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本文公开了一种用于从富气体液体汽提气体的工艺和设备。所述设备包括解吸单元(10)，所述解吸单元(10)用于从所述富气体液体解吸气体以形成包括所述气体和蒸气的第一产物流(13)，以及包括贫气体液体的第二产物流(14)。所述解吸单元(10)包括富气体液体入口(25)、第一产物流出口以及第二产物流出口。所述设备还包括膜冷凝器(22)和/或膜(蒸发器17)中的至少一个。所述膜冷凝器(22)包括可透蒸气的膜界面(26)，蒸气穿过所述膜界面(26)从所述第一产物流转移至富气体液体流，并且所述膜蒸发器(17)包括可透蒸气的膜界面(18)，蒸气穿过所述膜界面(18)转移以从所述第二产物流(14)分离蒸气部分；以及用于蒸气减少的第二产物流的出口。

权利要求书
1.  一种从富气体液体汽提气体的方法，所述方法包括：
在解吸单元中加热富气体液体以从所述富气体液体解吸所述气体，并且形成包括所述气体和蒸气的第一产物流，以及包括贫气体液体的第二产物流；以及
以下中的至少一个步骤：
使所述第一产物流与可透蒸气膜冷凝器接触以通过可渗透膜界面将所述蒸气的至少一部分从所述第一产物流去除，所述第一产物流穿过所述膜冷凝器并且与进入所述解吸单元的所述富气体液体的至少一部分交换热量以加热所述富气体液体流；和/或
使所述第二产物流与可透蒸气膜蒸发器接触以通过所述可渗透膜的膜界面将所述蒸气的至少一部分从所述第二产物流去除，并且将所述第二产物流的经分离部分返回至所述解吸单元。

2.  如权利要求1所述的方法，其中所述使所述第一产物流与富气体液体流接触的步骤包括将所述第一产物流中的蒸气冷凝成液体以形成所述富气体液体流的一部分。

3.  如权利要求2所述的方法，其中所述接触和冷凝步骤是在所述膜冷凝器中实施。

4.  如权利要求3所述的方法，其中蒸气在其穿过所述膜界面而进入所述富气体液体入口流时被冷凝。

5.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述将所述蒸气的至少一部分从所述第二产物流去除的步骤包括：
通过所述膜蒸发器的膜界面闪蒸第二产物流的至少一部分。

6.  如权利要求5所述的方法，其还包括将所述第二产物流提供给热交换器以加热所述富气体液体流的至少另外的部分以使所述至少另外的部分回到所述解吸单元。

7.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述加热所述富气体液体的步骤包括与蒸汽交换热量。

8.  如权利要求7所述的方法，其中所述膜是可透蒸汽膜。

9.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述气体选自由CO2、H2S、CO、 C2H4、C3H6、C4H8、O2、NO2或SO2组成的组。

10.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述解吸单元的温度是约80℃至约200℃。

11.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述解吸单元的压力是约0.5巴至约15巴。

12.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述富气体液体和所述贫气体液体包括选自由以下各项组成的组的气体吸收剂：氨、链烷醇胺、烷基胺、氨基酸、其盐以及其混合物。

13.  如前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述膜冷凝器和膜蒸发器中的至少一个的所述可透蒸气膜是疏水性的。

14.  如权利要求13所述的方法，其中所述膜冷凝器的膜界面是疏水性的，并且将富气体液体与气态第一产物流分离，所述富气体液体中的压力大于所述气态产物流中的压力。

15.  如权利要求13所述的方法，其中所述膜蒸发器的膜界面是疏水性的，并且将气态第二产物流与液体再生器返回流分离，所述液体返回流中的压力大于所述气态第二产物流中的压力。

16.  一种用于从富气体液体汽提气体的设备，所述设备包括：
解吸单元，所述解吸单元用于从所述富气体液体解吸气体以形成包括所述气体和蒸气的第一产物流，以及包括贫气体液体的第二产物流，所述解吸单元包括富气体液体入口、第一产物流出口以及第二产物流出口；以及
以下中的至少一个：
膜冷凝器，所述膜冷凝器包括
用于接收所述第一产物流和富气体液体流的入口，
可透蒸气的膜界面，蒸气穿过所述膜界面从所述第一产物流转移至所述富气体液体流，
与所述解吸单元的富气体液体入口流体连通的出口，以及用于蒸气减少的第一产物流的出口；和/或
膜蒸发器，所述膜蒸发器包括
用于接收所述第二产物流的至少一部分的入口；可透蒸气的膜界面，蒸气穿过所 述膜界面转移以从所述第二产物流分离蒸气部分；以及用于蒸气减少的第二产物流的出口。

