高度为2～6m。所述液体分布器具体可以为槽式液体分布器等。
43.根据本发明一些优选方案，其中，所述胺液汽提塔设置有再沸器，塔釜设置升气塔盘。所述再沸器提供热量汽提或直接通入蒸汽汽提。若设置再沸器，则塔釜设置升气塔盘用于收集去再沸器的液相以及分布返回的气相，再沸器采用一次通过式立式或卧式再沸器。若直接汽提，塔釜可设置升气塔盘用于分布蒸汽。
44.本发明另一方面提供一种胺液净化再生方法，其通过以上任一种胺液净化再生系统进行。具体包括以下过程：
45.待净化胺液与碱液混合后进入所述真空气提蒸发罐，经真空加热蒸发得到的回收气进入所述真空冷凝器冷凝，冷凝液作为回收胺液进入所述胺液罐存储，不凝气被所述抽真空单元抽出以保持系统的真空度。
46.根据本发明的胺液净化再生方法，优选地，所述真空气提蒸发罐中还可以进一步通入气提气，所述气提气选自氮气、空气、烟道气、水蒸气、co2产品气、mvr闪蒸气等中的至少一种。
47.所述不凝气主要成分为n2、o2、co2和水蒸气，可直接排放。
48.根据本发明的胺液净化再生方法，优选地，所述真空气提蒸发罐的操作压力为绝对压力2～50kpa，操作温度为100～180℃，具体根据胺液的组成及热稳盐含量确定。
49.所述真空冷凝器的操作压力和与其相连的真空气提蒸发罐一致，温度为相应操作压力下的露点温度。
50.根据本发明的胺液净化再生方法，优选地，当所述真空气提蒸发罐包括串联的压力逐级降低的多级真空气提蒸发罐时，罐底的液相通过液相管线连续进入下一级真空气提蒸发罐。第一级的真空气提蒸发罐中的排放液通过排放液出口间歇排放，其他级的真空气提蒸发罐中的排放液通过排放液出口连续排放。
51.根据本发明的胺液净化再生方法，优选地，所述胺液罐中的回收胺液通过胺液泵加压至120～150kpa，并经过滤送回co2捕集系统的贫液罐或地下槽。
52.根据本发明的胺液净化再生方法，优选地，所述待净化胺液先进入胺液汽提塔经过低压蒸汽汽提出co2后再与碱液混合，进入所述真空气提蒸发罐进行后续处理。
53.根据本发明的胺液净化再生方法，优选地，所述胺液汽提塔的操作压力为100～270kpa，塔顶温度为80～110℃。
54.本发明的有益效果包括：
55.1)本发明提供的胺液净化再生系统结构紧凑合理，设置多级气提蒸发，可利用系统余热，实现低温蒸发；与电渗析技术耗费大量电能相比实现节能效果；不需加入大量除盐水及碱液再生树脂，排放仅为真空蒸发浓缩后的少量热稳盐溶液；与离子交换树脂法相比实现减排。
56.2)本发明的系统装置结构简单，均为化工常规低成本设备，设计寿命长，无需更换树脂或膜组件，过滤器清洗频次大大降低，比现有技术节省了投资和维护费用。
57.3)本发明提供的胺液净化再生系统简单、净化效果好、操作方便、占地面积小，运行成本低的优势，故适宜推广使用。
附图说明
58.图1为本发明实施例1中胺液净化系统的示意图。
59.图2为本发明实施例2中胺液净化系统的示意图。
60.图3为本发明实施例3中胺液净化系统的示意图。
61.附图标记说明：
62.1、待净化胺液来料管线；
63.2、真空气提蒸发罐，21、一级真空气提蒸发罐，22、二级真空气提蒸发罐；2-1、待净化胺液进口，2-2、气提气进口，2-3、回收气出口，2-4、排放液出口，2-5、加热盘管，2-6、喷嘴型气液分布器，2-7、挡板；
64.3、真空冷凝器，31、一级真空冷凝器，32、二级真空冷凝器；
65.4、抽真空单元；
66.5、胺液罐，5-1、丝网除沫器；
67.6、胺液泵；
68.7、过滤单元；
69.8、胺液汽提塔，8-1、水蒸气进口，8-2、胺液出口，8-3、胺液进口，8-4、co2蒸汽出口，8-5、液体分布器，8-6、填料，8-7、再沸器，8-8、升气塔盘，8-9、塔顶丝网除沫器。
