ES2624271T3

ES2624271T3 - Método para separar dióxido de carbono de gas de humo de plantas de combustión

Info

Publication number: ES2624271T3
Application number: ES10004249.8T
Authority: ES
Inventors: Olaf Stallmann
Original assignee: General Electric Technology GmbH
Current assignee: General Electric Technology GmbH
Priority date: 2010-04-21
Filing date: 2010-04-21
Publication date: 2017-07-13
Anticipated expiration: 2030-04-21
Also published as: US20130205827A1; IL222570A0; BR112012027075A2; RU2557945C2; CA2796982C; AU2011244078B2; WO2011132055A3; TWI424870B; TW201208759A; KR20120140261A; MX2012012314A; JP2013529281A; CN103038590B; CA2796982A1; EP2381198B1; CN103038590A; WO2011132055A2; AU2011244078B8; KR101484932B1; RU2012149433A

Abstract

Método para producir CO2 líquido a partir de gases de humo de combustión, en el que el gas de humo (3) se comprime en un primer compresor (1), posteriormente se enfría en un primer enfriador (5) y se condensa parcialmente en al menos dos etapas de separación (9, 21) para formar un CO2 líquido (3.1, 3.3) y se expande para formar líquido expandido (3.1, 3.3), en el que las al menos dos etapas de separación (9, 21) se enfrían mediante gas de escape expandido (23) y el CO2 líquido expandido (3.1, 3.3), y en el que la segunda etapa de separación (21) comprende un segundo intercambiador de calor (17) y un separador de CO2 (37), en el que una corriente de CO2 líquido (3.5) de la primera etapa de separación (9) entra directamente en el separador de CO2 (37), en el que una corriente de CO2 (3.2) de la primera etapa de separación (9) entra en el separador de CO2 (37) a través del segundo intercambiador de calor (17), en el que el separador de CO2 (37) proporciona el gas de escape que está expandido y se usa para enfriar dichas al menos dos etapas de separación (9, 21), y en el que el CO2 líquido (3.1, 3.3) se expande hasta un primer nivel de presión (indicador 12) y hasta un segundo nivel de presión (indicador 11) y el CO2 líquido expandido se alimenta a una primera y una segunda etapa de un segundo compresor (25) respectivamente tras haber pasado por al menos una de las etapas de separación (9, 21) para enfriar el gas de humo.

Description

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DESCRIPCION

Metodo para separar dioxido de carbono de gas de humo de plantas de combustion

La invencion se refiere a un metodo y a un dispositivo para la licuefaccion del CO2 contenido en los gases de humo de procedimientos de combustion; por ejemplo una central electrica de vapor que utiliza combustibles fosiles. La licuefaccion de CO2 a partir de gas de humo usando metodos criogenicos se conoce desde hace bastante tiempo. La mayona de los metodos criogenicos para la produccion de CO2 Kquido a partir de gases de humo de combustion usan esquemas de separacion convencionales que tienen dos o mas etapas de separacion. Estas instalaciones para licuar CO2 son relativamente simples y funcionan sin problemas. Una desventaja importante de estas instalaciones es su alta demanda de energfa, que tiene efectos negativos sobre la eficiencia de la central electrica.

Por el documento US 2008/0196584 A1 y el artfculo “Oxyfuel conversion of heaters and Boiler for CO2 capture” de M. Wilkinson y M. Simmonds se conocen procedimientos para la separacion de dioxido de carbono del gas de humo de una central electrica de oxicombustion.

Por los documentos FR 2 884 305 y US 2009/0013868 A1 se conocen procedimientos para la separacion de dioxido de carbono de un gas de humo.

Por el documento US 2008/0173585 A1 se conoce un procedimiento para purificar dioxido de carbono contaminado.

Por tanto, la invencion tiene el objeto de proporcionar un metodo para licuar el CO2 contenido en el gas de humo que funciona con una demanda de energfa reducida y que por tanto aumenta el rendimiento neto de la central electrica. Un objeto adicional de la invencion es aumentar la pureza del CO2 licuado sin aumentar la demanda de energfa del procedimiento.

Al mismo tiempo, el metodo debe ser tan simple como sea posible y el funcionamiento de la instalacion debe ser facil de controlar con el fin de garantizar un funcionamiento robusto y libre de problemas. Segun la invencion, este objeto se alcanza con un metodo segun la reivindicacion 1.