17.  如权利要求16所述的设备，所述设备包括所述膜冷凝器和膜蒸发器两者。

18.  如权利要求16或17所述的设备，其还包括用于向所述解吸单元提供热量的加热单元。

19.  如权利要求16至17所述的设备，其还包括用于接触贫液体吸收剂气体流以产生所述富气体液体流的吸收单元。

20.  如权利要求16至19所述的设备，其还包括用于在所述蒸气减少的第二产物流与来自所述吸收单元的富气体流的一部分之间转移热量的一个热交换装置，所述蒸气减少的第二产物流的至少一部分与所述吸收单元流体连通。

21.  如权利要求20所述的设备，其中来自所述热交换装置的富气体流与所述解吸单元直接或间接流体连通。

22.  如权利要求16至21所述的设备，其中所述膜冷凝器和/或膜蒸发器的半可渗透膜在相应的冷凝器或蒸发器的操作温度和压力下基本上不透过气体。

23.  如权利要求19至22所述的设备，其中所述膜是可透蒸汽膜。

24.  如权利要求16至23所述的设备，其中所述膜冷凝器和/或膜蒸发器的膜界面的膜是由疏水性材料制成的。

25.  如权利要求16至23所述的设备，其中所述膜冷凝器和/或膜蒸发器的膜界面的膜是由亲水性材料制成的。

26.  如权利要求24或25所述的设备，其中所述膜设置有可透蒸气涂层。

说明书用于通过气体解吸进行热整合液体吸收剂再生的工艺和设备
发明领域
本发明涉及一种用于提高气体汽提(gas stripping)和吸收剂再生的能量效率的方法和设备，并且具体而言涉及从液体吸收剂汽提CO2。
发明背景
本说明书中对任何现有技术的参考不是，并且不应被看作是，承认或以任何形式暗示所述现有技术在澳大利亚或任何其它国家管辖权内构成普通常识的一部分，或者所述现有技术可以合理地期望被本领域技术人员确定、理解和认为是相关的。
发电站、水泥窑和钢生产中从烟气分离CO2允许这些工业活动继续使用化石燃料，同时减少最重要的温室气体即CO2的排放。虽然当前正在开发用于从烟气分离CO2的若干不同的工艺，但使用化学吸收剂的水溶液的化学吸收工艺是主导技术，这主要归因于其先进的发展状态。虽然它已在低CO2去除容量下是可行的，但它并未达到大规模工业操作所必需的规模。扩大工艺的规模因此是一项重要挑战。图1中示出了使用化学吸收剂进行CO2回收的典型工艺流程图。
在冷却之后，使烟气100与吸收器102中的化学吸收剂相接触。需要鼓风机103在气体穿过温度典型地处于40℃与60℃之间的冷却器104之后将所述气体泵运穿过吸收器，借此CO2之后被吸收器102中的化学吸收剂结合。在穿过吸收器102之后，烟气经过水洗涤部段113以使系统中的水平衡，并且去除所携带的蒸气的任何液滴并之后离开吸收器102。然后将含有化学结合的CO2的“富”吸收剂溶液经由热交换器105泵运至汽提塔107的顶部。在高温(100℃至140℃)下，在1巴与2巴之间的压力下，在汽提塔107中进行化学吸收剂的再生。汽提塔107是使富吸收剂与再沸器108中产生的蒸汽相接触的气体/液体接触器。
热量被供应给再沸器108以维持再生条件。这会导致因加热溶液以提供解吸化学结合的CO2和充当汽提气体的蒸汽产生所需的解吸热量所致的能量代价。将蒸汽回收在冷凝器109中并且回送至汽提塔107，而CO2产物气体110离开冷凝器109。在 冷却水或空气冷却装置中带走冷凝物的热量。CO2产物110是相对纯的(>99％)产物，其中水蒸气是主要其它组分。由于化学吸收工艺的选择性性质，惰性气体的浓度是低的。然后将含有极少CO2的“贫”吸收剂溶液111经由贫-富热交换器105和冷却器112泵运回至吸收器102以使其下降至吸收器温度水平。CO2去除率典型地是在90％左右。
