ES2952749T3 - Método y dispositivo para la adsorción/desorción de dióxido de carbono de corrientes de gas con unidad de recuperación de calor - Google Patents
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Abstract
Un método para separar dióxido de carbono gaseoso y agua de una mezcla de gases mediante adsorción/desorción cíclica usando un material absorbente que adsorbe dicho dióxido de carbono, usando una unidad (1) que contiene una estructura adsorbente (6), en el que comprende los siguientes pasos repetidos: (a) poner en contacto dicha mezcla de gases con dicho material absorbente en una etapa de adsorción; (b) al menos uno de evacuar dicha unidad (1) y calentar dicho material absorbente en una etapa de desorción y extraer el dióxido de carbono gaseoso y el vapor de agua y separar el dióxido de carbono gaseoso del vapor de agua aguas abajo de la unidad (1); (c) enfriar la estructura adsorbente (6) con dicho material absorbente y represurizar la unidad; en el que (i) en la etapa (c) el calor liberado se recupera y almacena en un primer dispositivo de almacenamiento de calor; (ii) durante la etapa (b) al menos uno del calor sensible y latente del dióxido de carbono gaseoso y el vapor de agua como gases producto se recupera y se almacena en un segundo dispositivo de almacenamiento de calor; y (iii) en el que durante la etapa (b) el calor requerido para calentar dicho material absorbente en dicha unidad (1) se suministra a partir del calor recuperado en al menos una de las acciones de la etapa (i) y (ii) de la(s) secuencia(s) anterior(es) de dicha unidad (1). (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)
Description
DESCRIPCIÓN
Método y dispositivo para la adsorción/desorción de dióxido de carbono de corrientes de gas con unidad de recuperación de calor
Sector de la técnica
La presente invención se refiere a un método eficiente para separar dióxido de carbono gaseoso y agua de una mezcla de gases, preferentemente aire o gas de combustión o biogás, por adsorción/desorción cíclica usando un material sorbente que adsorbe dicho dióxido de carbono gaseoso. Además, la invención se refiere a un dispositivo para llevar a cabo dicho método.
Estado de la técnica
La separación de gases por adsorción tiene muchas aplicaciones diferentes en la industria, por ejemplo, retirada de un componente específico de una corriente de gas, donde el producto deseado puede ser el componente retirado de la corriente, la corriente agotada restante, o ambos. Por lo tanto, ambos, los componentes traza, así como los componentes principales de la corriente de gas, pueden ser el objetivo del proceso de adsorción. Una aplicación importante es la captura de dióxido de carbono (CO2) de las corrientes de gas, por ejemplo, de gases de combustión, gases de escape, gases residuales industriales, biogás o aire atmosférico.
La captura de CO2 directamente desde la atmósfera, denominada captura directa del aire (DAC), es uno de los diversos medios para mitigar las emisiones de gases de efecto invernadero antropogénico y tiene perspectivas económicas atractivas como fuente de CO2 no fósil independiente de la localización para el mercado de materias primas, para la producción de combustibles sintéticos y para permitir emisiones negativas de CO2.
Las ventajas específicas de la captura de CO2 de la atmósfera incluyen: (i) la DAC puede tratar las emisiones de fuentes distribuidas (por ejemplo, coches, aviones), que explican una gran parte de las emisiones de gas de efecto invernadero en todo el mundo y actualmente pueden no ser capturadas en el sitio de emisión de una forma económicamente factible; (ii) la DAC puede tratar emisiones del pasado y puede, por lo tanto, crear emisiones verdaderamente negativas; (iii) los sistemas de DAC no necesitan estar fijados a la fuente de emisión, sino que son bastante independientes de la localización y se pueden localizar, por ejemplo, en el sitio de procesamiento adicional del CO2; y (iv) si el CO2 que se capturó de la atmósfera se usa para la producción de combustibles de hidrocarburos sintéticos de fuentes de energía renovables, se pueden obtener combustibles verdaderamente no fósiles para el sector del transporte, que no crean o crean muy pocas emisiones de CO2 neto a la atmósfera. Un efecto secundario positivo de los sistemas de DAC basados en adsorción/desorción es que suministran agua de la atmósfera, que se puede usar para diferentes aplicaciones, por ejemplo, síntesis de combustibles renovables como se describe, por ejemplo, en el documento de patente WO2016161998.
Se han desarrollado recientemente varios métodos de DAC basados en diversos enfoques tecnológicos. Por ejemplo, el documento de patente US 8.163.066 desvela estructuras y técnicas de captura/regeneración de dióxido de carbono; el documento de patente US 2009/0120288 desvela un método de retirada de dióxido de carbono del aire; el documento de patente US 2012/0174778 desvela un método de captura/regeneración de dióxido de carbono usando un elevador vertical; y el documento de patente WO2010022339 desvela un método e instalación de captura de dióxido de carbono.
Un enfoque particular se basa en un proceso de adsorción/desorción cíclica sobre materiales sorbentes sólidos químicamente funcionalizados. Por ejemplo, en el documento de patente WO2010091831 se desvela una estructura basada en materiales adsorbentes con funcionalidad amina junto con un proceso de adsorción/desorción cíclica usando este material para la extracción de dióxido de carbono del aire atmosférico ambiente.
El documento de patente WO2016005226 describe un proceso de desorción a vacío asistido por vapor de agua usando adsorbentes para la captura de dióxido de carbono del aire. En él, el proceso de adsorción tiene lugar en condiciones atmosféricas ambiente en las que se hace pasar aire a través del material sorbente y una porción del CO2 contenido en el aire se une químicamente en la superficie de los adsorbentes. Durante y para la posterior desorción, el material se calienta y la presión parcial del dióxido de carbono que rodea al sorbente se reduce aplicando vacío, en algunas realizaciones junto con la inyección de vapor de agua. Así, el dióxido de carbono previamente capturado se retira del material sorbente y se obtiene en una forma concentrada.
Aparte de la captura de CO2 del aire ambiental, estos procesos también pueden ser aplicados eficientemente para capturar CO2 de otras corrientes de gas con una mayor concentración de CO2, por ejemplo, corrientes de gas de combustión.
En el documento de patente WO2012168346 se desvela un material sorbente basado en un adsorbente de celulosa con funcionalidad amina, que entre varias alternativas se puede usar para los procesos anteriormente descritos. En el documento de patente WO2014170184 se desvela una estructura de baja caída de presión compuesta de lechos
de partículas adsorbentes que se pueden usar para los procesos anteriormente descritos.
Los procesos típicos de adsorción/desorción incluyen oscilaciones de presión, oscilaciones de vacío, oscilaciones de temperatura, oscilaciones de microondas o procesos de purga con gases inertes o una combinación de los mismos. Estos procesos conocidos tienen campos específicos de aplicación; sin embargo, muchos de ellos son parcialmente o completamente inadecuados para aplicaciones de DAC. Por ejemplo, debido a que la concentración de CO2 en el aire atmosférico ambiente es solo aproximadamente de 400 ppm, es decir, aproximadamente del 0,04 %, cualquier proceso de oscilación de presión pura requeriría o compresión de grandes volúmenes de aire durante la adsorción o necesitaría evacuar dispositivos de desorción a presiones absolutas muy bajas, es decir, inferiores a 0,04 mbares (a), para llevar a cabo la desorción. Es probable que ambos, dicha compresión durante la adsorción, así como dichos sistemas de vacío, no sean ni factibles ni económicos a las escalas muy grandes requeridas por las aplicaciones de DAC.
Un proceso de oscilación de temperatura pura también está limitado en su uso debido que los adsorbentes típicos usados para DAC (por ejemplo, adsorbentes funcionalizados con amina) tienen tendencia a la degradación a temperaturas elevadas que otra vez limita el grado de la oscilación de temperatura y, por lo tanto, el rendimiento cíclico que se puede lograr cuando se adsorbe CO2 del aire en condiciones atmosféricas ambiente.
Aunque se han demostrado los usos de la desorción de purga de gas inerte con nitrógeno o incluso aire, estos métodos tienen aplicación limitada para DAC puesto que el CO2 desorbido se obtiene en forma diluida. Sin embargo, el vapor de agua es un gas inerte que es condensable, que hace que sea tanto recuperable como separable. Se ha usado vapor de agua para la desorción en los campos de la separación de gases, el tratamiento de suelos y más recientemente para procesos de DAC.
También se han usado ciertas combinaciones de los métodos mencionados anteriormente. El documento de patente GB 1129543 aplicó nitrógeno, aire y vapor de agua para complementar la desorción por oscilaciones de vacío para recuperar hidrocarburos. El documento de patente US 5540758 desorbió diversos gases adsorbidos a elevadas presiones con una oscilación de vacío usando aire como gas de purga. El documento de patente US 7285154 desorbió xenón aplicando un flujo de purga de nitrógeno a una oscilación de vacío y aplicando un flujo de purga de nitrógeno a una oscilación de temperatura. El documento de patente WO2014073004 se aplica al proceso de oscilación de temperatura-vacío para la adsorción/desorción de CO2 de entornos cerrados. El documento de patente EP 1142623 aplicó vapor de agua como gas de purga a altas temperaturas para desorber CO2 a vacío. Los documentos de patente GB1296889, WO2011137398 y US2012174779 aplicaron una purga de vapor de agua pura a presión atmosférica a un sorbente sólido para desorber el CO2 capturado del aire.
Generalmente, se desean procesos de adsorción/desorción para la captura de CO2 del aire o de otras corrientes de gas que ofrecen una baja demanda de energía. Los métodos y dispositivos descritos en el documento de patente WO2016005226 permiten baja demanda de energía describiendo posibilidades de aumentar primero la capacidad cíclica del CO2 del sistema por un proceso de desorción a vacío asistido por vapor de agua y segundo recuperar el calor de la condensación del vapor de agua que se origina de la inyección de vapor de agua o agua desorbida del sorbente. El documento de patente WO2015103401 describe un sistema para retirar CO2 de corrientes de gas cargadas de CO2 que comprenden al menos dos grupos de estructuras de captura de dióxido de carbono, donde el CO2 es regenerado por la inyección de vapor de agua y donde después de la inyección del vapor de agua el calor se recupera de la estructura caliente a una segunda estructura fría aplicando un vacío en la estructura caliente, evaporando en consecuencia el agua restante en la estructura y en dicha estructura de refrigeración. El vapor de agua así generado se usa para precalentar una segunda estructura.
