ES2838727T3 - Sistema para captura de CO2 de un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatación-calcinación CaO/CaCO3 - Google Patents

Sistema para captura de CO2 de un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatación-calcinación CaO/CaCO3 Download PDF

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Abstract

Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatación-calcinación CaO/CaCO3, que comprende al menos los siguientes elementos: i) una o más cámaras de combustión (50, 57, 58) en las que se quema un combustible (14) con aire (15) y se genera un gas de combustión a alta temperatura, y al menos una cámara de combustión (50) se encuentra conectada al carbonatador (51) mediante un primer conducto (1) para el gas, ii) un segundo conducto (2) que suministra una corriente sólida con alto contenido en CaO al carbonatador (51) para reaccionar con el CO2 contenido en el gas de combustión a alta temperatura y formar así una corriente de sólidos carbonatados, iii) un tercer conducto (3) que extrae del carbonatador (51) los sólidos carbonatados y el gas de combustión a alta temperatura empobrecido en CO2 iv) un primer ciclón (53) conectado al carbonatador (51) por medio del tercer conducto (3), que separa el gas de combustión empobrecido en CO2 de la corriente de sólidos carbonatados, v) un calcinador (52) alimentado por la corriente de sólidos carbonatados por medio de un cuarto conducto (4), vi) un quinto conducto (5) que extrae los sólidos calcinados y los gases ricos en CO2 generados en el calcinador (52), cuando se le suministra el calor necesario para aumentar la temperatura de los sólidos carbonatados que entran al calcinador a través del cuarto conducto (4) y para llevar a cabo la reacción endotérmica de calcinación del CaCO3, vii) un segundo ciclón (54) conectado al calcinador (52) por medio del quinto conducto (5) para separar el gas rico en CO2 de la corriente de sólidos calcinados, viii) al menos un tercer ciclón (55) para poner en contacto directo el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57, 58) con la corriente de sólidos calcinados proveniente del calcinador (52), reduciendo así la demanda energética para la calcinación, ix) un sexto conducto (6, 23) que suministra el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57) al tercer ciclón (55), caracterizado porque el sistema comprende además: x) un séptimo conducto (7) que suministra parte de los sólidos calcinados desde el segundo ciclón (54) hasta el sexto conducto (6, 23), en el cual el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57) y los sólidos calcinados provenientes del segundo ciclón (54) se mezclan antes de entrar al tercer ciclón (55), y se sobrecalientan al entrar en contacto con el gas de combustión a alta temperatura, xi) el tercer ciclón (55) que separa los sólidos calcinados que han sido sobrecalentados mediante el gas de combustión a alta temperatura, y xii) un octavo conducto (8) para retornar de nuevo los sólidos calcinados sobrecalentados al calcinador (52) desde el tercer ciclón (55).

Description

DESCRIPCIÓN
Sistema para captura de CO2 de un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatación-calcinación CaO/CaCO3
CAMPO DE LA INVENCIÓN
La presente invención describe un sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatación-calcinación CaO/CaCO3, en el cual el CO2 procedente de sistemas de combustión a gran escala es capturado usando CaO como sorbente regenerable de CO2 , y las partículas de CaO se carbonatan en contacto con el gas de combustión en torno a 650°C para después liberar el CO2 capturado al suministrar energía suficiente para calcinar el CaCO3 formado en torno a 900°C. El sistema descrito en la presente invención se caracteriza por un primer intercambio directo de calor entre un gas de combustión a alta temperatura y una corriente de sólidos calcinados que se recirculan desde el calcinador, y un segundo intercambio directo de calor entre un gas de combustión y la corriente de sólidos carbonatados que entra al calcinador, reduciendo así la demanda energética en la calcinación. Una parte del gas de combustión empleado en el segundo intercambiador de calor procede del gas resultante del primer intercambiador de calor. El gas resultante de este segundo intercambiador de calor es alimentado al reactor de carbonatación para capturar el CO2 y para la formación de los sólidos carbonatados.
ESTADO DE LA TÉCNICA ANTERIOR
El uso de combustibles fósiles o biomasa para generación de electricidad con captura y almacenamiento geológico permanente de CO2 es una opción de mitigación del cambio climático ampliamente reconocida. Aunque existe un amplio rango de tecnologías maduras de separación o captura de CO2 a gran escala, éstas son relativamente costosas y/o requieren un gran consumo de energía. Se necesitan por tanto tecnologías más avanzadas para capturar el CO2 en el sector eléctrico y en diversos sectores industriales (cemento, acero, refinerías, etc...), que sean capaces de producir una corriente de CO2 pura con un bajo coste y una baja penalización energética.
Existe un tipo de tecnología avanzada de captura de CO2 que hace uso de la reacción reversible del sistema CaO/CaCO3, y que se conoce comúnmente como proceso de carbonatación-calcinación. En la aplicación de esta tecnología como sistema de captura de CO2 posterior a la combustión, el gas de combustión procedente de una planta de generación eléctrica u otro proceso industrial se pone en contacto con el CaO en un reactor de carbonatación que absorbe el CO2 para formar CaCO3, emitiendo así un gas de combustión empobrecido en CO2. La corriente de sólido generada que contiene el CaCO3 formado se calcina en un reactor de lecho fluidizado circulante donde se quema un combustible usando una mezcla de O2/CO2 a una temperatura en torno a 900°C, en atmósfera concentrada de CO2. El concepto básico de este sistema de carbonatación-calcinación, que fue publicado por T. Shimizu y cols ("A twin bed reactor for removal of CO2 from combustion processes", Trans I Chern E, 77A, 1999), ha experimentado un rápido desarrollo en los últimos años hasta la escala de planta piloto de varios megavatios (ver por ejemplo, Sanchez-Biezma y cols, “Testing postcombustion CO2 capture with CaO in a 1.7 MWt pilot facility”, Energy Procedia 2013). En estos experimentos en planta piloto, los reactores de lecho fluidizado circulante que actúan como carbonatador y calcinador se han conectado entre sí con el objetivo de hacer circular una corriente de sólidos carbonatados del carbonatador al calcinador, otra corriente análoga de sólidos calcinados del calcinador al carbonatador, así como una recirculación de sólidos carbonatados a la salida del carbonatador que se devuelven al carbonatador y una corriente de sólidos calcinados que abandonan el calcinador y son introducidos de nuevo al calcinador. El objetivo de estas dos últimas corrientes de recirculación de sólidos es el de aumentar el tiempo de residencia y el inventario de sólidos en la zona de arrastre del carbonatador y del calcinador, de acuerdo con el estado del arte de otros reactores de lecho fluidizado circulantes. La separación de los sólidos que abandonan cada reactor entre la corriente a recircular y la corriente que se manda al otro reactor se realiza mediante dispositivos disponibles en el estado del arte (sistemas de sellado (loop seal) con salida doble u otros dispositivos de separación de sólidos en el conducto vertical (stand pipe) a la salida del ciclón), o mediante un sistema de ciclones conectados a la salida de la zona de arrastre de los reactores (uno ó más ciclones podrían recircular de nuevo la corriente de sólidos al mismo reactor mientras que el resto de ciclones mandarían los sólidos al otro reactor).