Usando un segundo intercambiador de calor y un separador de CO2 en la segunda etapa de separacion, una corriente de CO2 lfquido de la primera etapa de separacion entra directamente en el separador de CO2 y una corriente de CO2 de la primera etapa de separacion entra en el separador de CO2 a traves del segundo intercambiador de calor. Este metodo permite producir calidades de CO2 con una pureza de mas del 99% en volumen.

Preferiblemente, el CO2 lfquido en el separador de CO2 se somete a ebullicion mediante un evaporador y se extrae gas de escape desde la parte superior del separador de CO2, se expande en una valvula de control de presion y se usa en las etapas de separacion con fines de enfriamiento, pudiendo reducirse los requisitos de servicio de refrigeracion auxiliar.

Preferiblemente, se suministra agua refrigerada de la primera etapa de separacion al primer enfriador. Esto proporciona un producto de CO2 lfquido a un primer nivel de presion superior, minimizando asf los requisitos de compresion.

El metodo segun una realizacion de la invencion establece un bucle de refrigeracion abierto, evitando de ese modo la instalacion de una unidad de refrigeracion espedfica. Esto aumenta el rendimiento energetico y reduce el coste para construir la planta de licuefaccion de CO2.

Recogiendo el CO2 lfquido del evaporador y del separador de CO2 en un tambor de almacenamiento intermedio se minimizan los requisitos de compresion del CO2 vaporizado posterior.

Si una parte del CO2 lfquido se extrae del tambor de almacenamiento intermedio o del separador de CO2 y se suministra mediante una segunda bomba de producto al lado de entrega del segundo compresor o el lado de succion de una primera bomba de producto puede conseguirse una reduccion adicional de los requisitos de compresion.

Preferiblemente, el metodo comprende que el gas de humo se comprima en un primer compresor, se enfne en un primer enfriador y/o se seque en un secador antes de entrar en la primera etapa de separacion, reduciendo el consumo de energfa del procedimiento y el mantenimiento del dispositivo de secado.

Si el gas de escape de la ultima etapa de separacion se expande hasta aproximadamente 17 bar y da como resultado una temperatura de aproximadamente -54°C antes de entrar en un intercambiador de calor de la ultima etapa de separacion, los requisitos de compresion del gas de humo pueden reducirse hasta un mmimo, al tiempo que se evita la formacion de hielo seco.

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Los siguientes dibujos muestran informacion de los antecedentes y algunas realizaciones de la invencion reivindicada.

Dibujos

Fig. 1: una realizacion que no es segun la invencion,

Fig. 2: una realizacion de la invencion reivindicada que comprende una columna de separacion y un bucle de refrigeracion abierto,

Fig. 3: una realizacion de la invencion reivindicada que comprende una segunda bomba de producto para CO2 licuado,

Fig. 4: una realizacion de la invencion reivindicada con un regimen de expansion de dos etapas para el gas de escape usando dos turbinas de expansion y

Fig. 5: una realizacion de la invencion reivindicada.

Descripcion del procedimiento

En las figuras, la temperatura y la presion en diversos puntos de la corriente de gas de humo asf como del CO2 se indican mediante denominados indicadores. Las temperaturas y las presiones correspondientes a cada indicador se compilan en un grafico mas adelante. Resulta evidente para un experto en la tecnica que estas temperaturas y presiones pretenden ser un ejemplo. Pueden variar dependiendo de la composicion del gas de humo, la temperatura ambiental y la pureza requerida del CO2 lfquido.

El diagrama de bloques mostrado en la figura 1 representa un metodo para la licuefaccion de CO2 contenido en los gases de humo. Aunque el metodo es diferente del reivindicado, resulta util para entender el metodo de la invencion, que se define en la reivindicacion 1.

Como puede verse en la figura 1, el gas de humo se comprime en un primer compresor 1. El primer compresor 1 puede ejecutar un procedimiento de compresion de multiples etapas con enfriadores y separadores de agua entre cada etapa de compresion (no mostrado) que separan la mayona del vapor de agua o el agua del gas de humo 3.

Cuando se emite por el primer compresor 1, el gas de humo 3 tiene una temperatura significativamente mayor que la temperatura ambiental y despues se enfna hasta aproximadamente 13°C mediante un primer enfriador 5. La presion es de aproximadamente 35,7 bar (vease el indicador 1).

