本實(shí)用新型涉及富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍唧w地指一種富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置。
背景技術(shù)：
：近些年來，由于生產(chǎn)和交通需要燃燒大量的化石燃料，而化石燃料燃燒CO2過量排放導(dǎo)致全球環(huán)境問題日益突出，減少CO2排放己經(jīng)成為全球共同關(guān)注的焦點(diǎn)。由于化石能源仍將是未來幾十年的主要能源，所以在油氣領(lǐng)域，可以因地制宜，將CO2捕獲、封存及資源化利用(CCUS)技術(shù)引入是解決國家當(dāng)前碳減排任務(wù)最直接的途徑，還可以通過向油氣藏中注入CO2有助于提高油氣采收率，是CCUS技術(shù)應(yīng)用的理想場所。燃?xì)飧谎跞紵螽a(chǎn)生的煙氣中還含有一定量的飽和水，為了實(shí)現(xiàn)CO2的資源化利用，可以對燃?xì)鉄煔膺M(jìn)行脫水、凈化處理得到高濃度的CO2用于油氣田開發(fā)。在CO2管輸過程中對水含量有著嚴(yán)格的要求，主要是為了防止兩相流的出現(xiàn)和CO2溶于水后對管道、設(shè)備的腐蝕，因此在CO2管輸之前需要對燃?xì)鉄煔膺M(jìn)行深度脫水處理。一般來說，僅僅通過壓縮和常規(guī)降溫等方法不太容易將CO2中的水分脫除至管輸標(biāo)準(zhǔn)，故需采用其他深度更高的脫水方法，同常規(guī)天然氣脫水方法一樣，富氧燃?xì)鉄煔獾拿撍椒ㄓ懈蚀嘉辗ā⒗鋮s法和分子篩法，而三甘醇吸收法為滿足管輸要求的首選方法。天然氣的主要組分是CH4，還含有少量H2O、乙烷、丁烷等，富氧燃?xì)鉄煔獾闹饕M分是CO2、H2O，還含有少量其它組分。由于天然氣脫水和富氧燃?xì)鉄煔饷撍紝儆跉怏w脫水，同時(shí)，對于天然氣脫水和富氧燃?xì)鉄煔饷撍?，三甘醇脫水方法均為首選方法。因此，兩者在脫水工藝上會存在很多相似之處；另外，由于天然氣與富氧燃?xì)鉄煔庠诮M分及性質(zhì)上存在明顯區(qū)別，因此，兩者在脫水工藝上也會存在一些差別。目前，傳統(tǒng)天然氣三甘醇脫水工藝流程在技術(shù)上十分成熟，但富氧燃燒燃?xì)鉄煔馊蚀济撍に嚧嬖诠に噮?shù)不完善、經(jīng)濟(jì)效益差的缺點(diǎn)。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本實(shí)用新型目的是提供了一種富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置及其工藝。該方法利用塔板設(shè)計(jì)方法等理論，根據(jù)富氧燃?xì)鉄煔饨M分、處理量Q及滿足驅(qū)油CO2技術(shù)要求等已知變量推算出模擬過程中需要的一些參數(shù)，例如：吸收塔塔徑、塔高、塔板液流、降液管、塔板結(jié)構(gòu)等參數(shù)。同時(shí)，通過工藝流程標(biāo)準(zhǔn)要求及靈敏度分析確定不易獲取的參數(shù)，例如：汽提氣N2的摩爾流量，再通過建立富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍に嚵鞒棠Ｐ停瑢θ細(xì)鉄煔膺M(jìn)行三甘醇脫水、凈化處理。該工藝得到符合管輸要求的高純度CO2，達(dá)到CO2的近零排放、提高油氣采收率，實(shí)現(xiàn)多聯(lián)產(chǎn)工藝流程。