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CN116997758A - 来自烟气的二氧化碳、硫氧化物和氮氧化物的低温分离 - Google Patents

来自烟气的二氧化碳、硫氧化物和氮氧化物的低温分离 Download PDF

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CN116997758A
CN116997758A CN202180094938.2A CN202180094938A CN116997758A CN 116997758 A CN116997758 A CN 116997758A CN 202180094938 A CN202180094938 A CN 202180094938A CN 116997758 A CN116997758 A CN 116997758A
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flue gas
heat exchanger
heat
gas
adsorbent
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CN202180094938.2A
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M·T·霍尔特扎普尔
M·M·F·哈桑
M·S·蒙朱尔
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Texas A&M University
Original Assignee
Texas A&M University
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Abstract

一种从烟气中去除污染物的方法包括使所述烟气降温以去除冷凝水。所述烟气然后进行压缩和脱水。所述脱水烟气冷却以分离污染物。

Description

来自烟气的二氧化碳、硫氧化物和氮氧化物的低温分离
相关申请的交叉引用
本专利申请要求2020年12月30日递交的美国临时专利申请第63/132,148号的优先权，并且其全部公开通过引用结合。
技术领域
本公开总体上涉及从烟气中去除污染物，并且更特别地，但不以限制的方式，涉及利用低温从烟气中分离二氧化碳、硫氧化物和氮氧化物。
背景技术
本节提供背景信息以便于更好地理解本公开的各个方面。应当理解的是，本文件这一节中的陈述应据此阅读，而不是作为对现有技术的承认。
化石燃料比如煤炭、石油和天然气的燃烧会向环境中释放二氧化碳，从而导致全球变暖。未来，为遏制气候变化，可能需要从烟气和固定/点源中去除二氧化碳。
另外，许多化石燃料均含有硫。当燃烧时，硫变为硫氧化物SOx，其中x变化并用于表示以下化学物种：SO2和SO3。通常，SO2为烟气中存在的主要硫氧化物。在大气中，二氧化硫与水反应变为亚硫酸，从而导致酸雨。大多数燃煤发电厂采用洗涤器，其一般地去除约95％的二氧化硫。
此外，高燃烧温度导致大气氮和燃料内的氮变为氮氧化物(NOx)，其中x变化并用于表示以下化学物种：N2O、NO、N2O2、N2O3、NO2、N2O4和N2O5。通常，NO2为烟气中存在的主要氮氧化物。现代工业燃烧器包括用于减少氮氧化物排放到大气中的装置。
发明内容
一种从烟气中去除污染物的方法。方法包括使烟气降温和压缩烟气以去除冷凝水。烟气然后进行脱水。使脱水烟气冷却以分离污染物。
一种从烟气流中去除污染物的系统。系统包括烟气进料。第一热交换器连接于烟气进料。第一热交换器将烟气进料热暴露于冷水以形成降温烟气。干燥器连接于降温烟气。干燥器形成脱水烟气。第二热交换器连接于脱水烟气。第二热交换器将脱水烟气热暴露于冷却的制冷剂以形成液体。泵连接于第二热交换器。泵增加液体压力。第三热交换器将加压液体热暴露于脱水烟气。第三热交换器形成加压废气。
提供本概述以介绍以下在详细描述中进一步描述的概念选择。本概述不旨在识别要求保护的主题的关键或基本特征，也不用作助于限制要求保护主题的范围。
附图说明
当连同附图一起时，可通过参考以下详细描述来获得对本公开主题的更完整理解，其中：
图1显示根据本公开的方面从混合物中分离并然后压缩的一批气体的示意图；
图2A显示根据本公开的方面从煤炭和天然气燃烧烟气中分离二氧化碳并将其压缩至150和350bar的平均理论功；
图2B显示根据本公开的方面从氧气和二氧化碳的混合物中回收不同百分比的二氧化碳所需的温度和压力的组合，假设气体进料来自煤炭燃烧烟气(15mol％CO2，干基)；