Entre el primer compresor 1 y el primer enfriador 5, el gas de humo tiene que limpiarse de mercurio que puede condensarse y sin duda danana los intercambiadores de calor soldados con aluminio 11 y 17. La eliminacion del mercurio puede realizarse en un adsorbedor de Hg de lecho fijo (no mostrado).

La humedad todavfa contenida en la corriente de gas de humo 3 se libera del agua mediante un procedimiento de secado adecuado, por ejemplo se seca por adsorcion en un secador 7 y posteriormente se transporta a una primera etapa de separacion 9. Esta primera etapa de separacion 9 comprende un primer intercambiador de calor 11 y un primer tambor de separacion 13. El primer intercambiador de calor 11 sirve para enfriar la corriente de gas de humo 3. Como resultado de este enfriamiento tiene lugar una condensacion parcial del CO2 contenido en la corriente de gas de humo 3. Por consiguiente, la corriente de gas de humo 3 entra en el primer tambor de separacion 13 como una mezcla de gas y lfquido de dos fases. En el primer tambor de separacion 13, la fase lfquida y la fase gaseosa de la corriente de gas de humo 3 se separan principalmente mediante gravitacion. En el primer tambor de separacion 13 la presion es de aproximadamente 34,7 bar y la temperatura es de -19°C (vease el indicador n.o5).

En la parte inferior del primer tambor de separacion 13 se extrae CO2 lfquido (vease ref. 3.1) y se expande por medio de una primera valvula reductora de presion 15.1 hasta una presion de aproximadamente 18,4 bar. La expansion en la primera valvula reductora de presion 15.1 da como resultado una temperatura del CO2 de entre -22°C y -29°C (vease el indicador 10). Esta corriente de CO2 3.1 enfna la corriente de gas de humo 3 en el primer intercambiador de calor 11. Como resultado se evapora la corriente de CO2 3.1. En la salida del primer intercambiador de calor 11 la corriente de CO2 3.1 tiene una temperatura de aproximadamente +25°C y una presion de aproximadamente 18 bar (vease el indicador n.° 11). Esta corriente de CO2 3.1 se transporta a una segunda etapa de un segundo compresor 25.

Una segunda corriente 3.2 de gas de humo se extrae en la parte superior del primer tambor de separacion 13 en un estado gaseoso y posteriormente se enfna en un segundo intercambiador de calor 17 y se condensa parcialmente. Tras haber pasado por el segundo intercambiador de calor 17, la segunda corriente 3.2 es una mezcla de dos fases y se transporta a un segundo tambor de separacion 19. El segundo intercambiador de calor 17 y el segundo tambor de separacion 19 son los componentes principales de la segunda etapa de separacion 21.

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En el segundo tambor de separacion 19 tiene lugar de nuevo una separacion apoyada por la gravedad entre la fase Kquida y la fase gaseosa de la segunda corriente 3.2. En el segundo tambor de separacion 19 hay una presion de aproximadamente 34,3 bar y una temperature de aproximadamente -50°C (vease el indicador n.° 6).

La fase gaseosa en el segundo tambor de separacion 19, el denominado gas de escape 23, se extrae en la parte superior del segundo tambor de separacion 19, se expande hasta aproximadamente 17 bar en una segunda valvula reductora de presion 15.2, de modo que se enfna hasta aproximadamente -54°C. El gas de escape 23 fluye a traves del segundo intercambiador de calor 17 enfriando de ese modo y condensando parcialmente el gas de humo 3.2.

En la parte inferior del segundo tambor de separacion 19 se extrae una corriente de CO2 lfquido 3.3 y se expande hasta aproximadamente 17 bar en una tercera valvula reductora de presion 15.3, de modo que alcanza una temperatura de -54°C (vease el indicador n^ 7a).

La corriente de CO2 3.3 tambien se transporta al segundo intercambiador de calor 17. En el segundo intercambiador de calor 17 se evapora una parte del CO2 lfquido 3.3 y se extrae la corriente 3.3.1 del segundo intercambiador de calor 17, se expande hasta aproximadamente de 5 a 10 bar en una cuarta valvula reductora de presion 15.4, de modo que se alcanza una temperatura de -54°C (vease el indicador n^ 7b), y de nuevo se transporta al segundo intercambiador de calor 17.