為實(shí)現(xiàn)上述目的，本實(shí)用新型提供的一種富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置，所述裝置包括吸收塔，所述吸收塔側(cè)壁上設(shè)置有上部設(shè)置有貧三甘醇進(jìn)口管，所述貧三甘醇進(jìn)口管下方設(shè)置有富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)氣口，所述吸收塔底部通過管道依次連接有止回閥、貧富液換熱器、加熱器和再生塔；所述吸收塔頂部通過管道依次連接有干氣-貧液換熱器、第二冷凝器，所述第二冷凝器頂端與液化裝置側(cè)壁連通；所述液化裝置頂部與分離裝置側(cè)壁連通；所述貧富液換熱器上壁一端與甘醇泵連通，所述甘醇泵與干氣-貧液換熱器下壁另一端連通，所述干氣-貧液換熱器上壁一端連接有第一冷凝器。進(jìn)一步地，所述吸收塔與止回閥之間安裝有吸收塔再沸器，所述吸收塔再沸器與吸收塔另一側(cè)壁的下方連通。再進(jìn)一步地，所述吸收塔與干氣-貧液換熱器之間安裝有吸收塔冷凝器，所述吸收塔冷凝器與吸收塔1另一側(cè)的上方側(cè)壁連通。再進(jìn)一步地，所述再生塔一側(cè)壁上方設(shè)置有汽提氣N2是進(jìn)口管，所述汽提氣N2進(jìn)口管下方為加熱器和再生塔之間的管道；所述再生塔底端連接有再生塔再沸器，且再生塔再沸器再與貧富液換熱器下壁另一端連通，所述再生塔再沸器與再生塔另一側(cè)壁下方連通，所述再生塔上端連接有再生塔冷凝器，所述再生塔冷凝器與再生塔另一側(cè)壁上方連通。再進(jìn)一步地，所述吸收塔塔徑大小與甘醇溶液的密度、富氧燃?xì)鉄煔饷芏群透谎跞細(xì)鉄煔獾捏w積流量相關(guān)，優(yōu)化吸收塔塔徑大小，滿足如下公式：V＝0.0508[(ρl-ρg)/ρg]0.5(1-1)式中ρl為甘醇溶液的密度，單位為kg/m3；ρg為富氧燃?xì)鉄煔饷芏?，單位為kg/m3；D為吸收塔塔徑，單位為m；Q為富氧燃?xì)鉄煔獾捏w積流量，單位為m3/s；A為吸收塔塔板面積。再進(jìn)一步地，所述吸收塔為板式塔，可以吸收塔的高度由主體高度H1、頂部空間高度H2和底部空間高度H3三部分組成，其中，主體高度H1為從塔頂?shù)谝粚铀逯了鬃詈笠粚铀逯g的垂直距離，根據(jù)式(1-4)計(jì)算得出：H1＝(N-2-S)×HT+S×H'T+Hf(1-4)式中HT為塔板間距，單位為m；H'T為開有人孔的塔板間距，單位為m；S為人孔數(shù)目，不包括塔頂空間和塔底空間的人孔；Hf為進(jìn)料段的空間高度，單位為m；N為塔板數(shù)；頂部空間高度H2的計(jì)算式如式(1-5)所示：H2＝0.35×D+1.5×HT+HC(1-5)式中D為塔徑，單位為m；HC為除沫器高度，單位為m，一般取值0.1或0.15m。底部空間高度H3根據(jù)甘醇循環(huán)量及塔徑計(jì)算，如式(1-6)所示，式中，M為貧三甘醇循環(huán)量，單位為m3/s，π為圓周率，D為吸收塔塔徑，單位為m。再進(jìn)一步地，所述吸收塔的塔板液流形式選擇：當(dāng)吸收塔塔徑D≤2.2m時(shí)，所述塔板液流形式采用單溢流型；且吸收塔1中溢流堰長度L＝(0.6～0.8)D，或，當(dāng)吸收塔塔徑D＞2.2m時(shí)，所述塔板液流形式一般采用雙溢流型，且吸收塔中溢流堰長度L＝(0.5～0.7)D；吸收塔中溢流堰高度為塔板上清液層高度Ha減堰上清液層高度Hb，即H＝Ha-Hb。塔板上清液層高度Ha一般取50～100mm，而堰上清液層高度Hb隨堰的類型有所變動。對于平堰，為保證液流均勻，應(yīng)保證Hb＝13mm再進(jìn)一步地，所述吸收塔1的降液管參數(shù)如下降液管表降液管參數(shù)底隙(mm)頂部寬度(mm)底部寬度(mm)直段高度(mm)30～50220～260200～240180～220浮閥塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)(1)閥孔氣速塔板上所有浮閥全開時(shí)的閥孔氣速稱為臨界閥孔氣速，臨界閥孔氣速Ucr計(jì)算式如式(1-7)所示。式中Hb為平堰上清液層高度，單位為m；H為溢流堰高度，單位為m；Δρ為氣、液兩相密度差，單位為kg/m3。