图2C显示根据本公开的方面从氧气和二氧化碳的混合物中回收不同百分比的二氧化碳所需的温度和压力的组合，假设气体进料来自天然气燃烧烟气(11mol％CO2，干基)；
图3为根据本公开的方面用于从烟气中分离CO2和SO2的工艺的示意图；
图4为根据本公开的方面用于从烟气中分离CO2和SO2的备选工艺的示意图，其中泵将液体CO2和SO2加压至高于储存压力PS；
图5为根据本公开的方面从烟气中分离CO2和SO2的备选工艺的示意图，其中冷凝器在升高的压力下运行；
图6A-6B为根据本公开的方面从烟气中分离CO2和SO2的备选工艺的示意图，其中膨胀机组(expansion train)在比压缩机组(compression train)更高的温度下运行；
图7A-7B为根据本公开的方面从烟气中分离CO2和SO2的备选工艺的示意图，其中冷凝器分成两个部分；
图8A-8B为根据本公开的方面从烟气中分离CO2和SO2的备选工艺的示意图，其中利用在更高温度下运行的第三冷凝器；
图9A-9C为根据本公开的方面从烟气中分离CO2和SO2的备选工艺的示意图，其中液体加压至更高的压力；
图10为根据本公开的方面使用具有级间降温的轴流风扇的多级压缩的截面图；
图11为根据本公开的方面使用具有级间加热的轴流风扇的多级膨胀的截面图；
图12为根据本公开的方面通过高压膨胀机产生的净等熵功的图表；
图13为根据本公开的方面用于将烟气脱水的第一选项的示意图；
图14为根据本公开的方面用于利用水性盐干燥剂比如LiBr将烟气脱水的第二选项的示意图；
图15为根据本公开的方面用于将烟气脱水的第三选项的示意图，其中再生系统采用蒸气压缩蒸发；
图16为根据本公开的方面经计算加载到3A型硅胶上的水作为水分压和0-10℃范围内的温度的函数的图表；
图17A为根据本公开的方面吸附剂容器的示意图，其中吸附剂床以圆柱形配置布置；
图17B为根据本公开的方面吸附剂容器的示意图，其中吸附剂床以圆锥形配置布置；
图18A为根据本公开的方面六个吸附剂床的俯视图；
图18B为根据本公开的方面沿图18A的六个吸附剂床的线A-A截取的侧截面图；
图19A-19F为根据本公开的方面说明连接于独立降温和加热系统的互连吸附剂容器系统的示意图；
图20A-20C为根据本公开的方面用于去除二氧化碳和硫氧化物的系统的示意图，其中干燥器与工艺中的组件集成；
图21为根据本公开的方面与工艺中的组件集成的各种吸附剂容器的示意图；和
图22为各种吸附剂容器中的温度分布作为时间的函数的曲线图。
具体实施方式
应当理解的是，以下公开提供许多不同的实施方案或实施例，用于实施各种实施方案的不同特征。以下描述组件和布置的具体实例以简化本公开。当然，这些仅为实例而不旨在为限制性的。本文使用的章节标题为出于组织目的而不应解释为限制描述的主题。
图1显示分离并加压从气体混合物中分离的二氧化碳的容器100的示意图。容器100由CO2选择性膜106分成第一腔室102和第二腔室104，该选择性膜允许二氧化碳以零阻力扩散同时阻止所有其他烟气组分(例如氮气、氧气、氩气等)的扩散。第一腔室102含有烟气的气体混合物和第二腔室104含有二氧化碳。最初，第一腔室102充有一批其初始组成的烟气。随着时间的推移，二氧化碳通过膜106扩散。在各种实施方案中，膜106具有理想化为零的阻力，因此在膜106每一侧的二氧化碳逸度大致相同。如果气体混合物认为是理想气体，则在膜106每一侧的二氧化碳分压大致相同。通过膜106扩散的二氧化碳压缩到最终压力。在各种实施方案中，最小压缩能量来自例如可逆(无摩擦)等温压缩机108。随着时间的推移，压缩机108的入口压力降低，这导致功增加同时达到恒定的出口压力。
等温压缩气体所需的理论功由方程1所示的压缩机入口和出口之间的吉布斯自由能差确定：
方程1：W＝Go-Gi
其中W为理论功(kJ/mol)，Go为压缩机出口的吉布斯自由能(kJ/mol)，和Gi为压缩机出口的吉布斯自由能(kJ/mol)。
吉布斯自由能由方程2所示的以下定义确定：
方程2：G＝H-TS
其中H为焓(kJ/mol)，T为绝对温度(K)，和S为熵(kJ/(mol·K))。因此，功随着压力降低而增加，这对应于二氧化碳回收率的更大百分比，如方程3所定义：
方程3：
其中n为流过压缩机的二氧化碳摩尔数(mol)和n0为图1所示的容器100中二氧化碳的初始摩尔数(mol)。
在从CO2的初始分压到对应于给定百分比回收的最终分压的时间段期间，图2显示压缩图1所示二氧化碳所需的平均理论功。平均理论功Wave(kJ/mol)由方程4确定：
方程4：