Despues de que la corriente 3.3 haya pasado a traves del segundo intercambiador de calor 17, se transporta al primer intercambiador de calor 11. En la entrada del primer intercambiador de calor 11 la corriente 3.3 tiene una presion de aproximadamente 5 a 10 bar y una temperatura de entre -22°C y -29°C (vease el indicador n^ 14). La corriente parcial 3.3 capta calor en el primer intercambiador de calor 11, de modo que en la salida del mismo tiene una temperatura de aproximadamente -7°C con una presion de aproximadamente 5 a 10 bar. La tercera corriente parcial 3.3 se transporta a la primera etapa de compresion de un segundo compresor 25 y se comprime hasta aproximadamente 18 bar. Posteriormente se transporta la corriente de CO2 comprimida 3.1 a una segunda etapa del compresor de multiples etapas 25 mostrado en la figura 1.

Un enfriador intermedio entre las diversas etapas del segundo compresor 25 y un enfriador posterior para el CO2 comprimido no se muestran en la figura 1 a 5.

En la salida del segundo compresor 25, el CO2 comprimido tiene una presion de entre 60 bar y 110 bar y una temperatura de 80°C a 130°C (vease el indicador 19). En un enfriador posterior, que no se muestra, el CO2 se enfna hasta temperatura ambiental.

Si es necesario, el CO2 puede o bien alimentarse directamente a la tubena o bien licuarse y transportarse desde una primera bomba de producto 27 por ejemplo al interior de una tubena de CO2 (no mostrada). La primera bomba de producto 27 aumenta la presion del CO2 lfquido hasta la presion dentro de la tubena de CO2, que puede ser de aproximadamente 120 bar.

Volviendo al gas de escape 23 que se extrae desde la parte superior del segundo tambor separador 19, puede verse que el gas de escape 23 fluye a traves de una segunda valvula de control de presion 15.2, el segundo intercambiador de calor 17 y el primer intercambiador de calor 11, captando de ese modo calor de la corriente de gas de humo 3. En la salida del primer intercambiador de calor 11, el gas de escape 23 tiene una temperatura de aproximadamente 26°C a 30°C con una presion de aproximadamente 26 bar (vease el indicador n^ 16).

Para maximizar la recuperacion de energfa, el gas de escape 23 se sobrecalienta en un sobrecalentador de gas de escape 29 y despues se transporta a una turbina de expansion 31 o cualquier otra maquina de expansion. En la maquina de expansion se recicla energfa mecanica y despues de ello se emite el gas de escape 23 al entorno con una presion que corresponde aproximadamente a la presion del entorno.

Con fines de enfriamiento, el primer enfriador 5 pueden estar conectado a traves de conductos 33 y una bomba de agua refrigerada 35 con el primer intercambiador de calor 11. Dentro de los conductos 33 fluye una mezcla de agua y glicol, suministrando agua refrigerada al primer enfriador 5 (veanse los indicadores n^ 3 y 4).

El agua que se congelara en el equipo de refrigeracion aguas abajo se eliminara del gas de alimentacion, por ejemplo mediante adsorcion, en un secador 7. Para minimizar la masa de descante requerida despues del secador 7, el gas de humo puede enfriarse en el primer enfriador 5 hasta aproximadamente 13°C usando una mezcla de glicol/agua que se ha refrigerado en un primer intercambiador de calor 11 del enfriador 1. El circuito de glicol/agua puede comprender una bomba de agua refrigerada 35.

El glicol/agua del primer enfriador 5 tiene una temperatura de aproximadamente 40 - 50°C (vease el indicador 3) y se bombea a un intercambiador de calor de aire o agua (no mostrado) y se enfna hasta temperatura ambiental. El glicol/agua enfriado se dirige despues al primer intercambiador de calor 11 para su refrigeracion usando las corrientes de producto y de gas de escape 3.1, 3.2 y 23).

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Procedente del primer intercambiador de calor 11, el glicol/agua refrigerado tiene una temperature de aproximadamente 10°C (vease el indicador 4) y se devuelve al primer enfriador 1. El control de temperature de la salida de glicol/agua refrigerado puede realizarse en cascada en un controlador de flujo de circuito. El servicio del primer enfriador 5 se ajusta mediante la temperature de suministro de glicol/agua.

Suministrar el primer enfriador 5 desde el primer intercambiador de calor 11 tiene algunas ventajas: primero de todo, el gas de humo puede enfriarse hasta aproximadamente 10°C, lo que permite un procedimiento de secado eficaz en el secador 7.

