ES2639370T3 - Un método para la recuperación de dióxido de carbono a partir de un absorbente con un suministro reducido de vapor de separación - Google Patents

Un método para la recuperación de dióxido de carbono a partir de un absorbente con un suministro reducido de vapor de separación Download PDF

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Abstract

Un método para recuperar un gas ácido a partir de un absorbente líquido (L1) con elevado contenido de gas ácido, que comprende las etapas de: a. proporcionar el absorbente líquido (L1) con elevado contenido de gas ácido que tiene gas ácido absorbido en el mismo, b. separar el absorbente líquido (L1) con elevado contenido de gas ácido en una primera fracción líquida (L1_1) con elevado contenido de gas ácido y una segunda fracción líquida (L1_2) con elevado contenido de gas ácido; c. separar gas ácido de la primera fracción de la corriente de absorbente (L1_1) con elevado contenido de gas ácido en una primera columna (A2_1) de separación que tiene una primera presión, p1, con el fin de proporcionar una primera corriente gaseosa (G1_1) que contiene gas ácido y una primera corriente líquida de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas ácido; d. separar gas ácido de la segunda fracción de la corriente de absorbente (L1_2) con elevado contenido de gas ácido en una segunda columna (A2) de separación que tiene una segunda presión, p2, usando un medio de separación gaseoso (G2) con el fin de proporcionar una segunda corriente gaseosa (G1_2) que contiene gas ácido y una segunda corriente líquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas ácido, e. mezclar la primera corriente gaseosa (G1_1) que contiene gas ácido y la segunda corriente gaseosa (G1_2) que contiene gas ácido para proporcionar una corriente gaseosa (G1) que contiene gas ácido; f. transferir calor desde la corriente gaseosa (G1) que contiene gas ácido a una corriente de fluido (L4) de transferencia de calor con el fin de proporcionar una corriente enfriada (G3) que contiene gas ácido y una corriente calentada (L4'); g. separar la corriente calentada (L4') en un medio de separación gaseoso (G4) recuperado y un portador de calor líquido (L5), h. proporcionar el medio de separación (G4) recuperado directa o indirectamente a la primera columna (A2_1) de separación que tiene la primera presión p1; en que la primera presión, p1, es inferior a la segunda presión, p2.

Description

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DESCRIPCION
Un metodo para la recuperacion de dioxido de carbono a partir de un absorbente con un suministro reducido de vapor de separacion
La presente invencion se refiere a un metodo para recuperar gas acido y, preferentemente, dioxido de carbono, a partir de un absorbente con elevado contenido de gas acido gaseoso, en el que la energia usada para la separacion de absorbente y gas acido en el procedimiento de separacion se reduce mediante el uso de al menos dos columnas de separacion que funcionan a presiones diferentes y adicionalmente mediante la reutilizacion del medio de separacion.
Antecedentes de la invencion
Las instalaciones de recuperacion de dioxido de carbono son ampliamente usadas para limpiar y/o recuperar dioxido de carbono liberado, por ejemplo, de la combustion de hidrocarburos, fermentacion y tratamiento de gases. El dioxido de carbono recuperado puede ser opcionalmente licuado y comercializado como un producto final o utilizado en la produccion de una instalacion dada.
En un sistema tipico de absorbedor-regenerador, la recuperacion/separacion de dioxido de carbono se realiza mediante la introduccion del gas de alimentacion en un absorbedor, en el que el gas entra en contacto con un disolvente debil que fluye hacia abajo en el absorbedor. El dioxido de carbono es al menos parcialmente absorbido por el disolvente debil y el gas agotado en dioxido de carbono sale del absorbedor para un tratamiento adicional o evacuacion.
El disolvente que contiene el dioxido de carbono es seguidamente tratado para liberar el dioxido de carbono del absorbente lo mas a menudo mediante separacion y el dioxido de carbono puede ser recuperado o adicionalmente purificado y el absorbente es reutilizado para separar dioxido de carbono adicional de un gas de entrada.
Las tecnologias convencionales disponibles para recuperar el absorbente y el dioxido de carbono, respectivamente, incluyen la separacion. El sistema de absorbedor-regeneracion permite normalmente un funcionamiento continuo para la recuperacion de dioxido de carbono.
En el diseno de procedimientos y la determinacion de parametros que dan lugar a un dioxido de carbono de pureza elevada necesaria y, al mismo tiempo, a la velocidad mas elevada de provision de producto, las etapas de purificacion adicionales en direccion descendente comprenden a menudo sistemas de bucles abiertos y cerrados, en los que las corrientes con bajo contenido de absorbente, que contienen todavia restos de dioxido de carbono, son adicionalmente tratadas y recicladas para extraer incluso mas dioxido de carbono del absorbente. La realizacion de estos sistemas de bucles facilita asi la recuperacion y reutilizacion de corrientes, como absorbente y/o agua, con el fin de reducir los costes y residuos.
Sin embargo, el tratamiento adicional para la regeneracion de absorbente o extraccion de mas dioxido de carbono a partir del absorbente requiere tambien una energia adicional, como para enfriar, calentar y presurizar. En general, el consumo de energia requerido por rendimiento unitario aumenta con la pureza del absorbente, es decir, el consumo de energia requerido para recuperar los ultimos restos de dioxido de carbono de una corriente con bajo contenido de absorbente es mayor por rendimiento unitario en comparacion con la recuperacion de las primeras unidades, por ejemplo, una corriente de absorbente con elevado contenido de dioxido de carbono.
Se han descrito varias instalaciones para la recuperacion de dioxido de carbono que mejoran la eficacia energetica global. El documento US 2013/0055756 se refiere a esta instalacion de recuperacion, en la que el absorbente con bajo contenido de la torre de regeneracion se recircula hacia la parte superior de la torre regeneradora usando un recalentamiento convencional y el gas mixto que sale del separador se comprime y condensa para recircular el disolvente a la torre regeneradora para una recuperacion adicional. Se incluye una etapa intermedia de intercambio de calor de condensacion en la que el absorbente con bajo contenido y el gas mixto se someten a intercambio de calor. Sin embargo, la eficacia energetica esta en el sistema de bomba de calor, 6, ubicada en el interior y entre la torre de absorcion y la torre de regeneracion.
El documento WO 2008/063082 describe tambien un metodo para la regeneracion de dioxido de carbono absorbido, en el que la energia de calor es recuperada del gas de dioxido de carbono. Una corriente de dioxido de carbono absorbida es sometida a un procedimiento de separacion creando asi una corriente con elevado contenido de dioxido de carbono gaseoso calentada y una corriente liquida de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono. La corriente con elevado contenido de dioxido de carbono gaseoso calentado es sometida a un cierto numero de etapas de compresion con adicion intermitente de agua de enfriamiento y se recupera calor del gas comprimido usando un intercambiador de calor. La energia recuperada puede ser usada para calentar la corriente liquida de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono en un recalentador de regeneracion.
El documento WO 2014/005818 describe analogamente un procedimiento para la recuperacion de dioxido de
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carbono en el que el dioxido de carbono es absorbido desde un gas de alimentacion usando un absorbente con bajo contenido y de contenido semibajo. Este absorbente con elevado contenido es recuperado en un regenerador para un absorbente de contenido semibajo y uno bajo.
Por tanto, se recupera energia del dioxido de carbono calentado y comprimido y este calor puede ser usado para recalentar una fraccion del absorbente con bajo contenido con el fin de disminuir el consumo global de energia del procedimiento de recuperacion de dioxido de carbono.
