ES2345933T3 - Regeneracion de una disolucion acuosa a partir de un proceso de absorcion de gases acidos mediante evaporacion ultrarrapida y separacion de multiples fases. - Google Patents
Regeneracion de una disolucion acuosa a partir de un proceso de absorcion de gases acidos mediante evaporacion ultrarrapida y separacion de multiples fases. Download PDFInfo
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Abstract
Procedimiento para eliminar un gas ácido de una corriente gaseosa que contiene el mismo utilizando un equipo de absorción acuosa y separación, comprendiendo el procedimiento: (a)hacer pasar la corriente de disolvente rico en gas ácido que sale del equipo de absorción a través de un separador de presión múltiple en el que la corriente de disolvente rico en gas ácido pasa a través de múltiples fases de evaporación ultrarrápida (por ejemplo 70, 72, 74), de tal manera que el vapor obtenido mediante la evaporación ultrarrápida de la corriente de disolvente rico en gas ácido en cada fase de evaporación ultrarrápida separa el gas ácido de la corriente de disolvente rico en gas ácido, dando como resultado una corriente gaseosa rica en gas ácido (81) que sale del separador de presión múltiple y una corriente de disolvente pobre en gas ácido (82) que sale del separador de presión múltiple; en el que el separador de presión múltiple se hace funcionar a múltiples niveles de presión, de tal manera que el vapor obtenido en cada fase de evaporación ultrarrápida se comprime en un compresor (76, 79) y se alimenta a la fase de evaporación ultrarrápida anterior (70, 72) a una mayor presión; y (b)recircular la corriente de disolvente pobre en gas ácido que sale del separador de presión múltiple en la etapa (a) de vuelta al equipo de absorción por lo menos una vez, en el que una parte (83) de la corriente del disolvente que sale de la fase de evaporación ultrarrápida (74) que se hace funcionar a la menor presión se recircula a la fase de evaporación ultrarrápida inferior a través de un intercambiador cruzado (84) que suministra calor adicional a la fase de evaporación ultrarrápida que se hace funcionar a la menor presión.
Description
Regeneración de una disolución acuosa a partir
de un proceso de absorción de gases ácidos mediante evaporación
ultrarrápida y separación de múltiples fases.
La presente invención se refiere en general a la
eliminación y captura de gases ácidos, tales como dióxido de
carbono, sulfuro de hidrógeno y mezclas de los mismos de gases que
contienen los mismos a través de procesos de absorción acuosa y
separación. Más particularmente, proporciona procedimientos para
reducir el consumo de energía de dichos procesos de absorción y
separación (en inglés, "stripping").
Un punto de vista común mantenido por un sector
significativo de la comunidad ambiental es que el dióxido de
carbono liberado al aire desempeña un papel principal en el cambio
climático global. Por tanto, iniciativas sobre el cambio climático
global tales como el Protocolo de Kyoto han identificado la
reducción de la liberación de dióxido de carbono procedente de la
combustión de combustibles fósiles y otras fuentes puntuales como
medios principales para reducir el cambio climático global.
Programas amplios ya puestos en marcha están empezando a demostrar
la viabilidad técnica y económica de secuestrar dióxido de carbono
mediante enfoques tales como inyección en depósitos subterráneos
(véase, Bergman, P.D. et al, "Disposal of Power Plant
CO_{2} in Depleted Oil and Gas Reservoirs in Texas",
presentado en la Tercera Conferencia International sobre Eliminación
de Dióxido de Carbono, Cambridge, MA, 9-11 de
septiembre de 1996) y la eliminación en el océano profundo (Fujioka,
Y. et al., "Cost Comparison of Various CO_{2} Ocean
Disposal Options", presentado en la Tercera Conferencia
International sobre Eliminación de Dióxido de Carbono, Cambridge,
MA, 9-11 de septiembre de 1996).
Un procedimiento para reducir la liberación de
dióxido de carbono en el ámbito industrial implica eliminar dióxido
de carbono de los gases de combustión y otros gases. El dióxido de
carbono se emite en grandes cantidades a partir de la combustión de
combustibles por fuentes estacionarias y móviles. La captura/el
secuestro del dióxido de carbono será mas eficaz si se aplica a
grandes fuentes estacionarias. Las mayores fuentes individuales de
dióxido de carbono son las centrales eléctricas a carbón
convencionales. Estas fuentes representan del 30 al 40% de las
emisiones de dióxido de carbono en los Estados Unidos. La tecnología
desarrollada para dichas fuentes debe también aplicarse a la
captura de CO_{2} calderas a gas y petróleo, centrales eléctricas
de ciclo combinado, gasificación de carbón y plantas de hidrógeno.
La absorción/separación es principalmente una tecnología de
tratamiento final y es por tanto adecuada tanto para las calderas
existentes como para las nuevas. En particular, puede utilizarse
con las calderas a carbón existentes, especialmente si ya presentan
lavadores químicos para la reducción de SO_{2}.
La utilización de procesos de absorción y
separación con disolventes acuosos tales como alcanolaminas y
carbonato de potasio promovido es una tecnología eficaz conocida
para la eliminación y captura del dióxido de carbono de gas de
combustión, gas natural, hidrógeno, gas de síntesis y otros gases.
Las patentes US nº 4.477.419 y nº 4.152.217, cada una de las cuales
se incorpora a la presente memoria como referencia, describen
aspectos de esta tecnología. La absorción/separación de
alcanolaminas es una tecnología probada y eficaz para la captura de
dióxido de carbono de gases. La primera generación de esta
tecnología utiliza disoluciones acuosas de monoetanolamina (MEA).
Avances en esta tecnología han proporcionado otros disolventes de
alcanolamina para el tratamiento de dióxido de carbono en diversas
industrias. La monoetanolamina (MEA), dietanolamina (DEA) y las
aminas impedidas AMP se utilizan solas en una disolución acuosa.
Las combinaciones de disolventes típicas incluyen una disolución de
metildietanolamina (MDEA) promovida por piperazina u otras aminas
secundarias. Además, los disolventes de carbonato de potasio se
promueven comúnmente por DEA u otras aminas reactivas.
La absorción de gases es un proceso en el que
los componentes solubles de una mezcla de gases se disuelven en un
líquido. La separación es esencialmente lo inverso de la absorción,
ya que implica la transferencia de componentes volátiles de una
mezcla líquida a un gas. En un proceso de eliminación de dióxido de
carbono típico, se utiliza la absorción para eliminar dióxido de
carbono de un gas de combustión, y posteriormente se utiliza la
separación para regenerar el disolvente y capturar el dióxido de
carbono contenido en el disolvente. Una vez que se elimina el
dióxido de carbono de los gases de combustión y otros gases, puede
capturarse y comprimirse para su utilización en un número de
aplicaciones, incluyendo secuestro, producción de metanol y la
recuperación terciaria de petróleo.