La principal ventaja de esta tecnología de carbonatación-calcinación se basa, entre otras, en la facilidad de integración del propio sistema de captura con el ciclo de vapor de una central eléctrica, que va a permitir reducir la penalización energética global del proceso. Otras ventajas son el bajo coste del precursor del sorbente empleado (calizas naturales); la posibilidad de emplear la purga de CaO en el proceso de fabricación del cemento, en procesos de desulfuración o en otros procesos a gran escala que necesiten materiales basados en calcio; la baja toxicidad de los materiales empleados; la posibilidad de capturar al mismo tiempo el SO2 del sistema, etc. Otra de las ventajas importantes para el escalado de esta tecnología de carbonatación-calcinación es la estrecha similitud que existe con los principales elementos desarrollados para las calderas de lecho fluidizado circulante para combustibles sólidos ya desarrollados a escala industrial. También se ha propuesto esta tecnología como sistema de captura de CO2 posterior a la combustión en gases provenientes de ciclos combinados de gas natural (Berstad, D., Anantharaman, R., Jordal, K. Int. Journal of Greenhouse Gas Control 2012, 11, 25), en los que se recircula parte del gas de combustión para conseguir incrementar la presión parcial de CO2 , tal y como se hace en otros sistemas de captura posteriores a la combustión.
A pesar de las ventajas inherentes a este sistema de captura de CO2 basado en los ciclos de carbonatación-calcinación, es importante resaltar que este sistema de captura propuesto por Shimizu y cols. cuenta con una importante desventaja asociada al importante consumo de O2 en el calcinador para quemar el combustible en condiciones de oxi-combustión, y así aportar la energía necesaria en la calcinación del CaCO3. En la actualidad se produce O2 puro a gran escala mediante sistemas de separación criogénica, que resultan relativamente caros y consumen gran cantidad de energía. Por ello, cualquier sistema avanzado de carbonatación-calcinación en el que el consumo energético asociado a la calcinación se minimice y el consumo de O2 se reduzca, o incluso se vuelva innecesario, resultará muy competitivo frente al resto. Con este objetivo, se han propuesto conceptualmente distintos procesos (Fluidized Bed Combustion Systems Integrating CO2 Capture with CaO. Abanades, J.C.; Anthony, E.J.; Wang, J.; Oakey, J.E. Environ. Sci. Tech.
2005, 39 (8), 2861) en los que la energía necesaria en la regeneración del CaCO3 se transfiere a través de paredes metálicas desde una cámara de combustión, ayudados mediante el uso de vapor y/o vacio en el calcinador, y que no necesitan un aporte de O2 en el calcinador. Sin embargo, estos procesos resultan muy complejos y necesitan materiales especiales que transfieran el calor desde la cámara de combustión hacia el calcinador que no han sido todavía desarrollados. En esa misma publicación se propone otra alternativa basada en la circulación de un sólido a través de la cámara de combustión, que actúa como transportador de calor desde el combustor hacia el calcinador. Cuando se usa como sólido transportador de calor un material que no sea CaO (alúmina, arena, etc.) va a ser necesario un sistema complejo de separación (mediante segregación) para separar el transportador del sorbente. Sin embargo, si el transportador de calor es el sorbente del propio proceso (principalmente CaO, CaSO4 y cenizas, tal y como se analiza en Martínez, I., Murillo, R., Grasa, G., Rodríguez, N., Abanades, J.C. Int. Journal of Greenhouse Gas Control 2011, 5, 489) va a ser necesario operar a temperaturas inusualmente altas en la cámara de combustión, para poder aportar la energía necesaria en la calcinación usando flujos de circulación de sólidos que resulten razonables para combustores de lecho fluidizado circulante. Sin embargo, estas temperaturas tan elevadas podrían provocar problemas de operación derivados de la fusión de cenizas, del aumento de las emisiones de NOX y tener un efecto negativo en la capacidad de captura de CO2 del CaO si las partículas de CaO alcanzan temperaturas por encima de 950°C. Todos estos problemas se reducirían si la necesidad de energía en la calcinación disminuye y los sólidos que transfieren el calor al calcinador disminuyen su temperatura.
De la discusión anterior sobre el estado del arte se desprende que la demanda de energía en el calcinador en un sistema de carbonatación-calcinación aumenta notablemente por la necesidad de calentar los sólidos alimentados al calcinador provenientes del carbonatador. En un intento de reducir esta demanda de energía, la patente US2010/0086456A1 propone un sistema indirecto de intercambio de calor a través de una pared, tal y como describe Abanades y cols. 2005 en la cita anterior, con la novedad de emplear conductos de calor (heat pipes) que transfieren calor a los sólidos carbonatados que van del carbonatador al calcinador. Las fuentes de calor en este sistema son los sólidos y gases a alta temperatura que abandonan el calcinador y la cámara de combustión. Un inconveniente de este sistema de intercambio de calor a través de una pared conductora del calor, que separa al menos una corriente de sólido fluidizado de otra o de una corriente gaseosa, es la necesidad de grandes áreas de intercambio de calor, que implica sistemas de transferencia complejos, de gran tamaño y de alto coste.
Sceats y Dinsdale (US2012/0219481A1) propusieron un novedoso sistema de carbonatación-calcinación en el que, una parte del calor necesario en la reacción de calcinación del CaCO3 se transfiere (indirectamente a través de una pared) desde una etapa de carbonatación que opera a alta presión (a una temperatura ligeramente superior a la de calcinación). Estos autores propusieron usar una diferencia de temperatura pequeña entre el carbonatador y el calcinador. Por tanto, es posible prever que existirán importantes problemas prácticos para este sistema de transferencia de calor ya que el área necesaria para aportar la gran cantidad de energía de calcinación va a ser muy extensa.
En resumen, no existe una solución aceptada en la práctica para llevar a cabo la calcinación en continuo de una corriente de sólidos que contiene CaCO3, a excepción de emplear un calcinador que opere en modo oxi-combustión, consumiendo grandes cantidades de O2 , para aportar la demanda energética de la calcinación y del calentamiento de los sólidos carbonatados hasta la alta temperatura necesaria en este reactor (normalmente operando en torno a 900°C).
Resulta también importante para el objetivo de la presente invención el hecho, recientemente publicado (I. Martínez, et al, Kinetics of Calcination of Partially Carbonated Particles in a Ca-Looping System for CO2 Capture, Energy Fuels 26 (2012) 1432-1440), de que la calcinación de partículas parcialmente carbonatadas provenientes de un sistema de captura mediante carbonatación-calcinación puede completarse en tiempos muy pequeños (en torno a un orden de magnitud inferior que el tiempo necesario para partículas de caliza fresca, bajo las mismas condiciones de reacción y mismo tamaño de partícula).
Resulta también importante para el objetivo de la presente invención considerar el estado del arte de los sistemas comerciales más comunes para el precalentamiento de sólidos mediante intercambio de calor directo con un gas de combustión a alta tempetaura. Por ejemplo, la caliza en forma de polvo que se usa en la industria del cemento se calienta habitualmente mediante contacto directo con gases a alta temperatura. A modo de ejemplo, los precalentadores de sólidos en suspensión localizados en muchas plantas cementeras y en procesos industriales similares se basan en este principio de calentamiento, al igual que aquellas plantas de carbonatación-calcinación que envían la purga de CaO para la producción de cemento (US2012/0175136A1). En estos sistemas de precalentamiento de sólidos en suspensión, el gas de combustión a alta temperatura se pone en contacto con la corriente de sólidos a baja temperatura, justo antes de la entrada del separador ciclónico sólido-gas. Las corrientes de sólido y de gas abandonan el ciclón de forma separada pero prácticamente a la misma temperatura, a pesar de su escaso tiempo de contacto (del orden del segundo). La disposición de varios ciclones en serie con la circulación de sólido y de gas a contracorriente, permite establecer un sistema eficiente de recuperación de calor del gas de combustión que va pasando a través de los distintos ciclones en serie.
