从氨基COSUB2/SUB吸收剂溶液去除非挥发物.pdf

一种系统被布置成通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被含氨溶液流从气体流去除而从气体流去除CO2。一种从循环的含氨溶液流去除非挥发性化合物的方法包括：将循环的含氨溶液流的一部分引入气液分离装置中；将引入的含氨溶液分离成富氨气相和包括非挥发性化合物的液相；以及将富氨气相再引入循环的含氨溶液流中。

权利要求书
1.    一种从CO2去除系统的循环的含氨溶液流去除非挥发性化合物的方法，所述系统被布置成通过使气体流与所述循环的含氨溶液流接触而从所述气体流去除二氧化碳(CO2)，使得CO2被所述含氨溶液流从所述气体流去除，所述方法包括：
将所述循环的含氨溶液流的一部分引入气液分离装置中；
将所述引入的含氨溶液分离成富氨气相和包括所述非挥发性化合物的液相；以及
将所述富氨气相再引入所述循环的含氨溶液流中。

2.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述循环的含氨溶液流的所述部分当其被引入所述气液分离装置中时具有在1至10巴的范围内的压力。

3.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述循环的含氨溶液流的所述部分当其被引入所述气液分离装置中时具有在10至30巴的范围内的压力。

4.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述系统包括：
CO2捕获布置，其包括CO2吸收器，所述CO2吸收器被构造成接收包含CO2的气体流并使所述气体流与所述含氨溶液流接触，使得CO2被所述含氨溶液流从所述气体流去除以形成富CO2的含氨溶液流；以及
再生布置，其包括再生器，所述再生器被构造成：从所述CO2捕获布置接收所述富CO2的含氨溶液流；将来自所述含氨溶液的CO2分离以形成贫CO2的含氨溶液流；以及使所述贫CO2的含氨溶液流返回至所述CO2捕获布置。

5.    根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述引入的含氨溶液是来自所述CO2捕获布置的所述富CO2的含氨溶液流的一部分。

6.    根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述引入的含氨溶液是来自所述再生布置的所述贫CO2的含氨溶液流的一部分。

7.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述非挥发性化合物包括盐和金属。

8.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述含氨溶液为含水的，并且其中所述含氨溶液的水的大部分被分离成所述富氨气相，并且所述含氨溶液的水的一小部分被分离成包括所述非挥发性化合物的所述液相。

9.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，被引入所述气液分离装置中的所述循环的含氨溶液流的所述部分具有比所述循环的含氨溶液流的流率小25%体积的流率。

10.    根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述气液分离装置包括汽提塔。

11.    根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述汽提塔由具有小于10巴的压力的蒸汽加热。

12.    根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述汽提塔由来自所述再生器的贫CO2含氨溶液加热。

13.    一种用于通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被所述含氨溶液流从所述气体流去除而从所述气体流去除CO2的CO2去除系统，所述系统包括：
气液分离装置，其被构造成接收所述循环的含氨溶液流的一部分、将所述接收的含氨溶液分离成富氨气相和贫氨液相、以及将所述富氨气相再引入所述循环的含氨溶液流中，所述气液分离装置还被构造成接收碱性添加剂以与所述接收的含氨溶液混合。

14.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述贫氨液相具有在7至11的范围内的pH值。

15.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述气液分离装置包括布置成测量所述贫氨液相的pH值的pH传感器。

16.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述碱性添加剂为液体。

17.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述碱性添加剂包括氢氧化钠(NaOH)或氢氧化钾(KOH)。

18.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述碱性添加剂被添加到由所述气液分离装置接收的所述循环的含氨溶液流的所述部分。

19.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述气液分离装置包括汽提塔。

20.    根据权利要求19所述的系统，其特征在于，所述碱性添加剂被添加至所述汽提塔的贮槽。

21.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述气液分离装置被构造成在1至10巴的范围内的压力下接收所述循环的含氨溶液流的所述部分。

22.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述气液分离装置被构造成在10至30巴的范围内的压力下接收所述循环的含氨溶液流的所述部分。

23.    根据权利要求13所述的系统，其特征在于，还包括：
CO2捕获布置，其包括CO2吸收器，所述CO2吸收器被构造成接收包含CO2的气体流并使所述气体流与所述含氨溶液流接触，使得CO2被所述含氨溶液流从所述气体流去除以形成富CO2的含氨溶液流；以及
再生布置，其包括再生器，所述再生器被构造成：从所述CO2捕获布置接收所述富CO2的含氨溶液流；将来自所述含氨溶液的CO2分离以形成贫CO2的含氨溶液流；以及使所述贫CO2的含氨溶液流返回至所述CO2捕获布置。

24.    根据权利要求23所述的系统，其特征在于，所述气液分离装置被构造成接收的所述循环的含氨溶液的所述部分是来自所述CO2捕获布置的所述富CO2的含氨溶液流的一部分。

25.    根据权利要求23所述的系统，其特征在于，所述气液分离装置被构造成接收的所述循环的含氨溶液的所述部分是来自所述再生布置的所述贫CO2的含氨溶液流的一部分。

26.    一种用于通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被所述含氨溶液流从所述气体流去除而从所述气体流去除CO2的CO2去除系统，所述系统包括：
CO2捕获布置，其包括CO2吸收器，所述CO2吸收器被构造成接收包含CO2的气体流并使所述气体流与含氨溶液流接触，使得CO2被所述含氨溶液流从所述气体流去除以形成富CO2的含氨溶液流和贫CO2气体流；
氨吸收布置，其包括：
       氨吸收器，其被构造成从所述CO2捕获布置接收所述贫CO2气体流并使所述气体流与具有小于5%重量的氨浓度的含水洗液流接触，使得氨在所述含水洗液流中被吸收以形成富氨洗液，和
       第一气液分离装置，其被构造成从所述氨吸收器接收所述富氨洗液并将所述接收的洗液分离成富氨气相和贫氨液相；以及
第二气液分离装置，其被构造成接收所述循环的含氨溶液流的一部分、将所述接收的含氨溶液分离成富氨气相和贫氨液相、以及将所述富氨气相再引入所述循环的含氨溶液流中，所述气液分离装置还被构造成从所述第一气液分离装置接收所述富氨气相的至少气体部分。

27.    根据权利要求26所述的系统，其特征在于，所述第二气液分离装置被构造成从在所述气液分离装置的传质装置中或下方的所述第一气液分离装置接收所述富氨气相的所述至少气体部分。

28.    根据权利要求26所述的系统，其特征在于，所述氨吸收器的所述洗液流具有为由所述第二气液分离装置接收的所述循环的含氨溶液流的所述部分的流率的至少2倍的流率。