En el caso de un primer enfriador 5, la rotura del tubo o la fuga de gas de humo al ciclo de glicol/agua, esto puede detectarse facilmente y no dana inmediatamente al primer intercambiador de calor 11. Finalmente, esta disposicion es muy eficiente desde el punto de vista energetico, reduciendo el consumo de energfa de todo el procedimiento.

Tabla de indicadores, presiones ytem: peraturas.

N.° de indicador: Temperatura, aproximadamente [°C] Presion, aproximadamente [bar]

1: 13 35,7

2: 13 35

3: de 40°C a 50°C -

4: 10 -

5: -19 34,7

6: -50 34,3

7: -53°C de 5 a 10

7a: -54 27

7b: -54 de 5 a 10

8: -47 16,5

10: de -22 a -29 18,4

11: 25 18

12: -7 5-10

14: de -22 a -29 5-10

16: de 26 a 30 26

19: de 80 a 130 de 60 a 110

20: - 36,5

: Las tolerancias para las temperaturas son de ± 5°C Las tolerancias para las presiones son de ± 5 bar

Tras la separacion del agua condensada en un separador de gas de humo (no mostrado) entre el primer enfriador 5 y el secador 7 que eliminara la mayona del agua al tiempo que permanece suficientemente lejos de las condiciones de formacion de hidrato, el gas de humo se seca en un secador de gas de humo 7.

Para impedir el taponamiento de los intercambiadores de calor 11, 17 y la deposicion de solidos en la seccion de refrigeracion, concretamente el primer enfriador 5, puede preverse un filtro (no mostrado) para limitar el tamano de partfcula en el gas de humo hasta aproximadamente 1 |im.

La figura 2 muestra un diagrama de bloques que muestra un ejemplo de aparato adecuado para llevar a cabo el metodo segun la invencion.

En la figura 2 los componentes identicos se designan con numeros de referencia identicos. Las afirmaciones relativas a la figura 1 son aplicables de manera correspondiente.

El gas seco del secador 7 se condensa parcialmente en el primer intercambiador de calor 11, usando la corriente de producto 3.3 y la corriente de gas de escape 23, hasta una temperatura de aproximadamente -19°C. El CO2 lfquido producido se separa en un primer tambor de separacion 13. El destino del lfquido depende de la calidad de producto requerida. Para el modo de recuperacion de petroleo mejorada (EOR, Enhanced Oil Recovery) del procedimiento, el lfquido del primer tambor de separacion 13 se enviara a una columna de separador de CO2 37 en una ubicacion de alimentacion intermedia, mientras que en un modo de acmfero salino (SA, Saline Acquifer), el lfquido se envfa directamente a la corriente de producto de la parte inferior del separador de CO2 37. La segunda alternativa no se muestra en las figuras. El vapor sobrecalentado 3.2 del primer tambor de separacion 13 se condensa adicionalmente en el segundo intercambiador de calor 17 usando la corriente de producto 3.3 y la corriente de gas de escape 23 antes de enviarse como reflujo a la parte superior del separador de CO2 37.

La presion del sistema se selecciona de manera que la condensacion del vapor sea posible, al tiempo que se mantiene una distancia suficientemente alta de los puntos de sublimacion y de fusion de CO2.

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El separador de CO2 37 consiste en una columna con evaporador 32 y puede comprender un evaporador lateral (no mostrado). No es necesario ningun sistema de condensacion aguas arriba en esta configuracion.

La alimentacion al separador de CO2 37 se subenfna. Esto elimina la necesidad de un sistema de condensacion y reflujo aguas arriba espedfico. La alimentacion subenfriada proporciona una condensacion de CO2 suficiente en el separador de CO2 37 para cumplir con la recuperacion de CO2 requerida. Si es necesario, puede tomarse una corriente de CO2 del conducto de retorno del evaporador 32 para aumentar el reflujo total (no mostrado). La calidad/pureza de CO2 se mantendra dentro de unos lfmites mediante el ajuste de los servicios del evaporador 32 y el evaporador lateral opcional.