其中n为在时间段期间流过压缩机的摩尔数(mol)。分数中分子的积分从压缩图1所示二氧化碳所需的瞬时理论功获得。图2A显示由近化学计量燃烧燃料产生的两种烟气所需的平均功：煤炭(15mol％CO2，干基)和天然气(11mol％CO2)。另外，图2A显示两种最终压力：150和350bar。
烟气含有许多组分，包括例如氮气、氧气、氩气、水蒸气、二氧化碳、硫氧化物、氮氧化物和其他微量气体。在各种实施方案中，水蒸气易于冷凝，因此可将其从考虑中去除。氧气、氩气和微量气体相对于氮气较小；因此，为简单起见，氮气可认为是烟气流的主要组分。氮氧化物含量取决于燃料的氮含量和燃烧温度。在许多情况下，特别是当燃烧温度低时，氮氧化物含量小。因此，为简单起见，假设气流仅含有氮气、二氧化碳和二氧化硫。
在各种实施方案中，蒸气中的少量二氧化硫显著降低露点压力。二氧化硫(Ttriple＝197.64K＝-75.51℃,Ptriple＝0.0167bar)的挥发性低于二氧化碳(Ttriple＝216.55K＝-56.6℃,Ptriple＝5.17bar)，因此其优先地溶解于液相中，从而产生助于溶解二氧化碳的“溶剂”。
类似地，蒸气中的少量氮氧化物比如二氧化氮会降低露点压力。二氧化氮(Ttriple＝261.9K＝-11.25℃,Ptriple＝0.18728bar)的挥发性低于二氧化碳(Ttriple＝216.55K＝-56.6℃,Ptriple＝5.17bar)，因此其优先地溶解于液相中，从而产生助于溶解二氧化碳的“溶剂”。
此外，二氧化硫和氮氧化物的组合产生助于溶解二氧化碳的“溶剂”。
由于二氧化硫和氮氧化物的浓度高度可变并且常常很小，为简单起见，假设其浓度为零；因此，在以下与图2B和2C相关的讨论中，假设脱水烟气主要含有氮气和二氧化碳。
在方程5中定义回收系数：
方程5：
其中yv为冷凝液体上方气相中CO2的摩尔分数，yf为原始烟气中CO2的摩尔分率。回收系数和回收率具有相似值。增加CO2回收率需要增加压力和降低温度，如图2B和2C所示。
如前所述，CO2回收率随着二氧化硫浓度升高而提高。为此原因，如果需要，可燃烧高硫煤炭、石油或天然气，从而导致助于CO2分离的更高浓度SO2。此外，有目的地燃烧硫并将产生的SO2引入到烟气中是可能的。由于硫一般地经克劳斯工艺从天然气中去除，因此全球可获得大量硫可用于该目的。经低温方法的SO2回收率极高，并且比传统SO2洗涤器高得多。为此原因，可取消传统洗涤器，从而节省相关的资本支出和运行支出。
类似地，高温燃烧从燃料中的氮以及从空气中的氮产生氮氧化物。为减少氮氧化物排放，常常会降低燃烧温度，这限制燃烧器运行的灵活性。由于可使用本文所述的工艺从烟气中去除氮氧化物，因此在各种实施方案中，如果需要，燃烧器可在更高温度下和用高氮燃料运行。
应当理解，烟气是复杂的并且含有许多物质，比如氮气、氧气、水、二氧化碳、硫氧化物、氮氧化物、氩气和空气中存在的其他微量气体。为简单起见，在整个剩余的描述中，烟气将表示为气体(主要是氮气)、水蒸气、二氧化碳和二氧化硫。应当理解，其他气体也存在，但为简单和简洁起见不作描述。
图3为从烟气中分离CO2和SO2的工艺700的示意图。首先，烟气在第一热交换器702中由冷却水降温，其使液态水冷凝。在各种实施方案中，第一热交换器702为逆流式热交换器；然而，在其他实施方案中，可利用并流式热交换器或其他类型的热交换器。然后，降温的烟气从第一热交换器702进入干燥器704，在那里发生烟气的进一步脱水。在各种实施方案中，进一步脱水可使用固体干燥剂比如沸石分子筛、硅胶、硫酸钙、氯化钙或活性炭或者液体干燥剂比如溴化锂盐溶液或乙二醇来实现。在各种实施方案中，当干燥剂变为以水饱和时，使干燥剂离线并通过加热来再生；因此，干燥剂被回收利用。在各种实施方案中，用于再生的热源可为例如废热，其通常在产生烟气的地方可得。或者，不是使用干燥剂，可经制冷去除水。在各种实施方案中，可采用干燥剂和制冷的组合。
然后，将除湿的烟气分成两个料流，并在第二热交换器706中由出气和在第三热交换器708中由外向CO2和SO2逆流降温。预降温的烟气然后接触冷凝器710，其液化烟气的一部分，主要是CO2和SO2，但在各种实施方案中，也液化少量残余气体组分，比如氮氧化物。使用泵712，液体加压至储存压力PS，其一般地在约150-约350bar的范围内。
在各种实施方案中，使用多级制冷系统715进行制冷。作为一个说明性实例，图3显示两种制冷剂；高温制冷剂716具有两个压缩级718、720，而低温制冷剂722具有三个压缩级724、726、728。这种设计关于制冷剂的种类和级数具有很大灵活性，如随后实施例中所述。