具体实施方式
70.为了更清楚地说明本发明，下面结合优选实施例对本发明做进一步的说明。本领域技术人员应当理解，下面所具体描述的内容是说明性的而非限制性的，不应以此限制本发明的保护范围。
71.本发明主要提供了一种胺液净化再生系统，如图1-图3所示，该系统包括：待净化胺液来料管线1、真空气提蒸发罐2、真空冷凝器3、抽真空单元4和胺液罐5。
72.所述真空气提蒸发罐2设置有待净化胺液进口2-1、回收气出口2-3、排放液出口2-4。
73.所述待净化胺液来料管线1与所述待净化胺液进口2-1连接，用以将待净化胺液输入所述真空气提蒸发罐2中。
74.所述待净化胺液来料管线1上设置有碱液进料口1-1，用以向所述待净化胺液中混合碱液；优选混合碱液调节ph＝9～10，例如naoh溶液或koh溶液。所述待净化胺液来料管线
1在碱液进料口之后优选设置有减压阀，待净化胺液与碱液混合后经过所述减压阀减压，然后进入真空气提蒸发罐2。
75.所述回收气出口2-3位于所述真空气提蒸发罐2的顶部，并与所述胺液罐5连接，连接管路上设置有所述真空冷凝器3；在所述真空气提蒸发罐2中经真空气提蒸发所得到的回收气经所述真空冷凝器3冷凝后作为回收胺液进入所述胺液罐5存储。
76.所述排放液出口2-4位于所述真空气提蒸发罐2的底部。
77.所述抽真空单元4与所述真空冷凝器3或胺液罐5顶部联通，用以抽出所述系统中的不凝气，维持系统所需的真空度。不凝气主要成分为n2、o2、co2和水蒸气，可直接排放。
78.待净化胺液在真空气提蒸发罐2内通过气提蒸发出活性胺分子和水蒸气分子后进入真空冷凝器3，冷凝后的液相作为回收胺液存储于胺液罐5中。而含有热稳盐和颗粒物的高沸点杂质从真空气提蒸发罐2的底部排放液出口排放至废液处理装置，排放可以为连续排放或间歇排放。
79.关于真空气提蒸发罐2，其内部可选设置有加热组件，例如加热盘管2-5或管束，以加快所述气提蒸发。通过调节所述真空气提蒸发罐2中的温度和胺的气相分压(通过加热组件和抽真空单元4)，从而促进胺分子从液相中转移到气相，提高活性胺的收率，降低单位产品胺损耗，减少三废排放量。优选地，所述真空气提蒸发罐2的操作压力为绝对压力2～50kpa，操作温度为100～180℃，具体根据胺液的组成及热稳盐含量确定。优选地，所述真空气提蒸发罐2的操作压力为绝对压力7.5～12kpa，操作温度为130～180℃。
80.所述真空气提蒸发罐2还可以进一步设置气提气进口2-1。所述气提气进口2-1用以向所述真空气提蒸发罐2输入气提气，对待净化胺液进行气提蒸发；所述气提气选自氮气、空气、烟道气、水蒸气、co2产品气、mvr闪蒸气等中的至少一种。在仅使用加热盘管2-5即可满足真空气提效果时，可不设置气提气进口2-1。
81.所述真空气提蒸发罐2的内部还可以进一步设置有与所述待净化胺液进口2-1连接的喷嘴型气液分布器2-6，通过雾化增加气液接触比表面积，提高活性胺分子的逃出速率。所述真空气提蒸发罐2的底部优选为锥形底，所述排放液出口2-4位于锥形底部。
82.所述真空气提蒸发罐2可以包括串联的压力逐级降低的多级真空气提蒸发罐；多级所述真空气提蒸发罐2之间通过液相管线连接，各级真空气提蒸发罐2顶部的回收气出口2-3均连接所述胺液罐5，连接管线上均设置所述真空冷凝器3。本发明系统含有多级真空气提蒸发罐时，罐底的液相通过液相管线连续进入下一级真空气提蒸发罐。第一级的真空气提蒸发罐中的排放液通过排放液出口间歇排放，其他级的真空气提蒸发罐中的排放液通过排放液出口连续排放。