La presion en el separador de CO2 37 se controlara mediante la tasa de extraccion de vapor aguas arriba. Dado que la expansion instantanea del gas de escape 23 desde aproximadamente 32 bar en la parte superior del separador de CO2 37 a condiciones de chimenea conducina a temperaturas de -90°C, se instala un sistema en cascada (veanse las figuras 4/5). Esto garantiza que la temperatura del gas de escape 23 puede mantenerse suficientemente alta. En la figura 2 solo se muestra una valvula reductora de presion 15.2. Tras haber pasado por el segundo y el primer intercambiador de calor 17 y 11, el gas de escape 23 puede sobrecalentarse en un calentador de gas de escape (sin n.° de ref. en la fig. 2) y un expansor para la recuperacion de energfa.

El aporte de calor requerido al evaporador 32 se proporcionara mediante la condensacion de refrigerante de CO2 3.4 desde la salida de la segunda etapa del segundo compresor 25. Este refrigerante de CO2 3.4 fluye, tras haber pasado por el evaporador 32, a traves de una valvula reductora de presion 15.7 hasta el tambor de almacenamiento intermedio 39. El servicio del evaporador 32 se ajustara inundando el lado de refrigerante por medio de control de nivel. El punto de ajuste de nivel se controla por medio de una cascada de analizadores de CO2. El punto de muestra se ubica en la seccion inferior de la columna de separador de CO2 37. El refrigerante lfquido resultante se envfa despues al receptor de refrigerante o al tambor de almacenamiento intermedio 39.

El producto de sumidero de la columna se elimina en dos rutas, una de control de nivel y la otra de control de flujo.

La primera ruta del producto de sumidero de CO2 es de control de nivel desde el evaporador 32 al tambor de almacenamiento intermedio 39. Opcionalmente puede instalarse un evaporador lateral (no mostrado), en el que el lfquido se subenfna adicionalmente. Esto garantiza que la fraccion de vapor se minimiza tras la expansion instantanea. El lfquido subenfriado se dirige despues al tambor de almacenamiento intermedio 39.

El tambor de almacenamiento intermedio 39 se ha previsto para la gestion del lfquido, es decir la recogida y distribucion de refrigerante al primer intercambiador de calor 11 y/o segundo intercambiador de calor 17.

El refrigerante de CO2 licuado del tambor de almacenamiento intermedio 39 se expande a diferentes niveles (veanse los indicadores 7 y 10). Por consiguiente se proporciona refrigerante de CO2 a dos niveles de temperatura. El menor nivel de temperatura esta a aproximadamente -54°C, al que el CO2 se expande de manera instantanea por medio de la valvula de expansion 15.5 hasta 5.8 bar (vease el indicador 7), o 7.3 bar. Esta corriente de producto de CO2 y a baja presion 3.3 entra en el segundo intercambiador de calor 17.

El segundo nivel de temperatura esta a aproximadamente de -22°C a -29°C. La corriente de refrigerante a alta presion 3.1 se expande por medio de la valvula de expansion 15.6 hasta aproximadamente 18 bar (vease el indicador 10) y se usa en el primer intercambiador de calor 11 para proporcionar la refrigeracion.

En el primer intercambiador de calor 11 y el segundo intercambiador de calor 17, la corriente de producto de CO2 3.3 se vaporizara y se enviara, procedente de la salida del primer intercambiador de calor 11 a 3°C, a la primera etapa del segundo compresor 25. El refrigerante a alta presion 3.1 se sobrecalienta hasta aproximadamente 26°C en el primer intercambiador de calor 11 (vease el indicador 11).

Tras haber pasado la corriente de producto 3.3 se comprimey se licua mediante un segundo compresor de multiples etapas 25. La corriente de refrigerante a alta presion 3.1 entra en el segundo compresor 25 en la segunda etapa.

El vapor de producto de CO2 3.3 procedente del primer intercambiador de calor 11 vuelve a comprimirse mediante un compresor de CO2 de 3 etapas 25.

La carga del segundo compresor 25 se ajusta por medio del control de la presion de succion. Para minimizar los requisitos de compresion se usa la temperatura de entrada como control para ajustar el flujo de refrigerante a baja presion.

Tras la primera etapa de compresion y enfriamiento, el flujo de producto de CO2 3.3 se combina con la corriente de refrigerante a alta presion 3.1 del primer intercambiador de calor 11.