Se ha examinado la gestión energética para los procesos de desorción cíclica en el documento de patente WO2014012966 en el que se utilizó directamente energía térmica del desorbato para la generación de vapor de agua.
Song et al. (Energy Procedia 61 (2014) 365 - 368) informan de que una novedosa tecnología de autorrecuperación de calor se ha aplicado al proceso de PSA para reducir el coste de captura de CO2, en donde el CO2 que contiene gas de combustión se presuriza altamente para la etapa de adsorción. La entrada de energía detallada del proceso propuesto se simula usando un simulador de proceso, y los resultados de la simulación indican que el calor de la etapa de adsorción a alta presión (reacción exotérmica) puede ser recuperado significativamente por un transformador de calor de reacción (RHT), y reutilizado para la regeneración del adsorbente (reacción endotérmica). Mientras tanto, se incorpora un expansor para recuperar la presión desperdiciada asociada al gas residual. Como resultado, el consumo de energía del proceso propuesto se reduce al 40 % de la del proceso convencional. El documento no desvela unidad de almacenamiento o amortiguación del calor. El documento desvela un ciclo de compresión de vapor, por lo que el calor generado en un lugar debe ser consumido inmediatamente en otro lugar, lo que requiere que los tiempos de operación de los dos lugares sean esencialmente los mismos.
Walmsley et al. (Proceedings of the 12th international conference on process integration, modelling and optimization for energy saving and pollution reduction, AIDIC, Roma, 2009) señalan generalmente que los tanques estratificados son útiles para maximizar la eficiencia de energía térmica de procesos no continuos y semicontinuos.
Bonjour et al. (Ind. Eng. Chem. Res. 2002, 41, 5802-5811) informan de resultados experimentales para un proceso de TSA que incluye un intercambiador de calor rápido para la refrigeración y el calentamiento indirecto. Los experimentos se realizaron para la retirada y recuperación de etano de una corriente de nitrógeno (que simula un VOC en aire). Además, se desarrolló un modelo simplificado unidimensional no isotérmico y no en equilibrio del proceso. Como la oscilación de temperatura es la fuerza impulsora en el proceso, se hicieron esfuerzos específicos para evaluar el coeficiente de transferencia de calor entre el medio de calentamiento o enfriamiento y la corriente de gas. A partir de la combinación de resultados experimentales y numéricos, se determinó la influencia de algunos parámetros (por ejemplo, la temperatura de regeneración, la composición de la alimentación inicial) sobre la eficiencia del proceso, analizada en términos de tanto masa recuperada como consumo de energía.
Objeto de la invención
Es, por lo tanto, un objeto de la presente invención proporcionar un método más termodinámicamente óptimo para separar dióxido de carbono gaseoso solo (o tanto dióxido de carbono gaseoso como agua) de una mezcla de gases. Dicha mezcla de gases es aire atmosférico y se proporciona y adsorbe preferentemente en el proceso en condiciones ambiente, es decir, 0,8 a 1,2 bares (a) a una temperatura de -40 a 45 °C, más normalmente -30 a 45 °C o incluso más preferentemente normalmente en el intervalo de 10-35 °C. Dicha mezcla de gases contiene dicho dióxido de carbono gaseoso y vapor de agua, así como gases adicionales diferentes de dióxido de carbono gaseoso y vapor de agua. La separación tiene lugar por adsorción/desorción cíclica usando un material sorbente que adsorbe al menos dicho dióxido de carbono gaseoso.
Este objeto se logra por el método según la reivindicación 1, que contiene referencias a las características técnicas esenciales de la presente invención. Las características técnicas opcionales adicionales de la invención se definen explícitamente en los enunciados de las reivindicaciones dependientes 2-15 en el expediente.
El método propuesto es usar al menos una unidad que contiene una estructura de adsorbente con dicho material sorbente, en donde
• la unidad se puede abrir para el flujo continuo de dicha mezcla de gases y para poner en contacto dicha mezcla de gases con el material sorbente para la etapa de adsorción, en condiciones ambiente,
• la unidad es evacuable a una presión de vacío de 500 mbares (a) o menos (mbares (a) representa la presión absoluta normalizada al nivel del mar), y
• la estructura de adsorbente situada en dicha unidad es calefactable hasta una temperatura de al menos 50 °C para la desorción de al menos dicho dióxido de carbono gaseoso o dióxido de carbono y vapor de agua.
Aunque son química y físicamente idénticos, aquí se hace una distinción terminológica entre el vapor de agua que es agua gaseosa presente en una mezcla de gases, como el aire del adsorbato o en una mezcla con gases de desorbato, y el vapor de agua inyectado que es agua gaseosa suministrada deliberadamente al dispositivo como parte del método.
El método propuesto comprende las siguientes etapas secuenciales y que se repiten en esta secuencia:
(a) poner en contacto dicha mezcla de gases con dicho material sorbente por flujo continuo forzado de dicha mezcla de gases a través de dicho material adsorbente para permitir que al menos dicho dióxido de carbono gaseoso con o sin vapor de agua se adsorba sobre el material sorbente en condiciones de presión atmosférica ambiente en el intervalo de 0,8 a 1,2 bares (a) y a una temperatura en el intervalo de -40 a 45 °C en una etapa de adsorción;
Además, preferentemente, esta etapa tiene lugar en condiciones de presión que son esencialmente las mismas que el aire circundante en el momento de la operación. Por lo tanto, preferentemente, la mezcla de gases se pone en contacto con dicho material sorbente esencialmente sin pretratamiento, tal como presurización y/o calentamiento; la mezcla de gases, preferentemente el aire atmosférico circundante, circula simplemente a través del material sorbente. Normalmente, el volumen de flujo específico durante la etapa de absorción está en el intervalo de 30 - 1000 (Nm3/h)/kg de sorbente, más preferentemente en el intervalo de 40-350 (Nm3/h)/kg de sorbente, en donde N representa temperatura y presión normales, que es 0 °C y 100 kPa;
(b) evacuar dicha unidad hasta una presión en el intervalo de 20-400 mbares (a) y calentar dicho material sorbente en dicha unidad por inyección de vapor de agua y por medio de un líquido de intercambio de calor en un elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) hasta una temperatura en el intervalo de 50-180 °C, preferentemente en el intervalo de 80-120 °C, en una etapa de desorción y extraer al menos el dióxido de carbono gaseoso desorbido y el vapor de agua desorbido o el dióxido de carbono gaseoso desorbido y el vapor de agua que se origina a partir de dicho vapor de agua inyectado de la unidad y separar el dióxido de carbono gaseoso del vapor de agua por condensación del agua aguas abajo de la unidad;
(c) enfriar activamente la estructura de adsorbente con dicho material sorbente en dicha unidad por medio de dicho líquido de intercambio de calor en dicho elemento intercambiador de calor en la estructura adsorbente (2) hasta una temperatura superior o igual a la temperatura atmosférica ambiente y represurización de la unidad hasta condiciones
de presión atmosférica ambiente (preferentemente, en primer lugar, la estructura de adsorbente con dicho material sorbente en dicha unidad se enfría hasta una temperatura superior o igual a la temperatura atmosférica ambiente y solo entonces tiene lugar la despresurización de la unidad hasta condiciones a presión atmosférica ambiente para evitar el daño del sorbente por oxígeno a altas temperaturas).
La etapa de enfriamiento activo (c) se debe entender como enfriamiento que no solo se basa en las pérdidas de calor al entorno. Por lo tanto, el enfriamiento activo puede así implicar un líquido de retirada de calor, tal como un líquido de intercambio de calor, en una tubería correspondiente, pero también, por ejemplo, aire atmosférico ambiente forzado que circula a través de la estructura. Además, en una posible realización del enfriamiento activo, la estructura de adsorbente se puede exponer a presiones progresivamente reducidas de las de la etapa (b), por ejemplo, generadas por un sistema de vacío por el cual cualquier vapor de agua mantenido sobre o en el material sorbente se evaporará y así enfriará la estructura de adsorbente. Opcionalmente, el calor latente de condensación del vapor de agua así evaporado se podría recuperar con los dispositivos y métodos descritos en el presente documento.
Ese método se caracteriza en particular por los siguientes elementos (acciones de etapa):
(i) en la etapa (c), al menos parte del calor liberado por la estructura de adsorbente con dicho material sorbente en dicha unidad durante el enfriamiento se recupera por medio de dicho líquido de intercambio de calor en dicho elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) y se almacena en un primer dispositivo de almacenamiento de calor y se usa para otras etapas de proceso en dicha unidad o en al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo; y/o
(ii) en donde durante la etapa (b) al menos parte de al menos uno del calor sensible y latente del dióxido de carbono gaseoso y el vapor de agua extraído de la unidad se recupera y se almacena en un segundo dispositivo de almacenamiento de calor y se usa para otras etapas de proceso en dicha unidad o en al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo; y
(iii) en donde durante la etapa (b) al menos parte del calor requerido para calentar dicho material sorbente en dicha unidad (1) se suministra por medio de dicho líquido de intercambio de calor en dicho elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) de calor recuperado en al menos una de las acciones de etapa (i) y (ii) de secuencia(s) previa(s) de dicha unidad (1) y/o de al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo, en donde tanto (i) como (ii) se implementan en combinación con (iii).