En el estado del arte de este sistema de calentamiento, existe una aplicación basada en el uso del gas a alta temperatura a la salida del calcinador (a aproximadamente 900°C y rico en CO2) para calentar de forma directa los sólidos que salen del carbonatador (Romano M. y cols. Application of the Sorption Enhanced-Steam Reforming process in combined cycle-based power plants. Energy Procedia 4 (2011) 1125-1132).
Un sistema de ciclones dispuestos en serie, que se asemejan a los pre-calentadores en suspensión descritos anteriormente, son utilizados para este propósito. La alta concentración de CO2 en los gases que abandonan el calcinador previene la calcinación del CaCO3 presente en la corriente de sólidos carbonatados que circulan desde el carbonatador al calcinador. Sin embargo, la resolución de los balances de materia y energía a este sistema de transferencia de calor demuestra que el flujo de sólido que sale del carbonatador (que contiene CaCO3, CaO, CaSO4 y cenizas) sólo puede ser calentado de forma moderada hasta poco más de 900°C por el flujo de gases calientes del calcinador (con un flujo másico mucho más pequeño). La tendencia actual a reducir el reciclo de CO2 en los calcinadores que operan en modo de oxi-combustión, hace que el calor disponible para calentar los sólidos mediante este sistema se vea reducido.
La revisión del estado del arte anterior indica que, a pesar de las ventajas teóricas que ofrecen tanto los sistemas indirectos de intercambio de calor como el intercambio directo de calor con la corriente gaseosa de CO2 que sale el calcinador, no existe en la actualidad un sistema que reduzca de forma eficiente y económica la demanda de energía en el calcinador, y por tanto, el consumo de O2 , de un sistema de captura de CO2 basado en los ciclos de CaO/CaCO3. Aunque resulta intuitivo que calentando las corrientes de entrada al calcinador hasta la temperatura de calcinación o ligeramente por encima se reduciría la demanda de energía en este reactor, no existe todavía ninguna solución disponible para intercambiar calor con el calcinador o con el gran flujo de sólidos a la entrada. El sistema propuesto en la presente invención ofrece una solución integrada para conseguir este objetivo. La solución propuesta en esta invención permite a las nuevas centrales de generación eléctrica con captura de CO2 mediante los ciclos CaO/CaCO3 ser más económicas y competitivas reduciendo drásticamente, o evitando completamente, el consumo de O2 puro en el calcinador del sistema de captura.
DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN
La presente invención se refiere a un sistema para capturar el CO2 de un gas de combustión mediante los ciclos de CaO/CaCO3 que comprende al menos los siguientes elementos:
i) una o más cámaras de combustión en las que se quema un combustible con aire y se genera un gas de combustión a alta temperatura, y al menos una cámara de combustión se encuentra conectada al carbonatador mediante un primer conducto para el gas,
ii) un segundo conducto que suministra una corriente sólida con alto contenido en CaO al carbonatador para reaccionar con el CO2 contenido en el gas de combustión a alta temperatura y formar así una corriente de sólidos carbonatados,
iii) un tercer conducto que extrae del carbonatador los sólidos carbonatados y el gas de combustión a alta temperatura empobrecido en CO2 ,
iv) un primer ciclón conectado al carbonatador por medio del tercer conducto, que separa el gas de combustión empobrecido en CO2 de la corriente de sólidos carbonatados,
v) un calcinador alimentado por la corriente de sólidos carbonatados por medio de un cuarto conducto, vi) un quinto conducto que extrae los sólidos calcinados y los gases ricos en CO2 generados en el calcinador, cuando se le suministra el calor necesario para aumentar la temperatura de los sólidos carbonatados que entran al calcinador a través del cuarto conducto y para llevar a cabo la reacción endotérmica de calcinación del CaCO3 ,
vii) un segundo ciclón conectado al calcinador por medio del quinto conducto para separar el gas rico en CO2 de la corriente de sólidos calcinados,
en el que el sistema comprende además:
al menos un ciclón adicional para poner en contacto directo el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión con la corriente de sólidos calcinados generados en el calcinador y/o con los sólidos carbonatados que alimentan al calcinador, reduciendo así la necesidad de energía para la calcinación.
El ciclón adicional es un tercer ciclón, en el que el sistema comprende además:
viii) un sexto conducto que suministra el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión al tercer ciclón,
ix) un séptimo conducto que suministra parte de los sólidos calcinados desde el segundo ciclón hasta el sexto conducto,
en el cual el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión y los sólidos calcinados provenientes del segundo ciclón se mezclan antes de entrar al tercer ciclón, y se sobrecalientan al entrar en contacto con el gas de combustión a alta temperatura,
x) el tercer ciclón separa los sólidos calcinados que han sido sobrecalentados mediante el gas de combustión a alta temperatura, y
xi) un octavo conducto para retornar de nuevo los sólidos calcinados sobrecalentados al calcinador desde el tercer ciclón.
Tal y como se explica anteriormente, uno de los objetivos del sistema descrito en la invención es transmitir directamente el calor desde el gas de combustión generado en la cámara de combustión al calcinador por medio de una corriente de sólidos recirculados desde el calcinador. El objetivo de tal dispositivo de transferencia de calor es calentar en un tercer ciclón la corriente de sólidos calcinados recirculados hasta una temperatura por encima de la del calcinador, para transportar así la energía necesaria para la reacción de calcinación del CaCO3 y para calentar el resto de corrientes que entran al calcinador a temperaturas inferiores a la de calcinación. En estas condiciones, es especialmente importante minimizar la necesidad de energía en el calcinador. Por tanto, un segundo objetivo del sistema propuesto en la presente invención es aumentar la temperatura de los sólidos carbonatados que entran al calcinador. Para conseguirlo, el sistema comprende además un cuarto ciclón y:
xii) un noveno conducto que conduce el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión a un cuarto ciclón.
xiii) un décimo conducto que suministra los sólidos carbonatados desde el primer ciclón hasta el noveno conducto, en el que el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión y los sólidos carbonatados provenientes del primer ciclón se mezclan antes de entrar al cuarto ciclón
xiv) el cuarto ciclón separa los sólidos carbonatados sobrecalentados del gas de combustión a alta temperatura provenientes del noveno conducto y los envía al calcinador, y
xv) un undécimo conducto suministra el gas de combustión desde el cuarto ciclón al carbonatador,
Para la presente invención se requiere tener un gas de combustión a muy alta temperatura a la entrada del tercer ciclón a través del sexto conducto, y/o a través del cuarto ciclón a través del noveno conducto. Este gas de combustión a alta temperatura puede generarse mediante la combustión adiabática de un combustible con aire en una segunda cámara de combustión, o éste puede ser parte del gas de combustión generado en la primera cámara de combustión, siempre y cuando este gas se encuentre a una temperatura adecuada para el propósito de la invención. En el caso de emplear cámaras de combustión separadas en vez de una única, es posible emplear diferentes combustibles y condiciones de combustión en cada una de las cámaras de combustión.