La descarga de CO2 necesaria para el funcionamiento del evaporador 32 se realiza tras la 2a etapa de compresion a una presion de aproximadamente 36,5 bar (vease el indicador 20). Esto garantiza que la temperatura de

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condensacion es aproximadamente 5°C mayor que la temperatura del evaporador. El principio aplicado en este caso es un ciclo de refrigeracion de bucle abierto. Una ventaja de esta disposicion es que el producto de CO2 no se contaminara en el caso de una fuga o rotura del tubo en el intercambiador de calor.

La presion de salida de la 2a etapa del compresor 25 se ajusta por medio de alabes de guiado de salida de la 3a etapa. El retorno sobre el control de flujo se proporciona a la ia y 2a etapa.

La salida de la 3a etapa del segundo compresor 25 puede usarse para calentar el gas de escape para la chimenea, que se recalienta hasta al menos 40°C.

El retorno sobre el control de flujo se proporciona a la 3a etapa.

La presion de salida de la 3a etapa esta preferiblemente por debajo de 72 bar, que esta tambien por debajo de la presion cntica de CO2 (73.773 bar). Por tanto, es posible una condensacion subcntica en el ultimo enfriador (posterior) de aire/agua (no mostrado). La presion de salida se ajusta variando el servicio de condensacion del enfriador de aire/agua y se sopla a la chimenea.

El producto de CO2 licuado puede conducirse a un receptor de producto (no mostrado) desde el que puede bombearse a una tubena de producto.

En el caso de que las condiciones ambientales sean calientes, puede que solo sean aplicables la compresion hasta condiciones supercnticas y el enfriamiento del CO2.

Usar un circuito de agua-glicol que comprende el primer enfriador 5, una bomba de agua refrigerada 35, el primer intercambiador de calor 11 y los conductos necesarios 33 permite un enfriamiento eficaz del gas de humo desde temperaturas de aproximadamente 60°C hasta aproximadamente 13°C (vease el indicador. 1).

El uso del primer intercambiador de calor 11 como disipador de calor para el circuito de glicol-agua tiene varias ventajas. Una ventaja de este diseno es que permite conseguir un enfriamiento muy eficaz con respecto a las temperaturas alcanzadas y el consumo de energfa. Ademas puede minimizarse el tamano del secador.

Una segunda ventaja que puede implementarse con todas las realizaciones de la invencion reivindicada es el hecho de que en toda la planta, excepto el circuito de agua-glicol, solo se usa gas de humo o CO2 para ejecutar el procedimiento. Esto significa que no tiene que usarse ningun medio peligroso o explosivo, que sirva como refrigerante, lo que reduce los costes para la construccion y el funcionamiento de la planta.

Una ventaja adicional es el hecho de que en el caso de un funcionamiento incorrecto en los componentes de la refrigeracion de CO2 no se ve afectada la calidad del producto de CO2.

La figura 3 muestra otra realizacion de la invencion reivindicada.

Comparando las figuras 2 y 3 puede verse que la mayona de los componentes y los conductos relacionados son identicos. Por este motivo solo se describen las diferencias.

Como puede verse en la figura 3, esta instalada una segunda bomba de producto 41. Esta segunda bomba de producto 41 extrae refrigerante a alta presion del tambor de almacenamiento intermedio 39 que tiene una presion de aproximadamente 31 bar y aumenta la presion de este refrigerante a alta presion hasta una presion de 53 bar en invierno y una presion maxima de 72 bar en verano, dependiendo de las condiciones ambientales. El peor caso sena aumentar la presion directamente hasta las condiciones de tubena. Este nivel de presion es similar al nivel de presion al final del segundo compresor 25 y por tanto es posible transportar directamente refrigerante a alta presion, que no es necesario para el enfriamiento, directamente del tambor de almacenamiento intermedio 39 al lado de succion de la primera bomba de producto 27. Esto conduce a una reduccion significativa del consumo de energfa de toda la planta y permite un rango mas amplio de cargas para ejecutar toda la planta.

La realizacion mostrada en la figura 4 comprende una expansion de dos etapas para el gas de escape 23 usando una primera turbina de expansion 31.1 y una segunda turbina de expansion 31.2 para el gas de escape 23. El gas de escape 23 expandido puede usarse con fines de refrigeracion en los intercambiadores de calor 11 y 17. Con esta disposicion puede reducirse el consumo de energfa de la planta expandiendo la corriente de gas de escape 23 en dos etapas y el uso de la salida mecanica de la energfa de las maquinas de expansion 31.1 y/o 31.2 para accionar por ejemplo un generador o los compresores 1 o 25.