Preferentemente, los procesos operados de forma distinta a la etapa a) duran más que la etapa b). Normalmente, para aplicaciones en DAC o para la recuperación de dióxido de carbono de gas de combustión, la etapa de flujo continuo a) es 1,5-6, preferentemente 2-3 veces más larga que la etapa de desorción b). Preferentemente, por lo tanto, los procesos operados con más de dos unidades operadas en paralelo, por ejemplo, para tener, cada vez, dos unidades que están en la etapa a) y una unidad que está simultáneamente en la etapa b).
Se debe observar que la unidad que contiene una estructura de adsorbente puede ser una única unidad que al mismo tiempo proporciona la función de ser evacuable y ser calefactable y enfriable para las etapas correspondientes. Sin embargo, la unidad también puede ser modular y comprender una primera zona que se puede evacuar y, por ejemplo, una segunda zona que se puede calentar o enfriar, y la estructura de adsorbente se desplaza entre las dos zonas en función de la etapa respectiva en la que esté el sistema en ese momento en el tiempo.
Así, las etapas (a) -(c) se llevan a cabo en esta secuencia tan frecuentemente según sea necesario y deseado, en el sentido de (a)-(b)-(c)-(a)-(b)-(c)-... o expresado similarmente [(a)-(b)-(c)-]n, con n cualquier número entero por encima de 2, normalmente en el intervalo de al menos 100 o de al menos 1000 o de al menos 10.000.
En el contexto de la presente divulgación, las expresiones “presión atmosférica ambiente” y “temperatura atmosférica ambiente” se refieren a las condiciones de presión y temperatura a las que se expone una planta que es operada en el exterior, es decir, normalmente la presión atmosférica ambiente representa presiones en el intervalo de 0,8 a 1,1 bares (a) normalizadas al nivel del mar y normalmente temperatura atmosférica ambiente se refiere a temperaturas en el intervalo de -40 a 45 °C, más preferentemente en el intervalo de 10-35 °C. La mezcla de gases usada como entrada para el proceso es aire atmosférico, que normalmente implica una concentración de C02 en el intervalo del 0,03 - 0,06 % en volumen. Sin embargo, también se puede usar aire con menor o mayor concentración de CO2 como entrada para el proceso, por ejemplo, con una concentración de 0,1 - 0,5 % en volumen, por lo que, en términos generales, la concentración de entrada del CO2 de la mezcla de gases de entrada está preferentemente en el intervalo del 0,01 - 0,5 % en volumen.
Según el método propuesto, dicho primer y segundo dispositivo de almacenamiento de calor son un dispositivo de almacenamiento de calor combinado que es capaz de absorber y poner a disposición diferentes niveles de temperatura.
Según otra realización preferida más, el calor requerido para calentar dicho material sorbente en dicha unidad según
la acción de etapa (iii) es suministrado al menos parcialmente o completamente de al menos uno de dicho primer y segundo dispositivo de almacenamiento de calor que constituye dicho dispositivo de almacenamiento de calor combinado.
Dicho dispositivo de almacenamiento de calor combinado es un tanque estratificado, que tiene zonas de temperatura diferente y medios para extraer selectivamente de estas zonas. El tanque estratificado contiene al menos un material de cambio de fase y/o un líquido de intercambio de calor, en donde dicho líquido de intercambio de calor es agua o una mezcla de agua/glicol.
Más preferentemente, del mismo tanque estratificado, se extrae el líquido de calentamiento para la etapa (b) y el líquido de enfriamiento para la etapa (c) del tanque estratificado de diferentes zonas del mismo.
Según la presente invención como se define en la formulación de la reivindicación 1, el calor se recupera durante el enfriamiento en la etapa (c) por medio de un líquido de intercambio de calor que es devuelto de un elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente al tanque estratificado.
En el presente documento, el líquido de intercambio que es devuelto de la estructura de adsorbente o calentado por transferencia de calor del gas de desorbato o flujo de aire atmosférico ambiente forzado se introduce en una zona del tanque estratificado que tiene la misma temperatura o una temperatura en el intervalo de /-5 °C con respecto a la temperatura del líquido de intercambio de calor/gas de desorbato/aire forzado que es devuelto a la estructura de adsorbente.
El líquido de intercambio de calor o calentado por transferencia de calor del gas de desorbato se puede extraer del dispositivo de almacenamiento de calor durante las etapas de proceso (b) y/o (c) abriendo y cerrando secuencialmente válvulas de aislamiento y opcionalmente mezclando al menos dos de los flujos resultantes con la válvula de mezcla. La temperatura del líquido de intercambio de calor de alimentación pasado a la unidad durante la etapa de proceso (b) es, como se define en la formulación de la reivindicación 1, menos de 40 °C, más preferentemente menos de 20 °C más alta que la temperatura de la unidad y durante la etapa (c) la temperatura del líquido de intercambio de calor es menos de 40 °C, preferentemente menos de 30 °C, preferentemente menos de 20 °C más baja que la temperatura de la unidad. El número de válvulas que definen el número de niveles de temperatura utilizables puede estar en el intervalo de 2-10, preferentemente 2-6.
Se puede emplear una fuente de calor externa, por ejemplo, para calentar más zonas del tanque estratificado o todo el tanque estratificado por un intercambiador de calor interno en el tanque estratificado y/o por un intercambiador de calor en el flujo de entrada o de retorno del líquido de intercambio de calor que es circulado entre el elemento intercambiador de calor y el tanque estratificado.
Como se define en la formulación de la reivindicación 1, la invención se caracteriza por que el calor sensible y latente del vapor de agua, por ejemplo, que se origina durante la desorción del sorbente y/o vapor de agua inyectado, que se recupera durante la etapa (b), es aceptado por al menos un intercambiador de calor, preferentemente una conexión en serie de más de un intercambiador de calor, que a su vez pasa dicho calor a un líquido de intercambio de calor en circulación que a su vez pasa el calor a un tanque estratificado como dispositivo de almacenamiento y en donde la corriente de vapor de agua inyectado y/o el dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad es comprimido por un compresor o bomba de vacío a una presión de al menos 0,3 bares (a) o al menos 1,1 bares (a), preferentemente al menos 1,4 o 1,7 bares (a), antes de entrar en el al menos un intercambiador de calor, aumentando así la temperatura de condensación del vapor de agua inyectado y/o vapor de agua.
La corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad puede ser pasada preferentemente en una dirección de flujo descendente a través de un intercambiador de calor interno contenido dentro del tanque estratificado, preferentemente sustancialmente sobre toda su altura, por lo que el calor de condensación es transferido directamente al tanque estratificado, sustancialmente al nivel correspondiente a la temperatura de condensación, y en donde preferentemente la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad se comprime por un compresor o bomba de vacío a una presión de al menos 0,3 bares (a) o al menos 1,1 bares (a), preferentemente al menos 1,4 o 1,7 bares (a), antes de entrar en el intercambiador de calor interno contenido dentro del tanque estratificado, aumentando así la temperatura de condensación del vapor de agua inyectado y/o vapor de agua.
Según la invención como se define en la formulación de la reivindicación 1, un primer precondensador retira al menos una porción del vapor de agua de la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad que produce una corriente de expulsión de condensado y un flujo de calor de condensación Qpc que puede ser pasado al dispositivo de almacenamiento térmico antes de pasar el resto de la corriente gaseosa a un compresor o bomba de vacío que aumenta la presión de la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad de presión a vacío solo a una presión intermedia de al menos 0,3 bares (a) antes de pasar la corriente a través del (de los) intercambiador(es) de calor en el interior o exterior del tanque estratificado y, por lo tanto, pasar el calor de condensación del vapor de
agua, así como partes del calor sensible de la corriente directa o indirectamente al líquido de intercambio de calor en el tanque estratificado.
Según incluso otra realización preferida, la corriente gaseosa original extraída de la unidad o la corriente gaseosa restante aguas abajo del precondensador pasa a un primer compresor o bomba de vacío, que aumenta la presión de la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad de la presión a vacío a una presión intermedia de al menos 0,3 bares (a) antes de pasar la corriente a través del (de los) intercambiador(es) de calor en el interior o exterior de un tanque estratificado y, por lo tanto, pasar el calor de condensación de vapor de agua/vapor de agua inyectado, así como partes del calor sensible de la corriente directa o indirectamente al líquido de intercambio de calor en un tanque estratificado,
Según incluso otra realización preferida, opcionalmente, un poscondensador retira opcionalmente una porción final de condensado y pasa otra porción de calor de condensación Qpc al dispositivo de almacenamiento térmico y la corriente gaseosa restante a un segundo compresor o bomba de vacío aguas abajo que realiza el aumento de presión final a la presión de suministro de al menos 1,0 bar (a), y en donde preferentemente la presión intermedia y el punto de extracción del tanque estratificado de vapor de agua y/o dióxido de carbono gaseoso extraído pueden ser ajustados de forma flexible para ajustar la relación entre el vapor de agua que se condensa en el (los) intercambiador(es) de calor y el contenido de gas no condensable.
La etapa (c) puede implicar enfriar activamente la estructura de adsorbente con dicho material sorbente en dicha unidad a una presión en el intervalo de 20-400 mbares (a) a una temperatura superior o igual a la temperatura atmosférica ambiente y represurización posterior de la unidad hasta condiciones de presión atmosférica ambiente. Según otra realización preferida, en la etapa (b) se inyecta vapor de agua en la unidad para el flujo continuo y contacto del material sorbente en condiciones de vapor de agua saturado o vapor de agua supercalentado con una temperatura de vapor de agua supercalentado de hasta 180 °C al nivel de presión en dicha unidad, y en donde la relación molar entre el vapor de agua que se inyecta durante toda la etapa (b) y el dióxido de carbono gaseoso liberado durante toda la etapa (b) es inferior a 40:1 o inferior a 100:1, en donde dicha relación se puede adaptar a la naturaleza del sorbente usado.