为提高能量效率，在每个压缩级之间，离开每个压缩机的过热蒸气与液体制冷剂接触，其使进入压缩级724、726、728的蒸气饱和。在图3中，过热蒸汽和液体之间的接触为罐730，其中过热蒸汽进入液体底部。当气泡通过液体上升时，过热去除并且饱和气泡从顶部离开。在各种实施方案中，可部署其他接触器，比如整装填料或散装填料。
在各种实施方案中，为提高效率，当液体制冷剂从较高压力流到较低压力时，膨胀机732用于回收功，从而使减压期间产生的蒸气量最小化。或者，膨胀机732可用节流阀替代，这提供简化，然而引入降低能量效率的不可逆性。
在各种实施方案中，可采用许多类型的压缩机和膨胀机，比如动力机器(例如离心式、轴向式)和容积式机器(例如往复式、螺杆式)。在各种实施方案中，采用摆线转子机器。在图3所示的实例中，CO2和SO2的冷凝在约1bar的压力下发生。
图4为从烟气中分离CO2和SO2的工艺800的示意图，其中泵712将液体CO2和SO2加压至高于储存压力PS。在高压液体离开第三热交换器708之后，其在第四热交换器802中进一步加热以升高其温度。热的高压液体然后流过膨胀机804，其中产生助于运行工艺800的功。在各种实施方案中，热源可来自各种来源，比如太阳能收集器或可从产生烟气的过程中获得的废热。在化工厂中，通常废热可在约90℃获得，尽管高于和低于该值的温度也常见。
图5为从烟气中分离CO2和SO2的工艺900的示意图，其中冷凝器710在升高的压力下运行。在各种实施方案中，在较高压力下运行允许对给定的回收系数升高冷凝器温度，这减少所需的制冷功。在图5所示的实施方案中，排气902流过一系列膨胀机904(1)-(3)，其从排气902中回收功，从而提高能量效率。膨胀过程使排气902降温，而压缩过程加热烟气906；因此，为提高效率，排气902和烟气906在逆流式热交换器908(1)-(3)中交换热量。在图5中，三个压缩级910(1)-(3)和三个膨胀级904(1)-(3)作为实例显示；然而，如果需要，可采用更少或更多。
图6A-6B为从烟气1010中分离CO2和SO2的工艺1000的示意图，其中膨胀机组1002在比压缩机组1004更高的温度下运行。在各种实施方案中，压缩机1006(1)-(3)和膨胀机1008(1)-(3)作为产生功的热力发动机运行，从而提高工艺1000的能量效率。在各种实施方案中，膨胀机1008(1)-(3)可从各种来源加热，比如太阳能或来自产生烟气1010的相关过程的废热。
图7A-7B为从烟气1102中分离CO2和SO2的工艺1100的示意图，其中冷凝器710分成第一部分1104和第二部分1106。因为冷凝不是单一纯流体，所以冷凝不会在单一温度下发生；相反，其发生在一定温度范围内。在图7所示的实施方案中，第一部分1104通过使用来自制冷部分715中的中间级的液体而在较高温度下运行。因为在较高温度下去除热量，所以第一部分1104和第二部分1106的使用提高能量效率。
图8A-B为从烟气中分离CO2和SO2的工艺1200的示意图，其中利用在比第一冷凝器部分1104和第二冷凝器部分1106更高的温度下运行的第三冷凝器部分1202。在各种实施方案中，第三冷凝器部分1202采用来自在所需温度下运行的制冷系统715中的中间级的液体制冷剂。在各种实施方案中，第三冷凝器部分1202的引入允许第一逆流式热交换器1204和第二逆流式热交换器1206以更接近的温度运行，同时避免第一逆流式热交换器1204和第二逆流式热交换器1206中的“夹持(pinch)”。术语“夹持”用于指热交换器每侧的温度变为相同，从而防止进一步传热的情况。由于温度接近，图8所示的实施方案以更高效率运行。
图9A-9C为从烟气1302中分离CO2和SO2的工艺1300的示意图，其中液体1304加压至更高的压力，从而允许引入膨胀机1306，其以类似于如图4所述实施方案的方式产生功。
图3-9所示的实施方案采用高压冷凝器，其提高冷凝温度，从而减少制冷系统715所需的能量。在图3-9所示的实施方案中，通常处理大体积的气体。原则上，可采用常规压缩机和膨胀机；然而，如果体积大，资本成本将过高。该挑战可通过使用例如轴流风扇来克服。这种风扇一般地以约1.05的低压力比和约90％的效率运行。
图10为压缩机1600的截面示意图。图11为膨胀机1700的截面示意图。共同地参考图10-11，由于每级压力比低，在各种实施方案中，可将若干风扇1602一起采用，以实现显著的总压力比(图10)。在膨胀机1700的情况下，可改变风扇1702并作为膨胀机相反运行(图11)。
为提高能量效率，压缩机1600可进行中间降温和膨胀机1700可进行中间加热。在各种实施方案中，可采用金属壁热交换器；然而，由于气体传热系数低，因此费用将会大。为克服该问题，在各种实施方案中，传热可用液态水1604进行，然后其直接与气体1606接触。如图10和11所示，喷射水1604以形成便于传热的高表面积液滴。或者，在各种实施方案中，压缩级1610(1)-(4)之间的空间1608可具有例如便于液态水和气体之间接触的整装填料或散装填料。类似地，在膨胀机1700的情况下，膨胀级1710(1)-(4)之间的空间1708可具有例如便于液态水和气体之间接触的整装填料或散装填料。