El procedimiento convencional de utilizar
procesos de absorción/separación para eliminar el dióxido de carbono
de corrientes gaseosas se describe en la patente
US nº 4.384.875, que se incorpora a la presente memoria como
referencia. En la fase de absorción, el gas que va a tratarse, que
contiene el dióxido de carbono que va a eliminarse, se pone en
contacto, en una columna de absorción, con el absorbente elegido en
condiciones de presión y temperatura de manera que la disolución de
absorbente elimina prácticamente todo el dióxido de carbono. El gas
purificado sale por la parte superior de la columna de absorción y,
si es necesario, se dirige entonces hacia un lavador químico que
emplea hidróxido de sodio, en el que se eliminan las últimas trazas
de dióxido de carbono. En la parte inferior de la columna de
absorción, la disolución de absorbente que contiene dióxido de
carbono (también denominada "disolvente rico") se extrae y se
somete a un proceso de separación para liberarla del dióxido de
carbono y regenerar sus propiedades absorbentes.
Para efectuar la regeneración de la disolución
de absorbente, el disolvente rico extraído de la parte inferior de
la columna de absorción se introduce en la mitad superior de una
columna de separación, y el disolvente rico se mantiene en su punto
de ebullición a presión en esta columna. El calor necesario para
mantener el punto de ebullición se proporciona rehirviendo la
disolución de absorbente contenida en la columna de separación. El
proceso de rehervido se efectúa mediante intercambio de calor
indirecto entre parte de la disolución que va a regenerarse que se
encuentra en la mitad inferior de la columna de separación y un
fluido caliente a temperatura apropiada, generalmente vapor de agua
saturado. En el transcurso de la regeneración, el dióxido de
carbono contenido en el disolvente rico que va a regenerarse
mantenido en su punto de ebullición se libera y se separa mediante
los vapores de la disolución de absorbente. El vapor que contiene el
dióxido de carbono separado sale por la parte superior de la
columna de separación y se hace pasar a través de un sistema
condensador que devuelve a la columna de separación la fase líquida
resultante de la condensación de los vapores de la disolución de
absorbente que sale de la columna de separación con el dióxido de
carbono gaseoso. En la parte inferior de la columna de separación,
la disolución de absorbente regenerada caliente (también denominada
"disolvente pobre") se extrae y se recircula a la columna de
absorción tras haber utilizado parte del contenido de calor de la
disolución para calentar, mediante intercambio de calor indirecto,
el disolvente rico que va a regenerarse, antes de su introducción
en la columna de separación.
En la absorción/separación simple tal como se
pone en práctica normalmente en el campo, el disolvente rico acuoso
se regenera a 100-120ºC en un separador simple, de
contracorriente, con rehervidor, que se hace funcionar a una única
presión, que es habitualmente de 1-2 atm. La
alimentación de disolvente rico se precalienta mediante intercambio
cruzado con el producto de disolvente pobre caliente dentro del
intervalo de 5-30ºC con respecto a las partes
inferiores del separador. El vapor de sobrecarga se enfría para
condensar agua, que devuelve como reflujo al separador de
contracorriente. Cuando se utiliza para el secuestro del dióxido de
carbono y otras aplicaciones, el producto de dióxido de carbono se
comprime hasta 100-150 atm.
Un problema principal con el proceso de
absorción/separación existente descrito anteriormente es que
requiere mucha energía, y esto se debe en gran parte a que el calor
necesario para el rehervidor térmico es significativo. En la
aplicación en una central eléctrica a carbón, el calor necesario de
un proceso de este tipo puede reducir la producción de energía neta
por tanto como del 15 hasta 30%. (Herzog, H., E. Drake, y E. Adams,
"CO_{2} Capture, Reuse, and Storage Technologies for Mitigating
Global Climate Change", informe final, nº de orden del DOE
DE-AF22-96PC01257, 1997). Por tanto,
es importante maximizar la eficiencia energética en el diseño y el
funcionamiento de estos sistemas. El principal procedimiento para
mejorar la eficiencia energética es la recuperación del calor útil
del condensador de sobrecarga, ya que el vapor de sobrecarga puede
contener de uno a diez moles de vapor de agua por cada mol de
dióxido de carbono. Las formas comunes de recuperación de calor
puestas en práctica actualmente incluyen recompresión de vapor y
separadores de múltiples efectos. En la recompresión de vapor, el
vapor de sobrecarga se comprime en un factor de dos a diez y
entonces se intercambia con el líquido de las partes inferiores
para proporcionar calor para el rehervidor. Con separadores de
múltiples efectos, dos o más separadores se hacen funcionar en
paralelo, pero cada separador se hace funcionar a una presión
significativamente diferente. El vapor de un separador de mayor
presión se utiliza para calentar el rehervidor de un separador de
menor presión en una disposición cascada. Desafortunadamente, estas
dos configuraciones dan como resultado una pérdida de energía en el
intercambio de calor necesario.
Tal como se observa en la patente US nº
4.152.217, se han realizado varios intentos para reducir el coste
global asociado con la regeneración de corrientes líquidas de
absorbente. Mediante la elaboración de un sistema en el que el
intercambiador de calor de absorbente gastado/absorbente pobre, el
enfriador-condensador de sobrecarga, el tambor de
reflujo, y la bomba de reflujo, construidos y utilizados
generalmente con un regenerador o separador convencional, podrían
eliminarse, el titular de la patente en la patente US
nº 3.690.861 buscó reducir los costes de inversión de capital.
Aunque la inversión de capital se redujo considerablemente en el
proceso dado a conocer, no se dio ninguna consideración de cómo la
eliminación de intercambiadores de calor afectaría a las demandas
de calor globales del sistema. Tal como se describió en la patente
US nº 4.152.217, se ha encontrado que la eliminación de
intercambiadores de calor aumenta las demandas de calor globales
del sistema. Por tanto, mientras que los gastos iniciales de capital
se reducen considerablemente, los gastos de funcionamiento a lo
largo plazo, especialmente en vista del aumento de los costes de
energía, serían superiores en un proceso de absorción/separación
que elimina intercambiadores de calor.