Al menos parte del calor de condensación del vapor de agua inyectado se puede recuperar y almacenar en un dispositivo de almacenamiento de calor o usar para otras etapas de proceso, junto con los calores sensibles y latentes de los gases de desorción extraídos del material sorbente durante la etapa (b), preferentemente en el mismo dispositivo de almacenamiento de calor que el almacenamiento definido en la acción de la etapa (i) y/o (ii), lo más preferentemente en forma de un tanque estratificado.
El vapor de agua inyectado en la etapa (b) se puede generar preferentemente al menos parcialmente usando calor recuperado según la acción de la etapa (i) y/o (ii), en donde preferentemente el vapor de agua se produce al menos en parte a partir del calor extraído del dispositivo de almacenamiento de calor, preferentemente en forma de un tanque estratificado.
Según incluso otra realización preferida, el vapor de agua que se inyecta en la unidad durante la etapa (b) se produce preferentemente al menos parcialmente evaporando agua en un intercambiador de calor alimentado por o incorporado en el líquido de intercambio de calor (en circulación) del tanque estratificado entre un nivel de temperatura de al menos 30 °C y 100 °C o al menos 30 °C y 180 °C, en donde el líquido de intercambio de calor se puede originar a partir de flujos de puntos específicos en el tanque estratificado por extracción a través de válvulas de aislamiento específicas, opcionalmente con mezcla de dichos flujos extraídos.
El vapor de agua que se inyecta en la unidad durante la etapa (b) se puede producir al menos parcialmente evaporando el agua que circula en una dirección de flujo ascendente en un intercambiador de calor interno contenido dentro del tanque estratificado, sustancialmente en toda su altura, por el cual el calor de evaporación es transferido directamente del tanque estratificado al agua sustancialmente al nivel correspondiente a la temperatura de evaporación y preferentemente autorregulada por el actual nivel de presión de la unidad de desorción.
Según los aspectos anteriores de la invención y en particular cuando se usan intercambiadores de calor integrados internamente en el dispositivo de almacenamiento térmico, el área de intercambio de calor específico del condensador primario o la serie de condensadores primarios, así como el vaporizador o la serie de vaporizadores, se puede encontrar en el intervalo de 10 - 400 m2/ton de material sorbente, preferentemente en el intervalo de 40 -100 m2/ton de material sorbente. Además, para una configuración en donde el intercambiador de calor o la serie de intercambiadores de calor están externos a un dispositivo de almacenamiento térmico y un flujo de circulación pasa líquido de transferencia de calor desde el dispositivo de almacenamiento térmico, el área específica puede encontrarse en el intervalo de 5 - 250 m2. Se debe entender que diversos materiales sorbentes adecuados, secuencias de proceso y contenidos de vapor de agua inyectado y vapor definen respectivamente las áreas de intercambio de calor específicas requeridas.
Según incluso otra realización preferida, la transferencia de calor a y desde la estructura de adsorbente y/o el
material sorbente en dicha unidad durante las etapas (b) y (c) está afectada al menos parcialmente por un elemento intercambiador de calor proporcionado en la estructura de adsorbente, preferentemente que implica un líquido de calor intercambio circulado a través del elemento intercambiador de calor.
Preferentemente, en este contexto, la etapa (b) comprende al menos las siguientes etapas secuenciales:
(b1) precalentar dicho material sorbente en dicha unidad hasta una temperatura en el intervalo de 35-80 °C, preferentemente en el intervalo de 45-75 °C, mientras que la temperatura más alta del elemento intercambiador de calor y preferentemente la temperatura de entrada del líquido de intercambio de calor que circula a través del elemento intercambiador de calor es inferior a 80 °C durante esta fase de precalentamiento;
(b2) calentar más el material sorbente en dicha unidad hasta una temperatura en el intervalo de 80-180 °C, preferentemente en el intervalo de 90-140 °C.
El calor que se recupera de la unidad durante el enfriamiento en la etapa (c) puede ser transferido directamente, preferentemente por un elemento intercambiador de calor proporcionado en la estructura de adsorbente y un líquido de transferencia de calor, a una segunda unidad que contiene un elemento intercambiador de calor en su estructura de adsorbente que en este momento está en la etapa (b) y acepta el calor para calentar su material sorbente.
Otra realización preferida se caracteriza por que el calor que se recupera de una serie de al menos dos unidades durante el enfriamiento en la etapa (c) se transfiere directamente por un líquido de intercambio de calor que pasa a través de los elementos de intercambiador de calor proporcionados en las estructuras de adsorbentes de dicha serie de unidades en una configuración de flujo en serie a una segunda serie de al menos dos unidades que contienen elementos intercambiadores de calor correspondientes en sus estructuras de adsorbente a través de los cuales el líquido de intercambio de calor también pasa en una configuración de flujo en serie.
Según un aspecto preferido adicional de la presente invención, se puede aplicar una estrategia de control para mantener el contenido de energía térmica del dispositivo de almacenamiento térmico a un nivel suficiente para siempre permitir la operación cíclica y específicamente la producción de vapor de purga en el vaporizador. Según este aspecto, el líquido de transferencia de calor extraído del dispositivo de almacenamiento térmico pasa a través de una fuente de calor externa antes de pasar sobre la estructura de adsorbente en desorción, en donde a temperaturas inferiores a 40 °C, preferentemente inferiores a 25 °C, la temperatura del líquido de transferencia de calor de alimentación extraído del dispositivo de almacenamiento térmico se establece entre 0,1 y 5 °C, preferentemente menos de 2 °C más baja que la de dicho líquido de transferencia de calor aguas debajo de la fuente de calor externa, en donde preferentemente dicha reducción de temperatura se realiza variando el punto de extracción del líquido de transferencia de calor de alimentación a través de válvulas de aislamiento específicas o variando la relación de mezcla de dos o más flujos extraídos, además en donde preferentemente la fuente de calor externa compensa la reducción en temperatura por un aumento en el suministro de calor externo.
Al menos dos unidades o más, por ejemplo 3, cuatro, cinco, seis o siete o incluso ocho unidades se pueden conectar por dos o correspondientemente más conjuntos paralelos de circuitos de transferencia de calor con corrientes de líquido independientes pero conectadas por medio de al menos un dispositivo de almacenamiento de calor común. Durante los al menos 5 últimos minutos de la etapa de adsorción (a), se puede circular ventajosamente un líquido de intercambio de calor a través del elemento intercambiador de calor de la unidad, calentando la estructura de adsorbente y el material sorbente hasta por encima de la temperatura del aire ambiental y, por consiguiente, reducir la humedad relativa de la corriente de aire ambiental en comparación con la humedad relativa a la temperatura ambiente original de la corriente de aire, y/o en donde durante al menos parte de la etapa de adsorción (a) un líquido de intercambio de calor es circulado a través del elemento intercambiador de calor de la unidad para recuperar el calor de adsorción liberado.
Además, la presente invención se refiere al uso de un método como se detalló anteriormente para la separación de dióxido de carbono de una corriente de aire ambiental.
Se refiere además a un dispositivo para llevar a cabo un método como se detalló anteriormente, comprendiendo dicho dispositivo al menos una unidad que contiene una estructura de adsorbente con dicho material sorbente, en donde la unidad se puede abrir para el flujo continuo de dicha mezcla de gases y para poner en contacto dicha mezcla de gases con el material sorbente para la etapa de adsorción,
la unidad es evacuable a una presión a vacío de 500 mbares (a) o menos, y
la estructura de adsorbente situada en dicha unidad es calefactable hasta una temperatura de al menos 50 °C para la desorción de al menos dicho dióxido de carbono gaseoso y vapor de agua,
en donde el dispositivo está adaptado y es adecuado para las siguientes etapas secuenciales y de repetición en esta secuencia:
(a) poner en contacto dicha mezcla de gases con dicho material sorbente para permitir que al menos dicho
dióxido de carbono gaseoso con o sin vapor de agua se adsorba sobre el material sorbente en condiciones de presión atmosférica ambiente en el intervalo de 0,8 a 1,2 bares (a) en una etapa de adsorción. Preferentemente, esta etapa tiene lugar en condiciones de temperatura ambiente, es decir, en condiciones de temperatura que son esencialmente las mismas que el aire circundante en el momento de la operación. Además, preferentemente, esta etapa tiene lugar en condiciones de presión que son esencialmente las mismas que el aire circundante en el momento de la operación. Por lo tanto, preferentemente, la mezcla de gases se pone en contacto con dicho material sorbente esencialmente sin pretratamiento, tal como presurización y/o calentamiento; la mezcla de gases, preferentemente el aire atmosférico circundante, se hace circular simplemente a través del material sorbente. Normalmente, el volumen de flujo específico durante la etapa de absorción está en el intervalo de 30 - 1000 (Nm3/h)/kg de sorbente, más preferentemente en el intervalo de 40 - 350 (Nm3/h)/kg de sorbente, en donde N representa la temperatura y presión normales, que es 0 °C y 100 kPa;
(b) al menos uno de evacuar dicha unidad hasta una presión en el intervalo de 20-400 mbares (a) y calentar dicho material sorbente en dicha unidad hasta una temperatura en el intervalo de 50-180 °C, preferentemente en el intervalo de 80-120 °C, en una etapa de desorción y extraer al menos el dióxido de carbono gaseoso desorbido y el vapor de agua de la unidad y separar el dióxido de carbono gaseoso del vapor de agua por condensación del agua aguas abajo de la unidad;
(c) enfriar activamente la estructura de adsorbente con dicho material sorbente en dicha unidad hasta una temperatura superior o igual a la temperatura atmosférica ambiente y represurización de la unidad hasta condiciones de presión atmosférica ambiente;
en donde el dispositivo comprende además
(i) medios para la recuperación en la etapa (c) de al menos parte del calor liberado por la estructura de adsorbente con dicho material sorbente en dicha unidad durante el enfriamiento y un primer dispositivo de almacenamiento de calor para almacenar el calor recuperado para su uso por otras etapas de proceso en dicha unidad o en al menos una unidad diferente pero equivalente operada en esencialmente el mismo modo en paralelo; y
(ii) medios para la recuperación durante la etapa (b) de al menos parte de al menos uno del calor sensible y latente de dióxido de carbono gaseoso y vapor de agua como gases de producto y un segundo dispositivo de almacenamiento de calor para almacenar el calor recuperado para uso para etapas de proceso en dicha unidad o en al menos una unidad equivalente diferente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo; y
(iii) en donde al menos uno de dicho primer y segundo almacenamiento de calor de dicha unidad, y/o de al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo, se proporciona para suministrar durante la etapa (b) al menos parte del calor requerido para calentar dicho material sorbente en dicha unidad.