浮閥數(shù)式中V1為吸收塔氣體負(fù)荷，單位為m3/s；U0為操作閥孔氣速，可取U0＝1.1Ucr；d0為閥孔直徑，取0.04m。再進(jìn)一步地，所述再生塔重沸器溫度為188～200℃。本實(shí)用新型提供了一種富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置的工藝，包括以下步驟：1)貧三甘醇通過貧三甘醇進(jìn)口管經(jīng)吸收塔上部進(jìn)入吸收塔，同時(shí)，富氧燃?xì)鉄煔馔ㄟ^富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)氣口經(jīng)吸收塔下部進(jìn)入吸收塔；在高壓常溫條件下，貧三甘醇與逆流的富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)行接觸，得到含有CO2的干氣和富三甘醇；2)富三甘醇通過吸收塔塔底流出進(jìn)入止回閥后經(jīng)過貧富液換熱器加熱，得到溫度升高的富三甘醇，再通過加熱器將富三甘醇加熱到140～160℃進(jìn)入再生塔中，在高溫低壓條件下，通過汽提氣N2進(jìn)口管進(jìn)入的N2對富三甘醇進(jìn)行汽提，得到貧三甘醇和水蒸氣，水蒸氣進(jìn)過再生塔冷凝器排出，部分液化后水蒸氣循環(huán)進(jìn)入再生塔中；3)貧三甘醇通過再生塔再沸器，得到再生且濃度高于99％的貧三甘醇、汽化的貧三甘醇和水蒸氣；汽化的貧三甘醇和水蒸氣循環(huán)進(jìn)入再生塔中；4)再生且濃度高于99％的貧三甘醇返回至貧富液換熱器，得到冷卻的再生貧三甘醇；5)步驟1)中得到的干氣經(jīng)吸收塔塔頂流出進(jìn)入干氣-貧液換熱器中，同時(shí)冷卻的再生貧三甘醇加壓進(jìn)入干氣-貧液換熱器中，干氣與冷卻的再生貧三甘醇進(jìn)行熱量交換，然后經(jīng)第一冷凝器降溫得到溫度為35～45℃的貧三甘醇，并隨管道排出回收循環(huán)利用，熱交換的干氣經(jīng)第二冷凝器冷卻后進(jìn)入液化裝置，得到由CO2、N2和O2組成的混合氣和水，水由液化裝置底部管道排出；6)混合氣由液化裝置頂部進(jìn)入分離裝置，得到N2和O2從分離裝置頂部排出，濃度大于95％的CO2從分離裝置11底部流出。進(jìn)一步地，所述步驟1)中，貧三甘醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.8％、溫度為37℃、體積流量為33m3/h。再進(jìn)一步地，所述步驟1)中，富氧燃?xì)鉄煔鉁囟葹?7℃。再進(jìn)一步地，所述步驟2)中，N2的溫度為60℃、壓力為1.5bar、摩爾流量為50kmol/h。本實(shí)用新型的有益效果在于本實(shí)用新型巧妙地將富氧燃燒技術(shù)與CO2-EOR技術(shù)結(jié)合，實(shí)現(xiàn)了對煙氣的回收，處理，資源化利用，響應(yīng)了國家“十三五規(guī)劃”中低碳減排，節(jié)能環(huán)保的號召；通過理論結(jié)合實(shí)踐模擬，提供了一套完整的富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置及其設(shè)計(jì)方法和工藝，對于相關(guān)參數(shù)優(yōu)化及實(shí)踐過程具有重要的意義；不僅解決了稠油熱采成本高、能耗大的問題，也解決了由于CO2的大量排放引起的溫室效應(yīng)問題，對構(gòu)建節(jié)能環(huán)保型開發(fā)模式和綠色社會具有重要的價(jià)值。本實(shí)用新型的裝置得到符合管輸要求的高純度CO2，達(dá)到CO2的近零排放、提高油氣采收率，實(shí)現(xiàn)多聯(lián)產(chǎn)工藝流程。