化学吸收工艺的能量需求主要来自供应给再沸器108的热量。所述热量用于从贫溶液106产生充当汽提气体的蒸汽，即，所述热量使CO2的分压保持足够低以为解吸工艺提供驱动力。蒸汽也是热能量的载体，通过蒸汽的冷凝，它释放解吸CO2和加热通过解吸塔107的化学吸收剂所需的能量。再沸器108中生成的蒸汽的量应保持尽可能低，但一些蒸汽总是不可避免地会与产生的CO2一起从解吸单元流失，并且这代表能量损失，因为蒸汽通常被冷凝并且能量是在冷却水中被带走的。
需要提出一种比当前工艺更能量有效的工艺和设备。现有技术中已经建议了各种方法。
WO 2007/075466公开了一种方法，其中从解吸塔的底部离开的贫化学吸收剂被送至压力比平衡压力更低的闪蒸器。贫溶液具有低CO2分压；因此所产生的蒸气主要是蒸汽。可以将蒸汽再压缩并且将其注入到解吸器中以为解吸塔中的化学吸收剂的汽提和加热提供另外的蒸汽。这需要添加两件设备：闪蒸器和压缩机。这增加了资本和操作费用。另外，添加另外的压缩机增加了总能耗-因此有损于节能，这是不希望的。
US 4152217公开了通过使用热交换器，通过与进入解吸塔的富吸收剂溶液进行热交换从离开解吸塔的CO2/蒸汽混合物提取热能来回收和再利用热量。这允许冷凝物的潜在热量被回收为富吸收剂中的可感热量。然而，本专利的教义显示需要富吸收剂流分裂成两股流，这从工艺流程和控制角度而言是复杂的。
US 4444571公开了一种从气体/蒸汽混合物回收潜在热量的方法，所述方法使用相较于混合物中含有的其它气体可选择性透过蒸汽的膜。将主要含有蒸汽的渗透物再压缩，并且将所述渗透物注入到解吸塔的底部部段中。虽然合适的膜是可获得的，但所述工艺需要额外的能量，这是不希望的。
用于改进解吸塔的能量性能的现有技术方法都是受限的，因为它们仅解决了单个改进步骤并且假定了如图1中所示的常见工艺布局。
本发明的目的是解决现有技术中至少一些上文先前提及的缺点中。
发明概述
在本发明的上下文中，常用术语“富”液体吸收剂(即，富气体)指代含有高于最小浓度的一定量的经吸收的气体的液体吸收剂。这些经吸收的气体在再生工艺期间逐渐被去除。在不再从液体吸收剂解吸气体(即，经吸收的气体的最小浓度)的时间点，液体吸收剂被称为“贫”(即，贫气体)。在这时，液体吸收剂可能还含有相当大数量的经吸收的气体。因此，在本申请中，含有比贫吸收剂浓度更高的一定量的经吸收的气体的液体吸收剂被称为富液体吸收剂。
根据本发明的一个方面，提供了一种从富气体液体汽提气体的方法，所述方法包括：
在解吸单元中加热富气体液体以从富气体液体解吸气体，并且形成包括气体和蒸气的第一产物流，以及包括贫气体液体的第二产物流；以及
以下中的至少一个步骤：
使第一产物流与可透蒸气膜冷凝器接触以通过可渗透膜界面将蒸气的至少一部分从第一产物流去除，第一产物流穿过膜冷凝器并且与进入解吸单元的富气体液体的至少一部分交换热量以加热富气体液体流；和/或
使第二产物流与可透蒸气膜蒸发器接触以通过可渗透膜的膜界面将蒸气的至少一部分从第二产物流去除，并且将第二产物流的经分离的部分返回至解吸单元。
在一个实施方案中，使第一产物流与富气体液体流接触的步骤包括将第一产物流中的蒸气冷凝成液体以形成富气体液体流的一部分。接触和冷凝步骤优选地是在膜冷凝器中实施的。可以逆流或并流流动将第一产物流和富气体液体引入到膜冷凝器中，但逆流是优选选项。在这个实施方案中，蒸气在其穿过膜界面而进入富气体液体入口流时被冷凝。