Sin embargo, en instalaciones grandes, incluso una disminucion menor en el consumo de energia por unidad de rendimiento de dioxido de carbono es de gran interes economico. Por lo tanto, hay una necesidad continuada de disenar procedimientos y parametros que den lugar a la recuperacion de dioxido de carbono con un consumo inferior de energia. Ademas, del consumo de energia, hay un aspecto economico igualmente importante en la reduccion otros recursos consumidas por rendimiento unitario de dioxido de carbono, como la cantidad de absorbente y/o agua requerida en el procedimiento.
Por lo tanto, es un objeto de la presente invencion reducir adicionalmente el consumo global de energia de procedimientos de recuperacion de gas acido asi como reducir el consumo de recursos adicionales como agua y este es un objeto adicional para proporcionar un procedimiento con flexibilidad en la energia consumida por el procedimiento de separacion.
Sumario de la invencion
Los objetivos anteriormente mencionados se consiguen mediante el metodo de la presente invencion, que es para recuperar gas acido de un absorbente liquido (L1) con elevado contenido de gas acido que comprende las etapas de:
a. proporcionar el absorbente liquido (L1) con elevado contenido de gas acido que tiene gas acido absorbido en el mismo,
b. separar el absorbente liquido (L1) con elevado contenido de gas acido en una primera fraccion liquida (L1_1) con
elevado contenido de gas acido y una segunda fraccion liquida (L1_2) con elevado contenido de gas acido;
c. separar gas acido de la primera fraccion de la corriente de absorbente (L1_1) con elevado contenido de gas acido
en una primera columna (A2_1) de separacion que tiene una primera presion, p1, con el fin de proporcionar una primera corriente gaseosa (G1_1) que contiene gas acido y una primera corriente liquida de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas acido;
d. separar gas acido de la segunda fraccion de la corriente le absorbente (L1_2) con elevado contenido de gas acido
en una segunda columna (A2) de separacion que tiene una segunda presion, p2, usando un medio de separacion gaseoso (G2) con el fin de proporcionar una segunda corriente gaseosa (G1_2) que contiene gas acido y una segunda corriente liquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas acido,
e. mezclar la primera corriente gaseosa (G1_1) que contiene gas acido y segunda corriente gaseosa (G1_2) que
contiene gas acido para proporcionar una corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido;
f. transferir calor desde la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido a una corriente de fluido (L4) de transferencia de calor con el fin de proporcionar una corriente enfriada (G3) que contiene gas acido y una corriente calentada (L4');
g. separar la corriente calentada (L4') en un medio de separacion gaseoso (G4) recuperado y un portador de calor liquido (L5),
h. proporcionar el medio de separacion (G4) recuperado directa o indirectamente a la primera columna (A2_1) de separacion que tiene la primera presion p1;
en que la primera presion, p1, es inferior a la segunda presion, p2.
Con este metodo se hace circular vapor de separacion en un bucle en intercambio con el medio de transferencia de calor que a su vez se hace circular en un segundo bucle. De esta forma, la separacion del vapor recuperado de los gases de salida combinados del separador es suministrado para cubrir al menos parte del procedimiento de separacion, es decir, en la primera columna de separacion, y de esta forma se reduce el calor suministrado externamente. Por tanto, se obtiene una reduccion global de energia en la que la energia externa es sustituida con energia del vapor generado a partir del intercambio de calor del gas de salida del separador y un fluido de transferencia de calor. El gas acido en el primer separador es eficazmente separado del absorbente usando solamente medio de separacion recuperado y, consecuentemente, se reducira considerablemente el calor necesario para recalentar suficiente medio de separacion en el segundo separador.
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La provision de dos separadores que funcionan a presiones diferentes y la recirculacion de vapor de separacion parcialmente recuperado de la corriente gaseosa que contiene gas acido, implica que se ahorra una cantidad sustancial de energia externa en comparacion con procedimientos de la tecnica anterior en los que se proporciona el vapor de separacion mediante recalentamiento tradicional usando un calor externamente generado.
Tambien, como la primera presion, p1, en la primera columna de separacion es inferior a la presion, p2, en la segunda columna de separacion, se puede reducir el grado de presurizacion del medio de separacion. Por tanto, se puede reducir el consumo global de energia en el procedimiento.
Otra ventaja del metodo de la invencion es que permite la flexibilidad en la direccion de las fracciones de la corriente de alimentacion (el absorbente con elevado contenido de gas acido) a uno u otro separador y el ajuste de la presion de los respectivos separadores. Esto es util dependiendo de si hay una demanda de vapor sobre electricidad y viceversa, es decir, cuando el vapor puede ser usado para la produccion de electricidad.
Una ventaja adicional de la invencion es que el metodo proporciona una recuperacion optima de absorbente con bajo contenido.
En una realizacion particular, la relacion de flujo entre la primera fraccion de la corriente de absorbente (L1_1) con
elevado contenido de gas acido y la segunda fraccion de la corriente de absorbente (L1_2) con elevado contenido de
gas acido es de 1:1 a 1:4, preferentemente de 1:2 a 1:3, basada en volumen.
En este ajuste la corriente de alimentacion (el absorbente con contenido de gas acido) se divide con el fin de permitir la separacion en la primera columna de separacion que tiene la presion inferior que va a ser sometida a separacion usando solamente medio de separacion recuperado. Por tanto, una fraccion grande de la corriente de separacion es generada sin proporcionar energia externa para un recalentamiento del separador. Por tanto, ademas de la reduccion en los costes de funcionamiento, el recalentador separador (es decir, correspondiente al tercer intercambiador de calor (A6) conectado a la segunda columna de separacion A2) puede ser omitido de la primera columna de separacion A2_1. Lo mas preferido es que la primera fraccion de la corriente de absorbente con elevado contenido de gas acido constituya un 30% (volumen/volumen) de la corriente de alimentacion, es decir, en el intervalo de 1:2 a 1:3.
En otra realizacion particular, la primera presion, p1, esta en el intervalo de 0,6 a 1,5 bares, preferentemente 0,8 a 1,2 bares, como de 0,9, 1,0 o 1,1 bares.
Todavia en una realizacion, la segunda presion, p2, esta en el intervalo de 0,9 a 2,5 bares, preferentemente 1,2 a 2,0 bares, mas preferentemente 1,6 a 2,0 bares, como 1,7, 1,8 o 1,9 bares.
En otras realizaciones, la primera presion es de 0,6 a 1,5 bares y la segunda presion es de 0,9 a 2,5 y, preferentemente, la primera presion es 0,9 bares y la segunda presion es 1,8 bares.
En una realizacion preferida de la presente invencion, se usa el portador de calor liquido (L5) como al menos parte del fluido de transferencia de calor (L4), facilitando asi una recuperacion adicional del liquido en forma de fluido de transferencia de calor proporcionando un bucle, por ejemplo, de agua/vapor cuando el absorbente es acuoso. Por tanto, una gran parte del fluido de transferencia de calor usado para proporcionar el vapor de separacion desde el gas de salida del separador procede de un ciclo abierto interno. Esta contemplado que la parte restante del fluido de transferencia de calor puede ser suministrado desde otras partes del procedimiento o ser suministrado externamente.
El absorbente en una realizacion preferida es acuoso, como una solucion acuosa de una alcanolamina.
Preferentemente, cuando el absorbente es acuoso, puede ser una amina con impedimento esterico, como AMP, una alcanolamina como una alcanolamina que tiene de 1 a 3 radicales alcanol, teniendo cada radical alcanol 1, 2 o 3 atomos de carbono y agua. Ejemplos de alcanolaminas adecuadas son monoetanolamina (MEA), dietanolamina (DEA) y trietanolamina (TEA), siendo la MEA el absorbente elegido ya que se ha comprobado que es barato y ha demostrado ser eficaz.
