[go: up one dir, main page]
More Web Proxy on the site http://driver.im/

CN104284881B - 回收单一或混合胺溶剂的系统和方法 - Google Patents

回收单一或混合胺溶剂的系统和方法 Download PDF

Info

Publication number
CN104284881B
CN104284881B CN201380018056.3A CN201380018056A CN104284881B CN 104284881 B CN104284881 B CN 104284881B CN 201380018056 A CN201380018056 A CN 201380018056A CN 104284881 B CN104284881 B CN 104284881B
Authority
CN
China
Prior art keywords
evaporator
amines
vertical
feed solution
stage
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201380018056.3A
Other languages
English (en)
Other versions
CN104284881A (zh
Inventor
艾哈迈德·A·阿博德海尔
瓦利德·H·埃尔穆迪尔
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Delta clean technologies
Original Assignee
HTC Purenergy Inc
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by HTC Purenergy Inc filed Critical HTC Purenergy Inc
Publication of CN104284881A publication Critical patent/CN104284881A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN104284881B publication Critical patent/CN104284881B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C209/00—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton
    • C07C209/82—Purification; Separation; Stabilisation; Use of additives
    • C07C209/84—Purification
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/0064—Feeding of liquid into an evaporator
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/0082—Regulation; Control
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/06—Evaporators with vertical tubes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1425—Regeneration of liquid absorbents
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1493—Selection of liquid materials for use as absorbents
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/96—Regeneration, reactivation or recycling of reactants
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C213/00—Preparation of compounds containing amino and hydroxy, amino and etherified hydroxy or amino and esterified hydroxy groups bound to the same carbon skeleton
    • C07C213/10—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2252/00—Absorbents, i.e. solvents and liquid materials for gas absorption
    • B01D2252/20—Organic absorbents
    • B01D2252/204—Amines
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/30—Sulfur compounds
    • B01D2257/302—Sulfur oxides
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/30—Sulfur compounds
    • B01D2257/304—Hydrogen sulfide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/40—Nitrogen compounds
    • B01D2257/404—Nitrogen oxides other than dinitrogen oxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/50—Carbon oxides
    • B01D2257/504—Carbon dioxide

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Sustainable Development (AREA)
  • Environmental & Geological Engineering (AREA)
  • Biomedical Technology (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
  • Gas Separation By Absorption (AREA)
  • Heat Treatment Of Water, Waste Water Or Sewage (AREA)

Abstract

描述了一种用于从包括胺化合物的胺盐的进料溶剂中纯化胺化合物的方法。该方法包括在回收装置的单级蒸发器中通过向蒸发器输送恒定量的热能而在降低的操作压力下加热所述进料溶剂；以及蒸发该胺化合物以从该进料溶剂纯化所述胺化合物。