29.    根据权利要求26所述的系统，其特征在于，所述第二气液分离装置被构造成接收的所述含氨溶液是来自所述CO2捕获布置的所述富CO2的含氨溶液流的一部分。

30.    根据权利要求26所述的系统，其特征在于，所述第二气液分离装置被构造成在1至10巴的范围内的压力下接收所述循环的含氨溶液流的所述部分。

31.    根据权利要求26所述的系统，其特征在于，所述第二气液分离装置还被构造成从所述氨吸收器接收所述富氨洗液的至少一部分。

32.    一种用于通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被所述含氨溶液流从所述气体流去除而从所述气体流去除CO2的CO2去除系统，所述系统包括：
气液分离装置，其被构造成接收所述循环的含氨溶液流的一部分，所述气液分离装置包括：
       第一级，其被构造成接收所述循环的含氨溶液流的所述部分并将其分离成富氨气相和贫氨液相，所述富氨气相被再引入所述循环的含氨溶液流中，和
       第二级，其被构造成从所述第一级接收所述贫氨液相并将所述液相分离成基本上由水蒸气组成的气相和包括非挥发性组分的液相。

33.    根据权利要求32所述的系统，其特征在于，所述接收的含氨溶液为含水的，并且其中所述含氨溶液的水的大部分被分离成所述第二级的所述气相，所述含氨溶液的水的一小部分被分离成包括所述非挥发性化合物的所述液相，并且所述含氨溶液的水的另一小部分被分离成所述富氨气相。

34.    根据权利要求32所述的系统，其特征在于，还包括：
氨吸收布置，其包括：
       氨吸收器，其被构造成从所述CO2捕获布置接收所述贫CO2气体流并使所述气体流与具有小于5%重量的氨浓度的含水洗液流接触，使得氨在所述含水洗液流中被吸收以形成富氨洗液，和
       第一气液分离装置，其被构造成从所述氨吸收器接收所述富氨洗液并将所述接收的洗液分离成富氨气相和贫氨液相；
其中，所述第一气液分离装置被构造成从所述第二级接收所述气相的至少一部分。

35.    根据权利要求32所述的系统，其特征在于，所述第一气液分离装置被构造成从在所述第一气液分离装置的传质装置下方的所述第二级接收所述气相的所述至少一部分。

36.    根据权利要求32所述的系统，其特征在于，所述系统被构造成允许所述第一气液分离装置的所述富氨气相在被再引入所述循环的含氨溶液流中之前与所述第一级的所述富氨气相结合。

37.    根据权利要求32所述的系统，其特征在于，还包括：
CO2捕获布置，其包括CO2吸收器，所述CO2吸收器被构造成接收包含CO2的气体流并使所述气体流与所述含氨溶液流接触，使得CO2被所述含氨溶液流从所述气体流去除以形成富CO2的含氨溶液流；
其中，所述第一级被构造成接收的所述含氨溶液是来自所述CO2捕获布置的所述富CO2的含氨溶液流的一部分。