83.例如图1及图3所示，所述真空气提蒸发罐2包括串联的压力逐级降低的一级真空气提蒸发罐21和二级真空气提蒸发罐22。所述一级真空气提蒸发罐21的待净化胺液进口2-1与所述待净化胺液来料管线1连接，回收气出口2-3与所述胺液罐5的连接管线上设置有一级真空冷凝器31；所述二级真空气提蒸发罐22的回收气出口2-3与所述胺液罐5的连接管线上设置有二级真空冷凝器32。一级真空气提蒸发罐21还设置有级间胺液出口，与所述二级真空气提蒸发罐22的待净化胺液进口2-1连接；待净化胺液进口2-1处还可以设置挡板2-7。
84.优选地，所述一级真空气提蒸发罐21的操作压力为绝对压力10～12kpa，操作温度为140～145℃，所述二级真空气提蒸发罐22的操作压力为绝对压力7.5～8kpa，操作温度为
130～135℃。
85.如图1所示，所述抽真空单元4分别与所述一级真空冷凝器31和二级真空冷凝器32联通；如图3所示，所述抽真空单元4与所述胺液罐5顶部联通。抽真空单元4为真空喷射器时产生的低压蒸汽凝液返回各级真空气提蒸发罐的待净化胺液进口2-1处回用。
86.如图2所示，当所述抽真空单元4与所述胺液罐5顶部联通时，所述胺液罐5顶部抽真空出口下侧设置有丝网除沫器5-1；当抽真空时，会有气体从顶部出口被抽出，丝网除沫器5-1用于捕获气体夹带的胺液。而当所述抽真空单元4与所述真空冷凝器3联通时，在所述真空冷凝器3的抽真空出口处设置有丝网除沫器，以防止气体夹带胺液。此外，在胺液汽提塔8的顶部co2蒸汽出口8-4下方同样也可以设置塔顶丝网除沫器8-9。
87.关于所述真空冷凝器3，其操作压力和与其相连的真空气提蒸发罐2一致，温度为相应操作压力下的露点温度。真空冷凝器3一方面可将回收气液化后使用泵加压送回co2捕集系统，一方面大大降低了后面抽真空单元4的负荷。
88.所述真空冷凝器3优选为管壳式换热器，管程为冷却介质，壳程连接所述回收气出口2-3与胺液罐5的连接管路，用于将真空气提蒸发罐2顶部排出的回收气进行冷凝，冷凝液即回收胺液，不凝气被抽真空单元4抽走以保持系统所需真空度。当所述抽真空单元4与所述真空冷凝器3连接时，与其壳程连接。所述冷却介质可以为冷冻水、循环水或低温有机冷剂，具体可根据co2捕集装置依托的公用工程条件确定。
89.所述抽真空单元4可以为液环式真空泵或真空蒸汽喷射器。仅需要抽出系统的不凝气，便可维持整个系统所需的真空度，因此其可以与真空冷凝器3连接或胺液罐5顶部联通均可。
90.此外，本发明的系统在所述胺液罐5之后还连接有胺液泵6和过滤单元7。胺液罐5用于收集真空冷凝器3排出的回收胺液，并通过所述胺液泵6加压至120～150kpa送回co2捕集系统的贫液罐或地下槽。过滤单元7作为进入co2捕集系统的最后一级保护措施。过滤单元7可包含机械过滤器和活性炭过滤器。因为通过前述系统的净化，此处胺液中夹带的颗粒物已降至最低，与传统技术将过滤装置设置于胺液净化系统之前相比，大大减少了杂质的量，降低了过滤单元7的维护成本。所述过滤单元7优选包括机械过滤器、活性炭过滤器和机械过滤器相串联的三级过滤器。
91.如图1和图2所示，在本发明系统中，在所述真空气提蒸发罐2之前还可以根据情况设置胺液汽提塔8，所述胺液汽提塔8的塔底部设置有水蒸气进口8-1和胺液出口8-2，塔顶部设置有胺液进口8-3和co2蒸汽出口8-4；塔底部的所述胺液出口8-2与所述待净化胺液来料管线1连接。
92.所述胺液汽提塔8用于将没有在再生塔中解吸完全的贫液(即本系统中进料的待处理的待净化胺液)中的co2汽提出来，提高co2的捕集率，减少后续真空冷凝器3的热负荷。胺液汽提塔8为可选设备，根据系统贫液中co2负载量确定是否设置。