Preferentemente, al menos uno de (i) o (ii) se implementa en combinación con (iii), más preferentemente se implementan al mismo tiempo (i), (ii), así como (iii).
Preferentemente, en dicho dispositivo la estructura de adsorbente contiene un elemento intercambiador de calor interno a través del cual se hace circular un líquido de intercambio de calor. Alternativamente, también es posible usar el propio gas de desorbato o flujo de aire atmosférico ambiente forzado como líquido de trabajo, y para recuperar el calor de enfriamiento en la etapa (c) por extracción del calor correspondiente de este gas de desorbato o flujo de aire atmosférico ambiente forzado, para ser entonces usado según (i).
Además, preferentemente, en dicho dispositivo al menos una unidad, preferentemente una multitud de unidades, está conectada a un tanque estratificado común que combina dicho primer y segundo almacenamiento de calor con niveles de temperatura dividida y múltiple que permiten usar la zona de baja temperatura en el intervalo de 30-60 °C para el enfriamiento del proceso durante la desorción cuando se extrae simultáneamente calor a temperaturas más altas en el intervalo 60-180 °C, pref. 60-150 °C, para el calentamiento.
Según una realización preferida de dicho dispositivo, pero también en el contexto del método anterior, el material sorbente es un adsorbente sólido con funcionalidad amina o X2C03 , en donde X es K, Na, Li o una mezcla de los mismos, preferentemente impregnado sobre un soporte granulado poroso, preferentemente carbono activo. Por ejemplo, el material puede ser una resina de intercambio iónico de base débil y/o celulosa funcionalizada con amina y/o sílice funcionalizada con amina y/o carbonos funcionalizados con amina y/o armazones orgánicos metálicos funcionalizados con amina y/u otros adsorbentes poliméricos funcionalizados con amina.
Más realizaciones de la invención se establecen en las reivindicaciones dependientes.
Descripción de las figuras
Las realizaciones preferidas de la invención se describen a continuación con referencia a los dibujos, que son con el fin de que ilustrar las presentes realizaciones preferidas de la invención y no con el fin de limitar las mismas. En los dibujos,
la Fig. 1 muestra un esquema general de gestión energética que muestra posibles flujos de energía para la recuperación y uso dentro de una unidad;
la Fig. 2 muestra un esquema general de gestión energética que muestra posibles flujos de energía para la recuperación y uso entre tres unidades y un dispositivo de almacenamiento térmico; la Fig. 3 muestra detalles de un dispositivo de almacenamiento térmico de tanque estratificado con intercambiadores de calor internos de condensación y vaporización y flujos de calor y medio; la Fig. 4 muestra un ejemplo de perfiles de temperatura de dos unidades que participan en la recuperación de calor sensible directa;
las Fig. 5a y b muestran ejemplos de perfiles de calentamiento que surgen de un líquido de transferencia de calor de alimentación a un nivel de temperatura única y de múltiples temperaturas suministrado a una unidad;
las Fig. 6a y b muestran ejemplos de perfiles enfriamiento que surgen de un líquido de transferencia de calor de alimentación a un nivel de temperatura única y de múltiples temperaturas suministrado a una unidad;
la Fig. 7 muestra un ejemplo de una curva de condensación de una mezcla de CO2 y vapor de agua a 1,4 bares (a) y calor sensible y latente recuperable asociado Qd;
la Fig. 8 muestra un ejemplo de curvas P-v para los procesos de compresión que implican a) isotérmico, b) politrópico y c) politrópico con compresión con interenfriamiento e intercondensación;
las Fig. 9a y b muestran en a) una curva de energía térmica recuperada del calor latente y sensible de gases de desorción Qd por tonelada de CO2 producto y en b) el trabajo del compresor W por tonelada de CO2 producto en función del nivel de presión intermedia Pint y fracción de vapor VF que pasa al dispositivo de compresión primaria;
la Fig. 10 muestra perfiles de temperatura experimentales con respecto a la altura de un posible dispositivo de almacenamiento térmico en tres etapas de un posible proceso de adsorción/desorción.
Descripción detallada de la invención
Una primera realización para un posible sistema de gestión energética se muestra en la Figura 1 que implementa un método de recuperación de la energía térmica invertida necesaria para el proceso de desorción. Se proporciona una unidad 1 que contiene una estructura de adsorción 2 con material sorbente. El aire entra en la unidad 1 a lo largo de la trayectoria 30 para la adsorción y sale aire agotado a lo largo de la trayectoria 31 para la etapa (a) anterior.
La unidad 1 está conectada a un líquido de transferencia de calor de alimentación 3 que suministra un flujo de calor Qh a una temperatura entre 40 °C y 180 °C, preferentemente 65-150 °C, y que abandona la unidad por un líquido de transferencia de calor de retorno 4. El calor para el proceso de desorción Qh en la etapa (b) anterior está constituido por el calor de desorción de las especies relevantes, el calor sensible de la unidad y pérdidas. Para la desorción en la etapa (b), se puede inyectar vapor de agua adicional por medio de la trayectoria 9.
Para la etapa de enfriamiento en (c), se usa líquido “calefactor” frío con el mismo medio de intercambio de calor en la unidad, como se ilustra esquemáticamente por medio de Qc por la línea 11. El líquido frío se puede suministrar, como se ilustra en la Figura 1, por un dispositivo de almacenamiento 14, si ese dispositivo de almacenamiento 14 proporciona la extracción de diferentes niveles de temperatura, por ejemplo, en caso de un tanque de almacenamiento estratificado. Alternativamente, se puede proporcionar un sistema de suministro separado.
Los gases de desorción 5 producidos de la etapa (b) que son una mezcla de especies condensables e inertes, preferentemente CO2 y H2O, se extraen de la unidad 1 a través de la línea de vacío 6 por un dispositivo de compresión primaria 7, preferentemente una bomba de vacío de no condensación, que suministra dicha mezcla comprimida al condensador primario 8 a una presión de entre 1,0 y 1,8 bares (a), preferentemente 1,1-1,6 bares (a), que extrae al menos una porción del calor latente y sensible de los gases de desorción Qd invertidos como una porción de Qh en el proceso de desorción, en donde dicho calor Qd puede ser directamente reutilizado o almacenado en la unidad 14.
El calor de proceso Qh suministrado al proceso puede de este modo en al menos parte proceder del calor latente y sensible recuperado de los gases de desorción Qd. Como no toda la energía necesaria para el calor de desorción Qh se puede recuperar del calor sensible Qs y calor latente y sensible de los gases de desorción Qd, se debe aplicar calor externo Qe.
Además, la alimentación de líquido de transferencia de calor de alimentación 3 puede suministrar el líquido de transferencia de calor frío Qc a una unidad caliente 1 en la etapa (c), extrayendo así el calor sensible Qs de dicha unidad por medio del líquido de transferencia de calor de retorno 4 en donde el calor Qs puede ser reutilizado o almacenado en la unidad 14.
Por lo tanto, en el presente documento se describe un dispositivo de recuperación de al menos una porción del calor invertido para un proceso de desorción en forma de calor latente y/o sensible de gases de desorción, así como al menos una porción del calor sensible de la unidad, mejorándose así la eficiencia energética de un proceso de
adsorción-desorción cíclico.
La Figura 2 ilustra la operación de la secuencia de proceso que incluye la recuperación de calor sensible Qs para el caso de múltiples unidades equivalentes paralelas, y el calor sensible y latente de gases de desorción en tres unidades 1a,b,c, cada una de las cuales contiene estructuras de adsorbente 2a,b,c que funcionan todas en la secuencia descrita anteriormente, pero con etapas desplazadas en el tiempo de forma que en un momento dado en el tiempo una unidad puede estar desorbiendo (etapa b), una puede estar adsorbiendo (etapa a) y una puede estar en otra etapa intermedia, por ejemplo, en la etapa c.
Sin embargo, el método propuesto es igual de aplicable para la situación donde solo existe una unidad como se da en la Figura 1.
El número de unidades y la distribución de etapas de proceso no se limita a tres, pero está influido por el escalado de la instalación completa, la duración de cada etapa y el tipo de diseño del circuito del líquido de transferencia de calor y se debe entender que el mismo principio puede ser ampliado a más de tres unidades.
Las unidades 1 están conectadas a un dispositivo de almacenamiento térmico 14 que comprende al menos un tanque lleno de al menos un líquido de transferencia de calor, pero posiblemente también al menos un material de cambio de fase por al menos un circuito de conductos de líquido de transferencia de calor. 0pcionalmente, se pueden usar dos circuitos de líquido de transferencia de calor para líquido de transferencia de calor caliente y frío, independientemente. Además, las unidades se pueden conectar entre sí con bombas de circulación desviables 19a,b,c que permiten la recuperación directa de Qs entre unidades.
Para ilustrar la operación del método se supone que en un momento en el tiempo la unidad 1a se va a calentar para la desorción - etapa de proceso b) - y la unidad 1b se va a enfriar - etapa de proceso c).
Para realizar esto, en primer lugar, puede conectarse la bomba de circulación 19a, que bombea el líquido de transferencia de calor en un bucle cerrado (en contra del sentido de las agujas del reloj en la figura, véase la flecha Qs) entre las unidades 1a y 1b, transfiriendo así al menos parte del calor sensible Qs de la unidad 1b a la unidad 1a, calentándose así la unidad 1a y enfriándose la unidad 1b.