38.    根据权利要求32所述的系统，其特征在于，所述第一级被构造成在1至10巴的范围内的压力下接收所述循环的含氨溶液流的所述部分。

说明书从氨基CO2吸收剂溶液去除非挥发物
技术领域
本公开涉及一种用于通过使工艺气体与含氨溶液接触而从该工艺气体去除二氧化碳的方法。
背景技术
当今世界使用的大部分能量来自诸如煤、石油和天然气以及其它有机燃料的含碳和氢的燃料的燃烧。这样的燃烧生成包括高二氧化碳水平的烟气。由于关于全球变暖的担忧，越来越多地需要减少二氧化碳向大气的排放，因此已开发出在烟气被释放到大气之前从烟气中去除二氧化碳的方法。
WO 2006/022885公开了一种从烟气去除二氧化碳的这样的方法，该方法包括在CO2吸收器中借助于含氨溶液或浆液从冷却至低于环境温度的温度(优选地在0℃和20℃之间，更优选地在0℃和10℃之间)的烟气捕获二氧化碳。CO2被吸收器中温度在0℃和20℃之间、更优选地在0℃和10℃之间的含氨溶液吸收，之后，含氨溶液在高温高压下在再生器中再生，以允许CO2作为高纯度的气体二氧化碳逸出含氨溶液。
发明内容
本发明的目的是改进利用含氨溶液对二氧化碳的吸收。
该目的以及将从下文清除可见的其它目的根据本公开通过其以下讨论的方面而实现。
根据本公开的一个方面，提供了一种从CO2去除系统的循环的含氨溶液流去除非挥发性化合物的方法，该系统被布置成通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得CO2被含氨溶液流从气体流去除而从气体流去除二氧化碳(CO2)，所述方法包括：将循环的含氨溶液流的一部分引入气液分离装置中；将引入的含氨溶液分离成富氨气相和包括非挥发性化合物的液相；以及将富氨气相再引入循环的含氨溶液流中。
非挥发性化合物可通过例如添加到含氨溶液的工艺气体和/或化学物(例如氨)而引入到系统的含氨溶液中并在该溶液内积聚。非挥发性化合物可能对系统或CO2去除过程有害，或者通常增加含氨溶液的腐蚀性。
根据一些实施例，二氧化碳去除系统还可包括CO2捕获布置，其包括CO2吸收器，该CO2吸收器被构造成接收包含CO2的气体流并使该气体流与含氨溶液流接触，使得CO2被含氨溶液流从气体流去除以形成富CO2的含氨溶液流。
根据一些实施例，二氧化碳去除系统还可包括再生布置，其包括再生器，该再生器被构造成：从CO2捕获布置接收富CO2的含氨溶液流；将CO2与含氨溶液分离以形成贫CO2的含氨溶液流；以及使所述贫CO2的含氨溶液流返回至CO2捕获布置。
根据本公开的另一方面，提供了一种用于通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被含氨溶液流从气体流去除而从气体流去除CO2的CO2去除系统，所述系统包括：气液分离装置，其被构造成接收循环的含氨溶液流的一部分、将所接收的含氨溶液分离成富氨气相和贫氨液相、以及将富氨气相再引入循环的含氨溶液流中，气液分离装置还被构造成接收将与接收的含氨溶液混合的碱性添加剂。
根据本公开的另一方面，提供了一种用于通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被含氨溶液流从气体流去除而从气体流去除CO2的CO2去除系统，所述系统包括：CO2捕获布置，其包括CO2吸收器，该吸收器被构造成接收包含CO2的气体流并使气体流与含氨溶液流接触，使得CO2被含氨溶液流从气体流去除以形成富CO2的含氨溶液流和贫CO2气体流；氨吸收布置，其包括氨吸收器和第一气液分离装置，氨吸收器被构造成从CO2捕获布置接收贫CO2气体流并使气体流与具有小于5%重量的氨浓度的含水洗液流接触使得氨被吸收在所述含水洗液流中以形成富氨洗液，第一气液分离装置被构造成从氨吸收器接收富氨洗液并将接收的洗液分离成富氨气相和贫氨液相；以及第二气液分离装置，其被构造成接收循环的含氨溶液流的一部分、将接收的含氨溶液分离成富氨气相和贫氨液相、以及将富氨气相再引入循环的含氨溶液流中，气液分离装置还被构造成从第一气液分离装置接收富氨气相。
根据本公开的另一方面，提供了一种用于通过使气体流与循环的含氨溶液流接触使得二氧化碳(CO2)被含氨溶液流从气体流去除而从气体流去除CO2的CO2去除系统，所述系统包括气液分离装置，其被构造成接收循环的含氨溶液流的一部分，该气液分离装置包括：第一级，被构造成将接收的含氨溶液分离成富氨气相和贫氨液相，富氨气相被再引入循环的含氨溶液流中；以及第二级，被构造成从第一级接收贫氨液相并将所述液相分离成基本上由水蒸气组成的气相和包括非挥发性化合物的液相。
例如用于从由发电设备的锅炉单元产生的气体去除CO2的工业气体净化系统的构造和操作与高的投资和运营成本相关联。增加工艺中的操作单元的数量通常是不可取的，因为它与额外的投资和运营成本相关联。本文所述的方面基于以下惊人的发现：在用于从烟气去除CO2的冷冻氨工艺中，通过以相对低的投资成本引入额外的操作单元而可实现显著的工艺改进和运营成本降低。工艺改进包括减少的化学品消耗和减少的废物量。
附图说明
现在将参照附图讨论当前优选的实施例，在附图中：
图1是描绘根据本发明的实施例的气液分离装置的一般示例的示意性侧视图。
图2是描绘根据本发明的实施例的气液分离装置的示例的示意性侧视图。
图3是描绘根据本发明的实施例的与第二气液分离装置一体化的第一气液分离装置的示例的示意性侧视图。
图4是描绘根据本发明的实施例的与第二气液分离装置一体化的第一气液分离装置的示例的示意性侧视图。
图5是描绘根据本发明的实施例的连接到气液分离装置的CO2捕获布置的示例的示意性侧视图。
图6是描绘根据本发明的实施例的连接到气液分离装置的再生布置的示例的示意性侧视图。
图7是描绘根据本发明的实施例的CO2去除系统的示例的示意性侧视图。
具体实施方式
工艺气体可以是包括二氧化碳的任何类型的工艺气体，例如，来自诸如炉子、过程加热器、焚化炉、快装锅炉和发电设备锅炉的任何燃烧装置的烟气。
含氨溶液可以是包括氨的任何类型的溶液，例如液体溶液，特别是水溶液。含氨溶液中的氨可以例如呈铵离子和/或溶解的分子氨的形式。含氨溶液通常是含水的，并且可由例如水、氨、二氧化碳以及它们的衍生物构成。含氨溶液还可包括用于提高由含氨溶液对CO2的捕获中涉及的反应动力学的促进剂。例如，促进剂可包括胺(例如哌嗪)或酶(例如，碳酸酐酶或其类似物)，其可以呈溶液形式或固定在固体或半固体表面上。
通过含氨溶液从工艺气体中捕获CO2可通过含氨溶液吸收或溶解例如呈溶解的分子CO2、碳酸盐或碳酸氢盐形式的任何形式的CO2。
可存在于含氨溶液中的非挥发性化合物可包括诸如硫酸铵盐的盐、诸如硒、镁等的金属、以及固体。形成于含氨溶液中的固体可以是盐，例如碳酸铵和碳酸氢铵，特别是碳酸氢铵。