El sistema de la presente invención también pretende transferir el calor desde los gases de combustión a alta temperatura generados en la cámara de combustión hacia el calcinador mediante la circulación de sólidos carbonatados del carbonatador al calcinador. El objetivo de dicho dispositivo de intercambio de calor es calentar en el cuarto ciclón la corriente de sólidos carbonatados hasta una temperatura lo más cercana posible a la máxima temperatura de descomposición del CaCO3 en las condiciones del contacto gas-sólido en ese ciclón. Una suposición conservadora para la temperatura de sobrecalentamiento de los sólidos carbonatados sería la temperatura de descomposición del CaCO3 en el equilibrio (750°C-780°C) para la presión parcial de CO2 en el gas de combustión que abandona la cámara de combustión. Sin embargo, como los tiempos característicos de contacto gas-sólido y los tiempos de transferencia de calor pueden ser muy pequeños en comparación con la cinética de descomposición de las partículas de CaCO3, resulta teóricamente posible sobrecalentar las partículas carbonatadas en el ciclón por encima de la temperatura de descomposición del CaCO3 en el equilibrio para la presión parcial de CO2 en el gas de combustión que abandona la cámara de combustión. En estas condiciones, las partículas carbonatadas podrían ser teóricamente calentadas y separadas del gas de combustión a temperaturas cercanas a la temperatura de descomposición del CaCO3 en una atmósfera de CO2 puro a presión atmosférica (900°C), ya que éstas partículas separadas se encontrarán rodeadas de una atmósfera rica en CO2 creada por la descomposición del CaCO3 en los pequeños volúmenes vacíos que acompañan a la corriente sólida de partículas. Sin embargo, podría ser beneficioso para conseguir el objetivo del sistema planteado el generar un gas de combustión alimentado al cuarto ciclón con una elevada presión parcial de CO2 (por ejemplo mediante el uso de un combustible con un alto contenido en carbono y unas condiciones de combustión cercanas a las estequiométricas), para así maximizar la temperatura de descomposición del CaCO3 en condiciones de equilibrio en el gas de combustión. En determinadas ocasiones, si se usa una cámara de combustión separada para generar el gas de combustión alimentado al tercer ciclón, podría ser económico incluso quemar el combustible con una corriente de aire enriquecido en oxígeno (menos costosa que la de O2 puro) para conseguir calentar la corriente de sólidos carbonatados hasta una temperatura mayor sin apenas descomposición del CaCO3.
El mismo procedimiento de transferencia de calor operado a presiones superiores a la atmosférica permitiría alcanzar temperaturas de precalentamiento más elevadas para los sólidos carbonatados ya que la temperatura de equilibrio para la descomposición del CaCO3 aumenta notablemente con la presión parcial de CO2.
Otra mejora potencial en el sistema de esta invención, para conseguir disminuir el consumo de combustible que se emplea para precalentar los sólidos carbonatados, sería incrementar el número de etapas de intercambio de calor (similares a las descritas para el tercer y el cuarto ciclón) para conseguir que la temperatura del gas de combustión frío a la salida sea lo más cercana posible a la temperatura de entrada de los sólidos carbonatados.
Además, los sólidos carbonatados podrían ponerse en contacto directo con la corriente de CO2 generada en el calcinador en un intercambiador de calor adicional similar al del cuarto ciclón, permitiendo así que la temperatura de los sólidos carbonatados se acerque a la del calcinador.
En cualquiera de los casos anteriores, el sistema descrito en la presente invención permite suministrar al calcinador una corriente de sólidos carbonatados precalentados a una temperatura entre 750-900°C (preferiblemente interesa el rango 750-800°C). Este hecho permite reducir la demanda energética en el calcinador para llevar a cabo la calcinación del CaCO3. Esta reducción permite además disminuir la temperatura del gas de combustión necesario para calentar los sólidos calcinados que aportan energía al calcinador, y reducir también el CaO necesario para capturar CO2 en el calcinador y el flujo de sólidos del carbonatador que se introducen en el calcinador.
El sistema de la presente invención permite reducir sustancialmente la demanda energética en el calcinador independientemente del diseño particular del mismo. Cuando el calcinador opera como un oxi-combustor de carbón, se incurrirá además en una reducción sustancial del consumo de O2 y de carbón en el calcinador. En el caso de que la calcinación de los sólidos carbonatados se lleve a cabo mediante la transferencia de calor indirecta desde una cámara de combustión (mediante sólidos circulantes o paredes metálicas), y la demanda energética en el calcinador se reduzca, el diseño de este reactor será más simplificado. Para los expertos en la materia, varios sistemas específicos e incluso otras alternativas para los ciclos de CaO/CaCO3 se desprenden de la descripción de la presente invención.
BREVE DESCRIPCIÓN DE LAS FIGURAS
Se adjuntan una serie de figuras que, a modo de ilustración y sin ser limitativas de la presente invención, representan lo siguiente:
Figura 1: Ilustra un sistema para el sistema de carbonatación-calcinación descrito en la presente invención Figura 2: Ilustra un sistema para el sistema de carbonatación-calcinación descrito en la presente invención aplicado a una central eléctrica existente que quema gas natural en un ciclo combinado.
REALIZACIÓN PREFERENTE DE LA INVENCIÓN
La presente invención se refiere a un sistema para la captura del CO2 de un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatación-calcinación. La Figura 1 representa el sistema descrito en la invención aplicado a la combustión de un combustible para generación de calor, que comprende los siguientes elementos:
i) una primera cámara de combustión (50) en la que se quema un combustible (14) con aire (15) generando un gas de combustión que se introduce al carbonatador (51) mediante un primer conducto (1). El sistema también comprende los sistemas de recuperación de calor y los equipos auxiliares para transferir la energía recuperada al ciclo de vapor (no se muestran en la Figura 1 por simplicidad), así como los equipos auxiliares necesarios en centrales eléctricas y cámaras de combustión a mayor escala.
ii) un segundo conducto (2) que alimenta una corriente de sólidos con alto contenido en CaO al carbonatador (51) para que reaccione con el CO2 contenido en el gas de combustión y forme CaCO3, un tercer conducto (3) que extrae los sólidos carbonatados del carbonatador (51) y el gas de combustión empobrecido en CO2 , y un decimocuarto conducto (17) que alimenta el aporte fresco de caliza al carbonatador (51),
iii) un primer ciclón (53) conectado al carbonatador (51) mediante el tercer conducto (3), separa el gas empobrecido en CO2 (16) de la corriente de sólidos carbonatados,
iv) un calcinador (52) que es alimentado por sólidos carbonatados mediante un cuarto conducto (4),
v) un quinto conducto (5) para extraer los sólidos calcinados y el gas rico en CO2 del calcinador (52), un decimoquinto conducto (18) para extraer la purga de sólidos del calcinador (52). El calcinador (52) puede ser alimentado por un combustible (19) y una mezcla O2/CO2 (20) si es necesario.
vi) un segundo ciclón (54) conectado al calcinador (52) por medio de un quinto conducto (5), separa el gas rico en CO2 (13) de la corriente de sólidos calcinados
donde el sistema comprende además, al menos:
vii) un sexto conducto (6) que alimenta una parte del gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50) a un tercer ciclón (55)
viii) un séptimo conducto (7) dirige parte de los sólidos calcinados del segundo ciclón (54) al sexto conducto (6) para ser sobrecalentados por el gas de combustión a alta temperatura,
ix) el tercer ciclón (55) separa los sólidos calcinados sobrecalentados del gas de combustión a alta temperatura, x) un octavo conducto (8) devuelve los sólidos calcinados sobrecalentados al calcinador (52) desde el tercer ciclón (55),
En una variante de este sistema, que se muestra en la Figura 2, el gas de combustión que se alimenta al tercer ciclón (55) mediante el sexto conducto (23) procede de una segunda cámara de combustión (57) que opera en condiciones adiabáticas. En otra variante del sistema (que no se muestra en las figuras), habría dos ciclones para separar los sólidos calcinados y los gases del calcinador (52), de manera que uno recircularía los sólidos al calcinador (52) mediante un séptimo conducto (7) y el otro mandaría los sólidos calcinados al carbonatador (51) mediante el segundo conducto (2).