Una vez las temperaturas de las dos unidades se han igualado sustancialmente, el líquido de transferencia de calor de alimentación puede hacerse circular a la unidad de enfriamiento 1b desde el dispositivo de almacenamiento 14, en donde líquido de transferencia de calor frío apropiado se extrae del dispositivo de almacenamiento por la bomba de circulación 19c a través de al menos una de las válvulas de control 15 pasando opcionalmente a través de una válvula de mezcla 17 para lograr una temperatura de enfriamiento específica y retornando líquido de transferencia de calor caliente que sale de la unidad 1b al dispositivo de almacenamiento 14, recuperándose así al menos una porción adicional del calor sensible Qs restante de la unidad 1b.
Una vez se logra la temperatura fría final de la unidad, el flujo de líquido de transferencia de calor de alimentación se altera para administrar líquido de transferencia de calor caliente a la unidad 1a desde el tanque de almacenamiento 14, por lo que el líquido de transferencia de calor frío de retorno se reinyecta en el tanque y en donde el calor de proceso Qh en el intervalo de temperatura de 40 y 180 °C, preferentemente 65-150 °C, puede proceder al menos en parte del calor sensible Qs previamente recuperado. Un ejemplo de este procedimiento se describe en el Ejemplo 1 más adelante.
En la realización que emplea circuitos de transferencia de calor calientes y fríos paralelos, la recuperación directa del calor sensible Qs entre unidades tiene lugar del mismo modo; sin embargo, se requieren al menos dos tanques de almacenamiento - uno para líquido de transferencia de calor caliente en el intervalo de 60-180 °C, preferentemente 60-150 °C, y uno para líquido de transferencia de calor frío en el intervalo de 30-60 °C con bombas de circulación que funcionan independientemente. El circuito de líquido de transferencia de calor caliente puede tener cualquiera de los métodos mencionados previamente para la adición de Qe desde una fuente de calor externa, tal como un intercambiador de calor de interfase con un suministro de calor externo en el tanque de almacenamiento o en las líneas de líquido de transferencia de calor de alimentación o retorno, mientras que el tanque de líquido de transferencia de calor frío debe tener un método de retirada de calor. Una posibilidad es hacer circular el líquido de transferencia de calor a través de una unidad 1 durante la adsorción - usando eficazmente este dispositivo como un enfriador de aire, que ofrece simultáneamente la posibilidad de ajustar las condiciones de adsorción (temperatura y humedad relativa). Una realización de circuito paralelo ofrece varias ventajas con respecto a un único circuito, ya que permite tiempos de ciclo acortados, acondicionamiento térmico de la estructura de adsorbente en la unidad para amortiguar las fluctuaciones en las condiciones de adsorción y recuperación del calor de adsorción:
Una posible realización del dispositivo de almacenamiento 14 es un tanque estratificado que puede almacenar líquido de transferencia de calor en el intervalo de temperatura de 30 - 180 °C, preferentemente 40 - 150 °C, del que el líquido de transferencia de calor de alimentación 3 se suministra extrayéndolo de zonas de diferentes temperaturas en el tanque estratificado. El tanque estratificado establece y mantiene un intervalo de temperatura en el líquido de transferencia de calor con temperatura creciente desde el fondo del tanque hacia la parte superior. El
tanque estratificado se puede equipar con al menos una, preferentemente al menos 5, líneas de alimentación, cada una con una válvula de aislamiento 15 y medición de temperatura 16. De este modo, se puede extraer y monitorizar el líquido de transferencia de calor de alimentación a un nivel de temperatura deseada específica. El punto de extracción puede variar durante el proceso de calentamiento y enfriamiento para hacerlo corresponder mejor con las exigencias del proceso. Además, se puede usar una válvula de mezcla 17 para mejorar más el control de la temperatura del líquido de transferencia de calor de alimentación 3. El líquido de transferencia de calor de retorno 4 puede ser alimentado en el tanque estratificado 14 a través de al menos un puerto y un distribuidor de flujo mecánico 18, tal como un difusor o aletas que permiten que el líquido de transferencia de calor de retorno se distribuya él mismo dentro del tanque basándose en su temperatura y densidad sin exergía que destruya la mezcla. Por lo tanto, las unidades 1 se pueden suministrar con líquido de transferencia de calor caliente y energía de calentamiento Qh extraída de las porciones superiores del tanque estratificado mientras retorna el líquido de transferencia de calor frío a porciones inferiores del tanque estratificado. Una vez dicha unidad se va a enfriar, el líquido de transferencia de calor frío previamente retornado se puede hacer circular nuevamente en la unidad absorbiendo el calor sensible de la unidad Qs, devolviéndolo al tanque estratificado 14 para el almacenamiento y futuro uso. Además, las unidades se pueden suministrar con una temperatura del líquido de transferencia de calor de alimentación que se optimiza para la velocidad de transferencia de calor mientras se minimiza la destrucción de exergía. Los detalles de este procedimiento se describen en los Ejemplos 2 y 3 más adelante. El calor de proceso adicional del dispositivo de almacenamiento se puede usar para otras etapas de proceso, tales como para generar vapor 9 que se puede suministrar a las unidades como gas de purga.
Durante la producción de gas de desorción 5 en la etapa (b) - que es una mezcla de especies condensables e inertes (CO2 y agua en una relación molar entre 1:0,001 y 1:50), los gases pueden pasar primero a través de un precondensador 12 - por ejemplo, un enfriador de aire - en el que al menos una porción de las especies condensables presentes en los gases de desorción se puede retirar como condensado 21 antes de pasar a través de un dispositivo de compresión primario 7, que eleva principalmente la presión de los gases de desorción 5 a entre 0,3 y 1,8 bares (abs) y que pasa el calor latente y/o sensible del mismo posteriormente al dispositivo de almacenamiento térmico 14 en el que al menos una porción del calor latente y sensible de los gases de desorción Qd se recoge y si se necesita se almacena, produciendo así un flujo de gas producto 20 y un flujo de condensado 21. Una porción del calor de condensación Qpc también puede ser pasada al dispositivo de almacenamiento térmico 14.
La operación del precondensador 12 y el dispositivo de compresión primaria 7 puede ser ajustada para realizar una optimización del trabajo mecánico aplicado para la compresión y energía recuperable Qd. El menor contenido de agua en el gas de desorción 5 (más agua condensada) reduce tanto la energía recuperable Qd como el trabajo mecánico invertido para la compresión W. El Ejemplo 8 dado a continuación ilustra el impacto de diversos parámetros de operación. Si el gas producto 20 está por debajo de la presión necesaria por el consumidor, se puede aplicar una combinación adicional de un poscondensador 13 y dispositivo de compresión secundaria 27 que ofrece la opción de una recuperación final de calor de condensación Qpc. La ventaja de dicha combinación es que se pueden retirar especies condensables no deseables del gas producto y la energía mecánica invertida se puede reducir. Un flujo de condensado 21 se extrae de las diversas etapas de condensación y se puede desechar o utilizar para la producción de vapor de agua 9 como gas de purga de las unidades suministradas a través del conducto de vapor de agua 10.
Una realización del dispositivo se muestra en la Figura 3, donde el dispositivo de almacenamiento 14 es un tanque estratificado con un intervalo de temperatura de 30-180 °C, preferentemente 40-150 °C, que puede poseer un condensador primario interno 8, así como un vaporizador 25, junto con una multitud de puntos de extracción presentados en la Figura 2 para la extracción de Qh y al menos un puerto para el líquido de transferencia de calor de retorno complementado con un distribuidor de líquido mecánico 18, tal como un difusor o una serie de tapas mecánicas que previenen la mezcla del líquido de transferencia de calor de retorno con el líquido en el tanque. El condensador primario 8 recibe los gases de desorción como una mezcla de especies inertes y condensables, como CO2 y H2O en las relaciones de 1001-1:50 a presiones de 300 - 1800 mbares (a), preferentemente 400 -1400 mbares (abs) y temperaturas entre 100 y 200 °C, pasando dichos gases en una dirección descendente a través de la tubería de dicho condensador y, por lo tanto, a través de las diversas zonas de temperatura dentro del tanque estratificado. Las especies condensables se someten a condensación a una temperatura específica impuesta por la composición local del gas y las condiciones de saturación y así transfieren calor sensible y latente Qd al líquido de transferencia de calor dentro del tanque estratificado. El gas producto 20a sale con el condensado 21 que es extraído en el separador 26. Además, el agua de alimentación líquida 22 puede entrar en el vaporizador pasando hacia arriba a través de las diversas zonas de temperatura de dicho tanque estratificado, ganando así energía del líquido de transferencia de calor dentro del tanque y formando con el tiempo vapor de agua para abandonar el sistema como vapor de agua 9 para ser suministrado al consumidor o a las unidades como gas de purga. Al igual que con otras especies condensables en los gases de desorción 5, el calor latente del vapor de agua 9 que ha pasado a través de las unidades como gas de purga también se puede recuperar y reutilizar con el método descrito, reduciendo así espectacularmente el requisito de energía neta. Preferentemente, el flujo de condensado 21 y la alimentación de agua líquida 22 se pueden acoplar como se muestra con una bomba a través de un separador 26. Varias opciones para suministrar Qe pueden ser, pero no se limitan a, un calentador eléctrico 24 en la línea de líquido de transferencia de calor de alimentación o como se muestra instalado en el tanque. Aún una opción
adicional puede ser un intercambiador de calor de interfase 28 integrado en el tanque de almacenamiento para su acoplamiento con un suministro de calor externo 23 con una bomba de circulación 19. El condensador primario 8 y el vaporizador 25 abarcan al menos una parte, pero no necesariamente la misma parte del intervalo de temperatura del tanque estratificado. La elegancia de un condensador y vaporizador interno con respecto al tanque estratificado es que la recuperación de calor sensible y latente Qd, así como la producción de vapor, tienen lugar a exactamente las temperaturas adecuadas impuestas únicamente por las condiciones de saturación de los medios respectivos sin la necesidad de circulación externa, reparto del líquido de transferencia de calor o control de proceso. El condensador primario 8 puede tener más de un punto de extracción, como se muestra por el flujo de gas producto 20b que se puede extraer a una temperatura que puede ser superior a la más baja en el tanque estratificado 14, suministrando así un contenido de agua específico o contenido de C02:H20 respectivamente seleccionado para corresponder con aplicaciones aguas abajo, tales como síntesis de material o de combustible. En otra realización, al menos un condensador 8 puede ser externo al tanque con circuitos de circulación suplementarios que extraen líquido de transferencia de calor del tanque estratificado a temperaturas específicas para realizar la recuperación de Qd como se muestra en la Figura 7. La operación de dicha realización se trata con detalle en el Ejemplo 4 dado a continuación. Si se usan múltiples tanques para el dispositivo de almacenamiento térmico, el condensador 8 y el vaporizador 25 pueden atravesar más de un tanque dependiendo de los niveles de temperatura de los tanques. El volumen de un tanque estratificado se puede relacionar con la duración de las etapas de proceso (b) y (c) y el número de unidades que experimentan simultáneamente estas etapas y debe encontrarse entre 3 y 10 m3/unidad, preferentemente 7 a 10 m3/unidad.