Cuando es acuoso, el fluido de transferencia de calor, el medio de separacion recuperado, etc., estara constituido principalmente por agua/vapor. Con el metodo segun la presente invencion, se ha demostrado que es posible reducir la cantidad de energia necesaria en este bucle abierto para la recuperacion de gas acido asi como ahorrar agua, ya que la necesidad de aportacion de agua es minima.
Consecuentemente, el gas acido, por ejemplo, dioxido de carbono de la corriente de alimentacion y el gas acido restante en el absorbente con bajo contenido es recuperado parcialmente usando vapor procedente del procedimiento del separador. Esto ahorra energia, ya que tiene que ser recalentado menos absorbente con bajo contenido para proporcionar suficiente medio de separacion.
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El reciclado del vapor a partir del procedimiento en si mismo ahorra energia, ya que tiene que ser recalentado menos absorbente con bajo contenido de una manera tradicional usando vapor generado por energia externa para proporcionar suficiente medio de separacion.
Tambien, el vapor/agua del medio de separacion procedente del absorbente acuoso es recirculado y reutilizado. Por tanto, se pueden reducir tanto el agua como la energia necesaria para proporcionar el fluido de transferencia de calor a la temperatura correcta, que esta bastante por encima de la ambiental.
En terminos de la presente invencion, el agua y el gas acido restante en la corriente de absorbente (L2) con bajo contenido son recuperados calentando y se hacen volver a la segunda columna (A2) de separacion.
La energia para calentar la corriente liquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas de la segunda columna (A2) de separacion para proporcionar una corriente de absorbente (L2’) con bajo contenido de gas acido calentada gaseosa/liquida es proporcionada mediante calentamiento tradicional. Sin embargo, segun la presente invencion, se requiere menos energia de calentamiento para recalentar la corriente liquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas acido, ya que solamente parte de la corriente de alimentacion es proporcionada a la segunda columna (A2) de separacion.
En una realizacion, el medio de separacion recuperado (G4) es comprimido para proporcionar un medio de separacion recuperado comprimido (G4’) para ser proporcionado directamente a la primera columna (A2_1) de separacion. Esto asegura una circulacion suave del medio de separacion recuperado comprimido (G4’) en la primera columna de separacion sin necesidad de instalacion adicional. Por tanto, ademas de la utilizacion de la capacidad de calentamiento, la recirculacion del medio de separacion se facilita mediante la diferencia de presiones.
El metodo segun la presente invencion facilita por tanto el uso de una fuente alternativa de energia termica para proporcionar una parte del medio de separacion. La fuente de energia termica es proporcionada por el medio de separacion recuperado (G4), que procede de los procedimientos de separacion combinados y es recuperado juntamente con la recuperacion de la energia termica de las corrientes gaseosas que contienen gas acido (G1 y
G1_1) procedentes tambien de los procedimientos de separacion. Consecuentemente, el metodo de la presente
invencion facilita una forma de eficacia energetica para recuperar gas acido de un absorbente liquido que contiene gas acido.
Segun la presente invencion, la transferencia de calor desde la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido a una corriente de fluido de transferencia de calor (L4) es facilitada por un intercambiador de calor. En una realizacion, la transferencia de calor en la etapa c. es proporcionada poniendo el fluido de transferencia de calor (L4) en contacto directo con la corriente gaseosa que contiene gas acido, es decir, por ejemplo, como se observa en la figura 1, G1
(compuesto por G1_1 y G1_2) es enfriado para proporcionar la segunda corriente enfriada G3 que contiene acido y
la corriente calentada (L4’).
El contacto directo de las dos corrientes aumenta la utilizacion del calor contenido en la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido, ya que no se absorbe calor en las superficies de la instalacion, facilitando el intercambio. Por tanto, un enfriador por contacto directo es una unidad preferida para el enfriamiento de la etapa c. Consecuentemente, la transferencia de calor se realiza de forma que la temperatura de la corriente calentada (L4’) sea aproximadamente igual a la temperatura de la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido y la temperatura de la corriente enfriada (G3) que contiene gas acido es aproximadamente igual a la temperatura del fluido (L4) de transferencia de calor. La transferencia completa de calor, dependiendo de la diferencia de temperaturas, puede ser obtenida ajustando las dimensiones del enfriador de contacto directo y/o la relacion de flujo de las respectivas corrientes. En general, el experto en la tecnica sera capaz de determinar una altura adecuada de un enfriador para un flujo y temperaturas dados y/o los flujos para una altura y temperaturas dadas.
Puede ser empleado tambien un intercambio de calor indirecto y las ventajas de la invencion se aplicaran igualmente. Sin embargo, se prefiere el intercambio de calor directo.
En una realizacion especifica en la que el gas acido es dioxido de carbono y el caudal de la corriente gaseosa (G1) que contiene dioxido de carbono es 2.400 kg/h, la temperatura es de 102 °C, el caudal del fluido (L4) de transferencia de calor es de 22.000 kg/h y la temperatura del fluido (L4) de transferencia de calor es de 70 °C, la altura del enfriador de contacto directo es de aproximadamente 4 m y el diametro es de aproximadamente 0,7 m cuando el material de envoltura es de aros de pano (envoltura al azar). Esto proporcionara una transferencia completa de calor desde la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono hasta el fluido de transferencia de calor, proporcionando una corriente enfriada (G3) que contiene dioxido de carbono que tiene una temperatura de aproximadamente 70°C y una corriente calentada (L4’) que tiene una temperatura de aproximadamente 102 °C.
En los metodos de la tecnica anterior, el calor es recuperado normalmente usando intercambiadores de calor indirectos, es decir, en los que los fluidos se mantienen separados con el fin de evitar la mezcla. Cuando se usa un contacto directo, la transferencia de calor puede dar lugar a que la corriente calentada (L4’) contenga restos de gas
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acido disuelto en la misma.
Sin embargo, al enfriar mediante contacto directo, es posible conseguir una recuperacion mas eficaz del calor presente en la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido. Consecuentemente, una parte principal del agua presente en la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido que sale de los separadores se hace volver al primer separador y, consecuentemente, se reduce el consumo global de agua en el procedimiento de recuperacion de gas, ya que el agua que se usa en forma de vapor como medio separador es reciclada de una manera muy eficaz. Por tanto, solo es necesaria una adicion menor de agua, es decir, menos de 1% (basada en peso) del caudal de alimentacion. Ademas, la disolucion de restos de gas acido en el fluido (L4) de transferencia de calor que resulta de la transferencia de calor por contacto directo no supone una perdida global de gas acido. El gas acido disuelto en el medio de separacion recuperado (G4) es facilmente recuperado en el procedimiento de separacion ya que el medio de separacion recuperado (G4’), opcionalmente comprimido, es usado en la primera columna (A2_1) de separacion en la que puede ser recuperado gas acido.
Tambien, cuando se usa el enfriamiento directo, la caida de presion en la unidad sera inferior que cuando se usa un enfriamiento indirecto y, por tanto, la presion de la corriente enfriada (G3) que contiene gas acido sera mayor y el producto final, la corriente (G5) de producto de gas acido finalmente necesitara menos presurizacion para ser proporcionada en una forma adecuada para un tratamiento adicional.