二氧化碳去除系统包括管道，该管道连接系统的不同部分且被布置成允许含氨溶液和工艺气体分别根据需要流过系统。管道可视情况包括阀门、泵、喷嘴等，以分别控制含氨溶液和工艺气体等的流动。
当含氨溶液被称为“贫CO2的”时，例如在接触二氧化碳捕获系统中的工艺气体时或在再生之后，这暗示含氨溶液就二氧化碳而言是不饱和的，并且可因此从工艺气体捕获更多二氧化碳。当含氨溶液被称为“富CO2的”时，例如在接触二氧化碳捕获系统中的工艺气体之后或在再生之前，这暗示吸收剂溶液是饱和的，或者至少比贫溶液更饱和，或者就二氧化碳而言是过度饱和的，并且可因此在能够从工艺气体捕获更多二氧化碳之前需要被再生，否则二氧化碳可沉淀为固体盐。
术语“非挥发性组分或化合物”在这里意图与具有高于水的沸点温度(即，在大气压下高于100℃)的沸点或升华温度的化合物有关。通常，水将以气相和液相两者存在于气液分离装置中。
产生富CO2工艺流的设备通常可包括蒸汽系统。蒸汽系统可包括连结到用于发电的一个或多个发电机的一个或多个蒸汽涡轮。可能方便的是使用设计成在不同蒸汽压力下操作的至少三个串联连结的涡轮。这些涡轮可分别被称为高压涡轮、中压涡轮和低压涡轮。在经过低压涡轮之后，蒸汽可在发电设备的冷凝器中冷凝。来自锅炉的蒸汽在经过高压涡轮之前通常可具有150‑350巴的压力。高压涡轮和中压涡轮之间的蒸汽被称为高压蒸汽，并且通常可具有62‑250巴的压力。中压涡轮和低压涡轮之间的蒸汽被称为中压蒸汽，并且通常可具有5‑62巴(例如5‑10巴)的压力和在154℃与277℃(310℉与530℉)之间的温度。在经过低压涡轮之后的蒸汽被称为低压蒸汽，并且通常可具有0.01‑5巴(例如3‑4巴)的压力和在135℃与143℃(275℉与290℉)之间的温度。因此，如在本公开中所引用的，低压蒸汽具有0.01‑5巴(例如3‑4巴)的压力和在135℃与143℃(275℉与290℉)之间的温度，中压蒸汽具有5‑62巴(例如5‑10巴)的压力和在154℃与277℃(310℉与530℉)之间的温度，并且高压蒸汽具有62‑250巴的压力。
气液分离装置可允许含氨溶液的高温沸点组分(即，非挥发性组分，例如盐、金属和可能地水)从含氨溶液的循环流中被去除，同时最小化低温沸点组分(即，挥发性组分，例如氨及其衍生物)的损失。
气液分离装置可包括用于允许气相和液相之间的相互作用或接触的任何类型的装置，例如填充床或蒸馏塔板，以下称之为传质装置(MTD)。气液分离装置可以例如包括汽提塔，其被构造成接收循环的含氨溶液流的一部分并加热溶液以便形成包括溶液的低沸点组分(例如氨)的蒸气的气相和包括溶液的高沸点组分的液相。汽提塔可以例如被构造成由低压或高压蒸汽或由再沸器中的电热装置加热。可能方便的是允许汽提塔至少部分地由再生器的底流(即液相)加热。加热可经由热交换器例如在汽提塔的再沸器中进行。因此，再生(即，贫CO2)的含氨溶液可以在汽提塔中用作加热介质，从而减少对外部加热的需要，并且因此节约了系统的总能量。底流通常可具有100℃以上的温度和在10与30巴之间的压力。
汽提塔可优选地相比CO2吸收器和再生器尺寸较小。汽提塔的体积流量可以小于CO2吸收器或再生器的体积流量的25%，例如在CO2吸收器或再生器的体积流量的0.01至25%、1‑10%或2‑5%的范围内。这样的小型汽提塔的投资成本通常将占CO2去除系统的总投资成本的非常低的比例。
用于气液分离装置的含氨溶液可接收自并再引入沿含氨溶液的循环的任何位置。用于气液分离装置的含氨溶液可以例如为贫CO2含氨溶液或富CO2含氨溶液。
气液分离装置可被构造成从循环的含氨溶液流接收贫CO2含氨溶液。气液分离装置可例如被构造成从再生器接收贫CO2含氨溶液。再生过程通常在高温高压下进行，例如2‑150巴、优选地10‑30巴的压力。该压力可借助于布置成与再生器连接的高压泵形成。
由于再生器中和当离开再生器时的贫溶液的温度高，因而需要在汽提塔中加入相对少量的热量，以便将作为气相的挥发性组分与作为液相的非挥发性组分分离。由于热量要求低，因而加热可以例如由电气装置进行。在其它情况中，可能有利的是从再生器布置热交换器网络的其它位置接收贫CO2含氨溶液。流温度将在10‑150℃的范围内。在带有可允许更平稳操作的更高的可用净正吸入压头的传输泵中可能显露出优点。在这样的情况中，进料/底流交换器可用来降低气液分离装置的热量要求。
备选地，气液分离装置可被构造成从循环的含氨溶液流接收富CO2含氨溶液。气液分离装置可例如被构造成从CO2吸收器接收富CO2含氨溶液。由于在CO2吸收器中和离开CO2吸收器的含氨溶液的压力低，通常在1‑2巴的范围内，因而可以在相对低的温度(例如，大约在1‑2巴的压力下的水的沸点温度或刚好高于该温度)下满足汽提塔的热量要求。因此，汽提塔的加热要求可以通过例如低压蒸汽或其它低品位热能提供。
当含氨溶液已在气液分离装置中分离时，通常包括水或低氨含量水溶液的贫氨液相和非挥发性组分被丢弃或在CO2去除系统中的其它地方再循环。通常包括氨、CO2和水蒸气的富氨气相被再引入循环的含氨溶液流中，从而导致循环的含氨溶液中氨浓度的增加和非挥发性组分的浓度的减小。
气液分离装置可被构造用于含氨溶液的分离，该溶液是含水的，并且其中含氨溶液的水的大部分(即，超出50%，例如超出60%、70%、80%或90%)被分离成富氨气相，而含氨溶液的水的一小部分被分离成包括非挥发性化合物的液相。因此，从含氨溶液中损失掉较少的水和溶液体积。
备选地，气液分离装置可被构造用于含氨溶液的分离，该溶液是含水的，并且其中含氨溶液的水的一小部分被分离成富氨气相，而含氨溶液的水的大部分(即，超出50%，例如超出60%、70%、80%或90%)被分离成包括非挥发性化合物的液相。因此，可以去除例如从工艺气体引入到含氨溶液的过量的水。
除了从含氨溶液去除非挥发性化合物之外或备选地，气液分离装置可因此控制和调整含氨溶液的水平衡。
富氨气相可优选地被再引入含氨溶液流中，其中，在汽提塔中用于产生富氨气相的热量代替在另一工艺步骤(例如再生)中的热量要求的一部分。因此，气液分离装置可被构造成将富氨气相再引入再生器中或再引入被导向再生器或可重复使用热量的系统中的其它地方的含氨溶液流中。
来自气液分离装置的贫氨液相可被丢弃，例如释放到公用污水系统等，或再引入到系统。无论如何，可能方便的是将离开气液分离装置的贫液相的pH值调整至相对中性的pH值，例如在6和12之间的pH值，例如，在7和11之间或在7和9之间，例如约8。这样贫液相也可以是低腐蚀性的。
另外，气液分离装置中的含氨溶液在7‑11或7‑9的范围内的中性或碱性的pH值可以改进诸如氨的挥发性组分从液相向气相的转变，由此可降低对气液分离装置的加热要求。当汽提掉含氨溶液的氨盐的氨部分时，可通过形成例如硫酸而降低pH值。因此可能方便的是，在含氨溶液离开气液分离装置之前已经调整了含氨溶液的pH值，例如通过将碱性材料(即碱性添加剂)在含氨溶液进入气液分离装置之前或之时或在气液分离装置内(例如添加到气液分离装置的液体贮槽)添加到含氨溶液。