Description

回收单一或混合胺溶剂的系统和方法
相关申请的交叉引用
本申请享有并要求于2012年3月29日提交的美国临时专利申请第61/617,309号的优先权，其通过引用合并于此。
技术领域
本公开总体上涉及用于胺类溶剂的热回收的方法。
背景技术
诸如在炼油厂、天然气加工厂和CO2捕集厂中使用的多种方法使用胺类溶剂用于从气体流吸收酸性气体。例如，胺类溶剂可用于从发电厂的废气捕集CO2，用于从含硫天然气流或炼油厂尾气吸收CO2/H2S，或从炼油厂冷凝流(例如液化石油气(LPG)或天然汽油)提取溶解的酸性气体物质，例如H2S或CO2。酸性气体吸收过程主要由从气体流除去酸性气体的吸收器以及通过从胺类溶剂除去所吸收的酸性气体来再生该胺类溶剂的汽提器组成。
胺类溶剂可以包括，例如，伯胺、仲胺、叔胺和/或位阻胺化合物。示例性的胺可以包括单乙醇胺(MEA)、二甘醇胺(DGA)、二乙胺(DEA)、二异丙醇胺(DIPA)、三乙醇胺(TEA)、甲基二乙醇胺(MDEA)、2-氨基-2-甲基-1-丙醇(AMP)或它们的混合物。除了胺化合物之外，胺类溶剂中可以存在可选的共溶剂，例如环丁砜(2,3,4,5-四氢噻吩-1,1-二氧化物)、聚丙二醇醚、丙三醇，或其它可溶于水的有机溶剂。
胺类溶剂(例如那些用于吸收酸性气体的单一溶剂或混合溶剂)会随时间累积或形成不希望的化合物，其会影响胺类溶剂吸收酸性气体的能力。不希望的废料化合物可以包括，例如，高沸点降解产物、离子物质、杂质、细小的悬浮固体或它们的任意组合。如果不能在持续的基础上除去所述不希望的化合物，则胺类溶剂会丧失其部分吸收能力并且会发生运行难题，导致工厂的运营效益和工厂经济复杂化。
在使用胺类溶剂用于酸性气体吸收的方法的操作上的挑战可能包括：汽提能耗增加；腐蚀倾向性增加；改变溶剂物理性质；妨碍热交换，导致热转换效率下降；捕集厂塔中形成泡沫导致气液间接触减少，并且减少了酸性气体去除；溶剂效率损失；由于更大的溶剂消耗导致操作成本增加；或它们的任意组合。
回收单元可用于处理胺类溶剂，以将胺化合物与胺类溶剂中累积的不需要化合物分离。在胺类溶剂中发现的不需要化合物的类型是气体流中的杂质，所使用的胺化合物类型，以及炼油厂、天然气加工厂或CO2捕集厂中处理单元的操作条件的函数。例如可以使用回收单元从该胺类溶剂除去高沸点降解产物、离子物质、杂质、细小悬浮固体，或者它们的任意组合。
从胺类溶剂回收胺化合物的一般方法包括：热回收、离子交换、电渗析、机械过滤和吸附(例如，利用活性炭)。可以使用这些一般方法将胺化合物与存在于胺类溶剂中的降解产物、离子物质、杂质、细小悬浮固体或它们的任意组合分离。热回收是能够除去胺溶剂中的大部分降解产物和污染物的唯一方法。
目前的热回收装置可为复杂、昂贵且难以操作的。其可能具有较低的胺化合物回收率。胺化合物可以包含大部分的回收的废料。现有的热回收装置在高温下操作，这会导致胺化合物的热降解。如果使用过量的水和蒸汽来增强胺化合物回收，则相关联的所使用的能量的量会导致难以承受的经济成本。目前的热回收装置具有长回收操作循环，其操作循环对应于满足溶剂的清除目标需要的操作时间。目前的热回收装置可以使用冷物料流(例如，来自储罐或冷的贫溶剂流)用于进料至回收装置中，这导致能耗增加，并且与热回收工艺相关的加热成本增加。
在美国专利第2,701,750号、美国专利第3,664.930号、美国专利第4,389,383号、美国专利第5,108,551号、美国专利第5,137,702号、美国专利第5,152,887号、美国专利第5,389,208号、美国专利第5,441,605号、美国专利第5,993,608号、美国专利第6,152,994号、美国专利第6,245,128号、美国专利第6,508,916号、美国专利第7,323,600号、国际专利公开WO 93/21148号、国际专利公开WO 98/48920号、国际专利公开WO 99/21821、国际专利公开WO 00/76624和美国专利公开第2007/0148068号中公开了已知的热回收方法的实例，其公开通过引用合并于此。
用于伯烷醇胺溶剂(例如EA和DGA)的现有回收装置可在汽提器的操作压力下操作，该操作压力可稍高于大气压，以使得回收产物蒸气从回收单元返回至汽提器。已知的回收装置包括锅形再沸器，在该锅形再沸器的顶部具有较大的蒸气空间。通常利用水平U形管束通过高压蒸汽来提供热负荷。对于仲胺和叔胺，例如DEA、DIPA和MDEA，可用单批次蒸发器或串联的多于一个蒸发器在减压下操作现有的回收装置。
在现有回收装置的操作中，高沸点有机化合物、非挥发性盐类、或二者的浓度会随着回收装置进料另外的胺类溶剂和胺化合物被除去而增加。在汽提器的操作压力下，高沸点有机化合物、非挥发性盐类、或二者浓度的这种增加会导致回收装置温度充分地升高，从而正被纯化的胺化合物的分解率增加，这会导致胺的损失，形成污染纯化的胺产物的挥发性分解产物，或二者。回收装置中高的盐浓度会导致固体晶体的沉淀，这会造成回收装置污染、堵塞的问题，或二者。
发明内容
本申请公开的目的为消除或减轻之前的热回收方法的至少一个缺点。相对于之前的热回收方法，本公开的回收方法的多个实施方式可以：能耗小/消耗蒸汽少；提供更短的回收循环；花费更少的效用成本；花费更少的资本费用；减少胺的热降解；提高溶剂回收；减少所产生的需要处理的废料的量；更易于操作，容易维护；或它们的任意组合。
在本公开的一个方面，提供了用于从进料溶剂纯化胺化合物的方法。该方法包括：在回收装置的单级立式蒸发器中通过向蒸发器输送恒定量的热能而以降低的操作压力加热所述进料溶剂；蒸发所述胺化合物，以从所述进料溶剂纯化该胺化合物；用另外的进料溶剂替换所蒸发的胺化合物；改变所述蒸发器的操作压力，以使所述立式蒸发器保持在预设温度，并使所述胺化合物保持以预设回收率蒸发；浓缩该立式蒸发器的废料收集器中回收的废料；从该立式蒸发器取出至少一部分所收集的回收的废料，并用另外的进料溶剂替换所抽出的回收的废料。在以下情况下，从该立式蒸发器取出回收的废料：单级蒸发器的蒸气输出中胺化合物的含量降至阈值水平以下；所述立式蒸发器的温度达到或超过阈值温度；所述胺化合物的回收率降至低于阈值回收率；或其任意组合。
该方法可以是连续方法。
废料收集器可以保持在所述立式蒸发器中的总液体体积的15％至50％之间。在一些实例中，所述废料收集器可以保持在所述立式蒸发器中的总液体体积的15％至35％之间。在特定的实例中，该废料收集器可以保持在所述立式蒸发器中的总液体体积的15％至25％之间。
所述废料收集器可以是所述立式蒸发器中的空间，其具有减小的液体搅拌，并具有收集沉积废物的空间，例如，所述废料收集器可以是位于立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器底部的空间。在特定的实施例中，该废料收集器是所述立式蒸发器容器中的低于将侧臂加热器连接于立式蒸发器容器的液体喷嘴的空间，其中低于该液体喷嘴的高度为立式蒸发器容器中总液体高度的10％至50％之间。在一些实例中，该低于液体喷嘴的高度为所述立式蒸发器容器中总液体高度的10％至35％之间。在特定的实例中，该低于液体喷嘴的高度为所述立式蒸发器容器中总液体高度的10％至25％之间。
所述进料溶剂可以包括多种胺化合物、胺盐、或二者，并且该方法可以另外包括:进一步降低压力至第二降低的操作压力；通过向所述立式蒸发器输送恒定量的热能来加热所述进料溶剂；以及从所述进料溶剂纯化另外的胺化合物。
可向所述进料溶剂中加入水、蒸汽或二者。蒸汽可以为饱和的低压蒸汽，并且可被喷射到所述立式蒸发器中。
该方法可以进一步包括在真空下从回收装置取出回收的废料。回收的废料可以包括高沸点降解化合物、热稳定的盐、固体或它们的任意组合。