在可以与本发明的其它实施方案的多个方面结合的另外的实施方案中，将蒸气的至少一部分从第二产物流去除的步骤包括：
通过膜蒸发器的膜界面闪蒸第二产物流的至少一部分。
在闪蒸之后，将第二产物流(其中闪蒸蒸气已去除)提供给热交换器以加热富气体液体流的至少另外的部分以使所述至少另外的部分回到解吸单元。
优选地，加热解吸单元中的富气体液体的步骤包括与蒸汽热交换或与之接触。
所述气体可以是不可冷凝的气体。本发明优选地适用于选自由CO2、H2S或SO2组成的组的气体，并且富气体液体和贫气体液体包括选自由以下各项组成的组的气体吸收剂：氨、链烷醇胺、烷基胺、氨基酸、其盐、无机碱以及其混合物。
对于膜冷凝器和蒸发器步骤，所述膜优选地是可透蒸汽膜并且更优选地是蒸汽选择性膜。膜冷凝器和膜蒸发器中的至少一个的可透蒸气膜是疏水性的或亲水性的。当膜冷凝器的膜界面是疏水性的并且将富气体液体与气态第一产物流分离时，富气体液体中的压力大于气态产物流中的压力。此外，当膜蒸发器的膜界面是疏水性的并且将气态第二产物流与液体再生器返回流分离时，液体返回流中的压力优选地大于气态第二产物流中的压力。
在操作中，优选地，解吸单元的温度是约80℃至约200℃，并且解吸单元中的压力是约0.5巴至约15巴。
根据本发明的另一个方面，提供了一种用于从富气体液体汽提气体的设备，所述设备包括：
解吸单元，所述解吸单元用于从富气体液体解吸气体以形成包括气体和蒸气的第一产物流，以及包括贫气体液体的第二产物流，所述解吸单元包括富气体液体入口、第一产物流出口以及第二产物流出口；以及
以下中的至少一个
膜冷凝器，所述膜冷凝器包括
用于接收第一产物流和富气体液体流的入口
可透蒸气的膜界面，蒸气穿过所述膜界面从第一产物流转移至富气体液体流，
与解吸单元的富气体液体入口流体连通的出口，以及用于蒸气减少的第一产物流的出口；以及
膜蒸发器，所述膜蒸发器包括
用于接收第二产物流的至少一部分的入口；可透蒸气的膜界面，蒸气穿过所述膜界面转移以从第二产物流分离蒸气部分；以及用于蒸气减少的第二产物流的出口。
优选地，所述设备包括膜冷凝器和膜蒸发器两者，并且优选地还包括向解吸单元提供热量的加热单元。可以逆流或并流流动将第一产物流和富气体液体流接收到膜冷凝器中，但逆流是优选选项。
解吸单元优选地结合吸收单元和热交换装置一起操作，所述吸收单元用于接触贫 液体吸收剂气体流以产生富气体液体流，所述热交换装置用于在蒸气减少的第二产物流与来自吸收单元的富气体流的一部分之间转移热量。蒸气减少的第二产物流的至少一部分与吸收单元流体连通。来自热交换装置的富气体流与解吸单元直接或间接流体连通。
优选的是，膜冷凝器和/或膜蒸发器的可渗透膜在相应的冷凝器或蒸发器的操作温度和压力下基本上不透过气体。所述膜可以是选择性膜并且优选地，膜冷凝器和/或膜蒸发器的膜界面的膜是由疏水性材料制成。或者，膜冷凝器和/或膜蒸发器的膜界面的膜是由亲水性材料制成，但冷凝器和蒸发器中需要不同的操作压力。
有利的是，本发明使得能够在基于胺的燃烧后捕获(PCC)工艺中大幅度降低液体吸收剂再生的热能需求。因此，本发明在无需返回到替代的液体吸收剂的情况下就解决了现有技术PCC的主要缺点之一。
通过举例和参考附图，将从下文描述中清楚明白本发明的另外的方面和先前段落中描述的多个方面的另外的实施方案。
附图简述
图1是根据现有技术的使用化学吸收剂的CO2回收的工艺流程图；