碱性材料的添加可以便利地基于例如在下列时间对含氨溶液的pH测量而调节：在进入气液分离装置之前，在添加碱性材料之前或之后；在气液分离装置内的任何阶段，在添加碱性材料之前或之后，例如在贮槽中；或者在作为气体或液体离开气液分离装置之后。可能例如方便的是测量离开气液分离装置的贫氨液相的pH值。气液分离装置可因此包括布置成测量贫氨液相的pH值的pH传感器。
可能方便的是将呈液体形式的碱性添加剂添加到含氨溶液，以便有利于与溶液混合。
碱性添加剂可例如包括氢氧化钠(NaOH)和/或氢氧化钾(KOH)。
气液分离装置可在CO2去除系统中实现，该系统还包括用于从已在CO2吸收器中处理的工艺气体去除残余氨的水洗步骤。
因此，该系统还可包括氨吸收布置，其包括：氨吸收器，被构造成从CO2捕获布置接收贫CO2气体流且使气体流与具有小于5%重量的氨浓度的含水洗液流接触，使得氨被吸收在所述含水洗液流中以形成富氨洗液；以及洗涤气液分离装置，被构造成从氨吸收器接收富氨洗液并将接收的洗液分离成富氨气相和贫氨液相。洗涤气液分离装置(以下也称为第一气液分离装置)可以例如是汽提塔和/或可以类似于以上讨论的用于去除非挥发性化合物的气液分离装置(以下也称为第二气液分离装置)。然而，洗涤气液分离装置的流的体积容量可显著更高，例如根据需要为两倍高或四倍高。
来自第一气液分离装置的富氨气相通常可包括1‑5摩尔氨/千克水。约3‑5mol/kg的较高范围可借助于冷凝器实现，该冷凝器将水蒸气中的一些冷凝并使其再循环至第一气液分离装置。
可能方便的是将第一气液分离装置与第二气液分离装置一体化，特别是若它们在例如1‑10巴(例如1‑5或1‑2巴)的类似压力下操作。
来自第一气液分离装置的富氨气相可被传递到第二气液分离装置并且在那里用来帮助从液体中去除氨和其它挥发物。进入第二气液分离装置的含氨溶液通常可具有6‑14摩尔氨/千克溶液的氨含量，由此，离开第二气液分离装置的气相可具有甚至更高的氨浓度，该浓度是比来自第一气液分离装置的气相中高得多的含量，从而允许来自第一气液分离装置的气相帮助从第二气液分离装置中的液体去除氨和其它挥发物。另外，来自第一气液分离装置的气相可将热量添加到第二气液分离装置，从而显著降低第二气液分离装置的加热要求。预见性实验已显示，到第二气液分离装置的能量输入可通过这种方式减少50%以上。
这种一体化的额外的潜在优点包括：
• 用于第二气液分离装置的相对较小的再沸器；
• 第二气液分离装置的相对微小的能量损耗；
• 第一气液分离装置在不受第二气液分离装置的任何影响的情况下操作；
• 第一和第二气液分离装置对于在塔顶段中处于冷凝相的碳酸氢铵具有最低的溶解指数和因此就堵塞、结垢等而言最佳的操作预期，因为塔顶段中的氨浓度在第一气液分离装置中保持较低且在第二气液分离装置中被第一气液分离装置塔顶气体稀释；
• 对于低压级联的一体化备选方案，例如第二气液分离装置在大气压下操作，而第一气液分离装置在略微升高的压力下操作；
• 操作灵活性：通过用塔顶第一气液分离装置提高第二气液分离装置的性能，即在塔顶第一气液分离装置中作为“汽提蒸汽”流过更多水蒸气。这预先假定第一气液分离装置的足够的备用容量，但允许第二气液分离装置再沸器的紧凑设计。
为了更好利用来自第一气液分离装置的塔顶气体(即，富氨气相)，特别是在以上刚刚讨论的实施例中，气体可以便利地被允许在第二气液分离装置的MTD处或下方进入第二气液分离装置，从而使得气体能够上升通过MTD，在MTD中与液体溶液相遇，并且汽提具有在其中的任何氨的至少一部分的所述溶液。
如上文所讨论的，氨吸收器以及第一气液分离装置可具有比第二气液分离装置更高的流通能力。因此，来自氨吸收器的含水洗液可具有为进入第二气液分离装置的含氨溶液的流率的至少两倍、四倍、十倍、十五倍或20倍的流率。通常，来自氨吸收器的含水洗液可具有为在进入第二气液分离装置的含氨溶液的流率的10和100倍之间(例如在15和50倍之间或15和30倍之间)的流率。
另外或备选地，这两个气液分离装置可由被构造成从氨吸收器接收富氨洗液的至少一部分的第二气液分离装置一体化。第二气液分离装置可因此根据需要帮助第一气液分离装置从洗液去除氨和其它挥发性化合物。
另外或备选地，这两个气液分离装置可通过在重新进入循环的含氨溶液之前结合来自相应装置的两个富氨气相而一体化，例如以便降低系统的复杂性和减少管道的数量。
第二气液分离装置可备选地或另外设有两个不同的级，例如两部分，每个部分包括MTD，其中第一级可被构造成接收循环的含氨溶液流的一部分并将其分离成富氨气相和贫氨液相，富氨气相被再引入循环的含氨溶液流中；并且第二级可被构造成从第一级接收贫氨液相并将所述液相分离成基本上由水蒸气组成的气相和包括非挥发性化合物的液相。
通常，第一级可定位在第二级上方并与第二级液体接触，使得第一级的气相可借助于重力或通过泵帮助而下降至第二级中。含氨溶液流可以例如进入在第一级的MTD中或上方的第二气液分离装置(例如汽提塔)，在此，它可与被例如低压蒸汽流加热至第一级温度的来自第一级的贮槽的烟雾相互作用。含氨溶液的挥发性化合物(例如氨和CO2)可作为气相离开第一级，而第一级液相可被导引至第二级的MTD，在此，它与被例如低压蒸汽流加热至第二级温度的来自第二级的贮槽的相遇烟雾相互作用，第二级温度便利地高于第一级温度，从而允许更多的化合物作为主要由水蒸气组成的第二级气相离开气液分离装置。包括非挥发性化合物的第二级液相可离开气液分离装置。
因此，接收的含氨溶液可以是含水的，并且含氨溶液的水的大部分水可被分离成第二级的气相，含氨溶液的水的一小部分可被分离成包括非挥发性化合物的液相，并且含氨溶液的水的另一小部分可被分离成富氨气相。
当然，同样包括两级分离装置的CO2去除系统还可包括如上文所讨论的氨吸收布置、CO2捕获布置和/或再生布置。
一体化第一和第二气液分离装置(特别是在使用如以上所讨论的两级第二气液分离装置时)的附加或备选方式是在第一气液分离装置中再利用来自第二气液分离装置的第二级的气相的至少一部分。主要由水蒸气组成的第二级气相可以例如被导引至贮槽或进入第一气液分离装置的MTD中或下方，在此，它可代替第一气液分离装置的外部加热中的一些，从而降低整个CO2去除系统的加热要求。
备选地或另外，来自第二级的气相的至少一部分可在系统内的其它地方使用以提供加热。
主要参照图1，现在将描述包括汽提塔41的(第二)气液分离装置40。
汽提塔41可被构造为例如大体上圆柱形的钢容器，该容器被构造成在预定压力范围内操作。汽提塔41优选地配有一个或多个合适的传质装置(MTD)42。MTD可以是例如浮阀塔板、筛板塔板、结构化填料、松散填料或其它合适的填料材料、或它们的组合。加热系统/装置43可设置在汽提塔41中以用于加热由汽提塔接收的含氨溶液。