进料溶剂可以包括胺化合物的胺盐，并且该方法可以包括用碱中和至少一部分的胺盐，以释出该胺化合物。可将所述碱加入碱性溶液中，该碱性溶液为：氢氧化钠或氢氧化钾的至少50wt％水溶液、氢氧化钠或氢氧化钾的至少40wt％水溶液、氢氧化钠或氢氧化钾的至少30wt％水溶液、或氢氧化钠或氢氧化钾的至少20wt％水溶液。
该降低的操作压力可以在100至3kPa之间。
可在恒定速率和条件下利用低压蒸汽加热所述进料溶剂。该低压蒸汽可获自炼油厂、天然气加工厂、CO2捕集厂、公共事业设备、废能回收锅炉或来自化学工艺的作为副产物产生的蒸汽。
从所述立式蒸发器取出所述回收的废料可以包括在向所述回收装置加入另外的进料溶剂、水、蒸汽或它们的任意组合以补偿所述回收的废料的同时从所述立式蒸发器取出所述回收的废料。
在本公开的另一个方面，提供了一种用于从进料溶剂纯化胺化合物的回收系统。该系统包括：单级立式溶剂蒸发器单元，用于通过蒸发从所加入的溶剂分离所述胺化合物，该立式蒸发器单元包括：进料溶剂的入口；与该入口流体连通的蒸发器容器；用于以恒定速率向蒸发器单元提供热能的加热器；用于收集回收的废料的废料收集器；以及与所述废料收集器流体连通的液体出口，以从所述回收系统除去所收集的回收的废料。该系统还包括：用于降低回收系统的操作压力的真空泵；与所述立式蒸发器单元流体连通并且用于接收来自所述溶剂蒸发器单元的分离的胺化合物的冷凝器单元；以及与所述冷凝器单元流体连通的液/气分离器单元，以用于从不可冷凝的气体分离冷凝的胺化合物，提供纯化的胺化合物。
该单级立式蒸发器单元可进一步包括用于向在单级立式溶剂蒸发器单元中的所述进料溶剂中喷射蒸汽的入口。
该单级立式蒸发器单元可进一步包括用于向在所述单级立式溶剂蒸发器单元中的所述进料溶剂中加入水的入口。
该蒸发器容器可以是所述废料收集器位于其中的立式蒸发器容器。
该加热器可以是所述废料收集器位于其中的立式侧臂加热器。
所述进料溶剂以包括胺化合物的胺盐，并且该系统进一步包括用于混合碱与所述进料溶剂的混合器。可将碱加入碱性溶液中，该碱性溶液为：氢氧化钠或氢氧化钾的至少50wt％水溶液、氢氧化钠或氢氧化钾的至少40wt％水溶液、氢氧化钠或氢氧化钾的至少30wt％水溶液、或氢氧化钠或氢氧化钾的至少20wt％水溶液。
根据本公开的系统的一个特定实例包括：用于通过蒸发将所述胺化合物从所加入的溶剂分离的单级立式溶剂蒸发器单元，该立式蒸发器单元具有：进料溶剂的入口；与该入口流体连通并且包括用于收集回收的废料的第一废料收集器的立式蒸发器容器；以恒定速率向所述溶剂蒸发器容器提供热能的立式侧臂加热器，该式侧臂加热器与所述蒸发器容器流体连通，并且包括用于收集回收的废料的第二废料收集器；以及与第一废料收集器和/或第二废料收集器流体连通的至少一个液体出口，以从该回收系统除去所收集的回收的废料。该示例性系统还包括：用于降低所述回收系统的操作压力的真空泵；与该立式蒸发器单元流体连通并且用于并接收来自所述溶剂蒸发器单元的分离的胺化合物的冷凝器单元；以及与所述冷凝器单元流体连通的液/气分离器单元，将所述冷凝的胺化合物与不可冷凝的气体分离，提供纯化的胺化合物。
根据本公开的废料收集器可保持在所述立式蒸发器中的总液体体积的15％至50％之间。在一些实例中，所述废料收集器可以保持在所述立式蒸发器中的总液体体积的15％至35％之间。在特定的实例中，该废料收集器可以保持在所述立式蒸发器中的总液体体积的15％至25％之间。
该废料收集器可以是所述立式蒸发器中的空间，其具有减小的液体搅拌，并具有收集沉积废物的空间。例如，所述废料收集器可以是位于立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器底部的空间。在特定的实施例中，该废料收集器是立式蒸发器容器中的低于将侧臂加热器连接于立式蒸发器容器的液体喷嘴的空间，其中低于该液体喷嘴的高度为所述立式蒸发器容器中总液体高度的10％至50％之间。在一些实例中，该低于液体喷嘴的高度为所述立式蒸发器容器中总液体高度的10％至35％之间。在特定的实例中，该低于液体喷嘴的高度为所述立式蒸发器容器中总液体高度的10％至25％之间。
本领域普通技术人员在结合附图阅读以下具体实施方式的描述之后，本公开的其它方面和特征对其将变得显而易见。
附图说明
现在将参考附图仅以举例的方式描述本公开的实施方式。
图1说明了根据本公开的回收方法。
图2说明了用于实施根据本公开的回收方法的回收系统；以及
图3说明了可用于图2中说明的回收系统的蒸发器单元和侧臂加热器。
具体实施方式
总体上，本公开提供了用于从进料溶剂回收胺化合物的方法。该回收方法包括：利用单级立式蒸发器纯化胺化合物；改变立式蒸发器的操作压力，以使该立式蒸发器保持在预设温度，并使胺化合物保持以预设回收率蒸发；浓缩立式蒸发器的废料收集器中的回收的废料；从立式蒸发器取出至少一部分回收的废料；以及用另外的进料溶剂替换所蒸发的胺溶液和所取出的回收的废料。
在以下情况下，从该立式蒸发器取出回收的废料：单级蒸发器的蒸气输出中胺化合物的含量降至阈值水平以下；立式蒸发器的温度达到或超过阈值温度；胺化合物的回收率降至低于阈值回收率；或其任意组合。回收的废料可以包括高沸点降解化合物、热稳定性盐、固体或它们的任意组合。
“单级蒸发过程”应被理解为是指在一个蒸发器容器或并联配置的多个蒸发器容器中进行的蒸发过程，其中该蒸发器容器基本上全部以相同的操作温度和压力操作。“基本相同的温度”应被理解为意指任意两个容器之间的温度差不超过这两个容器的温度平均值的10％。类似地，“基本相同的压力”应被理解为意指任意两个容器之间的压力差不超过这两个容器的压力平均值的10％。
这与多级蒸发过程是不同的，其利用以串联配置连接的至少两个蒸发器容器通过蒸发来进行，其中以不同的温度、压力或二者来操作每个蒸发器容器。
单级减压蒸发方法在向蒸发器输送恒定量的热能的同时通过改变操作压力而使蒸发器保持在预设温度。“预设温度”应该被理解为意指该温度的变化不超过期望操作温度的10％，其中该期望操作温度为基于其沸点回收目标胺所需的温度。在一些实例中，该预设温度的变化不超过期望操作温度的5％是合乎需要的。在其它的实例中，该预设温度的变化不超过期望操作温度的2％是合乎需要的。
改变单级减压蒸发过程的操作压力使得回收率保持在预设回收率。“预设回收率”应该理解为意指胺化合物的回收率的变化不超过期望回收率的0％。
改变操作压力可以是合乎需要的，例如，当由进料溶剂纯化各自具有不同沸点的胺化合物的混合物时。通过减低操作压力，可在其降低的沸点温度下分别蒸发每一种胺化合物。在诸如炼油厂、天然气加工厂和CO2捕集厂的工厂中，保持在预设温度下利用单级减压蒸发工艺来纯化胺化合物是有利的，因为操作人员在该过程中不需要为了达到高温而改变为更高温度的来源(例如更高温度的蒸汽)。而且，保持预设温度避免了胺化合物的降解，否则当操作温度升高至高于热分解温度时就会发生降解。
立式蒸发器(或立式蒸发器单元)包括至少一个立式蒸发器容器和/或至少一个立式侧臂加热器，在该立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器的底部具有用于收集回收的废料(例如高沸点降解化合物、热稳定性盐、固体或它们的任意组合)的废料收集器，从而有助于移除再生的废料。立式蒸发器可在立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器的废料收集器中以比在传统回收装置中使用的传统蒸发器更大程度地浓缩回收的废料。更加浓缩的废料减少了用于处置的相关废料体积以及其后续费用。