En una realizacion relativa al uso de un intercambiador de calor por contacto directo, la corriente (G1) que contiene dioxido de carbono es comprimida hasta una corriente (G1 ’) que contiene dioxido de carbono comprimida antes de la etapa c. de transferencia de calor. En una realizacion adicional que aplica un intercambio de calor directo, la separacion de la etapa d. es proporcionada por las etapas de:
i) despresurizar la corriente calentada (L4’) para proporcionar una corriente despresurizada (L4’’)
ii) separar la corriente despresurizada (L4’’) sometiendo a evaporacion subita en una primera columna (A9) de evaporacion subita para proporcionar el medio de separacion recuperado (G4) y una corriente liquida (L4’’’’);
iii) despresurizar adicionalmente la corriente liquida (L4’’’) para proporcionar una segunda corriente despresurizada (L4’’’’) que tiene una presion que es inferior a la presion de la corriente liquida (L4’’’’),
iv) separar la segunda corriente despresurizada (L4’’’’) en una tercera unidad (A10) de separacion para proporcionar un segundo gas (a) y el portador liquido (L5) de calor;
v) volver a comprimir el segundo gas (a) para proporcionar un segundo gas (b) nuevamente comprimido;
vi) alimentar el segundo gas (b) nuevamente comprimido a la primera columna (A9) de evaporacion subita en la que sale de la columna de evaporacion subita como parte del medio de separacion recuperado (G4).
Mediante las etapas proporcionadas, el metodo de la invencion proporciona un medio para proporcionar el medio de separacion con un aporte minimo de energia. Ademas, haciendo circular agua en el sistema en un bucle cerrado en contacto directo con las corrientes que van a ser tratadas, se minimiza el suministro tanto de agua aportada como de energia adicionalmente necesaria para recalentar el absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono.
En una realizacion especifica todas las etapas 1-2 y i) a vi) se repiten, preferentemente 2, 3 o 4 veces. En esta realizacion, las repeticiones pueden ser en serie y/o en paralelo. La inclusion de mas repeticiones de las etapas i) a vi) aumentara la cantidad de vapor adicionalmente.
Esta contemplado tambien que la transferencia de calor en la etapa c. pueda ser proporcionada mediante un intercambio de calor indirecto en el que, antes de la etapa c. de transferencia de calor, el fluido (L4) de transferencia de calor es despresurizado hasta una presion que es inferior a la presion del portador de calor liquido (L5). De esta forma una realizacion especifica para aplicar un intercambio de calor indirecto a la separacion de la etapa d. es proporcionada por las etapas de d.:
a. separar una corriente calentada (L4’) mediante evaporacion subita en una primera columna (A9) de evaporacion subita para proporcionar el medio de separacion recuperado (G4) y una corriente liquida (L4’’’);
b. despresurizar adicionalmente la corriente liquida (L4’’’) para proporcionar una segunda corriente despresurizada (L4’’’’) que tiene una presion que es inferior a la presion de la corriente liquida (L4’’’),
c. separar la segunda corriente despresurizada (L4’’’’) en una tercera unidad (A10) de separacion para proporcionar un segundo gas (a) y el portador de calor liquido (L5);
d. volver a comprimir el segundo gas (a) para proporcionar un segundo gas (b) nuevamente comprimido;
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e. alimentar el segundo gas (b) nuevamente comprimido a la primera columna (A9) de evaporacion subita en la que sale de la columna de separacion por evaporacion subita como parte del medio de separacion recuperado (G4).
En una realizacion especifica todas las subetapas d.a. a d.e. se repiten, preferentemente, 2, 3 o 4 veces. En esta realizacion, las repeticiones pueden ser en serie y/o en paralelo. La inclusion de mas repeticiones de las etapas d.a. a d.e. aumentara la cantidad de vapor adicionalmente.
Todas las caracteristicas y variantes que siguen se refieren a las etapas comunes y pueden ser aplicadas igualmente a todas las realizaciones, es decir, independientemente de la transferencia de calor directa o indirecta. Consecuentemente, en una realizacion, una cualquiera o mas de L4’, L4’’, L4’’’, L4’’’’, preferentemente L4’’ y/o L4’’’’, son calentadas mediante una fuente de calor, preferentemente una fuente de calor de bajo indice. El suministro de calor adicional a cualquiera de estas corrientes proporcionara una presion de vapor aumentada de esa corriente particular y, por tanto, dara lugar a un flujo de masa aumentado de G4. El calor en una realizacion puede ser tomado de la columna de absorcion que precede a la etapa de separacion.
Todavia, en una realizacion, la corriente liquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas acido es calentada para proporcionar un absorbente (L2’) con bajo contenido de gas acido calentado gaseoso/liquido que se separa para proporcionar el medio (G2) de separacion gaseoso y una corriente de absorbente (L3) liquida recuperada. La corriente de absorbente (L3) liquida recuperada, en una realizacion adicional es seguidamente enfriada junto con la segunda corriente de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas liquido y se hace recircular hasta la columna de absorcion (A17).
De esta forma se reutiliza tanto absorbente como sea posible en el procedimiento de absorcion. Preferentemente, el enfriamiento es separado para las corrientes ya que la temperatura de las corrientes no es la misma. Esto ahorrara costes adicionales.
Todavia, en una realizacion, la corriente de absorbente (L3) liquida recuperada es alimentada a la parte superior de la columna de absorcion (A17) y la segunda corriente liquida de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas acido es alimentada a una parte intermedia de la columna de absorcion (A17). Esta realizacion proporciona una absorcion mas eficaz ya que el absorbente recirculado es alimentado al absorbedor en un punto en el que la concentracion de gas acido en el absorbente coincide con la concentracion de absorbente en el absorbedor. El absorbente recirculado desde la segunda columna (A2) de separacion, que es el absorbente recuperado en el limpiador es alimentado a la parte superior del absorbedor, mientras que el absorbente recuperado de la primera columna (A2_1) de separacion, que es proporcionado mediante el uso del medio de separacion recuperado, y por tanto contiene pequenas cantidades de gas acido, es alimentado a una parte de la columna de absorcion en la que el absorbente ha sido parcialmente cargado con gas acido.
En una realizacion actualmente preferida el gas acido es dioxido de carbono.
Figuras
En lo que sigue se describen mas en detalle ejemplos de realizaciones segun la presente invencion con referencia a los dibujos esquematicos, en los cuales:
la figura 1 ilustra el metodo y la instalacion para la recuperacion de gas acido segun la invencion, la figura 2 ilustra una seccion del metodo y la instalacion con recirculacion a una columna de absorcion.
Corrientes y afluentes/efluentes
En toda la descripcion y las reivindicaciones, las corrientes y afluentes/efluentes estan indicados mediante lo siguiente: absorbente liquido templado L0 con elevado contenido de gas acido/dioxido de carbono; absorbente L1
liquido con elevado contenido de gas acido/dioxido de carbono; primera fraccion liquida L1_1 con elevado contenido
de gas acido/dioxido de carbono; segunda fraccion liquida L1_2 con elevado contenido de gas acido/dioxido de
carbono; corriente liquida de absorbente L2 con bajo contenido de gas acido/dioxido de carbono; segundo absorbente liquido L2_2 con bajo contenido de gas acido/dioxido de carbono; absorbente L2’ con bajo contenido de gas acido/dioxido de carbono calentado gaseoso/liquido; corriente liquida de absorbente L3 recuperada; fluido de transferencia de calor L4; corriente calentada L4’; corriente L4’’ despresurizada; corriente liquida L4’’’; segunda corriente despresurizada L4’’’’; fluido de transferencia de calor calentado o medio L5 de separacion condensado; segunda corriente liquida L6; gas G0 de alimentacion; G0_1 gaseosa con bajo contenido de gas acido/dioxido de carbono; corriente gaseosa G1 que contiene gas acido/dioxido de carbono; primera fraccion de corriente gaseosa
G1_1 que contiene gas acido/dioxido de carbono; primera fraccion comprimida de corriente gaseosa G1_1 ’ que
contiene gas acido/dioxido de carbono; segunda fraccion de corriente gaseosa G1_2 que contiene gas acido/dioxido de carbono; medio G2 de separacion; corriente enfriada G3 que contiene gas acido/dioxido de carbono; medio G4 de separacion recuperado; medio G4’ de separacion recuperado y comprimido; corriente G5 de producto de gas acido/dioxido de carbono; segundo gas a; segundo gas comprimido b.