汽提塔41优选地被构造成为含氨溶液提供足够的热量，使得低沸点组分(例如NH3和CO2)被传递到气相，而高沸点组分(例如盐和金属)在汽提塔的底部被收集在液相中。通常，气相和液相将包括水，并且相对于水在液相中的比例的水在气相中的比例可取决于加热的量。含氨溶液可经由例如再沸器被适当地加热。再沸器可使用例如电生成的热量或蒸汽或从CO2去除系统4的另一部分供应的其它热流体(例如热烟气或热的贫CO2溶液)加热。类似地，再沸器可经由从CO2去除系统4的外部源(例如，在发电系统或烟气净化系统内的一些源)供应的蒸汽加热。热量可由能够在高于水在汽提塔的操作压力下的沸点温度的温度下提供热量的任何加热装置供应。由于汽提塔尺寸通常相对较小，因而其可由多种不同方法中的任一种加热，包括如上所述在再沸器中的蒸汽，而且也通过新蒸汽注入(即，将蒸汽直接注入汽提塔的底部)、通过电力、或通过其它热介质，例如热烟气或热冷凝物或如上文所讨论的来自第一气液分离装置的热塔顶气相。如果汽提塔通过新蒸汽注入而加热，则来自注入蒸汽的冷凝水可在汽提塔底部与液相收集在一起。新蒸汽注入是高效的且省去了再沸器。
汽提塔41被构造成经由气体出口44排放包括诸如NH3和CO2的挥发性化合物的气相并经由液体出口45排放包括非挥发性组分的液相。汽提塔可被布置成在汽提塔的底部产生包括小于5%重量的NH3(例如，小于4%重量、3%重量、2%重量或1%重量的NH3)的液相46。优选地，汽提塔41可布置成在汽提塔的底部产生基本上不含NH3和CO2的液相46。
在汽提塔的底部收集的液相46通常具有在大约或略低于水在相关压力下的沸点温度的范围内的温度，例如在大气压下约80‑100℃。可提供热交换器47以在含氨溶液被引入汽提塔41之前将热量从自汽提塔的底部去除的液相46传递至自循环的离子含氨溶液流接收的含氨溶液(且因此将含氨溶液的温度升高至例如在80‑100℃之间的预定温度)。
根据在具体CO2去除系统中去除非挥发性化合物的需求，从循环的含氨溶液接收的含氨溶液的一部分可在广泛的范围内变化。合适的部分可基于例如在具体CO2去除系统中的非挥发物的积聚而计算。该部分也可在系统中变化，使得在例如进入气体流的湿气含量中的变化可被补偿。
该部分可例如占在循环含氨溶液的总质量流率的0.01‑25%的范围内，例如在0.01‑10%或0.01‑5%的范围内。所接收的含氨溶液的部分越小，便可使用越小和成本越低的气液分离装置。在具体实施例中，所接收的含氨溶液的部分可在循环含氨溶液的总质量流率的0.05‑1%的范围内。
气液分离装置40被布置成与CO2去除系统的循环的含氨溶液流流体连接。
流体连接可优选地包括至少一个流体连接48，其被构造成将循环的含氨溶液流的一部分引导至气液分离装置40的液体入口。流体连接可包括泵和可操作用于调节供应至气液分离装置40的含氨溶液的量的流量调节装置。
流体连接可优选地包括至少一个流体连接49，其被构造成将在气液分离装置40中产生的气相从气液分离装置40的气体出口44导引到CO2去除系统4的循环的含氨溶液流中。
气液分离装置40可优选地包括至少一个流体连接50，其被构造成经由液体出口45去除在气液分离装置40中产生的液相。
由于在CO2去除系统4中循环的所有含氨溶液均包括水和积聚的非挥发物，因而用于气液分离装置40的含氨溶液可接收自并再引入沿含氨溶液循环的任何位置。含氨溶液可被接收和/或再引入其中的沿含氨溶液循环的位置的示例包括CO2吸收器10、再生器11、第一液体导管12和第二液体导管13，第一液体导管12被构造成将富CO2含氨溶液从CO2吸收器运送至再生器，第二液体导管13被构造成将贫CO2含氨溶液从再生器运送至CO2吸收器。
在一个实施例中，用于气液分离装置40的含氨溶液可接收自循环的含氨溶液流的富CO2部分，例如，接收自在CO2吸收器的底部收集的含氨溶液或接收自构造成将富CO2含氨溶液从CO2吸收器运送至再生器的第一液体导管。
该实施例的优点是，富CO2溶液通常在接近大气压的压力下提供，例如在小于2巴的压力下。这意味着气液分离装置40和流体连接48、49不必被构造成在高压下操作。这还有利于与氨吸收布置的第一气液分离装置的一体化，该装置常常在诸如1‑2巴的接近大气压的压力下操作。相比其中含氨溶液在高压下接收的实施例，这还意味着可在更低温度下提供为了将含氨溶液分离成液相和气相所需的热量。因此，在其中含氨溶液在接近大气压的压力下接收的实施例中，气液分离装置40可例如使用低压蒸汽或电加热来加热含氨溶液，以便将含氨溶液分离成液相和气相。
在一个实施例中，用于气液分离装置40的含氨溶液可接收自循环的含氨溶液流的贫CO2部分，例如接收自在再生布置12的再生器25的底部29收集的含氨溶液或接收自液体导管13，该液体导管13被构造成将贫CO2含氨溶液从再生器运送至CO2吸收器15。
该实施例的优点在于，贫溶液通常在高温下提供，例如在50‑200℃的范围内的温度，因为其已在再生器25中经过加热。这意味着可能需要相对少量的附加热量，以便将含氨溶液分离成液相和气相。热量可例如由中压蒸汽或由电加热提供。
在一实施例中，由气液分离装置40产生的气相可再引入到再生器中或被构造成将溶液流运送至再生器的液体导管中。该实施例的优点在于，在气液分离装置40中传递到气相的热量被用来间接降低再生器25的加热要求。换言之，气液分离装置40的能量要求可代替再生器25的能量要求的一部分。因此，在该实施例中，气液分离装置40的操作可变得基本上能量中性的。
参照图2，现在将描述包括汽提塔41'的(第二)气液分离装置40'的具体实施例。装置40'与图1的装置40基本上相同，但带有几个附加特征。除了这些附加特征之外，参考上文关于图1的讨论。
气液分离装置40'还包括配量系统101，用于将诸如NaOH(aq)或KOH(aq)溶液的碱性材料添加到由气液分离装置40'处理的含氨溶液，以便确保非腐蚀性pH值并改进含氨溶液的挥发性化合物(例如NH3和CO2)的汽化。配量装置可被布置成将碱性材料在气液分离装置40'中的任何地方添加到含氨溶液，例如到将含氨溶液流导引至汽提塔41'的导管和/或到汽提塔41'的贮槽。根据图2所示的实施例，碱性溶液可被添加到将含氨溶液流导引至汽提塔41'的导管和汽提塔41'的贮槽两者，从而提供改进的灵活性和对汽提塔41'中的含氨溶液的pH值的控制。气液分离装置40'还包括布置成测量气液分离装置40'中的含氨溶液的pH值的传感器102，该测量可用来调节配量装置101的配量，使得获得所需pH值。根据气液分离装置40'的设计，该传感器可定位在气液分离装置40'中的任何地方，但可能方便的是将其定位成测量包括离开汽提塔41'的非挥发物的液相的pH值，如图2所示。这样，可以确保可能地在额外的处理和净化之后丢弃并最终释放到自然环境的液体的所需pH值，例如中性的pH值。另外，通过测量离开的液相，可以高效地测量散装液体的pH值，这可能对于减少腐蚀性是方便的。