与在将侧臂加热器连接至蒸发器容器的液体喷嘴处的液体运动相比，立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器中的废料收集器具有减少量的搅拌，或者无搅拌，例如通过液体流进行搅拌。
废料收集器可以保持在立式蒸发器中的总液体体积的15％至50％之间。在一些实例中，废料收集器可以保持在立式蒸发器中的总液体体积的15％至35％之间。在特定的实例中，该废料收集器可以保持在立式蒸发器中的总液体体积的15％至25％之间。
废料收集器可以是立式蒸发器中的空间，其具有减小的液体搅拌，并具有收集沉积废物的空间，例如，废料收集器可以是位于立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器底部的空间。在特定的实施例中，该废料收集器是立式蒸发器容器中的低于将侧臂加热器连接于立式蒸发器容器的液体喷嘴的空间，其中低于该液体喷嘴的高度为立式蒸发器容器中总液体高度的10％至50％之间。在一些实例中，该低于液体喷嘴的高度为立式蒸发器容器中总液体高度的10％至35％之间。在特定的实例中，该低于液体喷嘴的高度为立式蒸发器容器中总液体高度的10％至25％之间。
立式蒸发器应理解为意指具有其高度大于其宽度的立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器的蒸发器。在特定的实例中，高度(H)与直径(D)的比为至少约3.5:1。
立式蒸发器容器的尺寸设计可以基于正进料至该立式蒸发器单元的液体的具体停留时间。该立式蒸发器容器可被设计为液体半满，以便为混入的(entrained)液体的分离提供足够的垂直分离空间。在顶部中，该立式蒸发器容器的蒸气部分的直径可以较大，以提供足够的体积空间容纳在进料喷嘴入口处喷出的液体进料。
在特定实施方式中，该方法包括从进料溶剂回收胺化合物的混合物。该回收方法包括：利用立式单级减压蒸发工艺纯化胺化合物的混合物。该单级减压蒸发工艺通过改变操作压力使蒸发器保持在预设温度，从而在其各自沸点温度下分别蒸发每一种胺化合物。进料溶剂可以包括胺盐的混合物，并且该工艺可以包括加碱以中和至少一部分胺盐的混合物，并再生该胺化合物的混合物。
根据本公开的减压回收方法可用于温度敏感性物质的蒸馏。有机化合物会在某些温度(例如分解温度)下分解，因此可以施加真空以降低操作压力，并且从而降低回收过程的操作温度。这种降低的温度减少了溶剂降解，否则可在较高温度下会发生溶剂降解。
向进料溶剂加入液态水、蒸汽或二者降低了回收胺化合物所需的温度，并且从而可能提高回收率，因为所加入的水、蒸汽或二者降低了胺分压。通过向蒸发器施加真空，并且可选地加入水、蒸汽或二者，降低了胺化合物的沸点，从而使得胺化合物以低于在高压下工作的系统的温度下被蒸发。
利用加热器将立式蒸发器加热至其操作温度。加热器的热源可以是，例如：低压蒸汽、直接燃气、或操作该回收装置的工艺车间产生的废热。低压蒸汽可以是低压饱和蒸汽。低压蒸汽理解为意指约600kPa或更低的蒸汽。低压蒸汽可应用于直接或间接加热蒸发器中的溶剂。直接加热蒸发器中的溶剂理解为包括利用位于立式蒸发器容器内部的换热器来加热溶剂。间接加热蒸发器中的溶剂理解为包括从蒸发器容器除去溶剂，加热该除去的溶剂，然后将溶剂装回蒸发器容器。可利用液体转移喷嘴将液体溶剂从蒸发器容器移至加热器，并且可利用蒸气转移喷嘴将加热的蒸气移回蒸发器容器。间接加热溶剂的一个具体实例是立式侧臂加热器。该立式侧臂加热器在立式侧臂加热器的底部提供用于回收的废料的废料收集器，从而有助于移除废料。可在正在操作回收过程，例如当其连续操作的同时，在真空下除去该废料。
根据本公开的系统包括：立式蒸发器容器、立式侧臂加热器或二者。如上述，立式蒸发器容器和立式侧臂加热器在容器或加热器的底部分别提供用于收集回收的废料的废料收集器，从而有助于移除回收的废料。
图1中说明了根据本公开的示例性回收方法。在该示例性方法中，在(12)处在单级立式蒸发器中加热包括胺化合物的进料溶剂(10)。如果进料溶剂(10)包括胺盐，则在(16)处加入碱(14)以中和该胺盐。将进料溶剂或含有中和的胺盐的混合物加入到回收装置中，并在单级立式蒸发器中加热，以在(18)处蒸发该胺化合物，并产生纯化的胺化合物(20)。向该立式蒸发器输送恒定量的热能。胺盐可以是，例如，炼油厂、天然气加工厂或CO2捕集厂中由胺化合物与诸如CO2、H2S、SOx、NOx的酸性气体或与气体进料中的其它杂质(例如氧)的反应产生的。碱与胺盐的反应从用于回收的胺盐释出了相应的胺化合物。
除了胺化合物和胺盐之外，进料溶剂(10)还可以包括一种或多种共溶剂、一种或多种另外的胺化合物、一种或多种另外的胺盐，或它们的任意组合。该共溶剂、另外的胺化合物、另外的胺盐或它们的任意组合可通过蒸发来纯化，可作为废料从回收装置中取出，或者可以通过蒸发被部分纯化，并且作为废料从回收装置中部分取出。
可向该回收装置施加真空以降低进料溶剂(10)的胺化合物的沸点。应该理解，可在加入进料溶剂(10)之前向回收装置施加真空，以降低的操作压力。根据待回收的胺化合物的物理性质，可在相对于标准大气压降低的压力下操作该回收方法，例如在100至3kPa的范围内。
降低蒸发器的操作压力降低了操作温度，并且因此减少了热降解产物的形成的速率，当在高压下回收的化合物的降解温度接近该化合物的沸点时，这是有利的。这样的化合物的实例可以包括，例如，仲胺、叔胺、有机共溶剂(例如环丁砜)、或它们的任意组合。
在蒸发过程中，立式蒸发器的操作压力在(22)处发生变化，以使蒸发器保持在预设温度，并使胺化合物保持以预设回收率蒸发。
在(24)处，在立式蒸发器的废料收集器中浓缩回收的废料。在(26)处，在以下情况下，取出收集在立式蒸发器，例如立式蒸发器容器和/或立式侧臂加热器中的浓缩的废料，例如利用容积泵(positive displacement pump)：蒸气输出中胺化合物的含量降至阈值水平以下；蒸发器的温度达到或超过阈值温度；胺化合物的回收率降至低于阈值回收率；或它们的任意组合。在(28)处，用另外的进料溶剂替换取出的回收的废料。在操作时，利用容积泵使回收装置保持真空。应该理解，可利用替代方法实现废物的取出，例如通过使回收装置恢复至大气压，并通过重力排出废料。
在示例性的回收方法中，当从回收装置除去纯化的胺化合物(20)时，进料溶剂(10)加到回收装置中，并且纯化的胺化合物(20)的回收使得立式蒸发器的废料收集器中回收的废料的浓度增加。回收的废料可以包括：高沸点降解化合物、热稳定性盐、固体或它们的任意组合。高沸点化合物、非挥发性盐或二者的浓度增加使得蒸发器的温度升高，直至该温度达到阈值温度，在该温度点时回收过程会随着水、蒸汽或二者的加入继续进行，但减少或者停止向回收装置加入进料溶剂。回收过程可以这种方式继续(即，随着向回收装置添加水、蒸汽或二者，但几乎没有或没有进料溶剂(10)添加至回收装置)，直至蒸气出口中的胺化合物浓度降至低于阈值水平(例如少于2wt％)。该阈值可以是具体的，例如，基于溶剂的组成及其降解温度。
进料溶剂可包括不同胺化合物、胺盐或二者的混合物。在不同胺化合物的混合物中，该方法可将一种胺化合物与其它的胺化合物分离，或者可将胺化合物的混合物与胺化合物的不同混合物分离。
在(18)处蒸发溶剂(10)以提供纯化的胺化合物(20)。可在汽提器温度从汽提器的底部提供加入回收装置的进料溶剂(10)，这会减小回收装置蒸发该混合物所需的热负荷。
在回收过程中，水、蒸汽或二者可被加入回收装置中并在回收装置中混合。例如，蒸汽可以是喷射到回收装置中的低压蒸汽，例如喷射到蒸发器的进料溶剂中。低压蒸汽可以是饱和蒸汽。加入水、蒸汽或二者降低了胺分压并且提高了回收率。