Otras patentes han dado a conocer diversos
procedimientos para mejorar la eficacia de coste de los sistemas de
eliminación de dióxido de carbono reduciendo las demandas de energía
de tales sistemas. Una patente de este tipo, la patente
US nº 4.553.984, que se incorpora a la presente memoria
como referencia, da a conocer un procedimiento en que el disolvente
rico cargado con dióxido de carbono se regenera sin la utilización
de una columna de separación simplemente por evaporación
ultrarrápida en una o más fases de evaporación ultrarrápida. Se
dice que el procedimiento dado a conocer reduce sustancialmente
tanto los costes de capital como los costes de energía. Aunque una
tecnología de este tipo puede ser eficaz para reducir costes, puede
ser ineficaz para aplicaciones que requieren que el dióxido de
carbono capturado se produzca a una presión mayor para su
utilización en el secuestro, la producción de metanol, la
recuperación terciaria de petróleo u otras aplicaciones. Por lo
menos, una tecnología de este tipo puede requerir un gasto de
capital significativo para la adición de un compresor para permitir
que el dióxido de carbono capturado se comprima para su utilización
en aplicaciones que requieren el dióxido de carbono a presión
mayor.
La patente US nº 4.780.115 describe un proceso
para la regeneración de un medio de lavado químico que se ha
utilizado en una operación de lavado químico y que presenta cargado
en el mismo los componentes eliminados mediante el lavado químico.
El medio de lavado químico se expande y se regenera y por tanto
puede reutilizarse en la operación de lavado químico. Con el fin de
poder someter los gases de expansión obtenidos durante la expansión
a un postratamiento a presión elevada, o para poder descargar estos
gases de expansión a una mayor presión, el medio de lavado químico
cargado se expande en por lo menos dos fases. La expansión en una
fase se realiza por medio de un compresor a chorro para líquidos y
los gases de expansión de una fase de expansión posterior se llevan
hasta una presión elevada por medio del compresor a chorro para
líquidos.
La patente US nº 5.435.977 describe un proceso
de eliminación de gases ácidos que emplea una regeneración con una
sección de evaporación ultrarrápida interna. El regenerador utiliza
el flujo gravitacional para alimentar la sección de evaporación
ultrarrápida, eliminando la necesidad de un tanque de evaporación
ultrarrápida externo y cargar la bomba incluso sin vacío. La
sección de evaporación ultrarrápida interna presenta un primer lado
de presión, un segundo lado de presión que presenta una presión
inferior al primer lado de presión durante el flujo de gas y una
zona de reducción de presión dispuesta entre éstos. La caída de
presión en la zona de reducción de presión es debida a las pérdidas
de presión del flujo líquido que se producen como flujos líquidos
desde dicho primer lado de presión hasta dicho segundo lado de
presión. Un sello líquido entre los lados de primero y segundo
elimina la necesidad de una válvula de alivio de presión. El control
de vacío se proporciona por un nivel de líquido del primer lado de
presión.
En vista de lo expuesto anteriormente, sería
ventajoso proporcionar tecnología en la que el dióxido de carbono
pueda eliminarse de los gases de combustión y otros gases mediante
un proceso de absorción/separación que sea significativamente más
eficiente desde el punto de vista energético que el proceso puesto
en práctica actualmente. El sistema ideal generaría dióxido de
carbono a una mayor presión sin hacer funcionar el separador a una
mayor temperatura. Un sistema de este tipo, a su vez, reduciría
significativamente el coste de energía asociado con sistemas en los
que el dióxido de carbono debe comprimirse para el secuestro, la
producción de metanol, la recuperación terciaria de petróleo u
otras aplicaciones.
Cualquier problema o defecto enumerado en lo
expuesto anteriormente no pretende ser exhaustivo sino más bien ser
uno de entre muchos que tienden a disminuir la eficacia de las
técnicas previamente conocidas. También pueden existir otros
problemas notables; sin embargo, los presentados anteriormente deben
ser suficientes para demostrar que el aparato y los procedimientos
que aparecen en la técnica no han sido totalmente satisfactorios y
que existe la necesidad de las técnicas dadas a conocer en la
presente memoria.
La presente invención según se reivindica en la
presente memoria supera las deficiencias en la técnica anterior
proporcionando, entre otras cosas, un procedimiento para utilizar
procesos de absorción acuosa y separación para eliminar un gas
ácido de corrientes gaseosas de una manera que genera dicho gas
ácido a una mayor presión mientras que consume menos energía que la
tecnología existente. El procedimiento implica sustituir el
separador de única presión convencional utilizado para regenerar el
disolvente acuoso y capturar el dióxido de carbono con un separador
de presión múltiple que combina compresión de gas ácido con
separación. Generando el gas ácido a una mayor presión sin hacer
funcionar el separador a una mayor temperatura, el procedimiento
reduce el consumo de energía de los sistemas en los que el dióxido
de carbono debe comprimirse para el secuestro, la producción de
metanol, recuperación terciaria de petróleo u otras
aplicaciones.
La presente invención se refiere a un
procedimiento mejorado para eliminar un gas ácido de una corriente
gaseosa que contiene el mismo utilizando un equipo de absorción
acuosa y separación, comprendiendo el procedimiento:
- (a)
- hacer pasar la corriente de disolvente rico en gas ácido que sale del equipo de absorción a través de un separador de presión múltiple en el que la corriente de disolvente rico en gas ácido pasa a través de múltiples fases de evaporación ultrarrápida de manera que el vapor obtenido mediante la evaporación ultrarrápida de la corriente de disolvente rico en gas ácido en cada fase de evaporación ultrarrápida separa el gas ácido de la corriente de disolvente rico en gas ácido, dando como resultado una corriente gaseosa rica en gas ácido que sale el separador de presión múltiple y una corriente de disolvente pobre en gas ácido que sale del separador de presión múltiple; en el que el separador de presión múltiple se hace funcionar a múltiples niveles de presión de manera que el vapor obtenido en cada fase de evaporación ultrarrápida se comprime en un compresor y se alimenta a la fase de evaporación ultrarrápida anterior a una mayor presión; y
- (b)
- recircular la corriente de disolvente pobre en gas ácido que sale del separador de presión múltiple en la etapa (a) de vuelta al equipo de absorción por lo menos una vez,
en el que una parte de la corriente de
disolvente que sale de la fase de evaporación ultrarrápida que se
hace funcionar a la menor presión se recircula a la fase de
evaporación ultrarrápida inferior a través de un intercambiador
cruzado que suministra calor adicional a la fase de evaporación
ultrarrápida que se hace funcionar a la menor presión.
En una forma de realización de la presente
invención, cada fase del separador de presión múltiple del proceso
de separación es un contactor de contracorriente.
En otra forma de realización de la presente
invención, una o más de las fases del separador de presión múltiple
del proceso de separación es un contactor de corriente paralela.
En otra forma de realización de la presente
invención, una o más de las fases del separador de presión múltiple
del proceso de separación es un contactor mixto.