El sistema de la Figura 1 permite conseguir una reducción sustancial de la demanda energética en el calcinador (52) si la temperatura de los sólidos carbonatados a la entrada del calcinador (52) a través del cuarto conducto (4) se incrementa hasta prácticamente la temperatura de calcinación. En este caso, el sistema comprende, además:
xi) un noveno conducto (9) alimenta el gas de combustión desde el tercer ciclón (55) hasta el cuarto ciclón (56), xii) un décimo conducto (10) alimenta los sólidos carbonatados que han sido separados en el primer ciclón (53) al noveno conducto (9),
xiii) un cuarto ciclón (56) separa los sólidos carbonatados precalentados del gas de combustión a alta temperatura, que ha sido alimentado a través del noveno conducto (9), y los alimenta al calcinador (52) mediante el cuarto conducto (4),
xiv) un undécimo conducto (11) suministra el gas de combustión separado en el cuarto ciclón (56) al carbonatador (51), y opcionalmente
xv) un duodécimo conducto (12) que alimenta una fracción del gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50) al noveno conducto (9).
La reducción en la demanda energética del calcinador (52) mediante el incremento en la temperatura de entrada de los sólidos carbonatados es sustancial. Tal y como se presenta en el ejemplo detallado de la aplicación del sistema de la invención, existen unas condiciones de operación razonables en las que el consumo de combustible (19) y de la mezcla O2/CO2 (20) puede llegar a hacerse cero cuando se incrementa la temperatura de los sólidos carbonatados alimentados al calcinador (52) y se incrementa el flujo y la temperatura de los sólidos calcinados calentados en el tercer ciclón (55).
Sin embargo, tal y como se presenta en dicho ejemplo detallado de la aplicación del sistema de la invención, bajo estas condiciones extremas del sistema, se necesita generar un gas de combustión a muy alta temperatura para ponerlo en contacto en el tercer ciclón (55) con los sólidos calcinados. Esta corriente de gases de combustión a alta temperatura podría no estar disponible en plantas existentes de combustión de carbón. La temperatura típica de salida de los gases de combustión de la caldera principal (50) de carbón pulverizado se encuentra en torno a 1000-1300°C. En este caso, el calor disponible en el gas de combustión podría ser suficiente únicamente para calentar los sólidos carbonatados en el cuarto ciclón (56), y no quedaría entonces calor disponible para sobrecalentar los sólidos calcinados en el tercer ciclón (55). Entonces, sería necesario un determinado consumo adicional de combustible (19) y de la mezcla O2/CO2 (20) en el calcinador (52). Una segunda solución para este caso (no se representa en la Figura 1 por simplicidad, pero se muestra en una parte de la Figura 2) sería instalar una segunda cámara de combustión que se emplea exclusivamente para generar el gas de combustión a alta temperatura (6) que calienta la corriente de CaO recirculada en el tercer ciclón (55).
Según el estado del arte, los materiales de CaO naturales tienen tendencia a sinterizar y a perder su capacidad de absorción de CO2 si son sometidos a temperaturas superiores a 950°C. Si se toma esta temperatura como el límite de temperatura máxima a la que pueden ser sometidos los sólidos, es necesaria una variante del sistema descrito en la Figura 1 ya que no es posible emplear la transferencia de energía propuesta en el tercer ciclón (55). El gas de combustión a través del sexto conducto (6) debería de ser nulo, y una parte de los sólidos calcinados (7) debería ser alimentada al calcinador mediante el octavo conducto (8). De esta forma, en esta nueva variante del sistema, únicamente habría transferencia de energía a los sólidos carbonatados en el cuarto ciclón (56). Para conseguirlo, el duodécimo conducto (12) conduciría el gas de combustión para ponerlo en contacto con los sólidos carbonatados (10) antes del cuarto ciclón (56). En este caso, podría ser necesario quemar en O2 una determinada cantidad de combustible en el calcinador (52).
También resulta interesante considerar otras situaciones en las que el sistema anteriormente descrito se aplica a centrales eléctricas existentes, que suministran un gas de combustión a baja temperatura al carbonatador (51), y que no disponen de corrientes de gases de combustión a alta temperatura para ser alimentadas a los ciclones tercero (55) y cuarto (56) de la Figura 1. De acuerdo con la descripción anterior, un segundo sistema al descrito en la Figura 1 se representa en la Figura 2. Este sistema, que encuentra su aplicación a centrales térmicas existentes, comprende:
xvi) una primera cámara de combustión (50) en la que se quema un combustible (14) con aire (15) y se genera un gas de combustión a baja temperatura que se alimenta al carbonatador (51). En esta configuración, no existe energía disponible en los gases de combustión generados en la primera cámara de combustión (50) para sobrecalentar las corrientes de sólidos carbonatados o calcinados,
xvii) una segunda cámara de combustión (57) en la que se quema un combustible (21) con aire (22) para generar un gas de combustión a alta temperatura (23) que es alimentado a un tercer ciclón (55), y que abandona el tercer ciclón (55) para sobrecalentar parcialmente en el cuarto ciclón (56) una corriente de sólidos carbonatados, tal y como se explica anteriormente para el sistema representado en la Figura 1,
xviii) una tercera cámara de combustión (58) en la que se quema un combustible (24) con aire (25) para suministrar un gas de combustión a alta temperatura (26)
xix) un quinto ciclón (59) al que entra el gas de combustión a alta temperatura (26) procedente de la tercera cámara de combustión (58) y los sólidos carbonatados parcialmente sobrecalentados (28) desde el cuarto ciclón (56), y del que se separa una corriente de sólidos carbonatados sobrecalentados (4) que se alimentan al calcinador (52)
xx) un decimotercer conducto (27) que alimenta el gas de combustión separado en el quinto ciclón (59) al carbonatador (51)
El gas de combustión procedente de la segunda cámara de combustión (57) calienta directamente los sólidos en el tercer ciclón (55) sin necesidad de emplear el gas de combustión de la central existente para tal fin. La presencia de la tercera cámara de combustión (58) y del quinto ciclón (59) permite a los sólidos carbonatados alcanzar temperaturas más altas en el sobrecalentamiento, independientemente del flujo másico y de la temperatura del gas de combustión proveniente del tercer ciclón (55). Tal y como se apunta anteriormente, el uso de combustibles con un alto contenido en carbono y/o aire enriquecido en O2 en la tercera cámara de combustión (58), permite alcanzar mayores temperaturas en el precalentamiento de los sólidos carbonatados, lo que reduce la demanda energética en el calcinador (52).