根据正在回收的胺化合物以及胺盐的类型和浓度来选择用于从胺盐释出胺化合物的碱(14)。在一般情况下，酸(HA)与胺(NR3)的反应会产生胺盐(R3NH+A-)。向胺盐(R3NH+A-)中加入碱(B)产生以下的平衡反应：
比胺强的碱使平衡移至反应的右侧，而比胺弱的碱使平衡移至反应的左侧。NaOH、KOH、Na2CO3、K2CO3或它们的混合物是可用于从胺盐释出胺化合物的碱的实例。
图2说明了可用于实施根据本公开的方法的示例性回收系统。该示例性回收装置(100)包括：用于混合包括胺盐的进料溶剂(104)和碱性溶液(106)的内嵌式(in-line)混合器单元(102)；化学喷射泵(108)；与具有用于低压蒸汽(14)入口和出口的立式侧臂加热器(112)流体连通的单级立式蒸发器容器(110)，该低压蒸汽用于为单级立式蒸发器容器中的进料溶剂提供热能；具有冷却剂(118)入口和出口的冷凝器单元(116)；液/气分离器(120)，用于将纯化的胺化合物(122)与不可冷凝的气体(124)分离；真空泵单元(126)，用于将回收装置(100)的压力减小至减小的操作压力；以及溶剂冷凝泵(128)，用以在真空下从系统连续除去回收的胺。除了胺化合物和相应的胺盐之外，进料溶剂(104)可进一步包括一种或多种共溶剂、一种或多种另外的胺化合物、一种或多种另外的胺盐，或它们的任意组合。
如图2的示例性系统中所示，可在回收过程中将蒸汽(130)、水(132)或二者加入到系统中。蒸汽可以是低压蒸汽，例如在操作回收系统(100)时由工艺车间产生的低压蒸汽。蒸汽可以喷射到立式蒸发器容器(110)和/或立式侧臂加热器(112)中。可向该立式蒸发器容器(110)中加入水。除了减小胺化合物的分压之外，蒸汽、水或二者还可以用于控制立式蒸发器容器(110)或立式侧臂加热器(112)中的液体水平(即“水平控制”)。可经由废料流(134)从系统除去废料，以增加溶剂回收率。如图2的示例性系统中所示，从立式蒸发器容器、立式侧臂加热器或二者的废料收集器除去废料。在回收装置处于真空时，例如在操作过程中，可通过容积泵(未显示)从废料收集器除去废料。可在回收装置处于连续操作中时除去废料。
进料溶剂(104)可以是来自总贫溶剂流的滑流(slipstream)，例如，该滑流可以是酸性气体纯化车间中循环的总贫流的0.5％至2％。可以通过重力、通过降低回收装置中的压力或通过二者从酸性气体纯化车间的汽提器底部取出进料溶剂。进料溶剂(104)可在汽提器操作温度下进料至回收系统(100)，从而减少回收过程中的热负荷。
加入包含碱(例如氢氧化钠或氢氧化钾)的碱性溶液(106)，以从相应的热稳定性胺盐释出胺化合物。在特定的实施方式中，使用至少50wt％氢氧化钠或氢氧化钾的水溶液。在其它的实施方式中，使用至少40wt％氢氧化钠或氢氧化钾的水溶液。在另外的实施方式中，使用至少30wt％氢氧化钠或氢氧化钾的水溶液。然而，应该理解，所加入的碱性溶液的总量应随着碱浓度下降而增加，以便提供足够摩尔量的碱，以从胺盐释出胺化合物。
如果将低压蒸汽(130)(例如饱和蒸汽)喷射到蒸发器单元中，则该喷射的蒸汽量可以类似于进料至立式侧臂加热器(112)的蒸汽(114)的量，例如蒸汽可以为约360kPa压力。可在水平控制下将进料溶剂(104)进料至立式蒸发器容器(110)；并且可以注入水(132)、蒸汽(130)或二者，以控制蒸发器容器(10)内的温度。
因为当管填充有液体时低压蒸汽(114)会被提供至侧臂加热器(12)的壳侧/热板，所以在回收装置的操作过程中，优选将立式蒸发器容器(110)中进料溶剂的液体水平保持在侧臂加热器(12)中的管/板填充有液体的水平。应该理解，填充蒸发器容器(110)的液体包括进料溶剂、任意碱性溶液、水、任意降解产物、任意杂质，或它们的任意组合。
可通过仅改变操作压力进行多个操作循环，例如在100至3kPa的范围内。可在保持流向立式侧臂加热器(112)的低压蒸汽(114)的恒定流并在水平控制下将进料溶剂(104)加入立式蒸发器容器(110)的同时，通过调节真空泵(126)的真空目标值(vacuum target)来实现改变操作压力。
在示例性方法中，可基于进料溶剂的化学组成来确定多个操作循环的不同压力。例如，在具有三种不同胺化合物的混合物的进料组合物中，可基于对应于三种胺化合物中最低沸点的期望操作温度来确定第一操作压力。可基于对应于三种胺化合物中次低沸点的期望操作温度来确定第二操作压力。可基于对应于三种胺化合物中最高沸点的期望操作温度来确定第三操作压力。如图2所示，然后可在向蒸发器输送恒定量的热能(例如饱和蒸汽(114))的同时，通过将操作压力从第一操作压力改变至第二操作压力并且最后改变至第三操作压力来实施三个操作循环。
在其它的示例性方法中，可基于第一操作压力和最终操作压力之间的逐步降低来设置多个操作循环的不同压力。例如，首先可在例如50kPa的操作压力实施该过程。如图2所示，一段时间后，可在向蒸发器输送恒定量的热能(例如饱和蒸汽(114))的同时，将操作压力降低至例如40kPa。如图2所示，再过一段时间后，可在向蒸发器输送恒定量的热能(例如饱和蒸汽(114))的同时，将操作压力降低至例如30kPa。可进行操作压力的另外逐步降低直至达到最终操作压力，例如10kPa。每一操作压力之间的每一步骤可以是相同或与其它步骤不同。
可将已在冷凝器单元(116)中冷凝的纯化的胺化合物(122)和相关的水蒸气输送回炼油厂、天然气加工厂或CO2捕集厂。可通过真空泵(126)除去获自回收装置的任何不可冷凝的气体(124)，或者可以例如，燃烧掉(例如在天然气加工厂的情况中)或排放至安全地点(例如在CO2捕集厂中与废气一起)。
图3中说明了可用在根据本公开的回收系统中的立式蒸发器容器和立式侧臂加热器布置的一个实例。蒸发器容器(210)和侧臂加热器(212)的立式设计/取向有助于利用自然循环连续加热溶剂，其中在热虹吸构造中液体经由液体转移喷嘴从立式蒸发器容器(210)流至立式侧臂加热器(212)，并且蒸气经由蒸气转移喷嘴从立式侧臂加热器(212)流至立式蒸发器容器(210)。在这样的构造中，通过利用低压蒸汽(214)加热将立式侧臂加热器加热器(212)中的液体转化为蒸气，其循环进入立式蒸发器容器(210)。冷凝为液体的蒸气的组分再循环至立式侧臂加热器(212)，而仍为气体的蒸气的组分被转移至冷凝器单元(未显示)。
另外，蒸发器室和侧臂加热器的立式容器取向在蒸发器、侧臂加热器或二者的废料收集器处为回收废物(例如高沸点降解化合物、热稳定性盐、固体或它们的任意组合)提供了废料收集器，这有助于从立式蒸发器和/或立式侧臂加热器的底部收集和除去废料。
图3中说明的实施例的废料收集器不通过液体流搅拌，因为其是位于蒸发器容器底部和侧臂加热器底部的液体转移喷嘴下方的空间。如上所述，该废料收集器可保留立式蒸发器中总液体体积的5％至50％之间。低于该液体喷嘴的高度可以为该立式蒸发器容器中总液体高度的10％至50％之间。
示例性的立式侧臂加热器(212)可以用于使用非立式蒸发容器的回收系统中。立式侧臂加热器(212)的该立式设计/取向有助于利用自然循环和热虹吸构造连续加热溶剂。在这样的构造中，通过利用低压蒸汽加热而将立式侧臂加热器(212)中的液体转化为蒸气，其循环至非立式蒸发容器中。侧臂加热器的立式容器取向在侧臂加热器的底部提供了用于回收的废料(例如浆料或降解产物)的废料收集器，其有助于浓缩废料和从侧臂加热器的底部除去废料。
在前文的描述中，出于解释说明的目的，提到了大量细节以提供实施例的全面理解。然而，对于本领域技术人员而言，这些具体细节显然并不是必需的。
上述实施例仅旨在举例。本领域技术人员能够针对特定实施例做出改变、修改和变化，而不会背离本发明的范围，本发明的范围仅由所附权利要求书限定。