En otra forma de realización de la presente
invención, la invención implica un equipo de separación para separar
un gas ácido de una corriente de disolvente rico en gas ácido. Este
equipo incluye una columna de separación que contiene múltiples
fases de evaporación ultrarrápida. El equipo incluye también un
compresor conectado entre cada una de las fases de evaporación
ultrarrápida de manera que el vapor producido en cada fase de
evaporación ultrarrápida se comprime y se alimenta a la fase de
evaporación ultrarrápida anterior a una mayor presión.
En otra forma de realización de la presente
invención, cada fase de la columna de separación del equipo de
separación es un contactor de contracorriente.
En otra forma de realización de la presente
invención, una o más de las fases de la columna de separación del
equipo de separación es un contactor de corriente paralela.
En otra forma de realización de la presente
invención, una o más de las fases de la columna de separación del
equipo de separación es un contactor mixto.
En otra forma de realización de la presente
invención, el calor adicional se suministra a una o más de las
fases de la columna de separación.
En una forma de realización, en una fase del
proceso de absorción, la corriente gaseosa se pone en contacto con
un disolvente acuoso (tal como una amina acuosa, una alcanolamina
acuosa o mezclas de las mismas, o un carbonato de potasio acuoso
promovido por amina) en un equipo de absorción de manera que el gas
ácido en la corriente gaseosa se transfiere de la corriente gaseosa
al disolvente, dando como resultado una corriente gaseosa
purificada que sale del equipo de absorción y una corriente de
disolvente rico en gas ácido que sale del equipo de absorción. En
una fase de separación, la corriente de disolvente rico en gas ácido
que sale del equipo de absorción se hace pasar a través de un
separador de presión múltiple en el que la corriente de disolvente
rico en gas ácido pasa a través de múltiples fases de evaporación
ultrarrápida de manera que el vapor obtenido mediante la
evaporación ultrarrápida de la corriente de disolvente rico en gas
ácido en cada fase de evaporación ultrarrápida separa el gas ácido
de la corriente de disolvente rico en gas ácido, dando como
resultado una corriente gaseosa rica en gas ácido que sale del
separador de presión múltiple y una corriente de disolvente pobre
en gas ácido que sale del separador de presión múltiple. En la fase
de separación, el separador de presión múltiple se hace funcionar a
múltiples niveles de presión de modo que el vapor obtenido en cada
fase de evaporación ultrarrápida se comprime en un compresor y se
alimenta a la fase de evaporación ultrarrápida anterior a una mayor
presión. En la etapa final del procedimiento de la presente
invención, la corriente de disolvente pobre en gas ácido que sale
del separador de presión múltiple se recircula de vuelta al equipo
de absorción.
Convenientemente, la corriente gaseosa que va a
tratarse mediante el presente procedimiento está compuesta por gas
de combustión, gas natural, gas hidrógeno o gas de síntesis.
Tal como se utiliza en la memoria, "un/o" o
"una" puede significar uno o más. Tal como se utiliza en la
reivindicación/las reivindicaciones, cuando se utiliza junto con la
expresión "que comprende", las palabras "un/o" o
"una" significa uno o más de uno a menos que explícitamente se
indique lo contrario. Tal como se utiliza en la presente memoria
"otro" puede significar por lo menos un segundo o más.
Otros objetivos, características y ventajas de
la presente invención se pondrán más claramente de manifiesto a
partir de la siguiente descripción detallada.
Los siguientes dibujos forman parte de la
presente memoria y se incluyen para demostrar además determinados
aspectos de la presente invención. La invención puede entenderse
mejor mediante la referencia a uno o más de estos dibujos en
combinación con la descripción detallada de formas de realización
específicas presentadas en la presente memoria.
La figura 1 es un dibujo esquemático de la
captura de CO_{2} mediante absorción/separación por carbonato de
potasio utilizando una posible recompresión de vapor para
integración energética.
La figura 2 es un dibujo esquemático de la
captura de CO_{2} mediante absorción/separación por carbonato de
potasio utilizando vapor de escape de turbina convencional para
integración energética.
La figura 3 es un dibujo esquemático de la
captura de CO_{2} mediante absorción/separación por carbonato de
potasio utilizando separación de presión múltiple para integración
energética que no es según la presente invención.
La figura 4 es un diagrama esquemático del
proceso de separación de presión múltiple según formas de
realización de la presente invención.
Según la presente invención es posible minimizar
las demandas de energía térmica asociados con la eliminación y
captura de dióxido de carbono de una corriente gaseosa mediante
procesos de absorción acuosa y separación. Esto se alcanza
combinando la absorción acuosa con la separación de presión
múltiple. Debido a que la presente invención da como resultado que
el gas ácido capturado esté en un estado comprimido, la invención
puede ser lo más beneficiosa en sistemas que requieren gas ácido
comprimido para aplicaciones tales como secuestro, producción de
metanol y recuperación terciaria de petróleo.
La presente invención utiliza aspectos del
proceso de absorción acuosa, tal como se describe en la patente US
nº 6.139.605, que se incorpora a la presente memoria como
referencia. A través de este proceso, un gas ácido tales como
dióxido de carbono, sulfuro de hidrógeno o una mezcla de los mismos
se elimina de las corrientes gaseosas poniendo en contacto la
corriente gaseosa con un absorbente líquido que absorbe el gas
ácido. Como las aplicaciones industriales que se espera que se
beneficien de la presente invención requieren la reducción de la
concentración del gas ácido hasta un nivel muy bajo, el absorbente
se selecciona generalmente de uno que reacciona con el gas ácido.
Los ejemplos de líquidos absorbentes adecuados para su utilización
en la presente invención para la absorción del gas ácido incluyen,
pero no se limitan a, carbonato de potasio acuoso promovido por
amina y disoluciones acuosas de aminas y alcanolaminas. Ejemplos no
limitativos de alcanolaminas adecuadas para su utilización en la
presente invención son monoetanolamina (MEA), dietanolamina (DEA) y
metildietanolamina (MDEA).
La etapa de absorción puede llevarse a cabo
poniendo en contacto la corriente gaseosa a una temperatura
relativamente baja pero a una presión elevada en una columna de
absorción con una corriente del líquido absorbente, denominado en
esta fase como "disolvente pobre", que fluye a contracorriente
respecto a la corriente gaseosa. Tal como se describe en la patente
US nº 4.384.875, la corriente gaseosa purificada sale por la parte
superior del absorbedor, mientras que el líquido absorbente que
contiene el gas ácido, denominado en esta fase como "disolvente
rico en gas ácido", sale por la parte inferior del absorbedor.