Como se detallará en el ejemplo de este procedimiento de invención, el consumo de O2 y combustible en el calcinador (52) se reducen con respecto de un caso equivalente en el estado del arte de los sistemas de carbonatación-calcinación aplicados a centrales eléctricas existentes. Un ejemplo concreto se incluye más abajo en el que se detalla la aplicación del sistema de la presente invención a un sistema de combustión existente basado en un ciclo combinado de gas natural con reciclo. Para los expertos en la materia, existirán otras formas de operar los sistemas de la presente invención que se desprenderán de la descripción de los dispositivos y métodos detallados en la misma. Los sistemas planteados ofrecerán un rango más amplio de modos de operación, que permitirán a las plantas que incluyan captura de CO2 mediante los sistemas de la presente invención ser mucho más flexibles.
Dispositivos similares pueden ser diseñados de acuerdo con la información proporcionada en la presente invención para captura de CO2 en sistemas anteriores a la combustión que usan CaO como sorbente regenerable, en sistemas de carbonatación-calcinación con etapas intermedias de reactivación, en sistemas de carbonatación-calcinación con almacenamiento de energía mediante corrientes de sólidos a alta y baja temperatura, y sistemas de carbonatacióncalcinación en los que la energía de la calcinación la proporciona la reacción exotérmica de un segundo sólido presente en el sistema en vez de la quema de un combustible con O2. Por ello, la descripción y los ejemplos que se proporcionan son a modo de ilustración, y no se pretende que sean limitativos de la presente invención.
EJEMPLOS
EJEMPLO 1. Ejemplo ilustrativo del sistema de la Figura 1
Para ilustrar la aplicación práctica del dispositivo de la Figura 1, se ha desarrollado un diseño conceptual de dicha figura. Las condiciones de operación en este ejemplo se han escogido con el objetivo de demostrar la posibilidad de operar el calcinador (52) sin el aporte de combustible (19) y O2 (20) adicionales. Se ha considerado que la potencia energética ali­ mentada a la cámara de combustión (50) es de 100 MWt de carbón (14), cuyo poder calorífico es 30 MJ/kg con un conteni­ do en carbono del 70 %(masa). Considerando combustión completa del combustible y un exceso de aire del 5 % con res­ pecto del valor estequiométrico, se obtienen 36.6 kg/s de gas de combustión a la salida de la cámara de combustión (50), con un contenido en CO2 del 16 % (volumen), y que transporta por tanto 0.194 kmol/s de CO2.
Con respecto de los reactores del sistema de carbonatación-calcinación, se ha considerado una temperatura de operación de 650°C para el carbonatador (51) y 915°C para el calcinador (52); un 90 % de eficacia de captura de CO2 en el carbona­ tador, con un contenido molar de CO2 en los sólidos que abandonan el carbonatador (51) a través del tercer conducto (3) de 0.15 y un 20 %(masa) de inertes (incluyendo cenizas y CaSO4). Estas consideraciones hacen que el flujo másico de sólidos que abandonan el carbonatador sea de 91.3 kg/s. Considerando una capacidad calorífica constante para los sólidos que circulan entre el carbonatador (51) y el calcinador (52) de 1.0 kJ/kg °C, y una entalpia para la reacción de calcinación de 168 kJ/mol, la demanda energética en el calcinador (52) será de al menos 53.6 MW para calentar la corriente de sólidos carbonatados desde 650°C hasta 915°C (24.2 MW) y para calcinar el CaCO3 (29.4 MW) que se ha formado en el carbona­ tador (51). Se ha considerado un flujo de caliza fresca alimentado al carbonatador (51) mediante el decimocuarto conducto (17) con el objetivo de mantener la actividad del sorbente en 0.15. Esto se corresponde con 0.1 moles de CaCO3 por mol de CO2 alimentado al carbonatador (51). La calcinación de esta caliza fresca (que se considera que ha sido precalentada hasta la temperatura del carbonatador (51) antes de ser introducida al mismo) supone un consumo de energía adicional en el calcinador (52) de 3.3 MW.
En este ejemplo en particular, también se ha considerado que todo el gas de combustión generado en la cámara de com­ bustión (50) se alimenta secuencialmente a través de los conductos (6) y (9) y a través del doceavo conducto (12), antes de ser introducido al carbonatador (51) mediante el undécimo conducto (11), y que, además, el gas de combustión proce­ dente de la cámara de combustión (50) y que se alimenta al carbonatador (51) mediante el primer conducto (1) es nulo. En este ejemplo en concreto, se hace una hipótesis conservadora en cuanto a la temperatura a la que se sobrecalientan los sólidos carbonatados a través del cuarto conducto (4) a la salida del cuarto ciclón (56) que se ha considerado igual a 782°C, temperatura de equilibrio de descomposición del CaCO3 para la presión parcial de CO2 en el gas de combustión que viene de la cámara de combustión (50) a través del noveno conducto (9). Esta será también la temperatura a la que se encuentran los gases de combustión que abandonan el cuarto ciclón (56) y que se introducen al carbonatador (51) (tras el correspondiente intercambio de calor que no se muestra aquí por simplicidad). Por tanto, del balance de energía global (que establece que son necesarios 53.6+3.3 MW de calor sensible procedentes de los 36.6 kg/s de gas de combustión que abandonan la cámara de combustión (50)) se calcula que los gases a la salida de la cámara de combustión (50) deben de estar a 1784°C de temperatura, asumiendo una capacidad calorífica de 1.40 kJ/kg°C para el gas de combustión alimentado al tercer ciclón (55) mediante el sexto conducto (6) y de 1.20 kJ/kg°C para el gas de combustión alimentado al cuarto ciclón (56) mediante el noveno conducto (9). Esta temperatura se encuentra por debajo de la temperatura adiabática de llama del combustible cuando el aire se precalienta hasta 400°C. La potencia térmica que se necesita para poder calentar los sólidos carbonatados desde 650°C hasta 782°C es de 12.1 MW. Ésta se extrae del gas alimentado al cuarto ciclón (56) a través del conducto (9). Del balance de energía al calcinador (52) se calcula que si se alimentan los sólidos carbonatados sobre­ calentados (4) al calcinador (52), la demanda energética en el calcinador (52) se reduce a 44.8 MW, que es 21.1 % inferior que en el caso en el que no existía precalentamiento de la corriente de sólidos carbonatados. Esto se traduciría en una reducción en el consumo de combustible (19) y de O2/CO2 (20) en el esquema de la Figura 1, cuya energía equivalente la aportan los sólidos que proceden del cuarto ciclón (56).
Sin embargo, el objetivo de este ejemplo es demostrar que es posible que el calcinador (52) funcione sin un aporte adicional de combustible y O2. Para ello, se asume de nuevo una temperatura de diseño de 1000°C para las corrientes de sólido y de gas que abandonan el tercer ciclón (55). Por otro lado, el balance de energía indica que para suministrar la demanda de energía de 44.8 MW en el calcinador (52) hace falta que la recirculación de sólidos recalentados del calcinador (52) a través del octavo conducto (8) sea de 527 kg/s. Esto es 5.8 veces la circulación de sólidos entre los reactores. Aunque esta recirculación de sólidos es alta, se encuentra dentro de los límites de operación del estado del arte de la tecnología de lechos fluidizados circulantes. La operación del calcinador (52) con esta circulación de sólidos tan alta podría requerir de un diseño de calcinador con una mayor área transversal en la parte inferior del lecho, con el objetivo de tener un inventario de sólidos y un tiempo de residencia suficiente (10 a 20 segundos) de los sólidos en el calcinador (52). Esta mayor área trasversal permitirá que los sólidos provenientes de los conductos octavo (8) y cuarto (4) se mezclen adecuadamente, y pueda alcanzarse calcinación completa. Del mismo modo, el hecho de que el área transversal sea menor en la parte más alta del calcinador (52) facilitará velocidades superficiales del gas elevadas a la salida del reactor (2-5 m/s) para transportar los sólidos fuera del calcinador (52).