Claims (15)

1.一种用于从进料溶剂纯化胺化合物的方法，所述进料溶剂包括热稳定的盐和悬浮固体杂质，所述方法包括：
在回收装置的单级立式蒸发器中通过向所述单级立式蒸发器输送恒定量的热能而在真空下加热所述进料溶剂；
蒸发所述胺化合物，以从所述进料溶剂纯化所述胺化合物；
用另外的进料溶剂替换所蒸发的胺化合物以控制所述单级立式蒸发器中的液体水平；
在真空下操作所述单级立式蒸发器以保持所述胺化合物的温度在其沸点温度；
浓缩所述单级立式蒸发器的废料收集器中回收的废料；
在以下情况下，在所述单级立式蒸发器处于真空下的同时从所述单级立式蒸发器取出至少一部分所收集的回收的废料：
a)所述单级立式蒸发器的蒸气输出中所述胺化合物的含量降至阈值水平以下；
b)所述单级立式蒸发器的温度达到或超过阈值温度；
c)所述胺化合物的回收率降至低于阈值回收率；或
d)其任意组合；以及
用另外的进料溶剂替换所取出的回收的废料以控制所述单级立式蒸发器中的液体水平。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，向所述进料溶剂中加入水、蒸汽或二者。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述蒸汽为饱和的低压蒸汽，并且被喷射到所述单级立式蒸发器中。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述进料溶剂包括所述胺化合物的胺盐，并且所述方法进一步包括用碱中和至少一部分的所述胺盐，以释出所述胺化合物。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，将所述碱加到碱性溶液中，所述碱性溶液为：氢氧化钠或氢氧化钾的至少50wt％水溶液。
6.根据权利要求4所述的方法，其中，将所述碱加到碱性溶液中，所述碱性溶液为：氢氧化钠或氢氧化钾的至少40wt％水溶液。
7.根据权利要求4所述的方法，其中，将所述碱加到碱性溶液中，所述碱性溶液为：氢氧化钠或氢氧化钾的至少30wt％水溶液。
8.根据权利要求4所述的方法，其中，将所述碱加到碱性溶液中，所述碱性溶液为：氢氧化钠或氢氧化钾的至少20wt％水溶液。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述真空压力在100kPa至3kPa之间。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，在恒定速率和条件下用低压蒸汽加热所述进料溶剂。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述低压蒸汽获自炼油厂、天然气加工厂、CO2捕集厂、公共事业设备、废能回收锅炉或来自化学工艺的作为副产物产生的蒸汽。
12.一种用于从进料溶剂纯化胺化合物的回收装置，所述进料溶剂包括热稳定的盐和悬浮固体杂质，所述回收装置包括：
单级立式溶剂蒸发器单元，用于通过蒸发从所加入的溶剂分离所述胺化合物，所述单级立式溶剂蒸发器单元包括：
进料溶剂的入口；
立式蒸发器容器，所述立式蒸发器容器与所述入口流体连通并且包括第一废料收集器用于收集回收的废料；
立式侧臂加热器，用于以恒定速率向所述单级立式溶剂蒸发器单元提供热能，所述立式侧臂加热器与所述立式蒸发器容器流体连通并且包括第二废料收集器用于收集回收的废料，其中所述立式侧臂加热器被配置为使液体从所述立式蒸发器容器传输至所述立式侧臂加热器，并且使蒸气从所述立式侧臂加热器传输至所述立式蒸发器容器；以及
至少一个液体出口，与所述第一废料收集器和所述第二废料收集器流体连通，以从所述回收装置除去所收集的回收的废料；
真空泵，用于降低所述回收装置的操作压力；
冷凝器单元，与所述单级立式溶剂蒸发器单元流体连通，并且用于接收来自所述单级立式溶剂蒸发器单元的所分离的胺化合物；以及
液/气分离器单元，与所述冷凝器单元流体连通，以从不可冷凝的气体分离所冷凝的胺化合物，提供纯化的胺化合物。
13.根据权利要求12所述的回收装置，其中，所述单级立式溶剂蒸发器单元进一步包括用于向在所述单级立式溶剂蒸发器单元中的所述进料溶剂中喷射蒸汽的入口。
14.根据权利要求12所述的回收装置，其中，所述单级立式溶剂蒸发器单元进一步包括用于向在所述单级立式溶剂蒸发器单元中的所述进料溶剂中加入水的入口。
15.根据权利要求12至14中任一项所述的回收装置，其中，所述回收装置进一步包括被配置为混合碱与所述进料溶剂的混合器。
CN201380018056.3A 2012-03-29 2013-03-28 回收单一或混合胺溶剂的系统和方法 Active CN104284881B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201261617309P 2012-03-29 2012-03-29
US61/617,309 2012-03-29
PCT/CA2013/050259 WO2013143001A1 (en) 2012-03-29 2013-03-28 System and process for reclaiming single and mixed amine solvents