Para capturar el gas ácido y regenerar el líquido absorbente para
que pueda recircularse de vuelta a la parte superior de la columna
de absorción como disolvente pobre, el disolvente rico se trata con
un proceso de separación.
En la absorción/separación convencional, el
disolvente acuoso se regenera en un separador simple, de
contracorriente, con rehervidor, que se hace funcionar a una única
presión. Para llevar a cabo el proceso de separación en la presente
invención, se emplea un separador de presión múltiple. El separador
de presión múltiple integra la compresión del gas ácido con la
separación. El propio separador es un evaporador ultrarrápido de
múltiples fases en el que el flujo de vapor total de cada fase se
comprime y se alimenta a la fase de evaporación ultrarrápida
anterior a una mayor presión. En este proceso, el calor en el
contenido en agua del vapor que sale de cada fase se utiliza a una
mayor presión en la fase anterior. Esto es significativo porque el
vapor de sobrecarga puede contener de uno a diez moles de vapor de
agua por cada mol del gas ácido. El proceso de separación descrito
genera el gas ácido a una mayor presión sin hacer funcionar el
separador a una mayor temperatura, reduciendo de ese modo el
consumo de energía del sistema.
El proceso de separación de presión múltiple de
la presente invención puede ser no deseable en determinadas
aplicaciones de destilación y separación porque los compresores son
actualmente caros hasta el punto de ser prohibitivos desde el punto
de vista del coste. Sin embargo, en aplicaciones en las que ya se
requiere un compresor para alcanzar un resultado final deseado, el
proceso de separación de presión múltiple puede implementarse con
un coste adicional pequeño.
La presente invención encuentra aplicación en
una amplia serie de campos. Dado que integra la compresión con la
separación para producir un producto de gas ácido comprimido, la
invención puede ser particularmente atractiva en sistemas que
requieren compresión del producto de gas ácido para aplicaciones
tales como secuestro, producción de metanol y recuperación
terciaria de petróleo. Dichos sistemas ya presentarán un compresor
incorporado en su configuración actual, y por tanto no será
necesario gastar el capital significativo necesario para comprar un
compresor para su utilización en la presente invención.
Además, dado que la preocupación ambiental está
en aumento, la industria puede verse forzada a explorar y adoptar
adicionalmente varias tecnologías que reduzcan eficazmente las
emisiones de gas ácido (tal como, por ejemplo, dióxido de carbono)
de una manera energéticamente eficiente. En un escenario de este
tipo, la presente invención será muy deseada incluso para un mayor
espectro de la industria debido a su procedimiento de funcionamiento
energéticamente eficiente.
Los siguientes ejemplos no limitativos se
incluyen para demostrar formas de realización específicas de la
invención. Los expertos en la materia deben apreciar que las
técnicas dadas a conocer en los ejemplos que siguen representan
técnicas que el inventor ha descubierto que funcionan bien en la
práctica de la invención, y por tanto puede considerarse que
constituyen modos específicos para su práctica. Sin embargo, los
expertos en la materia deben, en vista de la presente descripción,
apreciar que pueden realizarse muchos cambios en las formas de
realización específicas que se dan a conocer y obtener aún
resultados iguales o similares sin apartarse del espíritu y alcance
de la invención.
La figura 1, la figura 2 y la figura 3 muestran
el mismo proceso de captura de dióxido de carbono utilizando tres
modos diferentes de integración energética. El disolvente utilizado
en el proceso de ejemplo es un carbonato de potasio acuoso
promovido por amina, aunque también pueden utilizarse otros
disolventes conocidos en la técnica.
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Ejemplo comparativo
1
La figura 1 muestra un proceso que utiliza una
posible recompresión de vapor para integración energética. Haciendo
referencia a la figura 1, un gas que contiene una alta concentración
de CO_{2}, por ejemplo, un gas natural o un gas de combustión, se
hace pasar, a través de la línea 1, a la parte inferior de la
columna de absorción 2 y fluye hacia arriba a través de la columna
2 a contracorriente respecto al absorbente que fluye bajando por la
columna. Al mismo tiempo, el disolvente de absorción pobre, en este
ejemplo un carbonato de potasio promovido, se hace pasar a través
de la línea 3 al extremo superior de la columna de absorción y el
disolvente de absorción semipobre se alimenta a través de la línea 4
a una ubicación intermedia entre los extremos superior e inferior
de la columna 2. El disolvente de absorción, que se alimenta a
contracorriente respecto al gas, se carga con CO_{2}, y el
disolvente de absorción rico se toma de la parte inferior de la
columna de absorción a través de la línea 5. El gas lavado se toma
de la parte superior de la columna de absorción a través de la
línea 6.
Por tanto, el gas que va a tratarse se somete a
lavado químico contra el absorbente semipobre cerca de la mitad y
el extremo inferior de la columna de absorción 2 y contra el
absorbente pobre cerca de la parte superior de la columna de
absorción 2 para absorber la mayor parte del gas especificado
mientras que la mayor parte de los otros gases en el gas que va a
tratarse sale de la etapa de absorción. El grueso de la absorción
tiene lugar cerca de la parte inferior de la columna 2 utilizando
el absorbente semipobre. Se eliminan sólo las últimas trazas del
CO_{2} del gas en la sección superior de la columna de absorción
2.
El disolvente absorbente rico en CO_{2} se
alimenta entonces, a través de la línea 7, al extremo superior de
una columna de separación a vacío 8, en el que el absorbente rico
fluye bajando por la columna 8. Se proporciona calor al separador
comprimiendo la sobrecarga del separador que sale de la columna 8 a
través de la línea 9 en los compresores 10 y 11 y condensando su
vapor de agua contenido contra una corriente de recirculación de
las partes inferiores del separador en los condensadores 12 y 13. La
corriente de recirculación de las partes inferiores del separador
sale de la columna 8 a través de la línea 15, y una parte de la
misma se alimenta a través de los condensadores 12 y 13 a través de
la línea 16. La corriente de recirculación se alimenta de vuelta a
la columna 8 a través de la línea 14. El gas comprimido que contiene
el CO_{2} separado del líquido absorbente rico sale del sistema a
través de la línea 21. El calor proporcionado al separador se
utiliza para generar el vapor necesario para separar el CO_{2}
del absorbente rico. El vapor generado a partir del calentamiento
del absorbente rico sube por la columna de separación 8 a
contracorriente respecto al líquido absorbente rico que fluye
bajando por la columna 8. A medida que el vapor sube hasta la parte
superior de la columna de separación, separa el CO_{2} del
absorbente rico. El vapor que sube desde la parte inferior del
separador es principalmente vapor de agua puesto que los
disolventes acuosos generalmente presentan una baja volatilidad. En
la parte superior de la columna 8, el vapor que lleva el CO_{2}
separado del absorbente rico se hace pasar a través de la línea 9 a
través del compresor 10 tal como se describió anteriormente.