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Componentes
En toda la descripcion y las reivindicaciones los componentes de la instalacion se indican mediante lo siguiente:
primeros intercambiadores de calor A1, A1_1, A1_2 y A1_3; primera columna de separacion A2_1; segunda
columna de separacion A2; unidad A3 de recuperacion de calor; segundo intercambiador de calor A4; primer separador A5; tercer intercambiador de calor A6; segundo separador A7; primera unidad A8 de reduccion de presion; unidad A9 de separacion por evaporacion subita; tercer separador A10; primera unidad A11 de aumento de presion; segunda unidad A12 de aumento de presion; segunda unidad A13 de reduccion de presion; unidad mezcladora A14; tercera unidad de aumento de presion A15; segunda unidad de mezcla A16; columna de absorcion A17; unidad de division A18.
Descripcion detallada de la invencion
Las ilustraciones anejas a la presente descripcion deben ser entendidas como una seccion de una instalacion mayor. Todas las caracteristicas y variantes de cada una de las realizaciones descritas en la presente memoria descriptiva se aplican igualmente a todas las realizaciones. Consecuentemente, las caracteristicas detallas con respecto al metodo pueden ser aplicadas igualmente a la instalacion y viceversa. Por motivos de simplicidad, no se incluyen las instalaciones accesorias en la figura. Sin embargo, un experto en la tecnica apreciara facilmente el tipo y las ubicaciones de esta instalacion. Como ejemplos de una instalacion accesoria se pueden mencionan las conducciones (por ejemplo, conducciones en T cuando son constitutivas de las unidades de mezcla), bombas, valvulas (por ejemplo, valvulas de desviacion cuando constituyen las unidades de division), condensadores para la condensacion de agua y/o absorbente quimico de los gases desechados, medios para el relleno de agua y/o absorbente, etc.
En toda la descripcion y reivindicaciones las expresiones “con elevado contenido”, “con bajo contenido” y “agotado/a” se refieren a la cantidad, por ejemplo, de dioxido de carbono o absorbente contenida en una corriente especifica y la indicacion debe ser usada para distinguir entre corrientes diferentes que resultan de las diversas etapas de separacion y no deben ser concebidas como relativas unas a otras en una etapa de separacion particular.
En la siguiente descripcion detallada se describira la invencion con referencia a dioxido de carbono como un ejemplo de un gas acido. La invencion no debe limitarse al mismo y todas las realizaciones pueden ser aplicadas igualmente a gases acidos en general, como CO2, H2S, SO2, etc.
Por tanto, el metodo se describira seguidamente mas en detalle haciendo referencia al dioxido de carbono como el gas acido y un absorbente acuoso, pero las etapas y caracteristicas pueden ser aplicadas igualmente a cualquier otro gas acido y absorbente utilizable en el metodo de la invencion.
Haciendo referencia ahora a la Figura 1, se ilustra el metodo segun la invencion mas en detalle. La ilustracion esquematica debe ser concebida como una seccion en direccion descendente que sigue a la absorcion de gas acido a partir de una fuente gaseosa. El absorbente con elevado contenido de dioxido de carbono, L0, se muestra en la realizacion que es calentado en un primer intercambiador de calor A1 para proporcionar una corriente liquida de absorbente acuoso con elevado contenido de dioxido de carbono, L1, que tiene dioxido de carbono gaseoso absorbido.
El dioxido de carbono absorbido en el absorbente liquido con elevado contenido de dioxido de carbono, L1, puede proceder de cualquier tipo de fuente de dioxido de carbono. La fuente de dioxido de carbono puede proceder, por ejemplo, de la combustion de combustibles fosiles, gases de escape, de la produccion de gases sinteticos o de una linea de produccion para el relleno de bebidas carbonatas. Preferentemente es un gas de escape.
El absorbente absorbe preferentemente por via quimica. Por tanto, el absorbente liquido con elevado contenido de dioxido de carbono, L1, comprende un agente absorbente adecuado para dioxido de carbono u otros gases acidos. El agente absorbente usado para la absorcion de dioxido de carbono gaseoso puede ser cualquier disolvente conocido que sea capaz de absorber dioxido de carbono y/o gas acido, como una amina con impedimento esterico, como AMP, una solucion de una alcanolamina, mas preferentemente una alcanolamina que tiene de 1 a 3 radicales alcanol, mas preferentemente radicales alcanol que tienen 1, 2 o 3 atomos de carbono, en una solucion acuosa. Ejemplos de alcanolaminas adecuadas son monoetanolamina (MEA), dietanolamina (DEA) y trietanolamina (TEA), siendo la MEA el absorbente de eleccion ya que se ha comprobado que es barato y eficaz. La concentracion de absorbente esta normalmente en el intervalo de 5-40% en agua. Un ejemplo es monoetanolamina que esta en una solucion al 35% de MEA en agua.
Es conocido que el dioxido de carbono se separa de los absorbentes de alcanolaminas con calentamiento, preferentemente a una temperatura de 90 °C o mayor, preferentemente por encima de 100 °C, como de 102 °C a 112 °C y, normalmente, de 104 °C a 106 °C, que se consiguen por medio del primer intercambiador de calor A1, mostrado en la realizacion. La presion del absorbente liquido con elevado contenido de dioxido de carbono, L1, puede ser aumentada (no se muestra en la figura) por encima de la atmosferica, como de 1-4 bares,
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preferentemente 1 a 2 bares, o a una presion que es superior a la presion de la corriente que sale de la columna absorcion. El procedimiento de separacion en si mismo se puede hacer funcionar normalmente a una presion ligeramente por encima de la ambiental. En el intervalo de temperaturas superiores, la presion estara normalmente por encima de la atmosferica.
El absorbente liquido con elevado contenido de dioxido de carbono es dividido en dos fracciones en la unidad
divisora A18 para proporcionar una primera fraccion L1_1 liquida con elevado contenido de dioxido de carbono y una
segunda fraccion L1_2 liquida con elevado contenido de dioxido de carbono.
La primera fraccion liquida L1_1 con elevado contenido de dioxido de carbono es separada en una primera columna
de separacion, A2_1, usando un medio de separacion recuperado y comprimido, G4’, comprendiendo dicho medio de separacion sustancialmente vapor, es decir, vapor de agua. Ventajosamente, segun la invencion, el medio separado recuperado comprimido es agua recirculada a partir del propio procedimiento de separacion (vease mas adelante).
El medio de separacion recuperado y comprimido esta en la corriente, G4’, que esta sustancialmente exenta de absorbente y comprende vapor de agua con un bajo contenido de dioxido de carbono. En el contexto de la presente invencion, muy bajo es por debajo de 10% en moles, mas preferentemente por debajo de 5% en moles. La presion del medio de separacion recuperado y comprimido, G4’, en una realizacion preferida es mayor que la presion en la primera columna de separacion, A2_1. En una realizacion, la temperatura del medio de separacion recuperado y comprimido, G4’, es mayor que la temperatura de la fraccion liquida de absorbente con elevado contenido de dioxido
de carbono, L1_1 y, mas especificamente, mayor que 100 °C, preferentemente en el intervalo de 105 °C a 120 °C,
preferentemente de aproximadamente 115 °C. Esto proporcionara una separacion mas eficaz de dioxido de carbono a partir del absorbente.