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN104284881A CN104284881A (zh) 2015-01-14
CN104284881B true CN104284881B (zh) 2017-08-15

Family

ID=49258020

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201380018056.3A Active CN104284881B (zh) 2012-03-29 2013-03-28 回收单一或混合胺溶剂的系统和方法

Country Status (6)

Country Link
US (1) US9994512B2 (zh)
EP (1) EP2831033B1 (zh)
CN (1) CN104284881B (zh)
AU (1) AU2013239292B2 (zh)
CA (1) CA2868895C (zh)
WO (1) WO2013143001A1 (zh)

Families Citing this family (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP5931834B2 (ja) * 2013-11-05 2016-06-08 三菱重工業株式会社 リクレーミング装置及び方法、ｃｏ２又はｈ２ｓ又はその双方の回収装置
JP2015134334A (ja) 2014-01-17 2015-07-27 三菱重工業株式会社 リクレーミング装置及び方法、ｃｏ２又はｈ２ｓ又はその双方の回収装置
JP6598688B2 (ja) 2016-01-14 2019-10-30 三菱重工エンジニアリング株式会社 酸性ガス回収システム及びそれに用いるリクレーミング装置
US20180023804A1 (en) * 2016-07-21 2018-01-25 Great Ocean Ltd. Water treatment and steam generation system for enhanced oil recovery and a method using same
US11819777B2 (en) 2017-08-22 2023-11-21 Saudi Arabian Oil Company Systems and methods for enhancing amine agent recovery with a reclaimer
EP3813985A1 (en) 2018-06-26 2021-05-05 Carbon Clean Solutions Limited Solvent and process for removing carbon dioxide from a gaseous mixture having high carbon dioxide partial pressures
GB201813839D0 (en) * 2018-06-26 2018-10-10 Carbon Clean Solutions Ltd System and process of capturing carbon dioxide from flue gases
WO2020008169A1 (en) 2018-07-02 2020-01-09 Carbon Clean Solutions Limited A method and a system for the removal of carbon dioxide from solvents
CN110327641B (zh) * 2019-08-15 2024-07-30 中触媒新材料股份有限公司 一种季铵碱水溶液连续浓缩装置及方法
US20230173410A1 (en) * 2021-12-03 2023-06-08 Saudi Arabian Oil Company Restoring accumulated dga with reclaimer sparge line