El líquido absorbente semipobre se extrae de una
ubicación intermedia entre los extremos superior e inferior de la
columna de separación 8 a través de la línea 17 y se recircula a una
ubicación intermedia entre los extremos superior e inferior de la
columna de absorción 2. Por tanto, el absorbente semipobre extraído
a través de la línea 17 se alimenta al intercambiador de calor 18,
en el que se enfría con agua de refrigeración hasta una temperatura
y entonces se alimenta a la columna de absorción 2 a través de la
línea 4. Una parte del líquido absorbente pobre tomada de la parte
inferior de la columna de separación 8 a través de la línea 15 se
recircula al extremo superior de la columna de absorción 2. Por
tanto, parte del absorbente pobre extraído a través de la línea 15
se alimenta al intercambiador de calor 20 a través de la línea 19,
en el que se enfría con agua de refrigeración hasta una temperatura
y entonces se alimenta a la columna de absorción 2 a través de la
línea 3.
\vskip1.000000\baselineskip
Ejemplo comparativo
2
La figura 2 muestra un proceso que utiliza vapor
de escape de turbina convencional para integración energética.
Haciendo referencia a la figura 2, un gas que contiene una elevada
concentración de CO_{2}, por ejemplo un gas natural o un gas de
combustión, se hace pasar, a través de la línea 22, a la parte
inferior de la columna de absorción 23 y fluye hacia arriba a
través de la columna 23 a contracorriente respecto al absorbente que
fluye bajando por la columna. Al mismo tiempo, el disolvente de
absorción pobre, en este ejemplo un carbonato de potasio promovido,
se hace pasar a través de la línea 24 al extremo superior de la
columna de absorción y el disolvente de absorción semipobre se
alimenta a través de la línea 25 a una ubicación intermedia entre
los extremos superior e inferior de la columna 23. El disolvente de
absorción, que alimenta a contracorriente respecto al gas, se carga
con CO_{2}, y el disolvente de absorción rico se toma en la parte
inferior de la columna de absorción a través de la línea 26. El gas
lavado se toma en la parte superior de la columna de absorción a
través de la línea 27.
Por tanto, el gas que va a tratarse se somete a
lavado químico contra el absorbente semipobre cerca de la mitad y
al extremo inferior de columna de absorción 23 y contra el
absorbente pobre cerca de la parte superior de la columna de
absorción 23 para absorber la mayor parte del gas especificado
mientras que la mayor parte de los otros gases en el gas que va a
tratarse sale de la etapa de absorción. El grueso de la absorción
tiene lugar cerca de la parte inferior de la columna 23 utilizando
absorbente semipobre. Se eliminan sólo las últimas trazas del
CO_{2} del gas en la sección superior de la columna de absorción
23.
El disolvente absorbente rico en CO_{2} se
alimenta entonces, a través de la línea 28, al extremo superior de
una columna de separación a vacío 29, en la el absorbente rico fluye
bajando por la columna 29. Se proporciona calor al separador
utilizando vapor de escape de la turbina 30 de vapor. El vapor de
alta presión se alimenta a la turbina 30 a través de la línea 36, y
la turbina produce alguna forma de trabajo, tal como electricidad.
El vapor de escape de la turbina 30 se alimenta al condensador 31 a
través de la línea 32, en el que se condensa contra una corriente
de recirculación de las partes inferiores del separador. La
corriente de recirculación de las partes inferiores del separador
sale de la columna 29 a través de la línea 33, y una parte de la
misma se alimenta a través del condensador 31 a través de la línea
34. La corriente de recirculación se alimenta de vuelta a la
columna 29 a través de la línea 35. El calor proporcionado al
separador se utiliza para generar el vapor necesario para separar
el CO_{2} del absorbente rico. El vapor generado a partir del
calentamiento del absorbente rico sube por la columna de separación
29 a contracorriente respecto al líquido absorbente rico que fluye
bajando por la columna 29. A medida que el vapor sube hasta la parte
superior de la columna de separación, separa el CO_{2} del
absorbente rico. El vapor que sube desde la parte inferior del
separador es principalmente vapor de agua puesto que los
disolventes acuosos generalmente presentan una baja volatilidad. En
la parte superior de la columna 29, el vapor que lleva el CO_{2}
separado del absorbente rico se hace pasar a través de la línea 36
a través del condensador 37, en el que el intercambio de calor con
agua de refrigeración provoca que la mayor parte del agua en el
vapor se condense. El vapor restante, que presenta una alta
concentración de CO_{2}, se alimenta al compresor 38 a través de
la línea 39. El gas rico en CO_{2} comprimido sale del sistema a
través de la línea 44.
El líquido absorbente semipobre se extrae de una
ubicación intermedia entre los extremos superior e inferior de la
columna de separación 29 a través de la línea 40 y se recircula a
una ubicación intermedia entre los extremos superior e inferior de
la columna de absorción 23. Por tanto, el absorbente semipobre
extraído a través de la línea 40 se alimenta al intercambiador de
calor 41, en el que se enfría con agua de refrigeración hasta una
temperatura y entonces se alimenta a la columna de absorción 23 a
través de la línea 25. Una parte del líquido absorbente pobre
tomada de la parte inferior de la columna de separación 29 a través
de la línea 33 se recircula al extremo superior de la columna de
absorción 23. Por tanto, parte del absorbente pobre extraído a
través de la línea 33 se alimenta al intercambiador de calor 43 a
través de la línea 42, en el que se enfría con agua de
refrigeración hasta una temperatura y entonces se alimenta a la
columna de absorción 23 a través de la línea 24.
La figura 3 muestra un proceso que utiliza
separación de presión múltiple para integración energética. Haciendo
referencia a la figura 3, un gas que contiene una elevada
concentración de CO_{2}, por ejemplo un gas natural o un gas de
combustión, se hace pasar, a través de la línea 45, a la parte
inferior de la columna de absorción 46 y fluye hacia arriba a
través de la columna 46 a contracorriente respecto al absorbente que
fluye bajando por la columna. Al mismo tiempo, el disolvente de
absorción pobre, en este ejemplo un carbonato de potasio promovido,
se hace pasar a través de la línea 47 al extremo superior de la
columna de absorción. El disolvente de absorción, que se alimenta a
contracorriente respecto al gas, se carga con CO_{2}, y el
disolvente de absorción rico se toma en la parte inferior de la
columna de absorción a través de la línea 48. El gas lavado se toma
en la parte superior de la columna de absorción a través de la línea
49.