仍然参考图10-11，由于轴流风扇的每级压力比低，因此不需要在每个风扇1602之间进行中间降温，或者在膨胀机1700的情况下，不需要在每个风扇1702之间进行中间加热。相反，在各种实施方案中，风扇1602和1702可成组地聚集在一起，中间降温设置在组之间。举例来说，在图10中，将风扇1602分组成两个风扇1602的组；然而，分组可以更大。例如，一组四个风扇的总压力比为1.21。在各种实施方案中，在每个风扇叶片之间，可使用定子来提高风扇效率。类似地，与膨胀机1700相关的风扇1702可以类似方式聚集成组。
表1列出模拟中采用的假设，和表2更详细地描述制冷循环。表3a-3h描述在各种假定温度和效率下的能量消耗。例如，如果废热可在95℃下获得，压缩在25℃下发生，压缩机效率为85％，和膨胀机效率为87％，则能量消耗为26.80kJ/mol，或为90％回收率(16.49kJ/mol)下理论值的1.63倍。在这种情况下，每公吨捕获和封存的CO2的能量成本如下(方程6)：
方程6：
表1.能量分析中的假设
表2.用于灵敏度分析的制冷循环
注释：
1.所有温度和压力均为相应压缩机和膨胀机的入口条件。
2.压缩机的编号为从低压到高压，而膨胀机的编号为从高压到低压。
表3a.N2膨胀机入口温度：TE1＝35℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3b.N2膨胀机入口温度：TE1＝55℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3c.N2膨胀机入口温度：TE1＝75℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3d.N2膨胀机入口温度：TE1＝95℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3e.N2膨胀机入口温度：TE1＝115℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3f.N2膨胀机入口温度：TE1＝125℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3g.N2膨胀机入口温度：TE1＝135℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
表3h.N2膨胀机入口温度：TE1＝155℃
总能量消耗(捕获CO2的KJ/mole)
如果能够实现90％的压缩机效率，则在相同的温度假设下，能量消耗为20.22kJ/mol，并且成本将降至$6.38/公吨CO2。在冬季，如果压缩温度为10℃和压缩机效率仍为90％，则能量消耗为17.18kJ/mol，并且成本将降至$5.42/公吨CO2。
图12显示，在95℃和4的压力比下，由图4和9所示实施方案中利用的高压膨胀机产生的等熵功为0.8kJ/mol。实际上，可实现约85％，或0.68kJ/mol。如果实施，这将使能量成本降低$0.21/公吨。表4显示一种推荐的制冷循环，其使压缩机和膨胀机的尺寸减至最小，从而降低资本成本。
表4.推荐的制冷循环
注释：
1.所有温度和压力均为相应压缩机和膨胀机的入口条件。
2.压缩机的编号为从低压到高压，而膨胀机的编号为从高压到低压。
应当注意的是，对于燃煤发电厂，可取消SO2洗涤器，这降低碳捕获和封存的有效成本。此外，可通过取消从烟气中去除氮氧化物的方法来实现成本节省。
当烟气冷却时，其具有在热交换器上形成霜冻的潜在性，这将降低传热系数。
如前所述，对于将烟气脱水有许多选项。图13为用于将烟气脱水的第一选项的示意图。首先，烟气1902在第一热交换器1904中由冷却水1906降温，该降温去除烟气1902中存在的大部分水。按顺序，烟气1902以逐渐降低的温度流过热交换器1908，这从烟气1902中冷凝更多的水。对于低于冷却水温度运行的热交换器1908，一种便利的制冷剂来源为用于冷凝CO2和SO2并且关于图3所述的多级制冷系统715。在适当温度下，液体制冷剂流1910可从中间级中抽出并用于制冷。在0℃下，水的蒸气压为0.611kPa(622Pa)，其为使用该技术可实现的最小水分压。在各种实施方案中，可用用于干燥器1912的干燥剂比如硅胶来实现另外的水去除。