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6353138B1 (en) * 1999-05-19 2002-03-05 Peter C. Rooney Process for purifying aqueous tertiary amine and alkanolamine solutions
CN101657247A (zh) * 2006-12-28 2010-02-24 康世富技术公司 从气体物流中回收二氧化碳的方法
CN201834781U (zh) * 2010-08-31 2011-05-18 李星煜 单级真空蒸馏海水淡化装置
CA2750460C (en) * 2009-02-02 2017-01-24 Basf Se Absorbent containing cyclic amines for removing acid gases

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2513242A (en) * 1945-10-11 1950-06-27 Hollis C Inman Electric fluid heater
US2701750A (en) 1952-05-20 1955-02-08 Standard Oil Dev Co Recovery of diethanolamine and salts
GB1203874A (en) 1968-03-14 1970-09-03 Ucb Union Chemische Bedrijven Process for the regeneration of alkanolamines
US4389383A (en) 1980-05-27 1983-06-21 Union Carbide Corporation Regenerable process for the selective removal of sulfur dioxide from effluent gases
US5389208A (en) 1988-07-18 1995-02-14 Canadian Chemical Reclaiming Ltd. Process for reclaiming and/or concentrating waste aqueous solutions of gas treating chemicals
CA1325401C (en) * 1988-07-18 1993-12-21 Dwight Merritt Process and apparatus for reclaiming waste gas treating chemical
US5137702A (en) 1988-12-22 1992-08-11 Mobil Oil Corporation Regeneration of used alkanolamine solutions
US5108551A (en) 1990-12-17 1992-04-28 Mobil Oil Corporation Reclamation of alkanolamine solutions
US5993608A (en) * 1997-04-25 1999-11-30 Canadian Chemical Reclaiming Ltd. Process for recovering processing liquids
EP0918049A1 (en) 1997-10-27 1999-05-26 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Process for the purification of an alkanolamine
US6508916B1 (en) 1999-06-14 2003-01-21 Canadian Chemical Reclaiming Ltd. Process for recovering processing liquids
US6245128B1 (en) 1999-06-15 2001-06-12 Mobil Oil Corporation Process for the reclamation of spent alkanolamine solution
US20070148068A1 (en) 2005-12-23 2007-06-28 Burgers Kenneth L Reclaiming amines in carbon dioxide recovery
US7323600B1 (en) 2006-08-08 2008-01-29 Mpr Services, Inc. Process for improving the conversion of oxazolidones to alkanolamines
JP4795991B2 (ja) * 2007-02-27 2011-10-19 三菱重工業株式会社 Ｃｏ２回収装置及びｃｏ２回収装置における固形分取出し方法
NO20092229L (no) * 2009-06-09 2010-12-10 Aker Clean Carbon As Reclaimer for absorbent
JP5751595B2 (ja) 2010-02-19 2015-07-22 コモンウェルス サイエンティフィック アンド インダストリアル リサーチ オーガニゼーション 溶剤処理方法

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6353138B1 (en) * 1999-05-19 2002-03-05 Peter C. Rooney Process for purifying aqueous tertiary amine and alkanolamine solutions
CN101657247A (zh) * 2006-12-28 2010-02-24 康世富技术公司 从气体物流中回收二氧化碳的方法
CA2750460C (en) * 2009-02-02 2017-01-24 Basf Se Absorbent containing cyclic amines for removing acid gases
CN201834781U (zh) * 2010-08-31 2011-05-18 李星煜 单级真空蒸馏海水淡化装置

Also Published As

Publication number Publication date
US20150083576A1 (en) 2015-03-26
CN104284881A (zh) 2015-01-14
AU2013239292A1 (en) 2014-10-16
US9994512B2 (en) 2018-06-12
EP2831033A4 (en) 2015-11-25
EP2831033A1 (en) 2015-02-04
CA2868895A1 (en) 2013-10-03
EP2831033B1 (en) 2018-10-03
AU2013239292B2 (en) 2017-08-31
WO2013143001A1 (en) 2013-10-03
CA2868895C (en) 2018-08-14

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN104284881B (zh) 回收单一或混合胺溶剂的系统和方法
JP5658243B2 (ja) Ｃｏ２吸収剤の再生利用のための方法および再生利用器
CN101531381B (zh) 一种利用含氨废气生产硝酸铵的方法
JP5859076B2 (ja) アンモニアベースのｃｏ２吸収性溶液からの不揮発物の除去
RU2564034C2 (ru) Способ и устройство для отделения многозарядных катионов от моноэтиленгликоля
CN102531256B (zh) 一种低温海水淡化工艺方法及装置
CN107434335A (zh) 一种兰炭废水酚氨回收资源化综合处理方法
US20150232348A1 (en) Water desalination and brine volume reduction process
US11452949B2 (en) Apparatus and process for removal of carbon dioxide from a gas flow and treatment of brine/waste water from oil fields
CN111372671B (zh) 气体处理方法及气体处理装置
US20150290581A1 (en) Carbon dioxide absorbing composition including antisolvent, and method and apparatus for absorbing carbon dioxide using the same
CN103025407A (zh) 用于处理被污染的碱性氨基酸盐溶液的方法和装置
US10532293B2 (en) Processing unit for a washing medium contaminated with sulphur oxides and/or nitrogen oxides
CN108314241A (zh) 凝结水处理系统及凝结水处理方法
US10682609B2 (en) Recovery method for ammonium bicarbonate solution
CN105732300B (zh) 一种基于热泵技术的咖啡因氯提废水处理工艺
CN202289515U (zh) 聚对苯二甲酸1,3-丙二醇酯连续生产工艺中循环1,3-丙二醇的精制系统
CN208562190U (zh) 一种从环氧废水蒸发母液中提取甘油及类甘油醇的装置
CN210752112U (zh) 一种焦化氨气回收利用系统
CN101318671B (zh) 一种杀螟丹副产亚硫酸钠的清洁回收工艺
CN106164032A (zh) 用于从稀的水性流中回收羧酸的方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant
TR01 Transfer of patent right

Effective date of registration: 20220117

Address after: Saskatchewan Canada

Patentee after: Delta clean technologies

Address before: Saskatchewan Canada

Patentee before: HTC Purenergy Inc.

TR01 Transfer of patent right