附圖說明圖1為本實(shí)用新型富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置的示意圖；圖中，吸收塔1、吸收塔再沸器1.1、吸收塔冷凝器1.2、貧三甘醇進(jìn)口管1.3、富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)氣口1.4、止回閥2、貧富液換熱器3、加熱器4、再生塔5、再生塔再沸器5.1、再生塔冷凝器5.2、汽提氣N2進(jìn)口管5.3、甘醇泵6、干氣-貧液換熱器7、第一冷凝器8、第二冷凝器9、液化裝置10、分離裝置11。具體實(shí)施方式為了更好地解釋本實(shí)用新型，以下結(jié)合具體實(shí)施例進(jìn)一步闡明本實(shí)用新型的主要內(nèi)容，但本實(shí)用新型的內(nèi)容不僅僅局限于以下實(shí)施例。如圖1所示：一種富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置，裝置包括吸收塔1，吸收塔1側(cè)壁上設(shè)置有上部設(shè)置有貧三甘醇進(jìn)口管1.3，貧三甘醇進(jìn)口管1.3下方設(shè)置有富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)氣口1.4，吸收塔1底部通過管道依次連接有止回閥2、貧富液換熱器3、加熱器4和再生塔5；吸收塔1頂部通過管道依次連接有干氣-貧液換熱器7、第二冷凝器9，第二冷凝器9頂端與液化裝置10側(cè)壁連通；液化裝置10頂部與分離裝置11側(cè)壁連通；貧富液換熱器3上壁一端與甘醇泵6連通，甘醇泵6與干氣-貧液換熱器7下壁另一端連通，干氣-貧液換熱器7上壁一端連接有第一冷凝器8。吸收塔1與止回閥2之間安裝有吸收塔再沸器1.1，吸收塔再沸器1.1與吸收塔1另一側(cè)壁的下方連通。再吸收塔1與干氣-貧液換熱器7之間安裝有吸收塔冷凝器1.2，吸收塔冷凝器1.2與吸收塔1另一側(cè)的上方側(cè)壁連通。再生塔5一側(cè)壁上方設(shè)置有汽提氣N2是進(jìn)口管5.3，汽提氣N2進(jìn)口管5.3下方為加熱器4和再生塔5之間的管道；再生塔5底端連接有再生塔再沸器5.1，且再生塔再沸器5.1再與貧富液換熱器3下壁另一端連通，再生塔再沸器5.1與再生塔5另一側(cè)壁下方連通，再生塔5上端連接有再生塔冷凝器5.2，再生塔冷凝器5.2與再生塔5另一側(cè)壁上方連通。吸收塔1塔徑大小與甘醇溶液的密度、富氧燃?xì)鉄煔饷芏群透谎跞細(xì)鉄煔獾捏w積流量相關(guān)，優(yōu)化吸收塔1塔徑大小，滿足如下公式：V＝0.0508[(ρl-ρg)/ρg]0.5(1-1)式中ρl為甘醇溶液的密度，單位為kg/m3；ρg為富氧燃?xì)鉄煔饷芏龋瑔挝粸閗g/m3；D為吸收塔塔徑，單位為m；Q為富氧燃?xì)鉄煔獾捏w積流量，單位為m3/s；A為吸收塔塔板面積。吸收塔1為板式塔，吸收塔1的高度由主體高度H1、頂部空間高度H2和底部空間高度H3三部分組成，其中，主體高度H1為從塔頂?shù)谝粚铀逯了鬃詈笠粚铀逯g的垂直距離，根據(jù)式(1-4)計(jì)算得出：H1＝(N-2-S)×HT+S×H'T+Hf(1-4)式中HT為塔板間距，單位為m；H'T為開有人孔的塔板間距，單位為m；S為人孔數(shù)目，不包括塔頂空間和塔底空間的人孔；Hf為進(jìn)料段的空間高度，單位為m；N為塔板數(shù)；頂部空間高度H2的計(jì)算式如式(1-5)所示：H2＝0.35×D+1.5×HT+HC(1-5)式中D為塔徑，單位為m；HC為除沫器高度，單位為m，一般取值0.1或0.15m。底部空間高度H3根據(jù)甘醇循環(huán)量及塔徑計(jì)算，如式(1-6)所示，式中，M為貧三甘醇循環(huán)量，單位為m3/s，π為圓周率，D為吸收塔塔徑，單位為m。