参照图3，现在将描述包括汽提塔41"的(第二)气液分离装置40"的具体实施例。装置40"与图1的装置40基本上相同，但带有几个附加特征。除了这些附加特征之外，参考上文关于图1的讨论。
在该实施例中，汽提塔41"与氨吸收布置60的(第一)气液分离装置62一体化，使得来自气液分离装置62的塔顶烟雾(即气相)被导引至和引入汽提塔41"中。气相被引入汽提塔41"的MTD 42中或下方，使得气体可以上升通过MTD 42，从而遇到在MTD 42中下落的液体并汽提掉该液体的挥发物。气相通常具有约4重量摩尔(molal)的氨含量，其低于进入汽提塔41"中的循环含氨溶液的氨含量，从而允许其帮助含氨溶液的汽提。根据图3所示实施例，MTD 42由两个单独的MTD部分42a和42b组成，并且来自气液分离装置62的气相在上MTD部分42a下方和下MTD部分42b上方进入。另外，根据图3所示实施例，塔顶烟雾经由冷凝器63经过，以便在烟雾中的挥发物进入汽提塔41"中之前升高它们的浓度。在冷凝器63之前的烟雾通常具有1‑2摩尔重量的NH3浓度，而在冷凝器63之后的烟雾通常具有3‑5摩尔重量的NH3浓度。通常为基本纯净的水的液体冷凝物可返回到气液分离装置62以便再利用。CO2去除系统4的总能量效率可因此降低，并且可在尺寸上减小汽提塔41"的加热器/再沸器43。
参照图4，现在将描述包括汽提塔41"'的(第二)气液分离装置40"'的具体实施例。装置40"'与图1的装置40基本上相同，但带有几个附加特征。除了这些附加特征之外，参考上文关于图1的讨论。
图4所示实施例的气液分离装置40"'包括汽提塔41"'，其被划分成两个级或隔室103和104，包括上MTD 42a的呈上隔室103形式的第一级以及包括下MTD 42b的呈下隔室104形式的第二级。来自循环的含氨溶液流的含氨溶液进入优选地在上MTD 42a上方的上隔室103，并且被分离成包括诸如NH3和CO2以及一些水蒸气的挥发性化合物的气相。挥发物气相可返回至循环的含氨溶液流，如关于其它实施例所讨论的。包括非挥发性化合物和水的上隔室103的液相可例如优选地在下MTD 42b上方进入下隔室104，例如由导管105从上隔室103的贮槽导引至下隔室104。在下隔室104中，来自上隔室103的液相被分离成主要由水蒸气组成(因为挥发性化合物已在上隔室103中被去除)的气相和包括非挥发物和一些水的液相，其可被丢弃或处理，如关于其它实施例所讨论的。进入上隔室103的含氨溶液通常被加热至比进入下隔室104的液体更低的温度，例如加热至在水的沸点温度处或以下的温度，进入下隔室104的液体可被加热至水的沸点温度，以便产生水蒸汽。因此，下隔室104的加热能量要求通常高于或远高于(例如两倍高或以上)上隔室103的加热能量要求。加热可由两个级103和104的单独的加热器/再沸器或如图4所示由单个加热器/再沸器43提供。
由下级104产生的水蒸气或蒸汽可被导引至氨吸收布置60的(第一)气液分离装置62，从而使汽提塔41"'与气液分离装置62一体化。在气液分离装置62中，蒸汽可用来增加加热能至气液分离装置62，从而减少对气液分离装置62的外部加热能的需要并降低对气液分离装置62的加热器/再沸器106的要求。如图4所示，蒸汽可用于通过将蒸汽直接引入气液分离装置62中(优选地在其中MTD下方)而加热，或者其可用作在气液分离装置62的加热器/再沸器106中的加热介质。CO2去除系统4的总能量效率可因此降低，并且可在尺寸上减小气液分离装置62的加热器/再沸器106。
主要参照图5和图6，提出了包括气液分离装置40的如上所述的CO2去除系统4，气液分离装置40包括汽提塔41，其被构造成通过如上文详细描述那样汽提而从循环的离子溶液中去除水和非挥发物。
图5是一实施例的示意图，其中接收的含氨溶液为来自CO2吸收器15的底部20的富CO2含氨溶液，且其中气相被再引入再生器25中。
在图5的实施例中，气液分离装置40包括汽提塔41。汽提塔41可被构造为例如大体圆柱形的钢容器，该容器被构造成在约1‑5巴的压力范围内操作。汽提塔41优选地配有一个或多个合适的传质装置(MTD)42。MTD可以是例如浮阀塔板、筛板塔板、结构化填料、松散填料或其它合适的填料材料、或它们的组合。加热系统/装置43可设置在汽提塔41中以用于加热由汽提塔接收的离子溶液。加热系统可由低压蒸汽(通常带有在4‑8巴的范围内的压力)或者若所需热量过低以至于不能证明低压蒸汽的基础设施合理时经由电加热装置/系统来加热。汽提塔41优选地被构造成为含氨溶液提供足够的热量，使得在1‑5巴的范围内的压力下，诸如NH3和CO2的低沸点组分被传递到气相，而诸如盐和金属的高沸点组分被收集在汽提塔41的底部46处的液相中。汽提塔41被构造成经由气体出口44排放主要包括NH3和CO2的气相并经由液体出口45排放主要包括水的液相。
汽提塔41被构造成接收在CO2吸收器15的底部收集的富CO2含氨溶液。来自CO2吸收器15的富含氨溶液被供应至汽提塔41的速率(进料速率)为例如贫CO2含氨溶液被供应至CO2吸收器15的进料速率的大约0.5%至2.0%。接收自CO2吸收器15的含氨溶液经由液体/气体MTD 42优选地在逆流中与供应至或生成于汽提塔41的底部中的上升蒸气接触。在汽提塔41内向下流动的含氨溶液中的氨和CO2的平衡分压与在上升蒸气相中的氨和CO2的蒸气压力之间的差值导致氨和CO2从液相向蒸气相的转变。因此，非挥发物和一些水收集在汽提塔41的底部46处且可在不放掉氨的情况下容易地从那里去除。包括汽提掉的氨和CO2以及残余量的蒸汽的气相经由汽提塔的顶部处的气体出口44离开汽提塔41。
收集在CO2吸收器15的底部20处的液相通常具有在10‑30℃的范围内的温度。收集在汽提塔41的底部46处的液相通常具有在80‑150℃的范围内(例如在95‑125℃的范围内)的温度。可提供热交换器47以在含氨溶液被引入汽提塔41中之前将热量从自汽提塔41的底部去除的液相传递到自CO2吸收器15接收的含氨溶液(并因此将含氨溶液的温度升高至例如在50‑150℃的范围内的预定温度，例如60‑120℃)。
来自汽提塔41的气相(CO2、NH3、水蒸气)可以部分地或完全地被送往再生布置12的再生器25。由于汽提塔41可以在与其所连接到的吸收器的压力对应的1‑5巴的范围内的压力下操作，并且再生器可在更高的压力下操作，因而可能方便的是将气相再引入到例如在再生器的进料泵上游的循环含氨流中。在汽提塔41的底部46处收集的液相将优选地为NH3和CO2含量低的非挥发物的水溶液。根据液相中的残余氨含量，其可被送到洗涤水汽提塔或直接送到界区(BL)。在该实施例中，投入的热量基本上(如果不完全)在再生器容器25中和/或在小型进料/流出物热交换器47中回收。因此可降低通常由低压(4‑8巴)蒸汽提供的再生器25的加热要求。