Como se mostrará con detalle en los Ejemplos 1 - 5, la operación energética y económicamente factible del proceso de desorción desvelado depende de la recuperación de tanto el calor sensible Qs como el calor latente y sensible de gases de desorción Qd en combinación con un dispositivo de almacenamiento térmico 14.
En primer lugar, solo ambas formas de recuperación de energía pueden cubrir el intervalo de temperatura completo del calor requerido para la desorción. En segundo lugar, la recuperación de Qs representa como máximo 1/3 - 1/4 del calor total requerido para la desorción y puede ser , en particular, con altos flujos de vapor de purga 9 según se requiera para ciertos materiales sorbentes, de tan solo 1/20. Sin la recuperación de Qd, en particular, con elevados flujos de vapor de purga 9, el proceso de desorción necesitaría un suministro prohibitivamente alto de energía externa Qe. En tercer lugar, debido a la naturaleza de un proceso de calentamiento transitorio, las diversas fases de desorción ocurren una detrás de otra con temperatura creciente con en primer lugar un proceso de calentamiento sensible puro de condiciones ambiente a aproximadamente 60 °C, luego la liberación de especies de desorbato, como CO2 y H2O, seguido normalmente por la aplicación de un flujo de vapor de purga. Cada una de estas fases de proceso solo se puede suministrar con calor previamente recuperado si este calor se puede almacenar entre las desorciones de unidades individuales. Aunque siempre se requiere un suministro de calor externo para el proceso de desorción, el utilizar tanto flujos de calor recuperables Qs como Qd con un dispositivo de almacenamiento permite que dicho suministro de calor externo tenga una capacidad mucho más pequeña que un sistema que necesitaría acomodar la carga térmica fuertemente fluctuante de un proceso de calentamiento y desorción transitorio. Esto reduce significativamente, por consiguiente, los costes de equipo, pero solo es factible con un dispositivo de almacenamiento.
Finalmente, el proceso fundamental de adsorción / desorción como se ha descrito anteriormente requiere tanto el enfriamiento de una unidad desde una temperatura de desorción hasta temperatura atmosférica ambiente - una extracción de calor sensible Qs -, como alguna forma de compresión de gases de desorción desde condiciones de vacío hasta condiciones al menos atmosféricas de forma que el gas producto se pueda transferir al consumidor aguas abajo y la extracción de al menos una porción de agua del flujo de gas producto - extracción de Qd. Por lo tanto, el flujo de calor de Qs y Qd están ambos intrínsecamente presentes en el proceso descrito y son simplemente amortiguados y utilizados para mejorar la eficiencia energética con la aplicación de un dispositivo de almacenamiento térmico y el método y dispositivo desvelados en el presente documento.
Ejemplo 1: Reducción de la demanda de energía térmica para un proceso de desorción que hace uso de calor sensible recuperado Qs y calor latente y sensible Qd de una mezcla de gases de desorción de C02 y H2O.
La Tabla 1 muestra las suposiciones usadas para determinar la demanda de energía térmica para el proceso de desorción de un único módulo de captura de CO2 por DAC, así como la demanda de calor externo para variantes de proceso.
Tabla 1 - Demanda de energía para un proceso de captura de CO2 por DAC.
Existe claramente un beneficio de energía muy grande asociado a los métodos de recuperación desvelados en el presente documento en donde se pueden ahorrar aproximadamente 2500 kWh/ton de CO2 de energía de calentamiento externo. Considerando un coste de mercado típico de CO2 de 300 USD/ton, y un precio del calor externo típico de 20 USD/MWh, los ahorros de energía presentados son 50 USD/ton de CO2 que es un ahorro de costes muy importante para el proceso de captura de CO2.
La Tabla 2 muestra el calor total requerido para el proceso de desorción anterior en función del nivel de temperatura. Se observa que la mayoría del calor se requiere por debajo de 80 °C, estando principalmente asociado al calentamiento sensible de la unidad y a la producción de vapor de agua de purga con la energía por encima de 90 °C, que sirve principalmente para desorber el CO2.
Tabla 2 - Demanda de calor durante seis niveles de temperatura para un proceso de captura de CO2 por DAC
Ejemplo 2: Recuperación directa de calor sensible Qs de unidades de calentamiento/enfriamiento.
Este ejemplo se refiere a la realización de la Figura 2 con dos unidades de operación una detrás de otra. Con el fin de este ejemplo, una unidad 1a ha completado la desorción y está caliente y la otra unidad 1c está fría y va a empezar a calentarse. Las unidades se acoplan directamente y el líquido de transferencia de calor se hace circular por la bomba 19a. La Figura 4 muestra las temperaturas de las unidades 1a y 1c. Para este ejemplo, la unidad 1a se va a enfriar desde 110 °C hasta 10 °C, mientras que la unidad 1c se va a calentar hasta 110 °C desde 10 °C. En el tiempo t1, el intercambio de Qs empieza directamente entre las dos unidades por bombeo del líquido de transferencia de calor entre ellas que conduce a una aproximación asintótica a una temperatura intermedia. Como la demanda de energía por grado de una unidad que se somete a calentamiento y desorción es superior al suministro de energía sensible por grado de la unidad que se somete a enfriamiento, la temperatura intermedia se encontrará más próxima a la temperatura inicial de la unidad que se calienta. Con una temperatura de desorción final como en el Ejemplo 1 de 110 °C y una temperatura de adsorción de 10 °C, la temperatura intermedia alcanzada en el tiempo t2 durante el intercambio de calor sensible directo será, por ejemplo, 50 °C. A partir de aquí, la unidad 1c experimenta calentamiento por medio de suministro de calor complementario hasta la temperatura final de 110 °C y la unidad 1a experimenta enfriamiento adicional hasta la temperatura final de 10 °C. Basándose en la masa térmica de la unidad de 1536 kJ/K, esta implementación permite la recuperación de 1088 kWh/ton de CO2 de calor sensible Qs de la unidad 1a.
Ejemplo 3: Recuperación de calor sensible Qs de una unidad durante el calentamiento y el enfriamiento por medio de un tanque estratificado y procesos escalonados.
Este ejemplo muestra el potencial asociado al calentamiento y enfriamiento por medio de un tanque estratificado con múltiples puntos de extracción como en la Figura 2. La Figura 5a muestra el perfil de calentamiento de una unidad suministrada con una temperatura del líquido de transferencia de calor de alimentación 3 constante de 110 °C. La temperatura de la unidad 1 aumenta con una exponencial decreciente. Sin embargo, la temperatura del líquido de transferencia de calor de retorno 4 se reduce significativamente con respecto a la alimentación 3 que conduce a una
fuerte pérdida de exergía del líquido de transferencia de calor debido a la gran diferencia de temperatura entre el líquido de transferencia de calor de alimentación 3 y la unidad 1 al comienzo del proceso de calentamiento. La Figura 5b muestra el efecto de los múltiples niveles de temperatura de calentamiento escalonado de líquido de transferencia de calor de alimentación 3 en los que la temperatura del líquido de transferencia de calor de retorno 4 es más próxima al líquido de transferencia de calor de alimentación 1 que mantiene la exergía del líquido de transferencia de calor. Inicialmente, una temperatura del líquido de transferencia de calor de alimentación 3 se selecciona, por ejemplo, 10 °C superior a la temperatura de la unidad 1. Una vez se ha ralentizado la tasa de aumento de temperatura de la unidad 1 debido a una diferencia de temperatura reducida con respecto al líquido de transferencia de calor de alimentación 3, se selecciona el siguiente nivel de temperatura más alta como la alimentación hasta que se alcance el nivel de temperatura final. En dicho modo, el valioso calor de temperatura alta y generalmente más costoso se degrada menos.
Similarmente, la Figura 6a muestra los efectos del enfriamiento con y sin un tanque estratificado como en la Figura 5. La unidad 1 se enfría con líquido de transferencia de calor de alimentación 3 que conduce a un perfil de enfriamiento de la unidad a lo largo de un exponencial decreciente. La diferencia inicialmente grande entre la temperatura de la unidad 1 y el líquido de transferencia de calor de alimentación frío 3 produce una baja temperatura del líquido de transferencia de calor de retorno de 60 °C. Como se mostró en el Ejemplo 1, solo una pequeña porción de la demanda de calor se puede cubrir por calor inferior a 60 °C. Además, para permitir el enfriamiento eficaz de la unidad, el líquido de transferencia de calor de retorno 4 debe ser enfriado más, por ejemplo, con un enfriador de aire, y así se pierde la exergía de alta temperatura de la unidad. La Figura 6b muestra el impacto de aplicar enfriamiento escalonado de un tanque estratificado con múltiples puntos de extracción. Inicialmente, la unidad se puede enfriar en primer lugar con un líquido de transferencia de calor de alimentación 3, por ejemplo, 10 °C más frío, que produce un flujo de retorno que ha mantenido la mayoría de su exergía y puede ser alimentado de nuevo en el tanque estratificado. Una vez se ha ralentizado la velocidad de enfriamiento debido a una reducción en la diferencia de temperatura entre el líquido de transferencia de calor de alimentación 3 y la unidad 1, se selecciona el siguiente nivel de temperatura más baja del tanque estratificado para el medio de transferencia de calor de alimentación 3. De este modo, grandes porciones del calor sensible de la unidad se pueden recuperar a temperaturas que son adecuadas para su aplicación a un proceso de calentamiento posterior.