图2是本发明的一个实施方案的图示，示出了用于从富气体液体吸收剂解吸气体的气体解吸单元，所述单元包括回收热能所用的热转移设备；
图3是用于转移水蒸气(冷凝模式)的疏水性多孔膜的操作的示意图；以及
图4是用于转移水蒸气(冷凝模式)的亲水性多孔膜的操作的示意图。
实施方案的详述
本发明可适用于液体吸收剂的再生，所述液体吸收剂含有在比再生温度更低的温度下从进料气体的混合物中吸收的气体，在所述再生温度下，这些气体从液体吸收剂去除。待去除的气体典型地是所谓的类似二氧化碳和硫化氢的酸性气体，但所述工艺可适用于任何气体-液体吸收剂组合，其中气体吸收是热可逆的。液体吸收剂将典型地含有容易蒸发的组分如水或甲醇，以及使得液体吸收剂的气体吸收能力增加的一种或多种组分。组分的这些类型取决于待去除的气体。对于酸性气体去除，这些组分典型地是有机碱如胺，包括氨、单乙醇胺和其它链烷醇胺；以及无机碱如碳酸盐和磷酸 盐。
因此，在一个实施方案中，本发明涉及一种用于通过气体解吸进行热整合液体吸收剂再生的工艺和设备。所述再生设备可以包括
用于富气体液体吸收剂的入口，所述富气体液体吸收剂即是含有一定量待去除的吸收的气态组分的液体吸收剂，
-用于贫气体液体吸收剂的出口，所述贫气体液体吸收剂即是含有减少量的待去除的吸收的气态组分的液体吸收剂，
-用于从液体吸收剂解吸的气态组分和蒸气的出口，
-具有导管、热交换器、接触设备的系统，所述系统主要实现富液体吸收剂与贫液体吸收剂和待去除的气态组分两者的逆流操作，但在下文描述的每个区中，并不是必要的。所述设备还可以包括；
-蒸气产生区，其中提供解吸气体和维持气体解吸的驱动力所必需的热能所需的蒸气(典型地是蒸汽)通过液体吸收剂的沸腾、优选再沸器来生成，
-一个或多个气体解吸和冷凝区，其中蒸气在气体-液体接触器中冷凝成液体吸收剂，从而提供从液体吸收剂解吸气体所需的能量，
-一个或多个热转移区，其中可感热量从贫液体吸收剂转移至富液体吸收剂，和/或从贫液体吸收剂产生的蒸汽被冷凝，从而将潜在热量转移至富吸收剂。这优选地是热交换装置。
所述设备包括一个或多个蒸气转移区中的至少一个，其中蒸气经由膜从贫液体吸收剂(第二产物流)转移至富液体吸收剂(富气体液体)，所述膜明显阻止液体吸收剂和解吸气体的转移，
-一个或多个蒸气冷凝区，其中蒸气经由膜从解吸气体和蒸气(第一产物流)的混合物转移至富液体吸收剂(富气体流)，所述膜明显阻止液体吸收剂和解吸气体在任一方向上的转移，以及
-一个或多个热转移区，其中热量经由蒸发或传导从贫液体吸收剂(第二产物流)转移至冷却介质。
上文实施方案的优点在于：对于气相或蒸气相并不需要压缩机，并且替代地仅使用液体泵作为旋转设备。
图2中所示的工艺流程图示出了根据上文描述的实施方案用于热整合液体吸收 剂再生的设备的一个实例。所述实例涉及通过可透蒸气且不透液体的膜进行冷凝和蒸发来回收潜在热量。
图2提供了本发明的一个实施方案的图示。图2示出了包括用于回收热能的热转移设备的，从富气体液体吸收剂解吸气体的气体解吸单元。
图2的设备包括再生塔(或气体解吸单元或汽提塔)。通过第一入口25和/或第二入口24将富气体液体吸收剂引入到再生塔中。在再生塔10和相关联的再沸器12中，使富气体液体吸收剂与受热蒸气(如蒸汽)相接触。这使得气体(如CO2)从富气体液体解吸出来，从而提供包括气体和蒸气的第一产物流13以及包括贫气体液体的第二产物流14。从第一蒸气入口15和/或第二蒸气入口16将蒸气引入到再生塔中。第一蒸气入口连接到使用热能将液体转化成蒸气的再沸器单元12上。第二蒸气入口16连接到膜蒸发器17上。