El disolvente absorbente rico en CO_{2}
entonces se alimenta, a través de la línea 50, al extremo superior
de una columna de separación de presión múltiple 51, en la que el
absorbente rico fluye bajando por la columna 51. La columna de
separación de presión múltiple es un evaporador ultrarrápido de
múltiples fases, mediante lo cual la fase de evaporación
ultrarrápida inferior 52 proporciona vapor de separación mediante la
evaporación ultrarrápida del disolvente de absorción. A
continuación, el vapor de separación entra en contacto con el
líquido absorbente rico en cada fase de evaporación ultrarrápida y
separa el CO_{2} del líquido absorbente rico. El flujo de vapor
total producido en la fase inferior 52 se alimenta a través del
compresor 53 a través de la línea 54. El vapor comprimido que sale
del compresor 53 se alimenta a la parte inferior de la fase de
evaporación ultrarrápida intermedia 55 a través de la línea 56. El
flujo de vapor total producido en la fase de evaporación
ultrarrápida intermedia 55 se alimenta a través del compresor 57 a
través de la línea 58. El vapor comprimido que sale del compresor
57 se alimenta a la parte inferior de la fase de evaporación
ultrarrápida superior 59 a través de la línea 60. El flujo de vapor
total producido en la fase de evaporación ultrarrápida superior 59
se alimenta a través del compresor 61 a través de la línea 62. El
vapor comprimido rico en CO_{2} que sale del compresor 62 sale
del sistema a través de la línea 63.
El líquido absorbente pobre tomado de parte
inferior de la columna de separación de presión múltiple 51 a
través de la línea 64 se recircula al extremo superior de la columna
de absorción 46. Por tanto, parte del absorbente pobre extraído a
través de la línea 64 se alimenta al intercambiador de calor 65 a
través de la línea 66, en el que se enfría con agua de
refrigeración hasta una temperatura y entonces se alimenta a la
columna de absorción 46 a través de la línea 47.
Usando la recompresión de vapor conocida tal
como se muestra en la figura 1, se proporcionará calor al separador
comprimiendo la sobrecarga del separador y condensando su vapor de
agua contenido contra una corriente de recirculación de las partes
inferiores del separador. El trabajo de compresión también se
recuperará como calor en las partes inferiores del separador. Esta
característica reemplaza el vapor con potencia equivalente. La
recompresión de vapor puede requerir un compresor de flujo axial con
alta capacidad de volumen para vapor de agua. El coste de capital
de este compresor puede ser significativo. Será comparable en tamaño
al compresor de aire de una gran turbina de gas para una central
eléctrica de tamaño equivalente, pero la demanda de energía en el
árbol será un orden de magnitud menor debido a la baja densidad de
la corriente a vacío.
Usando el vapor de escape de turbina
convencional tal como se muestra en la figura 2, una turbina de
vapor produciría electricidad y proporcionaría el trabajo adicional
requerido para comprimir el CO_{2} desde 0,15 atm hasta 1 atm. El
coste de capital de compresores se reduciría significativamente en
relación con el de la recompresión de vapor. Sin embargo, el coste
de capital de una turbina de vapor puede ser significativo.
En comparación con los modos convencionales de
integración energética mostrados en la figura 1 y la figura 2, el
modo de separación de presión múltiple de integración energética
mostrado en la figura 3 ofrece la configuración de energía mínima
con la cantidad mínima de intercambio de calor. La fase inferior
proporciona vapor de separación mediante la evaporación
ultrarrápida del disolvente. La fase superior recupera calor y
conduce el separador total a una temperatura y presión superiores.
Toda la energía se proporciona como trabajo, o bien de electricidad
en horas de menor consumo o bien de turbinas de vapor.
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Ejemplo
En la figura 4 se muestra un diagrama
esquemático de un proceso de separación de presión múltiple según
formas de realización de la presente descripción. Haciendo
referencia a la figura 4, el disolvente absorbente rico en CO_{2}
se alimenta, a través de la línea 87, a través del intercambiador
cruzado 88. A continuación, el disolvente se alimenta, a través de
la línea 67, a través del intercambiador cruzado 68. Entonces el
absorbente rico se alimenta, a través de la línea 69, a la fase
superior 70 de una columna de separación de presión múltiple, en la
que el absorbente rico fluye bajando por la columna a través de la
líneas 71 y 73. La columna de separación de presión múltiple es un
evaporador ultrarrápido de múltiples fases, mediante lo cual la fase
de evaporación ultrarrápida inferior 74 proporciona vapor de
separación mediante la evaporación ultrarrápida del disolvente de
absorción. A continuación, el vapor de separación entra en contacto
con el líquido absorbente rico en cada fase de evaporación
ultrarrápida y separa el CO_{2} del líquido absorbente rico. El
flujo de vapor total producido en la fase inferior 74 se alimenta a
través del compresor 76 a través de la línea 75. El vapor comprimido
que sale del compresor 76 se alimenta a la parte inferior de la
fase de evaporación ultrarrápida intermedia 72 a través de la línea
77. El flujo de vapor total producido en la fase de evaporación
ultrarrápida intermedia 72 se alimenta a través del compresor 79 a
través de la línea 78. El vapor comprimido que sale del compresor
79 se alimenta a la parte inferior de la fase de evaporación
ultrarrápida superior 70 a través de la línea 80. El vapor
comprimido rico en CO_{2} que sale de la fase de evaporación
ultrarrápida superior 70 sale del sistema a través de la línea
81.
Una parte del líquido absorbente pobre que sale
de la fase de evaporación ultrarrápida inferior 74 a través de la
línea 82 se recircula a la fase de evaporación ultrarrápida inferior
74. Por tanto, parte del absorbente pobre extraído a través de la
línea 82 se alimenta al intercambiador cruzado 84 a través de la
línea 83, en el que se alimenta entonces a la fase de evaporación
ultrarrápida inferior 74 a través de la línea 85. El resto del
líquido absorbente pobre que sale de la fase de evaporación
ultrarrápida inferior 74 a través de la línea 82 que no se
recircula a la fase de evaporación ultrarrápida inferior 74 se
alimenta al intercambiador cruzado 88 a través de la línea 86. El
líquido absorbente pobre que sale del intercambiador cruzado 88
entonces se recircula de vuelta a la fase de absorción del proceso
a través de la línea 89.