与固体干燥剂相比较，液体干燥剂为合乎期望的，因为其可以几乎可逆的方式变化温度。这种可逆性降低再生期间的能量需求。吸收制冷中常用的干燥剂为例如溴化锂(LiBr)的水溶液。在各种实施方案中，溴化锂显著降低凝固点。最低凝固点为约-70℃，其在约40％LiBr下发生。在各种实施方案中，凝固点的这种降低允许水性LiBr用作低温干燥剂。
不同浓度LiBr的蒸气压作为温度的函数遵循Clausius-Clapeyron方程，这意味着lnP相对于1/T的曲线图为线性的，其中T和P两者必须为绝对的。例如，在25℃时，60％LiBr的蒸气压为0.263kPa(263Pa，霜冻温度＝-10℃)。通常，该温度可通过冷却水来实现。这种系统将实现是使用在0℃下运行的制冷系统(图13所示)可实现的最佳值的1/2.3的水蒸气压。
图14为利用水性盐干燥剂比如LiBr用于将烟气2302脱水的系统的示意图。首先，烟气2302在第一热交换器2304中由冷却水2306降温，该降温使烟气2302中存在的大部分水冷凝。然后，烟气2302使用LiBr溶液进一步脱水。如图14所示，采用两级LiBr脱水；然而，应当理解，可采用更多或更少的级。在该实例中，第1级接触器将冷凝热排出至冷却水和第2级接触器将冷凝热排出至制冷剂。第1级采用接触器2308，其使用与冷却水2305交换热量的第二热交换器2303。例如，如果盐溶液为25℃和60％LiBr，则离开第一接触器2308的水蒸气压将为0.263kPa(263Pa，霜冻温度＝-10℃)。
为在第一接触器2308中再生LiBr，去除料流并发送至如图14所示作为单级蒸发器的热蒸发器2310。在各种实施方案中，可使用例如多级蒸发器来努力节约能量。在这种情况下，假设废热可用于从LiBr溶液中蒸发水，从而使其再生。来自接触器2308的液体流过显热交换器2316和2318，其将液体预热至热蒸发器2310的温度。经泵2320，热蒸发器2310的液体内容物循环通过热交换器2322，其采用废热(WH)2324来蒸发水。产生的水蒸气在热交换器2326中冷凝，其将热量排出至冷却水(CW)2328。显热交换器2316和2318在内向和外向料流之间交换热能，这节约能量。
离开第一接触器2308的气体流向第二接触器2312，其通过与第二热交换器2314中的制冷剂交换热量而在较低温度下运行。在各种实施方案中，一种便利的制冷剂来源为用于冷凝CO2和SO2的多级制冷系统715。液体制冷剂流可从中间级之一抽出并用于制冷。例如，如果盐溶液为约50％LiBr和运行温度为约0℃，则离开第二接触器2312的水蒸气压为约0.153kPa(153Pa，霜冻温度＝约-16℃)。该蒸气压为在约0℃下运行的制冷系统1900(图13所示)的约1/4。第二接触器2312中的盐水可以类似于第一接触器2308中采用的再生系统的方式再生。离开第二接触器2312的气体使用固体干燥剂或其他合适的干燥技术进一步脱水。
图15为用于将烟气2402脱水的两级脱水系统的示意图，该系统类似于关于图14所述的系统，除了采用盐再生系统2404蒸气压缩蒸发，这是一种功驱动过程。相反，对于图14所示的实施方案，再生系统2404为一种热驱动过程。根据对于给定情况的最经济选项，可采用任一种。图15说明具有两级的脱水系统；然而，在各种实施方案中，可采用更少或更多的级。来自接触器2406的液体流过两个显热交换器2408和2410，其将液体预热至蒸发温度。在潜热交换器2412中发生蒸发。低压侧2414含有盐溶液并且在较低温度下运行。来自低压侧2414的水蒸气进入压缩机2416，将水蒸气加压。高压蒸气在升高的温度下进入高压侧2418。热量从热的高压侧2418传递到较冷的低压侧2414，这导致水蒸气在高压侧2418中冷凝。显热交换器2408和2410在内向和外向料流之间交换热能，这节约能量。
如表7所示，为防止在烟气降温时于热交换器中形成冰，水蒸气的分压必需极低。当采用它们时，无论是直接制冷(图13所示)还是LiBr吸附(图23-24)均不能充分降低水蒸气压，以防止热交换器中形成冰。在所有这些选项中，均需要另外步骤—干燥器。
在高湿度(即高水分压)下，硅胶具有更高容量。相反，在低湿度(即低水分压)下，分子筛(即沸石)具有更高容量。当选择适当的吸附剂时，必需考虑与水共吸附二氧化碳的潜在不利影响。硅胶对吸附水更具选择性；因此，在各种实施方案中，硅胶用作吸附剂。
水到3A型硅胶上的加载(q*)在较低压力和较高温度下降低。水到硅胶上的加载通过方程7描述：
方程7：q*＝K(T)P
其中P为水蒸气的分压和K(T)为线的斜率(表8)。
表8.描述3A型硅胶上水吸附的常数
根据方程8斜率K(T)与温度相关：
方程8：K(T)＝κexp(k/T)