93.所述胺液汽提塔8的胺液进口8-3用以从顶部向塔内输送待气体处理胺液，水蒸气进口8-1用以从塔底部输入气提气体低压蒸汽，用以与从塔顶而下的胺液逆流接触进行汽提，将其中的co2汽提出来，汽提出来的co2和上升的水蒸气一起从塔顶的co2蒸汽出口8-4输出，返回co2捕集系统的再生塔塔底或mvr压缩机入口，可有效利用该股物流的热量。塔底的液相自胺液出口8-2输出并与碱液混合后进入所述真空气提蒸发罐2进行后续处理。
94.所述胺液汽提塔8的操作压力为100～270kpa，塔顶温度为80～110℃。
95.所述胺液汽提塔8内部设置有与所述胺液进口连接的液体分布器8-5及位于所述液体分布器下的一段填料8-6，可以为散堆填料或规整填料；所述散堆填料根据塔径不同，可选imtp15#～50#或同类其他填料，所述规整填料可选m200x\m250x\m252y等金属板波纹填料，填料8-6高度为2～6m。所述液体分布器8-5具体可以为槽式液体分布器等。
96.如图2所示，所述胺液汽提塔8在塔底还可以设置有再沸器8-7，塔釜设置升气塔盘8-8。所述再沸器8-7提供热量汽提或直接通入蒸汽汽提。若设置再沸器，则塔釜设置升气塔盘8-8用于收集去再沸器8-7的液相以及分布返回的气相，再沸器8-7采用一次通过式立式或卧式再沸器。若直接汽提，塔釜可设置升气塔盘8-8用于分布蒸汽。
97.使用以上胺液净化再生系统进行处理，具体包括以下过程：
98.待净化胺液与碱液混合后进入所述真空气提蒸发罐2，经真空加热蒸发得到的回收气进入所述真空冷凝器3冷凝，冷凝液作为回收胺液进入所述胺液罐5存储，不凝气被所述抽真空单元4抽出以保持系统的真空度。
99.真空气提蒸发罐2中的气提气可以选自氮气、空气、烟道气、水蒸气、co2产品气、mvr闪蒸气等中的至少一种。真空冷凝器3冷凝产生的不凝气主要成分为n2、o2、co2和水蒸气，可直接排放。所述真空气提蒸发罐2的操作压力为绝对压力2～50kpa，操作温度为100～180℃，具体根据胺液的组成及热稳盐含量确定。所述真空冷凝器3的操作压力和与其相连的真空气提蒸发罐2一致，温度为相应操作压力下的露点温度。当所述真空气提蒸发罐2包括串联的压力逐级降低的多级真空气提蒸发罐时，罐底的液相通过液相管线连续进入下一级真空气提蒸发罐。第一级的真空气提蒸发罐2中的排放液通过排放液出口间歇排放，其他级的真空气提蒸发罐2中的排放液通过排放液出口连续排放。
100.进一步的，所述胺液罐5中的回收胺液通过胺液泵6加压至120～150kpa，并经过滤送回co2捕集系统的贫液罐或地下槽。
101.根据具体情况可选在所述待净化胺液先进入胺液汽提塔8经过低压蒸汽汽提出co2后，再与碱液混合进入所述真空气提蒸发罐2进行后续处理。所述胺液汽提塔8的操作压力为100～270kpa，塔顶温度为80～110℃。
102.以下本发明提供3个具体实施例以更具体的说明。
103.实施例1
104.本实施例采用如图1所示的系统进行处理净化胺液。
105.该系统包括依次连接设置的胺液汽提塔8、待净化胺液来料管线1、真空气提蒸发罐2(包括压力逐级降低的一级真空气提蒸发罐21和二级真空气提蒸发罐22)、真空冷凝器3、抽真空单元4、胺液罐5、胺液泵6和过滤单元7。
106.所述胺液汽提塔8的塔底部设置有水蒸气进口8-1和胺液出口8-2，塔顶部设置有胺液进口8-3和co2蒸汽出口8-4；塔底部的所述胺液出口8-2与所述待净化胺液来料管线1连接。塔内还设置有与胺液进口8-3连接的液体分布器8-5。
107.所述胺液汽提塔8的胺液进口8-3用以从顶部向塔内输送待气体处理胺液，水蒸气进口8-1用以从塔底部输入气提气体低压蒸汽，用以与从塔顶而下的胺液逆流接触进行汽提，将其中的co2汽提出来，汽提出来的co2和上升的水蒸气一起从塔顶的co2蒸汽出口8-4输出，返回co2捕集系统的再生塔塔底或mvr压缩机入口，可有效利用该股物流的热量。塔底的