Se simuló la configuración de separador
representada en la figura 4 suponiendo el equilibrio en contacto con
una simulación en hoja de cálculo con un disolvente hipotético. Se
representó el equilibrio no lineal del sistema mediante ecuación de
primer grado:
Ln\ P_{CO2} =
a+B*ldg - \Delta
H/RT
Se seleccionó la constante B para dar la
capacidad especificada (m = gmol/kg de agua) para la absorción de
CO_{2} a la temperatura nominal del absorbedor, T. El calor de
absorción, \DeltaH, también se varió para simular diferentes
disolventes; un valor de 22 kcal/gmol es típico de monoetanolamina
(MEA); un valor de 15 kcal/gmol representaría un disolvente
alternativo. Se proporcionó el consumo específico de calor, Q, a una
temperatura máxima de 120ºC con una fuerza de accionamiento a 10ºC.
Se calculó el trabajo equivalente del calor a partir de la ecuación
de Carnot:
\text{Trabajo
equivalente de vapor} =
Q(T_{stm}-313)/T_{stm}
Se tomó la aproximación al equilibrio en los
extremos rico y pobre del separador como un 33% (típico de sistemas
de MEA) y un 75% (posible con un disolvente alternativo reactivo).
La tabla 1 muestra los resultados de la simulación en hoja de
cálculo mencionada anteriormente.
\begin{minipage}[t]{154mm}
Parámetros : 10% de CO _{2} , absorbedor de 40º, el 90% de
eliminación, compresión hasta 8 atm de CO _{2} , capacidad de 0,5
m, aproximación de intercambiador cruzado a 5ºC, 4 fases de contacto
(3 fases de compresor). \end{minipage}
\vskip1.000000\baselineskip
Tal como se muestra en la tabla 1, el separador
de presión múltiple requiere de 6,8 a 8,9 kcal de trabajo
equivalente/mol de CO_{2} eliminado. Esto es de un 25 a un 40%
inferior que el separador de MEA convencional (12 kcal/gmol). El
trabajo de compresor actual para obtener un producto de CO_{2} a 8
atm es de 1,0 a 2,2 kcal/gmol. Incluso aunque el separador de
presión múltiple requiere parte de la compresión para el vapor de
agua, el trabajo de compresor requerido no es significativamente
diferente del separador de MEA sencillo porque mucho del CO_{2}
se produce a mayor presión.
La demanda de calor neta para el separador de
presión múltiple (29-34 kcal/gmol de CO_{2}) es
aproximadamente el calor de absorción del CO_{2} más 5ºC de calor
sensible para accionar el intercambiador cruzado 88. Es
significativamente menos que el calor neto requerido
(40-50 kcal/gmol) para la tecnología de MEA del
estado de la técnica. Por tanto, el coste de capital del compresor
y la demanda de energía puede no ser significativamente diferente
del separador de MEA convencional, pero la demanda de calor puede
reducirse significativamente. Una aproximación más cercana al
equilibrio en el absorbedor reduce el trabajo total equivalente
total en de un 10 a un 20%. El disolvente con el menor calor de
absorción parece ser de un 10 a un 15% mejor.
Claims (13)
1. Procedimiento para eliminar un gas ácido de
una corriente gaseosa que contiene el mismo utilizando un equipo de
absorción acuosa y separación, comprendiendo el procedimiento:
- (a)
- hacer pasar la corriente de disolvente rico en gas ácido que sale del equipo de absorción a través de un separador de presión múltiple en el que la corriente de disolvente rico en gas ácido pasa a través de múltiples fases de evaporación ultrarrápida (por ejemplo 70, 72, 74), de tal manera que el vapor obtenido mediante la evaporación ultrarrápida de la corriente de disolvente rico en gas ácido en cada fase de evaporación ultrarrápida separa el gas ácido de la corriente de disolvente rico en gas ácido, dando como resultado una corriente gaseosa rica en gas ácido (81) que sale del separador de presión múltiple y una corriente de disolvente pobre en gas ácido (82) que sale del separador de presión múltiple; en el que el separador de presión múltiple se hace funcionar a múltiples niveles de presión, de tal manera que el vapor obtenido en cada fase de evaporación ultrarrápida se comprime en un compresor (76, 79) y se alimenta a la fase de evaporación ultrarrápida anterior (70, 72) a una mayor presión; y
- (b)
- recircular la corriente de disolvente pobre en gas ácido que sale del separador de presión múltiple en la etapa (a) de vuelta al equipo de absorción por lo menos una vez,
en el que una parte (83) de la corriente del
disolvente que sale de la fase de evaporación ultrarrápida (74) que
se hace funcionar a la menor presión se recircula a la fase de
evaporación ultrarrápida inferior a través de un intercambiador
cruzado (84) que suministra calor adicional a la fase de evaporación
ultrarrápida que se hace funcionar a la menor presión.
2. Procedimiento según la reivindicación 1, en
el que una o más de las fases del separador de presión múltiple es
un contactor de contracorriente.
3. Procedimiento según la reivindicación 1, en
el que una o más de las fases del separador de presión múltiple es
un contactor de corriente paralela.
4. Procedimiento según la reivindicación 1, en
el que una o más de las fases del separador de presión múltiple es
un contactor mixto.
5. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que la corriente gaseosa comprende
gas de combustión, gas natural, gas hidrógeno o gas de síntesis.
6. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que el gas ácido comprende dióxido de
carbono.
7. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que el gas ácido comprende sulfuro de
hidrógeno.
8. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que el disolvente es una amina acuosa,
una alcanolamina acuosa o mezclas de las mismas.
9. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que el disolvente es un carbonato de
potasio acuoso promovido por amina.
10. Equipo para separar un gas ácido de una
corriente de disolvente rico en gas ácido, que comprende:
- (a)
- una columna de separación que comprende múltiples fases de evaporación ultrarrápida (por ejemplo 70, 72, 74); y
- (b)
- por lo menos un compresor (76, 79) conectado entre cada una de las fases de evaporación ultrarrápida, de manera que el vapor producido en cada fase de evaporación ultrarrápida se comprima y se alimente a la fase de evaporación ultrarrápida anterior (70, 72) a una mayor presión;
- (c)
- un intercambiador cruzado (84) para suministrar calor adicional en la fase de evaporación ultrarrápida (74) que se hace funcionar al nivel de menor presión;
- (d)
- unos medios (83) para recircular una parte de la corriente de disolvente (82) que sale de la fase de evaporación ultrarrápida que se hace funcionar a la menor presión hasta la fase de evaporación ultrarrápida inferior a través del intercambiador cruzado (84).
11. Equipo según la reivindicación 10, en el que
cada fase de la columna de separación es un contactor de
contracorriente.
12. Equipo según la reivindicación 10, en el que
una o más de las fases de la columna de separación es un contactor
de corriente paralela.
13. Equipo según la reivindicación 10, en el que
una o más de las fases de la columna de separación es un contactor
mixto.
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