其中κ和k为由模型与数据拟合而确定的经验常数。图16显示在0-10℃范围内的温度下作为压力的函数计算的水加载。
一般地，将吸附剂置于气体流过的填充柱中。在当前应用中，烟气的体积流量大，因此如果利用这种填充柱方法，烟气通过吸附剂的表观速度将非常大，并将导致不可接受的压降。为解决该问题，在各种实施方案中，增加吸附剂床的表面积，这降低表观速度并减少吸附剂床深度，这两者均降低压降。
图17A显示一系列同心多孔圆柱形管2902，其中每隔一个环形空间填充吸附剂2904。这些端部以端板2906阻挡，端板允许气体进入左端2908并离开右端2910。图17A显示端板2906的大部分为实心的，这减少流动面积并增加压降。图17B显示一个备选实施方案，其中多孔管2952为圆锥形的，这减少由端板2956阻挡的面积，从而减少压降。
图18A显示六个吸附剂容器的俯视图。图18B为沿图18A的吸附剂容器的线A-A截取的侧截面图。垂直容器3002(1)-(6)以圆形配置布置，具有将垂直容器3002(1)-(6)连接在一起的顶部中空环面3004和底部中空环面3006。每个中空环面(3004、3006)含有阀3008，其可为例如蝶阀，其调节通过顶部中空环面3004和底部中空环面3006的流动。通过打开和关闭适当的阀3008，气流引导至正确的容器3002(1)-(6)。例如，如图30A-30B所示，容器3002(1)和容器3002(6)为隔离的，而容器3002(2)和容器3002(3)彼此连接。类似地，容器3002(4)和容器3002(5)彼此连接。
图19A-19F显示运行中的六个吸附剂容器3002；然而，在各种实施方案中，可采用更多或更少的吸附剂容器3002。物理上，吸附剂容器3002以圆形系列布置，如图18A-18B所示。为简洁和易于理解，容器3002在图19A-19F中以线性配置显示。每个容器具有引导气流的闭塞阀3102。如图19A所示，容器3002(1)-(4)允许湿烟气流过圆锥形床3104。闭塞阀3102防止烟气流过容器3002(5)-(6)。容器3002(5)通过使热的干燥气体循环通过圆锥形床3104而再生。在各种实施方案中，热的干燥气体经阀3116进入容器3002(5)并经阀3120离开容器3002(5)。出于说明的目的，在图19A-19F中，以轮廓显示的阀3116、3120为打开的。显示为实心的阀3116、3120为关闭的。通过在逆流式显热交换器3106中降温，在潜热交换器3108中冷凝水分，潜热交换器将热量排出至冷却剂，并分离冷凝水，而干燥循环的热气。将来自分离容器3110顶部的气体在逆流式显热交换器3106中预热，并在热交换器3112中进一步加热。容器3002(6)通过循环流过热交换器3114的冷气体而降温，该热交换器将热量排出至冷却剂。冷气体经阀3118进入容器3002(6)并经阀3122离开容器。出于说明的目的，在图19A-19F中，以轮廓显示的阀3118、3122为打开的。显示为实心的阀3118、3122为关闭的。图19B说明烟气通过容器3002(3)、3002(2)、3002(1)和3002(6)的循环。在图19B中，容器3002(4)加热且容器3002(5)降温。图19C说明烟气通过容器3002(2)、3002(1)、3002(6)和3002(5)的循环。在图19C中，容器3002(3)加热且容器3002(4)降温。图19D说明烟气通过容器3002(1)、3002(6)、3002(5)和3002(4)的循环。在图19D中，容器3002(2)加热且容器3002(3)降温。图19E说明烟气通过容器3002(6)、3002(5)、3002(4)和3002(3)的循环。在图19E中，容器3002(1)加热且容器3002(2)降温。
表9显示在1-h循环的10-min阶段期间每个容器的功能。图19A-19F显示1-h循环的每个阶段期间所需的阀顺序。湿气体显示为进入适当的容器和干燥气体显示为离开适当的容器。入口和出口流动将通过适当的阀和管道实现(为简单起见，未显示)。当采用偶数个容器时，入口和出口流动发生在容器的同一端。当采用奇数个容器时，入口和出口流动发生在容器的相对端。
表9.六个干燥剂容器的运行顺序
图20A-20C显示工艺的概述，其中流动料流集成到干燥器中，这节省能量和资本。在吸附阶段期间，2℃下的湿烟气流过吸附剂。该温度为通过在逆流式热交换器中的适当位置使气体转向来实现。图21提供关于干燥系统如何与剩余过程集成的更多细节。在解吸附阶段期间，热干燥气体2102的一部分从进入膨胀机组的料流转向。在该实施例中使用的条件下，72％的气体流过吸附剂床2106和28％旁通并直接地进入膨胀机组。降温阶段具有两级。在第一级中，来自适当工艺料流的冷气体(例如12.31℃)流过热床2104以去除热量并使床降温(例如29℃)。在第二级2104中，循环气体(主要是N2)被冷却(例如-9℃)，使床降温至2℃。图20显示干燥器如何与图9A-9C所示的实施方案集成。对于那些本领域技术人员而言，易于显而易见的是，这种相同的方法将如何与图3-8B中所示过程的更简单形式集成。