液相自胺液出口8-2输出并与碱液(naoh或koh溶液)混合后进入一级真空气提蒸发罐21进行后续处理。
108.所述待净化胺液来料管线1上设置有碱液进料口1-1，用以向所述待净化胺液中混合碱液。
109.一级真空气提蒸发罐21和二级真空气提蒸发罐22均设置有待净化胺液进口2-1、回收气出口2-3、排放液出口2-4。所述一级真空气提蒸发罐21的待净化胺液进口2-1与所述待净化胺液来料管线1连接，回收气出口2-3与所述胺液罐5的连接管线上设置有一级真空冷凝器31；所述二级真空气提蒸发罐22的回收气出口2-3与所述胺液罐5的连接管线上设置有二级真空冷凝器32。一级真空气提蒸发罐21还设置有级间胺液出口，与所述二级真空气提蒸发罐22的待净化胺液进口2-1连接；二级真空气提蒸发罐22还设置有气提气进口2-2，待净化胺液进口2-1处还设置挡板2-7。
110.所述抽真空单元4分别与所述一级真空冷凝器31和二级真空冷凝器32联通。真空冷凝器的操作压力和与其相连的真空气提蒸发罐一致，温度为相应操作压力下的露点温度。真空冷凝器3为管壳式换热器，管程为冷却介质，壳程连接所述回收气出口2-3与胺液罐5的连接管路，用于将真空气提蒸发罐2顶部排出的回收气进行冷凝，冷凝液即回收胺液，不凝气被抽真空单元4抽走以保持系统所需真空度。所述抽真空单元4与所述真空冷凝器3的其壳程连接。
111.具体处理过程及参数包括：
112.来自乙烯裂解炉烟气co2捕集装置再生塔的贫胺液以5000kg/h的流量从胺液汽提塔8塔顶进入，汽提塔操作压力120kpa，塔顶温度109℃。
113.贫胺液中的有机胺mdea：35wt％，mea：5wt％，co2含量2wt％，热稳盐(so4
2-、cooh-、no
3-等)的浓度为3wt％。
114.150℃的低压蒸汽，以300kg/h流量进入胺液汽提塔的底部，对自上而下的胺液进行加热汽提，汽提完的胺液中co2含量降低至0.01wt％以下，以4980kg/h流量从胺液汽提塔8塔底引出并加入30％的naoh溶液，调节ph约9.8，进入一级真空气提蒸发罐21。
115.一级真空气提蒸发罐21操作压力为10kpa，操作温度为140℃，罐内设加热盘管2-5，盘管内加热介质为150℃的低压蒸汽。二级真空气提蒸发罐22操作压力为8kpa，操作温度为135℃，气提气为110℃的原料烟气和低压蒸汽，罐内不设加热盘管。
116.一级真空冷凝器31和二级真空冷凝器32均采用循环水作为冷却介质。
117.过滤单元7采用机械过滤器+活性炭过滤器+机械过滤器相串联的三级过滤器方式，过滤精度为1μm。
118.抽真空单元4采用真空喷射器。真空喷射器产生的蒸汽凝液汇入各级真空气提蒸发罐。
119.本实施例中的胺液净化系统主要性能指标与传统电渗析技术和离子交换树脂技术对比如下表1：
120.表1
[0121] 胺液回收率废水量(kg/h)投资(万元)热稳盐脱除率本实施例99.60％～260～100》95％离子交换树脂技术99.50％～6200～32070～80％
电渗析技术98％～1900～700《70％
[0122]
通过以上表1对比可以看出，本发明所提出的胺液净化再生装置相比现有技术废水排放量大大降低，胺液回收率提高，投资降低明显。
[0123]
实施例2
[0124]
如图2所示，与实施例1相比，该系统包括一个真空气提蒸发罐2及一个真空冷凝器3，其中的抽真空单元4直接连接在胺液罐5顶部，将经过真空冷凝器3冷凝后的不凝气从系统中抽出。胺液罐5顶部抽真空出口下侧设置有丝网除沫器5-1；当抽真空时，会有气体从顶部出口被抽出，丝网除沫器5-1用于捕获气体夹带的胺液。