En la primera columna de separacion, A2_1, el dioxido de carbono es separado del absorbente para proporcionar
una primera fraccion de corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1_1, y una segunda corriente liquida
de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono, L2_2.
La primera fraccion de corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1_1, es proporcionada a condiciones
de temperatura y presion que estan por encima de las condiciones de evaporacion del agua. Consecuentemente, la
primera fraccion de corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1_1, es una mezcla de dioxido de carbono
y vapor de agua.
La segunda corriente liquida de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono, L2_2, sale normalmente de la parte inferior de la primera columna de separacion A2_1. Sin embargo, esta contemplado que la corriente pueda ser retirada desde cualquier posicion adecuada.
La segunda fraccion liquida con elevado contenido de dioxido de carbono, L1_2, es analogamente separada en una
segunda columna de separacion, A2, usando medio de separacion, G2. Por tanto, en la segunda columna de separacion, A2, se separa dioxido de carbono del absorbente para proporcionar una segunda fraccion de corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1_2, y una segunda corriente liquida de absorbente con cajo contenido de dioxido de carbono, L2. La segunda columna de separacion A2 se hace funcionar a una presion mayor que la de la primera columna de separacion A2_1.
La segunda corriente liquida de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono, L2, sale normalmente de la parte inferior de la segunda unidad de separacion, A2. Sin embargo, esta contemplado que la corriente pueda ser retirada desde cualquier posicion adecuada. La corriente liquida de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono, L2, es posteriormente calentada mediante intercambio de calor indirecto en el tercer intercambiador de calor, A6, para proporcionar una corriente de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono calentado gaseoso/liquido, L2’, que es una mezcla de gas/liquido. El recalentamiento se puede obtener normalmente usando un bucle generador de vapor cerrado, pero estan contemplados otros medios. En la realizacion mostrada, la mezcla de gas/liquido es separada en un segundo separador A7, que proporciona medio G2 de separacion evaporado y absorbente liquido recuperado L3. El medio g2 de separacion evaporado es alimentado a la segunda columna a2 de separacion y la corriente liquida de absorbente L3 recuperada se hace volver a la columna de absorcion A17, precedida por un intercambio de calor con el absorbente liquido templado con elevado contenido de dioxido de
carbono, L0 y la segunda fraccion L1_2 liquida con elevado contenido de dioxido de carbono, respectivamente, es
decir, como se muestra en una pluralidad de intercambiadores de calor A1, A1_1, A1_2. Esta contemplado tambien
que use solamente un intercambiador de calor y el intercambio de calor es con una cualquiera de las corrientes. En la realizacion mostrada, el enfriamiento del primer y segundo intercambiador de calor A1_2 puede ser proporcionado por agua.
En el contexto de la presente invencion, los terminos “con bajo contenido” o “agotado/a” esta previsto que signifiquen una corriente que contiene una cantidad de dioxido de carbono absorbido que es inferior a la cantidad de dioxido de carbono en el absorbente liquido con elevado contenido de dioxido de carbono, L1. Por tanto, las corrientes liquidas de absorbente con bajo contenido de dioxido de carbono, L2 y L2_2, comprenden menos de 10% en moles de
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dioxido de carbono, normalmente menos de 5% en moles de dioxido de carbono. Ventajosamente, el absorbente liquido recuperado, L3, contiene normalmente menos de 3% en moles de dioxido de carbono. Normalmente, la relacion de dioxido de carbono en L1 comprado con L2_2 y L3 (L1 :L2_2 y L1 :L3) respectivamente, es 2:1 y 3:1.
La primera y segunda fracciones de corrientes gaseosas que contienen dioxido de carbono G1_1 y G1_2 se mezclan en la segunda unidad de mezcla A16 para proporcionar una corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1. Esta contemplado tambien que las corrientes se mezclen en la unidad de recuperacion de calor, es decir, la unidad de mezcla A16 puede ser omitida. En la realizacion mostrada, la primera fraccion de gas que
contiene dioxido de carbono, G1_1, es comprimida en una tercera unidad de aumento de la presion, A15, para
proporcionar una primera fraccion de gas que contiene dioxido de carbono, G1_1 ’, a una presion que haga posible la
mezcla con la segunda fraccion de corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1_2. La compresion antes la mezcla en esta fase es eficaz ya que el volumen que va a ser comprimido es inferior en comparacion con la compresion a una presion incluso superior usando la segunda unidad A12 de aumento de la presion.
Esta contemplado tambien que la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, puede ser comprimida, no mostrado, antes de la etapa de transferencia de calor en la unidad A3 de recuperacion de calor.
Parte de la energia termica comprendida en la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, es transferida al fluido de transferencia de calor, L4, proporcionando asi una corriente gaseosa enfriada que contiene dioxido de carbono, G3, y una corriente calentada, L4’.
La transferencia de calor se realiza en una unidad de recuperacion de calor, A3. Es preferido que el intercambio de calor sea mediante contacto directo, en el que el fluido de transferencia de calor, L4, y la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, g1, estan en contacto fisico uno con otro.
Usando el contacto directo, el intercambio de calor sera mas eficaz y puede alcanzar casi un 100% dependiendo del tamano y/o el flujo de las respectivas corrientes, es decir, la temperatura del fluido de transferencia de calor L4 y la corriente G3 que contiene dioxido de carbono se aproximan. Ademas, tanto el agua condensada a partir de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, como el agua usada para reponer agua se mezclaran y pueden ser usadas en la recirculacion a la primera columna A2_1 de separacion.
Por ello, necesariamente la temperatura del fluido de transferencia de calor, L4, es inferior a la temperatura de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1. En una realizacion, la temperatura de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, esta en el intervalo de 90 °C a 115 °C y la del fluido de transferencia de calor, L4, esta en el intervalo de 65 °C a 95 °C.
Por tanto, en una realizacion ilustrativa, el intercambiador de calor es un enfriador de contacto directo y la temperatura del fluido de transferencia de calor, L4, es de aproximadamente 70 °C, la temperatura de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, es normalmente de 102 °C y la relacion de flujo masico de las respectivas corrientes, G1 :L4, es de aproximadamente 1:9 (kg/h)/(kg/h) y la altura de la transferencia de calor del enfriador de contacto directo es de aproximadamente 4 m y el diametro es de aproximadamente 0,7 m cuando el material de envoltura es de aros de pano (envoltura al azar).
Con estos valores relativos, se producira una transferencia de calor completa, de forma que la temperatura del fluido de transferencia de calor calentado es aproximadamente igual a la temperatura de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, y la segunda corriente enfriada que contiene dioxido de carbono, G3, tiene la misma temperatura que el fluido de transferencia de calor, L4. Esta contemplado que las temperaturas, flujos y dimensiones puedan variar. Dependiendo de la eleccion de un parametro especifico, el experto en la tecnica sera capaz de determinar los parametros restantes, por ejemplo, usando cualquier programa de simulacion adecuado para calculos termodinamicos; estos programas son bien conocidos en la tecnica.
Consecuentemente, esta etapa proporciona la recuperacion de energia termica a partir de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, para el fluido de transferencia de calor, L4. El enfriamiento da lugar tambien a la condensacion de vapor de agua presente en el gas que contiene dioxido de carbono, proporcionando una corriente calentada, L4’, que comprende vapor de agua condensado a partir de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, asi como del fluido de transferencia de calor, L4, ahora calentado.