图22显示循环每个阶段期间的实例温度分布：(1)吸附；(2)解吸附；以及(3)降温。如前所述，降温阶段具有两级；一种使用可易于获得的工艺料流，而另一种需要制冷剂。
表10显示干燥器704中使用的实例参数。
表10.干燥器中使用的典型参数
进料水分压＝705Pa
进料水流速＝6mol/s
吸附温度＝2℃
q＊＝在2℃下的水加载＝0.4kg/kg
解吸附温度＝65℃
q＊＝在65℃下的水加载＝0.05kg/kg
容器直径＝1m
容器长度＝3m
容器数量＝6
床深度＝1cm
颗粒直径＝3cm
床分数＝0.5m3床/m3容器
通过床的表观速度＝1.3m/s
每级压降＝0.03bar
最小每级硅胶＝1814kg
实际总硅胶＝10,884kg
尽管本公开的各种实施方案已在附图中显示并在上述的详述中进行描述，但是应当理解，本公开不限于本文公开的实施方案，而是能够进行许多重新布置、改变和替换而不偏离如本文所述的本公开的精神。
术语“基本上”定义为如本领域普通技术人员理解的在很大程度上但不一定完全是所指定的。在任何公开的实施方案中，术语“基本上(substantially)”、“近似地(approximately)”、“一般地(generally)”和“约(about)”可替换为“在指定的[百分比]内”，其中百分比包括0.1％、1％、5％和10％。
上述概述若干实施方案的特征，使得本领域技术人员可更好地理解本公开的方面。本领域的技术人员应当意识到，他们可易于将本公开用作设计或改变其他工艺和结构的基础，以实施本文介绍的实施方案的相同目的和/或实现相同优点。本领域的技术人员还应当认识到，这种等效构造不背离本公开的精神和范围，并且它们可在本文中进行各种变化、替换和改变而不背离本公开的精神和范围。本发明的范围应当仅由随附权利要求的语言来确定。权利要求中的术语“包含”旨在意指“至少包括”，使得权利要求中列举的元素列表为开放组。除非特别地排除，否则术语“一个(a)”、“一个(an)”和其他单数术语旨在包括其复数形式。

Claims (20)

1.一种从烟气中去除污染物的方法，所述方法包括：
使所述烟气降温以去除冷凝水；
压缩所述烟气；
将所述烟气脱水；和
冷却所述脱水烟气以冷凝并分离污染物。
2.权利要求1的方法，其包括将所述冷凝污染物泵送至封存压力。
3.权利要求1的方法，其包括膨胀不可冷凝气体。
4.权利要求1的方法，其中所述污染物包含二氧化碳和二氧化硫。
5.权利要求1的方法，其中所述脱水包括使用吸附剂。
6.权利要求5的方法，其中所述吸附剂为溴化锂。
7.权利要求5的方法，其包括再生所述吸附剂。
8.权利要求1的方法，其中所述冷却包括利用制冷剂的多级级联。
9.一种用于从烟气流中去除污染物的系统，所述系统包括：
烟气进料；
连接于所述烟气进料的第一热交换器，第一热交换器从所述烟气中热去除热量以形成降温烟气；
连接于所述降温烟气的干燥器，所述干燥器形成脱水烟气；
连接于所述脱水烟气的第二热交换器，第二热交换器将所述脱水烟气热暴露于冷却的制冷剂以形成液体；
连接于第二热交换器的泵，所述泵增加所述液体的压力；和
将所述加压液体热暴露于所述脱水烟气的第三热交换器，第三热交换器形成加压废气。
10.权利要求9的系统，其中所述冷却的制冷剂通过多级制冷系统循环。
11.权利要求10的系统，其中所述多级制冷系统包含第二制冷剂。
12.权利要求9的系统，其包括连接于第二热交换器的第四热交换器，第四热交换器将剩余气体热暴露于所述脱水烟气。
13.权利要求9的系统，其包括连接于第三热交换器的第五热交换器，第五热交换器将所述废气热暴露于来自工业过程的废热。
14.权利要求9的系统，其中第一热交换器用冷水交换来自所述烟气的热量。
15.权利要求9的系统，其包括连接于所述第一热交换器上游烟气进料的压缩机。
16.权利要求9的系统，其中所述干燥器包括多个含有吸附剂的容器。
17.权利要求16的系统，其中所述吸附剂为硅胶。
18.权利要求16的系统，其中所述烟气循环通过多个容器的第一子集同时再生多个容器的第二子集。
19.权利要求16的系统，其中所述容器含有吸附剂床。
20.权利要求19的系统，其中所述吸附剂床至少为圆锥形和圆柱形之一。
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