[0125]
胺液汽提塔8在塔底还设置了再沸器8-7，塔釜设置升气塔盘8-8。再沸器8-7直接通入蒸汽汽提。升气塔盘8-8用于收集去再沸器8-7的液相以及分布返回的气相，再沸器8-7采用一次通过式立式或卧式再沸器。此外，胺液汽提塔8在塔顶的co2蒸汽出口8-4下方也设置了塔顶丝网除沫器8-9。
[0126]
具体处理过程及参数包括：
[0127]
来自钢厂麦尔兹窑尾气的co2捕集装置再生塔的贫胺液以1500kg/h流量从胺液汽提塔8塔顶进入，汽提塔操作压力284kpa，塔顶温度135℃。
[0128]
贫胺液的中的有机胺mdea：49wt％，co2含量1.7wt％，热稳盐(so4
2-、cooh-、no
3-等)的浓度为3wt％。
[0129]
175℃的低压蒸汽以597kg/h流量进入胺液汽提塔8底部的再沸器8-7，对自上而下的胺液进行加热汽提，汽提完的胺液中co2含量降低至0.2wt％以下，以1002kg/h流量从胺液汽提塔8塔底引出并加入30％的naoh溶液，调节ph约9.1，进入真空气提蒸发罐2。
[0130]
真空气提蒸发罐2的操作压力为7.5kpa，操作温度为176℃，气提气为175℃的低压蒸汽，罐内设加热管束，管束内加热介质为175℃的低压蒸汽。
[0131]
真空冷凝器3采用循环水作为冷却介质。
[0132]
过滤单元7采用机械过滤器+活性炭过滤器+机械过滤器相串联的三级过滤方式，过滤精度为1μm。
[0133]
抽真空系统采用液环式真空泵。
[0134]
本实施例中的胺液净化装置主要性能指标与传统电渗析技术和离子交换树脂技术对比如下表2：
[0135]
表2
[0136] 胺液回收率废水量(kg/h)投资(万元)热稳盐脱除率本实施例99.60％～33～55》95％离子交换树脂技术99％～1600～22070～80％电渗析技术97％～500～420《70％
[0137]
因实施例2中胺液汽提塔汽提后的胺液的co2含量(0.2wt％以下)较实施例1(0.01wt％以下)更高，因此离子交换树脂和电渗析技术所得到的胺液回收率均低于实施例1。可以看出本发明所提出的胺液净化再生系统相比现有技术废水排放量大大降低，胺液回收率提高，投资降低明显。
[0138]
实施例3
[0139]
如图3所示，与实施例1相比，该系统未设置胺液汽提塔8。抽真空单元连接在胺液
罐5顶部，只有一个抽真空点。
[0140]
具体处理过程及参数包括：
[0141]
来自某燃煤电厂的co2捕集装置再生塔的贫胺液以3000kg/h流量由贫液泵后引出，贫胺液的中的有机胺mdea：48wt％，co2含量1.5wt％，热稳盐(so
42-、cooh-、no
3-等)的浓度为2wt％，贫胺液温度102℃，压力0.5mpa。在贫胺液管线上注入30％的naoh溶液，调节ph约9.6，进入一级真空气提蒸发罐21。
[0142]
一级真空气提蒸发罐21操作压力为12kpa，操作温度为142℃，罐内设加热盘管，盘管内加热介质为150℃的低压蒸汽。二级真空汽提蒸发罐操作压力为7.5kpa，操作温度为134℃，气提气为150℃低压蒸汽，罐内不设加热盘管。
[0143]
一级真空冷凝器31和二级真空冷凝器32均采用循环水作为冷却介质。
[0144]
过滤单元7采用机械过滤器+活性炭过滤器+机械过滤器相串联的三级过滤方式，过滤精度为1μm。
[0145]
抽真空系统采用真空喷射器。真空喷射器产生的蒸汽凝液汇入二级真空气提蒸发罐22。
[0146]
本实施例中的胺液净化装置主要性能指标与传统电渗析技术和离子交换树脂技术对比如下表3：