Considerando una capacidad calorífica de 1.25 kJ/kg°C para el gas de combustión que abandona el tercer ciclón (55) a 1000°C, el balance de energía en torno a este ciclón predice que se necesita un flujo másico de 36.0 kg/s de gas de com­ bustión procedente de la cámara de combustión (50) para ser introducido en el tercer ciclón (55). El gas de combustión a la salida del tercer ciclón (55) se manda al cuarto ciclón (56) a través del noveno conducto (9) y sale del ciclón a la temperatu­ ra escogida anteriormente para los sólidos carbonatados sobrecalentados (782°C), habiendo transferido al sólido 11.2 MW. En este balance de energía se necesita 0.9 MW, para completar el sobrecalentamiento de la corriente de sólidos carbona­ tados (4). Esta energía adicional necesaria se aportará haciendo circular un flujo másico de 0.6 kg/s de gas de la cámara de combustión (50) a 1784°C a través del duodécimo conducto (12).
Para los expertos en la materia, existirán otros posibles escenarios que utilicen distintos combustibles y condiciones de combustión. La temperatura y el flujo de circulación de sólidos que se necesitan en el tercer ciclón (55), en este ejemplo, para poder cerrar el balance energético en el calcinador son elevados, en particular la temperatura objetivo de los sóli­ dos calcinados sobrecalentados (1000°C) y el flujo másico de estos sólidos (527 kg/s de recirculación 83.6 kg/s de sólidos que circulan entre el calcinador y el carbonatador con respecto del flujo másico de 8.6 kg/s de gas que abandona el calcinador). Existirán situaciones prácticas en las que estos valores tan elevados de temperatura y flujo másico no se puedan alcanzar. En ese caso, no habrá suficiente energía disponible para llevar a cabo la calcinación en continuo de los sólidos carbonatados, lo que repercutirá en una reducción de la eficiencia de captura de CO2 en el carbonatador (51) o en un consumo de energía adicional en el calcinador (52). Este aporte de energía adicional puede proceder de la oxicombustión de un combustible (19) en el calcinador (52). El siguiente ejemplo muestra uno de estos posibles casos.
EJEMPLO 2. Ejemplo ilustrativo del sistema de la Figura 2
Un ejemplo particular del sistema descrito en la presente invención es el caso de aplicación a una central existente en la que se encuentra una primera cámara de combustión (50) que genera un gas de combustión a baja temperatura que se introduce al carbonatador (51) a través de un primer conducto (1). De este modo, en este tipo de aplicación no existiría calor disponible para el sistema de carbonatación-calcinación proveniente de los gases de combustión generados en la cámara de combustión principal (1). En este caso, serían necesarias cámaras de combustión adicionales que suministra­ sen los gases de combustión calientes que circularían por los conductos sexto (6) y duodécimo (12) de la Figura 1. El diseño conceptual que sería necesario en este caso es el que se representa en la Figura 2. Para este ejemplo en concreto, se ha considerado que la central existente es un ciclo combinado de gas natural (CCGN). Sistemas en los que se utilizase carbón o biomasa como combustible seguirían el mismo diseño de proceso. Para este ejemplo se utiliza el mismo sorbente, el mismo aporte de sorbente fresco y la misma temperatura de carbonatación que en el ejemplo 1. Sin embargo, ahora se van a utilizar nuevas restricciones y variables de proceso más conservadoras para el sistema de carbonatacióncalcinación: la eficacia de captura de CO2 en el carbonatador es 85 % para un menor contenido de CO2 en el gas de com­ bustión procedente de la combustión de gas natural; la temperatura de calcinación es 900°C, porque la oxi-combustión de gas natural en el calcinador (52) produce una gran cantidad de vapor que favorece la calcinación del CaCO3 a menor tem­ peratura; la temperatura para la recirculación de CaO sobrecalentado está limitada a 950°C para evitar favorecer la des­ composición de las partículas de CaO; la recirculación de CaO en el calcinador (52) está limitada a un valor más conserva­ dor de 250 kg/s, más parecido al existente en calderas existente de lecho fluidizado circulante y a los ciclones asociados con dimensiones comparables a las del carbonatador. Se ha considerado que la potencia energética alimentada a la prime­ ra cámara de combustión (50) es de 100 MWt de gas natural (14) (considerado como metano puro), cuyo poder calorífico es 50 MJ/kg. Considerando además recirculación de gases en el CCGN y combustión completa del combustible con un 5 % de aire en exceso con respecto del estequiométrico, se produce un flujo másico de gas de combustión de 38.1 kg/s que abandona la cámara de combustión (50) del CCGN, cuyo contenido en CO2 es de 9.1 %(volumen), y que transporta por tanto 0.125 kmol/s de CO2.
Para las condiciones asumidas en los reactores del sistema de carbonatación-calcinación, se obtiene un flujo másico total de sólidos a la salida del carbonatador (51) de 53.8 kg/s (12.9 kg/s de CaCO3 y 40.9 kg/s de CaO) (no hay inertes en las corrientes sólidas en este ejemplo). Para un aporte fresco de sorbente de 0.1 moles de CaCO3 por mol de CO2 alimentado al carbonatador (51) (sin cenizas ni azufre como en el sistema del ejemplo 1), el balance de energía al calcinador determina que la demanda energética en el calcinador (52) es de 35.1 MW, necesarios para calentar la corriente de sólidos carbona­ tados desde 650°C hasta 900°C (13.4 MW) y para calcinar el CaCO3 (21.7 MW) que se ha formado en el carbonatador (51). La calcinación del aporte fresco de caliza (17) (que se considera que ha sido precalentada hasta la temperatura del carbonatador (51) antes de ser introducida al mismo) supone un consumo de energía adicional en el calcinador (52) de 2.2 MW.