Este enfriamiento de la corriente gaseosa que contiene dioxido de carbono, G1, proporciona agua a partir del procedimiento que va a ser adicionalmente tratada y recirculada hacia la etapa de separacion en la primera columna de separacion como el medio de separacion. En realizaciones particulares, esto proporciona tambien el fluido de transferencia de calor. El fluido de transferencia de calor, L4, puede ser suministrado externamente, ser derivado del procedimiento de absorcion que precede al metodo de la invencion o una combinacion de los anteriores.
La corriente enfriada que contiene dioxido de carbono, G3, anteriormente descrita, es adicionalmente sometida a intercambio de calor y separada en el primer separador, A5, para proporcionar una corriente de producto de dioxido de carbono, G5, y la segunda corriente liquida, L6. Este enfriamiento adicional de la corriente enfriada que contiene
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dioxido de carbono, G3, asegura que se separa incluso mas agua (fluido) del gas de dioxido de carbono. En este punto la corriente de producto de dioxido de carbono, G5, es un gas que contendra por debajo de 5% en moles de agua cuando la temperatura y presion son de aproximadamente 45 °C y aproximadamente 1,3 bares, respectivamente. Si se desea, la corriente de producto de dioxido de carbono, G5, puede ser sometida a una etapa de purificacion final, como una condensacion, destilacion, adsorcion o una combinacion.
La unidad de recuperacion de calor, A3, es en la realizacion mostrada un enfriador de contacto directo que es la unidad de recuperacion de calor preferida. La corriente calentada, L4’, proporcionada mediante la etapa de enfriamiento, es posteriormente despresurizada en forma de una corriente despresurizada, L4’’. La despresurizacion se obtiene preferentemente por medio de una valvula, mas especificamente una valvula de reduccion de la presion, A8. La corriente despresurizada, L4’’, es una mezcla de gas/liquido. La corriente es despresurizada hasta una presion por debajo de la de la corriente calentada, L4’ y, preferentemente, hasta un valor subatmosferico con el fin de proporcionar una mezcla de liquido/gas, es decir, por debajo 1 bar/1 atm. Normalmente, la presion es reducida hasta aproximadamente la mitad de la presion de la corriente precedente, por ejemplo, de aproximadamente 1,4 bares a aproximadamente 0,7 bares, etc.
Se incluye un bucle de transferencia de calor para proporcionar un portador de calor liquido L5. La separacion por evaporacion subita de la corriente despresurizada, L4’’, proporciona una corriente liquida, L4’’’ y el medio de separacion G4 recuperado. La corriente liquida, L4’’’, de agua condensada es adicionalmente sometida a reduccion de presion en una segunda unidad de reduccion de la presion, A13, para proporcionar una segunda corriente despresurizada, L4’’’’, y dicha corriente es una mezcla de gas/liquido. Analogamente la presion es preferentemente de forma sustancial la mitad como 0,4 bares (cuando la primera reduccion de presion es hasta 0,7 bares). La segunda corriente despresurizada, L4’’’’, se separa seguidamente en un tercer separador, A10, para proporcionar el portador de calor liquido L5, sustancialmente constituido por agua, que se hace recircular y se mezcla con el agua aportada para proporcionar el fluido de transferencia de calor L4.
Antes de mezclar, la presion del fluido de transferencia de calor, L4, puede ser aumentada para que corresponda a la presion del sistema de separacion en la segunda columna de separacion, A2, que es normalmente de aproximadamente 0,9 a 2,5 bares, preferentemente 1,8 bares.
La separacion en el tercer separador, A10, proporciona tambien un segundo gas, a, de vapor de agua. Esta corriente se vuelve a comprimir hasta la presion de funcionamiento de la unidad de separacion por evaporacion subita, A9, para proporcionar un segundo gas comprimido, b, que es suministrado a la unidad de separacion por evaporacion subita, A9, en la que es sometida a evaporacion subita con la corriente despresurizada, L4’’, que proporciona el medio de separacion recuperado, G4.
Por tanto, con la circulacion, se aumenta de una manera sencilla la cantidad de vapor que es extraido de la fase liquida que va a ser usado en el medio de separacion y con un minimo de suministro de energia.
En una realizacion, uno cualquiera o mas de L4’, L4’’, L4’’’, L4’’’’, preferentemente L4’’ y/o L4’’’’, son calentados mediante una fuente de calor, preferentemente una fuente de calor de bajo indice. El suministro adicional de calor a cualquiera de estas corrientes proporcionara una presion de vapor aumentada de esa corriente particular y, por tanto, dara lugar a un flujo masico aumentado de G4. El calor puede ser tomado desde cualquier lugar adecuado del propio procedimiento o a partir de una fuente de calor externa. Por ejemplo, el calor puede ser tomado a partir del segundo absorbente liquida L2_2 con bajo contenido de gas acido/dioxido de carbono y la corriente liquida de absorbente L3 recuperada facilitada el intercambiador de calor A1_n (es decir, A1_3 y/o A1_2). En otra variante el calor puede ser tomado de la columna de absorcion, A17, en la que el calor de absorcion puede ser transferido a cualquiera de las corrientes anteriores. Una ventaja adicional de esto es que la temperatura del absorbedor no es demasiado elevada. Mediante estos ajustes se puede reducir adicionalmente el uso de agua de enfriamiento.
El medio de separacion recuperado, G4, proporcionado por la separacion mediante evaporacion subita, es seguidamente comprimido de nuevo en la segunda unidad de aumento de la presion, A12, dando lugar a un medio de separacion recuperado comprimido, G4’. La segunda unidad de aumento de la presion se puede hacer funcionar con un vacio, pero estan contempladas alternativas adecuadas. El medio de separacion recuperado comprimido, G4’, tiene una temperatura que es sustancialmente mayor que la temperatura del medio de separacion recuperado, G4. El calor es consecuencia de la nueva compresion. El medio de separacion recuperado comprimido, G4’, es posteriormente alimentado a la primera columna de separacion, A2_1, como el medio de separacion.
En la realizacion mostrada en la figura 2, las corrientes y elementos son las mismas que las mostradas en la figura 1. Por tanto, las mismas corrientes y componentes detallados en la descripcion se pueden encontrar de forma conjunta en la figura 1.
En la realizacion mostrada en el medio de separacion recuperado, G4, se pueden proporcionar las etapas mostradas en la figura 1 o, puede ser suministrado directamente a partir de la unidad de separacion por evaporacion subita, A9, con o sin compresion anterior (no mostrada).
La segunda fraccion liquida con bajo contenido de dioxido de carbono, L2_2, y la corriente liquida de absorbente recuperada, L3, son recicladas a un absorbedor A17, como parte o como la mayoria del absorbente que absorbe gases acidos del gas de alimentacion, G0. El absorbente liquido recuperado, L3, que es la fraccion mas limpia, es enfriado y alimentado a la parte superior de la columna de absorcion, A17. La segunda fraccion liquida con bajo 5 contenido de dioxido de carbono, L2_2, es alimentada a una parte intermedia de la columna de absorcion. La
segunda fraccion liquida con bajo contenido de dioxido de carbono, L2_2, puede comprender una cantidad ligeramente superior de gas acido/dioxido de carbono ya que ha sido separada usando el medio de separacion reciclado. La alimentacion en diferentes partes de la columna proporciona una absorcion muy eficaz de gas acido a partir del gas de alimentacion. La propia etapa de absorcion proporciona un absorbente liquido templado con 10 elevado contenido de dioxido de carbono, L0, que es calentado en intercambio con la corriente de absorcion
recuperada, L3, para proporcionar el absorbente liquido con elevado contenido de dioxido de carbono, L1, que es tratado como se describio anteriormente y un gas, G0_1, con bajo contenido de dioxido de carbono, que es desechado, reciclado a la fuente original o nuevamente absorbido.