[0147]
表3
[0148] 胺液回收率废水量(kg/h)投资(万元)热稳盐脱除率本实施例99.50％～60～80》95％离子交换树脂技术98％～6400～42060～75％电渗析技术96％～2000～680《70％
[0149]
在均设置有汽提塔的实施例1和实施例2，实施例2中汽提塔汽提后的胺液的co2含量(0.2wt％以下)较实施例1(0.01wt％以下)更高，因此尝试在实施例3未设置汽提塔进行对比，贫胺液中的co2含量(1.5wt％)比实施例1和2经过汽提塔处理后都高，因此离子交换树脂和电渗析技术所得到的胺液回收率均低于实施例1，离子交换树脂和电渗析膜的规模增大，有一半以上的能力浪费于脱除贫胺液中的co
32-和hco
3-，缩短了胺液再生装置操作寿命以及产生了更多的废水。可以看出本发明所提出的胺液净化再生系统相比现有技术废水排放量大大降低，胺液回收率提高，投资降低明显，且在贫液中co2的含量高的情况下依然能做到很高的胺回收率，系统的适应性和灵活性更高。
[0150]
显然，本发明的上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非是对本发明的实施方式的限定，对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动，这里无法对所有的实施方式予以穷举，凡是属于本发明的技术方案所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之列。

技术特征：
1.一种胺液净化再生系统，其中，该胺液净化再生系统包括：待净化胺液来料管线、真空气提蒸发罐、真空冷凝器、抽真空单元和胺液罐；所述真空气提蒸发罐设置有待净化胺液进口、回收气出口、排放液出口；所述待净化胺液来料管线与所述待净化胺液进口连接；所述待净化胺液来料管线上设置有碱液进料口；所述回收气出口位于所述真空气提蒸发罐的顶部，并与所述胺液罐连接，连接管路上设置有所述真空冷凝器；所述排放液出口位于所述真空气提蒸发罐的底部；所述抽真空单元与所述真空冷凝器或胺液罐顶部联通。2.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空气提蒸发罐的内部设置有加热组件。3.根据权利要求2所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空气提蒸发罐的操作压力为绝对压力2～50kpa，操作温度为100～180℃。4.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空气提蒸发罐设置有气提气进口。5.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空气提蒸发罐的内部还设置有与所述待净化胺液进口连接的喷嘴型气液分布器。6.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空冷凝器为管壳式换热器，管程为冷却介质，壳程连接所述回收气出口与胺液罐的连接管路；当所述抽真空单元与所述真空冷凝器连接时，与所述真空冷凝器的壳程连接。7.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空气提蒸发罐包括串联的压力逐级降低的多级真空气提蒸发罐；多级所述真空气提蒸发罐之间通过液相管线连接，各级真空气提蒸发罐顶部的回收气出口均连接所述胺液罐，连接管线上均设置所述真空冷凝器。8.