La figura 5 muestra una realizacion segun la invencion reivindicada que comprende un circuito de agua refrigerada 5, 33, 35 y 11, un separador de CO2 37, una segunda bomba de producto 41 y las turbinas de expansion de dos etapas 31.1 y 31.2. Esta realizacion comprende alguna de las caractensticas y ventajas de las realizaciones mostradas en las figuras 1 a 4.

Claims

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

REIVINDICACIONES

1. - Metodo para producir CO2 Ifquido a partir de gases de humo de combustion, en el que el gas de humo (3) se comprime en un primer compresor (1), posteriormente se enfna en un primer enfriador (5) y se condensa parcialmente en al menos dos etapas de separacion (9, 21) para formar un CO2 Kquido (3.1, 3.3) y se expande para formar lfquido expandido (3.1, 3.3), en el que las al menos dos etapas de separacion (9, 21) se enfnan mediante gas de escape expandido (23) y el CO2 lfquido expandido (3.1, 3.3), y en el que la segunda etapa de separacion (21) comprende un segundo intercambiador de calor (17) y un separador de CO2 (37), en el que una corriente de CO2 lfquido (3.5) de la primera etapa de separacion (9) entra directamente en el separador de CO2 (37), en el que una corriente de CO2 (3.2) de la primera etapa de separacion (9) entra en el separador de CO2 (37) a traves del segundo intercambiador de calor (17), en el que el separador de CO2 (37) proporciona el gas de escape que esta expandido y se usa para enfriar dichas al menos dos etapas de separacion (9, 21), y en el que el CO2 lfquido (3.1, 3.3) se expande hasta un primer nivel de presion (indicador 12) y hasta un segundo nivel de presion (indicador 11) y el CO2 lfquido expandido se alimenta a una primera y una segunda etapa de un segundo compresor (25) respectivamente tras haber pasado por al menos una de las etapas de separacion (9, 21) para enfriar el gas de humo.
2. - Metodo segun la reivindicacion 1, caracterizado porque se suministra agua refrigerada de la primera etapa de separacion al primer enfriador (5).
3. - Metodo segun una de las reivindicaciones 1 a 2, caracterizado porque el CO2 lfquido en el separador de CO2 (37) se somete a ebullicion mediante un evaporador (32) y porque desde la parte superior del separador de CO2 (37) se extrae gas de escape (23), se expande en una valvula de control de presion (15.2) y se usa en las etapas de separacion (9, 21) con fines de enfriamiento.
4. - Metodo segun una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque se suministra calor al evaporador (32) desde el segundo compresor (25), preferiblemente desde una segunda etapa del segundo compresor (25).
5. - Metodo segun una de las reivindicaciones 3 o 4, caracterizado porque el CO2 lfquido del evaporador (32) y del separador de CO2 (37) se recogen en un tambor de almacenamiento intermedio (39).
6. - Metodo segun la reivindicacion 5, caracterizado porque se suministra CO2 lfquido del tambor de almacenamiento intermedio (39) a las al menos dos etapas de separacion (9, 21).
7. - Metodo segun la reivindicacion 5 o 6, caracterizado porque una parte del CO2 lfquido se extrae del tambor de almacenamiento intermedio (39) o el separador de CO2 (37) y se suministra mediante una segunda bomba de producto (41) al lado de entrega del segundo compresor (25) o el lado de succion de una primera bomba de producto (27).
8. - Metodo segun una de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque el gas de humo experimenta al menos uno de comprimirse en un primer compresor (1), enfriarse en un primer enfriador (5) y secarse en un secador (7) antes de entrar en la primera etapa de separacion (9).
9. - Metodo segun una de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque el gas de escape (23) de la ultima etapa de separacion (21) se expande hasta aproximadamente 17 bar y da como resultado una temperatura de aproximadamente -54°C antes de entrar en un intercambiador de calor (17) de la ultima etapa de separacion (21).
10. - Metodo segun una de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque el gas de escape (23) se sobrecalienta en un sobrecalentador (29) tras haber pasado por todas las etapas de separacion (21, 9) y se expande en al menos una maquina de expansion (31, 31.1, 31.2) y posteriormente se alimenta de nuevo a los intercambiadores de calor (17) de la ultima etapa de separacion (21).