图6是一实施例的示意图，其中接收的含氨溶液为来自再生器25的底部29的贫CO2离子溶液，且其中形成的气相被再引入再生器25中。
在图6的实施例中，气液分离装置40包括汽提塔41。汽提塔41可被构造为例如大体圆柱形的钢容器，该容器被构造成在约10‑30巴的压力范围内操作。汽提塔41优选地配有一个或多个合适的传质装置(MTD)42。MTD可以是例如浮阀塔板、筛板塔板、结构化填料、松散填料或其它合适的填料材料、或它们的组合。加热系统/装置43可设置在汽提塔41中以用于加热由汽提塔接收的含氨溶液。加热系统可由中压蒸汽(通常带有在10‑30巴的范围内的压力)或者若所需热量的量过低以至于不能证明中压蒸汽的基础设施合理时经由电加热装置/系统来加热。汽提塔41优选地被构造成为含氨溶液提供足够的热量，使得在10‑30巴的范围内的压力下，低沸点组分(例如NH3和CO2)被传递到气相，而高沸点组分(例如盐和金属)在汽提塔的底部被收集在液相中。汽提塔41被构造成经由气体出口44排放包括NH3和CO2的气相并经由液体出口45排放包括非挥发物的液相。
汽提塔41被构造成从再生器25接收贫含氨溶液。来自再生器25的贫含氨溶液被供应至汽提塔41的速率(进料速率)为例如富含氨溶液被供应至再生器25的进料速率的大约0.5%至2.0%。接收自再生器25的离子溶液经由液体/气体MTD 42优选地在逆流中与供应至或生成于汽提塔容器41的底部46中的上升蒸气接触(上升蒸气应当足够)。在汽提塔容器41内向下流动的含氨溶液中的氨和CO2的平衡分压与在上升蒸气相中的氨和CO2的蒸气压力之间的差值导致氨和CO2从液相向蒸气相的转变。结果，水和非挥发物收集在汽提塔41的底部并且可在不放掉氨的情况下容易地从那里去除。包括汽提掉的氨和CO2以及水蒸气的气相经由汽提塔的顶部处的气体出口44离开汽提塔。
在再生器25的底部29收集的液相通常具有在100‑150℃的范围内的温度。在汽提塔41的底部46收集的液相通常具有在150‑250℃的范围内的温度。可提供热交换器47以在含氨溶液被引入汽提塔41之前将热量从自汽提塔41的底部去除的液相传递至自再生器25接收的含氨溶液(且因此将含氨溶液的温度升高至例如在150‑200℃之间的预定温度)。
来自汽提塔41的气相(CO2、NH3、水蒸气)被部分或完全地送回到再生器25。在汽提塔41的底部46收集的液相将优选地为NH3和CO2含量低的非挥发物的水溶液。根据水溶液中的残余氨含量，其可被送到洗涤水汽提塔或直接送到界区(BL)。在该实施例中，投入的热量基本上(如果不完全)在再生器容器25中和/或在小型进料/流出物热交换器47中回收。因此可降低通常由低压(4‑8巴)蒸汽提供的再生器的加热要求。
参照图7，CO2去除系统可以可选地进一步包括氨吸收布置，其操作用于去除离开CO2捕获布置11的CO2吸收器15的气体流中存在的痕量NH3。图7中示意性地示出了氨吸收布置的示例。水洗系统60通常包括氨吸收器61(文中称为NH3吸收器)和(第一)气液分离装置62(文中称为NH3汽提塔)。在水洗过程期间，水或具有小于5%重量的NH3浓度的水溶液的流在NH3吸收器61和NH3汽提塔62之间循环。
在NH3吸收器61中，来自CO2吸收器15的CO2耗尽的气体流被与水或具有小于5%重量的NH3浓度的水溶液的流接触，使得NH3在水或水溶液的所述流中被吸收。在NH3吸收器中使用的水或水溶液的至少一部分被抽出并供应至NH3汽提塔62。在NH3汽提塔62中，包括NH3的气相与水或水溶液分离并从氨吸收布置60中被去除。除了NH3之外，来自NH3汽提塔62的气相还可包括水蒸气、CO2和其它低沸点污染物。包括NH3的分离的气相可返回至CO2去除系统4的含氨溶液，例如返回至再生器25，以最小化NH3自系统的损耗。然而，根据图7所示的本发明的实施例，来自NH3汽提塔62的气相经由用于去除其中一些水蒸气的冷凝器63被导引至和引入(第二)气液分离装置41中，并且可在那里用来从循环的含氨溶液汽提挥发性化合物，如上文关于本发明的实施例所讨论的。NH3已从其中分离的水或水溶液可再循环至NH3吸收器61以用于从气体流捕获更多的NH3。
在图7中大体描述的实施例中，氨吸收布置60包括冷凝器63，其被构造成接收由NH3汽提塔62产生的气体流并冷凝包括于其中的水蒸气。优选地不带有或带有少量NH3且在冷凝器63中收集的含水冷凝物返回至NH3汽提塔62，以用于进一步去除留在其中的任何NH3并最终返回至氨吸收器61以用作洗涤水。
图7中示出的实施例的汽提塔41被布置成在1‑2巴的压力下操作并且从CO2捕获布置11的吸收器15接收富CO2的含氨溶液流。含氨溶液被汽提塔41分离成朝再生布置12再引入到循环的含氨溶液流中的富NH3和CO2气相以及包括非挥发性化合物的液相，该液相因此可从循环的含氨溶液中去除。汽提塔41的气相和液相两者可包括水。分别在气相和液相中的水的相对量可取决于在汽提塔中进行了多少加热。加热越多，越多的水可蒸发。因此，汽提塔也可用来调节循环的含氨溶液的水平衡。根据图7中示出的实施例，汽提塔41还从如上所述的NH3汽提塔62接收塔顶烟雾，即气相。虽然在汽提塔62的情境中富含NH3，但来自汽提塔62的气相在汽提塔41的情境中NH3的含量相对稀薄，通常包括3‑5摩尔重量(例如约4摩尔重量)的NH3，这可与通常5‑15摩尔重量(例如8‑14摩尔重量)的循环含氨溶液的NH3含量相当。来自汽提塔62的气相可因此帮助在汽提塔41中汽提含氨溶液，同时还增加热能至汽提塔41，从而降低汽提塔41的外部加热要求。来自汽提塔62的气相的NH3也将在汽提塔41中与含氨溶液一起被汽提，由此，氨吸收布置60和汽提塔41两者的结合的NH3和诸如CO2的其它挥发物可以一起朝再生布置离开汽提塔4。
汽提塔41在图7的实施例中的使用至少提供了以下优点：
• 从循环的含氨溶液去除非挥发性化合物；
• 从汽提塔41中的汽提塔62回收热量，从而将汽提塔41的热量要求降低多达50%；
• 将本来将从系统中损失的氨引导回再生布置；
• 允许用于汽提过程中的热量的高效回收。由于回收的氨以热蒸发形式被转移回到再生布置，因而在汽提塔41的汽提过程期间消耗的热量被回收并高效地用于进行CO2捕获系统的再生，从而代替此处的热需求的对应部分；
•·允许系统水平衡的更有效控制。
虽然已结合许多优选实施例描述了本发明，但本领域技术人员将会理解，在不脱离本发明的范围的情况下，可做出各种更改并可用等同物替代本发明的元件。此外，在不脱离本发明的实质范围的情况下，可做出许多修改以使特定的情况或材料适应本发明的教导。因此，本发明意图不限于作为为了实现本发明目前设想到的最佳方式而公开的特定实施例，而是，本发明还将包括落入所附权利要求范围内的所有实施例。此外，对术语第一、第二等的使用不表示任何顺序或重要性或时间顺序，而是，术语第一、第二等用来区别一个要素与另一个。