根据权利要求7所述的胺液净化再生系统，其中，所述真空气提蒸发罐包括串联的压力逐级降低的一级真空气提蒸发罐和二级真空气提蒸发罐；所述一级真空气提蒸发罐的待净化胺液进口与所述待净化胺液来料管线连接，回收气出口与所述胺液罐的连接管线上设置有一级真空冷凝器；所述一级真空气提蒸发罐还设置有级间胺液出口，与所述二级真空气提蒸发罐的待净化胺液进口连接；所述二级真空气提蒸发罐的回收气出口与所述胺液罐的连接管线上设置有二级真空冷凝器。9.根据权利要求8所述的胺液净化再生系统，其中，所述抽真空单元分别与所述一级真空冷凝器和二级真空冷凝器联通；或者所述抽真空单元与所述胺液罐顶部联通。10.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述抽真空单元为液环式真空泵或真空蒸汽喷射器。11.根据权利要求1所述的胺液净化再生系统，其中，所述胺液罐之后连接有胺液泵。12.根据权利要求11所述的胺液净化再生系统，其中，所述胺液泵之后设置有过滤单元。
13.根据权利要求12所述的胺液净化再生系统，其中，所述待净化胺液来料管线在碱液进料口之后设置有减压阀。14.根据权利要求1-13任一项所述的胺液净化再生系统，其中，所述胺液净化再生系统在所述真空气提蒸发罐之前还设置有胺液汽提塔；所述胺液汽提塔的塔底部设置有水蒸气进口和胺液出口，塔顶部设置有胺液进口和co2蒸汽出口；塔底部的所述胺液出口与所述待净化胺液来料管线连接。15.根据权利要求14所述的胺液净化再生系统，其中，所述胺液汽提塔的操作压力为100～270kpa，塔顶温度为80～110℃。16.根据权利要求14所述的胺液净化再生系统，其中，所述胺液汽提塔内部设置有与所述胺液进口连接的液体分布器及位于所述液体分布器下的一段散堆填料或规整填料。17.根据权利要求14所述的胺液净化再生系统，其中，所述胺液汽提塔设置有再沸器，塔釜设置升气塔盘。18.一种胺液净化再生方法，其通过权利要求1-17任一项所述胺液净化再生系统进行，具体包括以下过程：待净化胺液与碱液混合后进入所述真空气提蒸发罐，经真空加热蒸发得到的回收气进入所述真空冷凝器冷凝，冷凝液作为回收胺液进入所述胺液罐存储，不凝气被所述抽真空单元抽出以保持系统的真空度。19.根据权利要求18所述的胺液净化再生方法，其中，所述真空气提蒸发罐中进一步通入气提气，所述气提气选自氮气、空气、烟道气、水蒸气、co2产品气、mvr闪蒸气中的至少一种。20.根据权利要求18所述的胺液净化再生方法，其中，所述胺液罐中的回收胺液通过胺液泵加压至120～150kpa，并经过滤送回co2捕集系统的贫液罐或地下槽。21.根据权利要求18所述的胺液净化再生方法，其中，所述待净化胺液先进入胺液汽提塔经过低压蒸汽汽提出co2后再与碱液混合，进入所述真空气提蒸发罐进行后续处理。

技术总结
本发明公开了一种胺液净化再生系统及方法。该系统包括：待净化胺液来料管线、真空气提蒸发罐、真空冷凝器、抽真空单元和胺液罐；所述真空气提蒸发罐设置有待净化胺液进口、回收气出口、排放液出口；所述待净化胺液来料管线与所述待净化胺液进口连接；所述待净化胺液来料管线上设置有碱液进料口；所述回收气出口位于所述真空气提蒸发罐的顶部，并与所述胺液罐连接，连接管路上设置有所述真空冷凝器；所述排放液出口位于所述真空气提蒸发罐的底部；所述抽真空单元与所述真空冷凝器或胺液罐顶部联通。该系统投资低、废液排放少、胺回收率高、热稳盐脱除彻底，易于推广应用，从而保障CO2捕集系统长期稳定、低成本运行。低成本运行。低成本运行。


技术研发人员：黄莺 林贤莉 解政鼎 马明燕 苏燕兵 林海涛 孙长庚 刘建国 孟令冰 唐硕
受保护的技术使用者：中国寰球工程有限公司
技术研发日：2023.08.04
技术公布日：2023/10/15