贫气体液体14离开容器10，并且贫气体液体14a的一部分被传递至再沸器，在再沸器处，所述贫气体液体被提供热能并且转化成蒸气。之后通过第一蒸气入口15将所述蒸气重引入到再生塔10中。贫气体液体14b的另一部分被传递至膜蒸发器17。由于这个部分14b穿过膜蒸发器17，整个膜上存在蒸气的分压的差异。这个分压差异使得贫气体液体的一部分14b转换或闪蒸以形成闪蒸蒸气。闪蒸蒸气(蒸汽)穿过膜蒸发器17的膜壁18并且经由第二蒸气入口16重引入到再生塔10中。贫气体液体的未蒸发部分19之后被传递通过热交换器20，其中热量被转移至来自气体吸收器(未示出)的富气体流21的一部分21a，所述一部分21a传递至再生塔10的第二入口24。在穿过热交换器20之后，贫气体液体23之后被传递至吸收器(未示出)以再充入气体。
从再生塔10提取包括已从富气体液体解吸的气体以及蒸气(如蒸汽)的第一产物流13，并且将所述第一产物流13传递至膜冷凝器22。膜冷凝器22包括可透蒸气的膜界面24。膜界面24的一侧上是来自吸收器的流的一部分21b的富气体液体吸收剂，并且膜界面24的另一侧上是第一产物流13。由于第一产物流13穿过膜冷凝器22，所以蒸气穿过膜24并且进入来自流21b的富气体液体吸收剂中。一些或基本上全部的蒸气可以此方式从第一产物流13去除。这产生了主要包括解吸气体的高纯度产物25。如所陈述，蒸气穿过膜24并且进入来自流21b的富气体液体吸收剂中。所述蒸气被冷凝成液体，从而释放在进入到再生塔10之前加热富气体液体的热能。然后通过第一入口24将受热的富气体液体引入到解吸塔中。
图2中所示的实施方案涵盖用于转移和回收潜在热量的两个主要位置。
(i)从离开再生塔10的底部的贫热液体吸收剂14、14a、14b回收能量。进入解吸单元10的富吸收剂和离开再生塔的贫吸收剂的温度之间通常存在显著的差异，因为温度差异是由给定压力下的蒸气-液体平衡确定。作为获得更好的热回收的方式，来自贫溶剂的闪蒸蒸气可以直接回送到再生塔中。在这个概念上，不需要蒸气压缩，并且简单地通过可透蒸气膜18将蒸汽蒸发到再生塔中。理想的是将所述膜放置到再生塔中以提供短的流动路径，从而避免再压缩的需求。由于蒸发过程具有非常高的转换速率，将CO2再吸收到贫液体吸收剂中将受到限制。另外，膜18的存在和其多孔结构可以有助于限制CO2再吸收到贫溶剂中，因为所述膜充当了额外的扩散屏障。
(ii)如图2中所示通过离开再生器10的CO2/H2O气体流13与进入的富吸收剂21b的一部分之间交换热量来回收热。通常，所述流中的水蒸气仅被冷凝，并且能量是在冷却水流中被带走的。在本发明的概念中，热回收经由通过可透蒸气膜26进行水蒸气的冷凝来实现。此处膜屏障26的存在还可有助于限制CO2再吸收到富溶剂中。
使用用于转移水蒸气(通过蒸发或冷凝)的膜的优点来自通过膜屏障进行的蒸气与液体之间的直接接触。
两种热回收方法都涉及将可感热和潜在热回收到由再生塔10、冷凝器22和贫/富热交换器20组成的总过程中。其涉及通过蒸发和冷凝进行的水蒸气的转移，最终导致潜在热量从一个相转移至另一个相。这可以使用可透水的膜以更有效、可控和选择性方式完成。存在可获得的各种聚合物膜和无机膜(多孔的和非多孔的)，它们可以有效地做到这点。
针对冷凝模式，图3和图4中示出了两种膜概念。对于蒸发模式，水蒸气的转移仅是可逆的。