吸收塔1的塔板液流形式選擇：當(dāng)吸收塔塔徑D≤2.2m時(shí)，所述塔板液流形式采用單溢流型；且吸收塔1中溢流堰長度L＝(0.6～0.8)D，當(dāng)吸收塔塔徑D＞2.2m時(shí)，所述塔板液流形式一般采用雙溢流型且吸收塔1中溢流堰長度L＝(0.5～0.7)D吸收塔1中溢流堰高度為塔板上清液層高度Ha減堰上清液層高度Hb，即H＝Ha-Hb。塔板上清液層高度Ha取取值為50～100mm，而堰上清液層高度Hb隨堰的類型有所變動。對于平堰，為保證液流均勻，應(yīng)保證Hb＝13mm再進(jìn)一步地，所述吸收塔1中降液管是表1降液管參數(shù)底隙(mm)頂部寬度(mm)底部寬度(mm)直段高度(mm)30～50220～260200～240180～220浮閥塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)(1)閥孔氣速塔板上所有浮閥全開時(shí)的閥孔氣速稱為臨界閥孔氣速，臨界閥孔氣速Ucr計(jì)算式如式(1-7)所示。式中Hb為平堰上清液層高度，單位為m；H為溢流堰高度，單位為m；Δρ為氣、液兩相密度差，單位為kg/m3。浮閥數(shù)式中V1為吸收塔氣體負(fù)荷，單位為m3/s；U0為操作閥孔氣速，可取U0＝1.1Ucr；d0為閥孔直徑，取0.04m。根據(jù)上述公式，上述富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置，結(jié)合某工廠的富氧燃?xì)鉄煔饨M分和含量，從而得到該工廠富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍b置的具體結(jié)構(gòu)參數(shù)：經(jīng)過檢查，該工廠的富氧燃?xì)鉄煔饨M分為：11.74％CO2、21.38％H2O、64.69％N2、2.19％O2(標(biāo)準(zhǔn)體積分?jǐn)?shù))，富氧燃?xì)鉄煔馓幚砹縌＝800m3/h＝0.222m3/s。ρl＝850.882kg/m3，ρg＝70.145kg/m3，Q＝800m3/h＝0.222m3/s，從而根據(jù)上述公式計(jì)算得知：1)塔徑計(jì)算按照式(1-1)計(jì)算出富氧燃?xì)鉄煔馄骄魉賤＝0.169m/s，按照式(1-2)計(jì)算出吸收塔塔板面積A＝1.314m2，按照式(1-3)計(jì)算出吸收塔塔徑D＝1.294m＝1294mm，初步算得塔徑D后，對該值進(jìn)行圓整，常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為：400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm，故吸收塔塔徑D為1200mm。2)塔主體高度H1塔板間距H'T的選取根據(jù)塔徑的大小由經(jīng)驗(yàn)數(shù)值選取，如表1-1所示。表2塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D(m)＜0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4>2.4塔板間距HT(m)0.30.350.450.50.60.8取HT＝0.45m，此處設(shè)1個(gè)人孔，即S＝1。另外，N＝8、H'T＝0.6m、Hf＝0.45m。通過式(1-4)計(jì)算得塔的主體高度H1為3.3m。3)頂部空間高度頂部空間高度H2按式(1-5)計(jì)算得頂部空間高度H2＝1.265m。4)底部空間高度底部空間高度H3按式(1-6)計(jì)算得底部空間高度H3為0.008m，即8mm。因此，吸收塔塔高為4.573m。5)單溢流型塔板的溢流堰長度塔徑小于等于2.2m時(shí)推薦使用單溢流型，對于單溢流型塔板，溢流堰長度L＝0.7D，即溢流堰長度L＝0.84m。6)溢流堰高度對于平堰，為保證液流均勻，應(yīng)保證Hb＝13mm，取塔板上清液層高度Ha＝80mm，計(jì)算得溢流堰高度H＝67mm。