15 La expresion “reduccion de consumo global de energia” debe ser entendida en sentido amplio. Segun la presente invencion, la reduccion del consumo global de energia significa que la energia de hecho suministrada es reducida y/o la cantidad de energia utilizable recuperada es aumentada. El consumo reducido de energia puede ser considerado de forma aislada para la seccion relevante de la instalacion mayor. Sin embargo, el consumo reducido de energia para esta seccion considerada de forma aislada no debe ser a costa de un consumo aumentado de 20 energia en las secciones en direccion ascendente y/o descendente de la instalacion mayor.
Ademas, la energia termica externa necesaria en el procedimiento puede ser sustituida por energia electrica en algunos lugares, lo que puede ser una ventaja si, por ejemplo, es generada por fuentes alternativas de energia, tal como energia eolica.
25
La energia consumida puede ser, por ejemplo, en forma de electricidad, vapor a presion elevada, vapor a baja presion y/o agua caliente para fines de calentamiento. Consecuentemente, mutatis mutandis, la disminucion de la cantidad de al menos una de estas formas de energia en la seccion de la instalacion mayor debe ser entendida como una reduccion del consumo global de energia.

Claims (16)

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    65
    REIVINDICACIONES
    1. Un metodo para recuperar un gas acido a partir de un absorbente liquido (L1) con elevado contenido de gas acido, que comprende las etapas de:
    a. proporcionar el absorbente liquido (L1) con elevado contenido de gas acido que tiene gas acido absorbido en el mismo,
    b. separar el absorbente liquido (L1) con elevado contenido de gas acido en una primera fraccion liquida (L1_1) con
    elevado contenido de gas acido y una segunda fraccion liquida (L1_2) con elevado contenido de gas acido;
    c. separar gas acido de la primera fraccion de la corriente de absorbente (L1_1) con elevado contenido de gas acido
    en una primera columna (A2_1) de separacion que tiene una primera presion, p1, con el fin de proporcionar una primera corriente gaseosa (G1_1) que contiene gas acido y una primera corriente liquida de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas acido;
    d. separar gas acido de la segunda fraccion de la corriente de absorbente (L1_2) con elevado contenido de gas acido en una segunda columna (A2) de separacion que tiene una segunda presion, p2, usando un medio de separacion gaseoso (G2) con el fin de proporcionar una segunda corriente gaseosa (G1_2) que contiene gas acido y una segunda corriente liquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas acido,
    e. mezclar la primera corriente gaseosa (G1_1) que contiene gas acido y la segunda corriente gaseosa (G1_2) que
    contiene gas acido para proporcionar una corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido;
    f. transferir calor desde la corriente gaseosa (G1) que contiene gas acido a una corriente de fluido (L4) de transferencia de calor con el fin de proporcionar una corriente enfriada (G3) que contiene gas acido y una corriente calentada (L4');
    g. separar la corriente calentada (L4') en un medio de separacion gaseoso (G4) recuperado y un portador de calor liquido (L5),
    h. proporcionar el medio de separacion (G4) recuperado directa o indirectamente a la primera columna (A2_1) de separacion que tiene la primera presion p1;
    en que la primera presion, p1, es inferior a la segunda presion, p2.
  2. 2. El metodo segun la reivindicacion 1, en el que la relacion de flujos entre la primera fraccion de la corriente de
    absorbente (L1_1) con elevado contenido de gas acido y la segunda fraccion de la corriente de absorbente (L1_2)
    con elevado contenido de gas acido es de 1:1 a 1:4, preferentemente de 1:2 a 1:3.
  3. 3. El metodo segun la reivindicacion 1 o 2, en el que la primera presion es de 0,6 a 1,5 bares y la segunda presion es de 0,9 a 2,5 bares, preferentemente la primera presion es de 0,9 bares y la segunda presion es de 1,8 bares.
  4. 4. El metodo segun una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el portador de calor liquido (L5) es usado como al menos parte del fluido (L4) de transferencia de calor.
  5. 5. El metodo segun una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el absorbente es acuoso.
  6. 6. El metodo segun cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el medio de separacion recuperado (G4) es comprimido para proporcionar un medio de separacion recuperado comprimido (G4’) que va a ser proporcionado directamente a la primera columna (A2_1) de separacion.
  7. 7. El metodo segun cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que la etapa de transferencia de calor f. es proporcionada poniendo el fluido (L4) de transferencia de calor en contacto directo con la corriente gaseosa (G1) que contiene dioxido de carbono para obtener la corriente calentada (L4’).
  8. 8. El metodo segun cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que la primera corriente gaseosa (G1_1) que
    contiene gas acido es comprimida para proporcionar una primera corriente gaseosa (G1_1 ’) que contiene gas acido comprimido.
  9. 9. El metodo segun cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que la etapa de separacion g. es proporcionada mediante las etapas de:
    i) despresurizar la corriente calentada (L4’) para proporcionar una corriente despresurizada (L4’’)
    ii) separar la corriente despresurizada (L4’’) sometiendo a evaporacion subita en una primera columna (A9) de
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    15
    20
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    evaporacion subita para proporcionar el medio de separacion recuperado (G4) y una corriente liquida (L4’’’);
    iii) despresurizar adicionalmente la corriente liquida (L4’’’) para proporcionar una segunda corriente despresurizada (L4’’’’) que tiene una presion que es inferior a la presion de la corriente liquida (L4’’’),
    iv) separar la segunda corriente despresurizada (L4’’’’) en una tercera unidad (A10) de separacion para proporcionar un segundo gas (a) y el portador liquido (L5) de calor;
    v) volver a comprimir el segundo gas (a) para proporcionar un segundo gas (b) nuevamente comprimido;
    vi) alimentar el segundo gas (b) nuevamente comprimido a la primera columna (A9) de evaporacion subita en la que sale de la columna de evaporacion subita como parte del medio de separacion recuperado (G4).
  10. 10. El metodo segun la reivindicacion 9, en el que todas las etapas consecutivas y i) a vi) son repetidas, preferentemente 2, 3 o 4 veces.
  11. 11. El metodo segun la reivindicacion 10, en el que las repeticiones son en serie y/o en paralelo.
  12. 12. El metodo segun una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que la corriente liquida de absorbente (L2) con bajo contenido de gas acido es calentada para proporcionar un absorbente gaseoso/liquido calentado (L2') con bajo contenido de gas acido que es separado para proporcionar el medio de separacion gaseoso (G2) y una corriente liquida de absorbente recuperada (L3).
  13. 13. El metodo segun la reivindicacion 12, en el que la corriente liquida de absorbente recuperada (L3) y la segunda corriente liquida de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas acido son enfriadas y recirculadas a una columna (A17) de absorcion.
  14. 14. El metodo segun la reivindicacion 13, en el que la corriente liquida de absorbente recuperada (L3) es alimentada a la parte superior de la columna (A17) de absorcion y la segunda corriente liquida de absorbente (L2_2) con bajo contenido de gas acido es alimentada a una parte intermedia de la columna (A17) de absorcion.
  15. 15. El metodo segun una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, que comprende adicionalmente la etapa de
    - opcionalmente, calentar la segunda corriente enfriada (G3) que contiene gas acido;
    - separar la corriente (G3) que contiene gas acido, opcionalmente calentada, en una corriente (G5) de producto de gas acido y una segunda corriente liquida (L6), y
    - opcionalmente, recircular la segunda corriente liquida (L6) a la columna (A2) de separacion.
  16. 16. El metodo segun una cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el gas acido es dioxido de carbono.
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