在图3中，(CO2/H2O流13中的)水蒸气经由疏水性多孔膜与更冷的富液体吸收剂流(即图2中的21b)接触。液体吸收剂侧上的压力应高于气体侧上的压力，否则气体会仅渗透穿过孔并且鼓泡穿过液体。要避免这种情况，因为气体和液体的充分混合可能会导致CO2转移到吸收液体中，这是不希望的。富液体吸收剂中水蒸气的冷凝使得能够回收潜在的热。对于多孔膜，吸收液体不被允许进入膜孔中，直到超出突破压力。这受到孔径、整个膜上的压差以及吸收液体与膜材料的相互作用的影响。这些表面现象由Laplace方程式描述：
Δp＝-2(Y/r).cosΘ             (1)
其中
△p＝P液体-P气体  ：压力差             [N/m2]
Y            ：液体的表面张力   [N/m]
r             ：孔半径          [m]
θ             ：接触角
如果接触角大于90°并且压力差针对给定孔径是受限的，则膜孔不会被润湿。
适用于水性吸收液体的膜材料是非极性聚合物，如聚丙烯、聚乙烯以及聚四氟乙烯。由于表面张力随着温度减小，突破压力随着温度的增加而降低。膜将具有意味着可能出现一些润湿的孔径分布。一旦膜孔被润湿，一些吸收液体就将渗透穿过膜而到达气体侧。然而，少量液体渗透(虽然不希望)并不应视作是严重的，因为水蒸气的转移和热量的回收不会受到这种情况影响。液体仅将最终到达再生塔，并且它不会流失。
在图4中示出了第二配置。在这种模式下，膜是亲水性的，并且通过毛细管力，膜孔被润湿。当液体侧压力仅略高于气体侧压力时，液体会相当容易地渗透穿过膜。通过在气体侧上施加比液体侧更高的压力，可以减少液体渗透。由于膜被润湿，鼓泡点即气体将开始渗透穿过膜所处的点可以通过以下内容来确定：
Δp＝2(Y/r)                    (2)
其中：
△p＝P气体-P液体  ：压力差             [N/m2]
Y              ：液体的表面张力[N/m]
r               ：孔半径          [m]
如果压力差超过方程式2给出的值，则气体将鼓泡穿过膜而进入到液体中。这是不希望的。当液体侧压力略高于气体侧压力时，则液体将有可能相当容易地渗透穿过膜。
适用于水性吸收液体的膜材料是亲水性聚合物，如聚砜、聚醚砜、聚乙烯醇和聚酰胺以及陶瓷材料或金属；一般用于液体过滤目的如微滤、超滤、纳滤以及反渗透的膜材料。同样在这种膜配置中，少量液体吸收剂渗透或泄露(虽然不希望)并不应视作是重要的，因为水蒸气的转移和热量的回收不会受到这种情况影响。液体仅将最终到达再生塔，并且它不会流失。这种液体渗透可能会穿过针孔、缺口(imperfection)以及 孔径远远大于标称孔径的区域发生。因此，多达总流的10％的液体渗透率被认为是可接受的，但并不是希望的。
在所述工艺的冷凝和蒸发模式下，有益的是，限制CO2转移回到液体吸收剂中，因为将会存在有助于再吸收的驱动力。冷凝或蒸发过程远远快于CO2吸收到液体中的过程，并且会产生限制CO2再吸收的有利条件。然而，无论是冷凝部分还是蒸发部分，膜都应展现出高蒸汽渗透性以避免降低蒸气转移速率。蒸汽渗透率因此应高于3·10-7mol/m2sPa(约1000GPU)，优选地高于3·10-6mol/m2sPa(约10,000GPU)并且理想地高于3·10-5mol/m2sPa(约100,000GPU)。
本发明一般被描述用于从富气体吸收剂去除二氧化碳。富气体吸收剂可以是碱性水溶液(无机盐、包括氨基酸盐的胺类)。可以在典型的再生温度(即100℃与150℃之间)下再生富气体吸收剂。CO2的来源可能是来自天然气流、烟气、生物气、页岩气、煤层气、工业气体、空气等。