En este ejemplo concreto, tal y como muestra la Figura 2, se considera que existe una segunda cámara de combustión de gas natural (57) para producir un gas de combustión a alta temperatura (23) que entra en contacto con una corriente de CaO recirculada a través del conducto séptimo (7). Para este ejemplo en concreto se ha fijado una recirculación de sólidos de 250 kg/s, de manera que la demanda de energía para calentar esta corriente de sólidos en el tercer ciclón desde 900°C a 950°C es 12.5 MW. Esta energía debe de ser igual que la demanda energética en la segunda cámara de combustión (57), que se obtendría quemando 0.35 kg/s de gas natural con 6.28 kg/s de aire precalentado hasta 400°C. El gas de combustión que abandona el tercer ciclón (55) a 950°C se manda al cuarto ciclón (56) para calentar la corriente de sólidos carbonatados a 650°C (10) hasta la temperatura de 691.4°C. Con el fin de calentar esta corriente de sólidos hasta la temperatura de 750°C escogida para este ejemplo, se introduce una tercera cámara de combustión (58) para suministrar energía a un quinto ciclón (59). Para simplificar, esta cámara de combustión (58) opera a la misma temperatura y con el mismo exceso de aire que la segunda cámara de combustión (57), quemando en este caso 0.08 kg/s de gas natural con 1.39 kg/s de aire. Sin embargo, esta pequeña cámara de combustión podría ser diseñada para alcanzar temperaturas de sobrecalentamiento de los sólidos carbonatados mucho más elevadas mediante la quema de un combustible con un alto contenido en carbono y usando un comburente con un mayor contenido en O2 (aire enriquecido), y/o operando en un modo de contacto gas-solido que permita sobrecalentar las partículas carbonatadas hasta una temperatura superior a la temperatura de equilibrio de descomposición del CaCO3 para la presión parcial de CO2 en el gas de combustión, pero por debajo de la temperatura de descomposición del CaCO3 en CO2 puro a la presión del quinto ciclón (59) (900°C a presión atmosférica).
En este ejemplo concreto, el aumento de temperatura de la corriente de sólidos carbonatados desde 650°C hasta 750°C en el cuarto (56) y quinto ciclón (59) supone una reducción de 5.4 MW en la demanda energética del calcinador (52). El aumento de la temperatura de la recirculación de sólidos calcinados desde 900°C hasta 950°C en el tercer ciclón (55) reduce en 12.5 MW la demanda energética en el calcinador (52). Sin embargo, existe todavía una demanda energética de 19.4 MW en el calcinador (52). Para conseguir completar el balance de energía en el calcinador (52) en este ejemplo, se lleva a cabo una oxi-combustión de gas natural (19) en el calcinador (52) con una mezcla de O2/CO2 (20) como comburente. A pesar de que esta opción requiere de una unidad de separación de aire para hacer funcionar el sistema de carbonatación-calcinación, resulta evidente para una persona experta en la materia que el sistema de la Figura 2 permite reducir en un 45 % el consumo de O2 en el calcinador (52), con respecto al consumo necesario si se aplicase el sistema de carbonatación-calcinación del estado del arte a un CCGN.
Para los expertos en la materia, existirán otras configuraciones posibles a las de la Figura 2 u otras condiciones de operación a las escogidas en este ejemplo, que permitirán minimizar o incluso hacer nula la demanda de O2 en el calcinador de la Figura 2.

Claims (6)

REIVINDICACIONES
1. Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatacióncalcinación CaO/CaCO3, que comprende al menos los siguientes elementos:
i) una o más cámaras de combustión (50, 57, 58) en las que se quema un combustible (14) con aire (15) y se genera un gas de combustión a alta temperatura, y al menos una cámara de combustión (50) se encuentra conectada al carbonatador (51) mediante un primer conducto (1) para el gas,
ii) un segundo conducto (2) que suministra una corriente sólida con alto contenido en CaO al carbonatador (51) para reaccionar con el CO2 contenido en el gas de combustión a alta temperatura y formar así una corriente de sólidos carbonatados,
iii) un tercer conducto (3) que extrae del carbonatador (51) los sólidos carbonatados y el gas de combustión a alta temperatura empobrecido en CO2
iv) un primer ciclón (53) conectado al carbonatador (51) por medio del tercer conducto (3), que separa el gas de combustión empobrecido en CO2 de la corriente de sólidos carbonatados,
v) un calcinador (52) alimentado por la corriente de sólidos carbonatados por medio de un cuarto conducto (4), vi) un quinto conducto (5) que extrae los sólidos calcinados y los gases ricos en CO2 generados en el calcinador (52), cuando se le suministra el calor necesario para aumentar la temperatura de los sólidos carbonatados que entran al calcinador a través del cuarto conducto (4) y para llevar a cabo la reacción endotérmica de calcinación del CaCO3,
vii) un segundo ciclón (54) conectado al calcinador (52) por medio del quinto conducto (5) para separar el gas rico en CO2 de la corriente de sólidos calcinados,
viii) al menos un tercer ciclón (55) para poner en contacto directo el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57, 58) con la corriente de sólidos calcinados proveniente del calcinador (52), reduciendo así la demanda energética para la calcinación,
ix) un sexto conducto (6, 23) que suministra el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57) al tercer ciclón (55),
caracterizado porque el sistema comprende además:
x) un séptimo conducto (7) que suministra parte de los sólidos calcinados desde el segundo ciclón (54) hasta el sexto conducto (6, 23),
en el cual el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57) y los sólidos calcinados provenientes del segundo ciclón (54) se mezclan antes de entrar al tercer ciclón (55), y se sobrecalientan al entrar en contacto con el gas de combustión a alta temperatura,
xi) el tercer ciclón (55) que separa los sólidos calcinados que han sido sobrecalentados mediante el gas de combustión a alta temperatura, y
xii) un octavo conducto (8) para retornar de nuevo los sólidos calcinados sobrecalentados al calcinador (52) desde el tercer ciclón (55).
2. Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatacióncalcinación CaO/CaCO3 según reivindicación 1 caracterizado porque el sistema comprende además un cuarto ciclón (56), y:
i) un noveno conducto (9) que conduce el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57) al cuarto ciclón (56),
ii) un décimo conducto (10) que suministra los sólidos carbonatados desde el primer ciclón (53) hasta el noveno conducto (9),
en el que el gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50, 57) y los sólidos carbonatados provenientes del primer ciclón (53) se mezclan antes de entrar al cuarto ciclón (56),
iii) el cuarto ciclón (56) separa los sólidos carbonatados sobrecalentados del gas de combustión a alta temperatura provenientes del noveno conducto (9) y los envía al calcinador (52), y
iv) un undécimo conducto (11) suministra el gas de combustión desde el cuarto ciclón (56) al carbonatador (51).
3. Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatacióncalcinación CaO/CaCO3 según la reivindicación 2 caracterizado porque además comprende:
i) un duodécimo conducto (12) que alimenta una fracción del gas de combustión a alta temperatura generado en la cámara de combustión (50) al noveno conducto (9).
4. Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatacióncalcinación CaO/CaCO3 según reivindicación 2 caracterizado porque la cámara de combustión (50) quema el combustible (14) con aire (15) y se genera un gas de combustión a baja temperatura que se alimenta al carbonatador (51) y el sistema además comprende:
i) un quinto ciclón (59) al que entra el gas de combustión a alta temperatura (26) procedente de una cámara de combustión (58) y los sólidos carbonatados parcialmente sobrecalentados (28) desde el cuarto ciclón (56), y del que se separa una corriente de sólidos carbonatados sobrecalentados (4) que se alimentan al calcinador (52), y
ii) un decimotercer conducto (27) que alimenta el gas de combustión separado en el quinto ciclón (59) al carbonatador (51)
5. Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatacióncalcinación CaO/CaCO3 según cualquiera de las reivindicaciones anteriores caracterizado porque además comprende: i) un decimocuarto conducto (17) que alimenta el aporte fresco de caliza al carbonatador (51),
6. Sistema para la captura del CO2 contenido en un gas de combustión mediante los ciclos de carbonatacióncalcinación CaO/CaCO3 según cualquiera de las reivindicaciones anteriores caracterizado porque además comprende: i) un decimoquinto conducto (18) que extrae la purga de sólidos del calcinador (52).
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