7)降液管表3降液管參數(shù)底隙(mm)頂部寬度(mm)底部寬度(mm)直段高度(mm)402502202008)閥孔氣速臨界閥孔氣速Ucr＝1.116m/s。9)浮閥數(shù)按式(1-8)計(jì)算得浮閥數(shù)N1＝144。綜上計(jì)算，得到吸收塔相關(guān)參數(shù)如下表表4吸收塔相關(guān)參數(shù)富氧燃?xì)鉄煔獾捏w積流量Q800m3/h塔板上清液層高度Ha80mm富氧燃?xì)鉄煔鉁囟萒30℃堰上清液層高度Hb13mm吸收塔塔壓P4MPa溢流堰高度H67mm吸收塔塔徑D1.2m降液管底隙40mm吸收塔主體高度H13.3m降液管頂部寬度250mm吸收塔頂部空間高度H21.265m降液管底部寬度220mm吸收塔底部空間高度H30.008m降液管直段高度200mm吸收塔塔高4.573m浮閥塔板臨界閥孔氣速Ucr1.116m/s溢流堰長度L0.84m浮閥數(shù)N1144且再生塔塔板數(shù)為3，塔壓為80kpa，回流比為5.5(mol)，塔底產(chǎn)品流率與進(jìn)料流率比為0.155；所述的重沸器溫度為197.9℃。根據(jù)上述裝置對該工廠實(shí)施富氧燃?xì)鉄煔馊蚀济撍に嚵鞒蹋喊ㄒ韵虏襟E：1)質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.8％、溫度為37℃、體積流量為33m3/h的貧三甘醇通過貧三甘醇進(jìn)口管1.3經(jīng)吸收塔1上部進(jìn)入吸收塔1，同時(shí)，溫度為30℃的富氧燃?xì)鉄煔馔ㄟ^富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)氣口1.4經(jīng)吸收塔1下部進(jìn)入吸收塔1；在高壓常溫條件下，貧三甘醇與逆流的富氧燃?xì)鉄煔膺M(jìn)行接觸，得到含有CO2的干氣和富三甘醇；2)富三甘醇通過吸收塔1塔底流出進(jìn)入止回閥2后經(jīng)過貧富液換熱器3加熱，得到溫度升高的富三甘醇，再通過加熱器4將富三甘醇加熱到148℃進(jìn)入再生塔5中，在高溫低壓條件下，通過汽提氣N2進(jìn)口管5.3進(jìn)入的溫度為60℃、壓力為1.5bar、摩爾流量為50kmol/hN2對富三甘醇進(jìn)行汽提，得到貧三甘醇和水蒸氣，水蒸氣進(jìn)過再生塔冷凝器5.2排出，部分液化后水蒸氣循環(huán)進(jìn)入再生塔5中；3)貧三甘醇通過再生塔再沸器5.1，得到再生且濃度高于99％的貧三甘醇、汽化的貧三甘醇和水蒸氣；汽化的貧三甘醇和水蒸氣循環(huán)進(jìn)入再生塔5中；4)再生且濃度高于99％的貧三甘醇返回至貧富液換熱器3，得到冷卻的再生貧三甘醇；5)步驟1)中得到的干氣經(jīng)吸收塔1塔頂流出進(jìn)入干氣-貧液換熱器7中，同時(shí)冷卻的再生貧三甘醇加壓進(jìn)入干氣-貧液換熱器7中，干氣與冷卻的再生貧三甘醇進(jìn)行熱量交換，然后經(jīng)第一冷凝器8降溫得到溫度為37℃的貧三甘醇，并隨管道排出回收循環(huán)利用，熱交換的干氣經(jīng)第二冷凝器9冷卻后進(jìn)入液化裝置10，得到由CO2、N2和O2組成的混合氣和水，水由液化裝置10底部管道排出；6)混合氣由液化裝置10頂部進(jìn)入分離裝置11，得到N2和O2從分離裝置11頂部排出，濃度大于95％的CO2從分離裝置11底部流出。其它未詳細(xì)說明的部分均為現(xiàn)有技術(shù)。盡管上述實(shí)施例對本實(shí)用新型做出了詳盡的描述，但它僅僅是本實(shí)用新型一部分實(shí)施例，而不是全部實(shí)施例，人們還可以根據(jù)本實(shí)施例在不經(jīng)創(chuàng)造性前提下獲得其他實(shí)施例，這些實(shí)施例都屬于本實(shí)用新型保護(hù)范圍。當(dāng)前第1頁1 2 3