虽然本发明已参考从富气体吸收剂去除CO2进行了广泛描述，但本领域技术人员将了解到，本发明的设备和方法可适用于从富气体吸收剂去除其它气体。例如，所述方法和设备可以用于去除H2S、SO2或已从气体流吸收到水性液体吸收剂中的一般其它的酸性气体。此外，所述方法和设备可以用于其它分离如使用硝酸银水溶液进行链烷烃/烯烃分离、使用含氨的氯化铜溶液进行一氧化碳分离、挥发性化合物与其中蒸汽用于使气体从液体流挥发/解吸出来的废水的分离。汽提蒸气还可能含有蒸气压力类似于水的其它可冷凝组分。实施例的范围是从与水完全混溶的氨和甲醇到基于烃的不太混溶的组分如甲苯，这取决于液体吸收剂的类型。
实施例
这个分析中使用的液体吸收剂是30％MEA水溶液，它在许多研究中都用作基准。在标准的液体再生工艺中，热能经由再沸器提供，从而导致120℃的底部温度。这将导致生成汽提蒸汽，所述汽提蒸汽将在再生塔中向上行进。部分蒸汽将在液体吸收剂中冷凝，从而提供从向下行进穿过再生塔的液体吸收剂释放CO2所需的热量。汽提蒸汽将携带CO2向上穿过塔。在再生塔的顶部温度下水饱和的CO2产物将离开塔，比例典型地是0.6吨蒸汽/吨CO2。蒸汽在冷凝器中被去除并且冷凝的热量是在冷却水中被带走。这构成了液体再生工艺的热能需求的一部分。第二贡献可能来自从再生塔的顶部到再生塔的底部对液体吸收剂加热的需求。这一般由再生塔的等压操作(isobar  operation)和常见的液体吸收剂负载确定，并且典型地，液体吸收剂在向下行进穿过塔时需要加热15K。最终的贡献来自破坏CO2与液体吸收剂之间的键所需的能量并实际上将CO2从液体吸收剂解吸出来所需的能量。这取决于液体吸收剂，并且对于MEA，典型地是1.7GJ/吨CO2。
表1中给出了液体吸收剂的物理特性以及再生工艺条件的概述。
表1：物理参数和再生工艺条件
物理特性或工艺条件值CO2结合能[GJ/吨CO2]1.7蒸发热[GJ/吨H2O]2.2液体吸收剂的体积热容量[MJ/m3K]4特定液体吸收剂的流动速率[m3/吨CO2]20贫/富热交换器-富吸收剂的入口温度[℃]55再生塔的底部温度[℃]120再生塔的顶部温度[℃]105再生塔的压力[巴]1.8再生塔顶部的H2O与CO2比[吨H2O/吨CO2]0.6
期望的是，液体吸收剂的再生的热能需求可以通过针对任何液体吸收剂引入一个或两个膜应用来显著降低。这通过以下内容来实现：
-通过再生塔的顶部上的膜冷凝器将水蒸气和潜在热量回收到富吸收剂中，从而导致H2O与CO2比等于0.1
-将离开底部的贫吸收剂的水蒸气转移到再生塔中，从而导致潜在热量回收到再生塔中。
均期望组合的潜在热量回收方法使液体吸收剂的温度提升(temperature lift)从15K降至5K
通过同步发展，期望液体吸收剂的特征的另外的改进，从而导致更低的CO2结合能量和更高的可实现的CO2负载。两种效果都有助于液体吸收剂再生的能量需求。
表1提供了标准工艺、热整合工艺以及使用改良的液体吸收剂的热整合工艺中基于表1中给出的物理特性和工艺条件参数的温度和蒸气组成的比较。
表2：标准工艺与热整合工艺之间的比较

如表2中所呈现的分析结果指示热能需求50％的改进可用所及范围内绝对值为2GJ/吨CO2的热能需求来实现。
将理解，本说明书中公开和定义的本发明延伸到正文或附图所提及或从它们明显得出的单个特征的两个或更多个的所有替代组合。所有这些不同组合构成了本发明的各种替代方面。