Para el proceso de desorción del Ejemplo 1, se puede calcular un balance de calor para un tanque estratificado que funciona con una unidad. Con el fin de este cálculo, el tanque estratificado se discretiza en 6 niveles de temperatura como se muestra en la Tabla 3. Se observa que por encima de 90 °C no se recupera calor ya que la máxima temperatura del líquido de transferencia de calor de alimentación frío se supone que es 80 °C, produciendo un retorno de 90 °C. Sin embargo, el calor en estos niveles de temperatura puede ser todavía reutilizado para la desorción de unidades adicionales. El funcionamiento con una única de temperatura de enfriamiento de alimentación daría el mismo calor recuperado total, pero completamente por debajo de 60 °C y, por lo tanto, se retienen más de 500 kWh/ton de CO2 de calor a niveles de temperatura atractivos.
Tabla 3 - Calor sensible recuperado en una única unidad de desorción que se enfría en un modo escalonado.
Ejemplo 4: Recuperación de calor sensible y latente Qd de una mezcla de gases de H2O y CO2 usando un tanque estratificado y una única etapa de compresión.
Este ejemplo ilustra el potencial de una realización de la Figura 2 que comprende tres condensadores externos a un tanque estratificado alimentado con líquido de transferencia de calor de un único tanque de almacenamiento 14. La Figura 7 muestra la realización tratada en el presente documento y la curva de condensación de una mezcla de H2O y CO2 con relación molar de 3:1 que se enfría aguas abajo del dispositivo de compresión primaria desde 200 °C hasta 20 °C a una presión total de 1400 mbares (a). La reducción de temperatura inicial desde 200 °C -110 °C se acopla con una cantidad de energía recuperable proporcionalmente pequeña (10 %) ya que solo se puede recuperar calor sensible de los gases. Una vez empieza la condensación a 110 °C (que es la temperatura de saturación a 1400 mbares (a)), se pueden recuperar mayores cantidades de calor. Entre 110 °C y 90 °C, se puede recuperar un 62 % adicional de calor sensible y principalmente latente del agua por encima de 90 °C. Entre 90 °C y 80 °C, se puede recuperar un 16 % adicional de calor por encima de 80 °C. El 12 % final del calor se puede recuperar por debajo de 80 °C. Suponiendo una diferencia de temperatura mínima de dTmín. con respecto a un condensador primario, tal como 8a,b,c, el perfil de temperatura del líquido de transferencia de calor en cada uno de dichos condensadores seguiría la línea de puntos de la Figura 7.
La Tabla 4 muestra el calor recuperable Qd por nivel de temperatura de una mezcla de CO2 y vapor de agua usando una realización de la Figura 2. Con el fin de este ejemplo, el tanque está delimitado en 6 zonas de temperatura.
Tabla 4 - Calor sensible y latente de desorción Qd recuperado de una mezcla de CO2 y H2O.
Se observa que la mayoría de la energía se recupera a un nivel de temperatura de 90-110 °C que corresponde al calor latente de condensación del vapor de agua a una presión de 1400 mbares (a) en mezcla con CO2. La pequeña porción de energía recuperada por encima de 110 °C corresponde al calor sensible de la mezcla de gases por encima de la condición de condensación. Comparando la Tabla 4 anterior con la Tabla 1, se observa que el calor recuperado Qd se puede usar para la desorción.
Ejemplo 5: Balance de calor neto de un proceso de desorción que incluye recuperación de calor sensible de las unidades Qs y calor sensible, así como latente Qd, de una mezcla de CO2 y H2O.
Comparando los resultados del balance de calor del Ejemplo 1, 3 y 4 y considerando la realización de las Figuras 2 y 3, se puede formular un balance de calor neto para un tanque estratificado compuesto de la demanda de calor total para el proceso de desorción DAC y las dos fuentes de calor recuperable: calor sensible de las unidades Qs y calor sensible y latente Qd de gases de desorción. Con el fin de este ejemplo, el tanque estratificado se divide nuevamente en 6 niveles de temperatura. La energía neta para cada nivel de temperatura se determina por la demanda de calor del proceso de desorción y el calor recuperado. Valores negativos indican niveles de temperatura a los que el calor externo Qe se debe proporcionar. Los valores positivos indican un exceso de calor a ese nivel de temperatura.
La tabla muestra que por encima de 80 °C se observa un exceso neto de calor con un déficit neto de calor observado a niveles de temperatura inferiores a 80 °C. Esto es debido a la presión de compresión de 1400 mbares (a) que tiene una temperatura de saturación (y temperatura de calor latente) de 110 °C. Esto plantea el problema de cómo suministrar el calor necesario al proceso de desorción por debajo de 80 °C. Una opción es la aplicación de fuentes de calor externas, tales como las de la Figura 3. Una opción adicional es degradar el calor de alta temperatura en el tanque aplicando flujos de temperatura a, por ejemplo, 90 °C a una unidad de desorción con una temperatura actual de 50 °C y así redistribuir eficazmente el calor dentro del tanque. Sin embargo, esto lleva la penalización de que el trabajo de compresión que se había invertido previamente en promover el nivel de temperatura del gas de desorción a por encima de 80 °C seO pierde inmediatamente. Una posible alternativa adicional que reduce el trabajo de compresión requerido a la vez que equilibra mejor la demanda de calor neto para la desorción se presenta en los Ejemplos 6 y 7.
Ejemplo 6: Trabajo de compresión de una compresión de una etapa frente a de dos etapas con interenfriamiento y condensación de vapor.
La Figura 8 muestra curvas idealizadas de tres procesos de compresión. La curva (x) es la compresión isotérmica ideal que se sabe que minimiza el trabajo del compresor. La curva (z) es la curva de compresión politrópica que se sabe que representa a la mayoría de los sistemas de compresión reales. La curva (y) es la curva que puede ser realizada con compresión de dos etapas que incluye interenfriamiento y condensación de vapor, tal como se presenta en la Figura 2. La porción y' es la reducción de volumen relacionada con el interenfriamiento y la porción y'' es la reducción de volumen de la intercondensación, por ejemplo, en cualquiera de los pre-, pos- o condensadores primarios. Ambas reducciones de volumen ocurren en un condensador 8, por ejemplo, en un tanque estratificado. La diferencia resultante entre las curvas (z) e (y) corresponde al trabajo mecánico ahorrado para un sistema de
compresor real. La Tabla 5 muestra valores para el trabajo de compresión W de una mezcla de gases de desorción de CO2 y H2O que procede del proceso de desorción del Ejemplo 1 y muestra que casi 200 kWh de trabajo/ton de CO2 pueden ser ahorrados con una compresión de dos etapas que incluye interenfriamiento e intercondensación contra una compresión de una sola etapa desde 0,15 bares (a) hasta la misma presión final de 1,3 bares (a).
Tabla 5 - Trabajo de compresión W para una compresión de una sola etapa y de doble etapa de una mezcla de CO2 y H2O sin y con interenfriamiento e intercondensación.
Ejemplo 7: Recuperación de calor sensible y latente de gases de desorción Qd usando un tanque estratificado y dos etapas de compresión.
Este ejemplo trata de ventajas adicionales de una compresión de dos etapas de gases de desorción y trata la falta de correspondencia de los niveles de temperatura descritos en el Ejemplo 5. Con el fin de este ejemplo, el gas de desorción 5 a 100 mbares (a), 100 °C y una composición molar h 2O:CO2 de 3:1 entra en el precondensador 12 donde la composición del gas no se cambia antes de pasar el gas, al dispositivo de compresión primaria 7 que aumenta la presión hasta 400 mbares (a) a una temperatura de 180 °C. La mezcla de gases entra en el tanque estratificado 14 y avanza a través del intercambiador de calor de condensación 8 que pasa a través de todos los niveles de temperatura del tanque. La mayoría de la energía se recuperará aproximadamente a una temperatura de aproximadamente 75 °C que corresponde a la temperatura de saturación del vapor de agua a 400 mbares (a). El gas sale del tanque a una temperatura de 20 °C en este ejemplo junto con casi toda el agua como condensado. La composición del gas de proceso se reduce ahora significativamente en contenido de H2O en comparación con el estado del gas de desorción 5 con una relación molar H2O:CO2 de 0,06:1. Este gas puede entonces entrar sin condensación adicional en un dispositivo de compresión secundaria 27 que suministra gas producto 20 a una presión de 1,1 bares (a) al consumidor.
Similarmente a los ejemplos previos, se puede determinar un balance de calor para el tanque estratificado discretizándolo con el fin del cálculo en seis niveles de temperatura. Es importante tener en cuenta que el déficit de calor neto para el proceso de desorción sigue siendo sustancialmente el mismo; sin embargo, la distribución del calor en los niveles de temperatura individuales se corresponde mejor con el perfil de demanda. Específicamente, surge un déficit mucho más pequeño en el intervalo de temperatura ≤ 80 °C que en el Ejemplo 6 mientras que existe una inversión mucho menor en energía mecánica de compresión.
Ejemplo 8: Optimización de la energía térmica recuperable y trabajo mecánico aplicado para la compresión.
Este ejemplo y las Figuras 9a y b muestran el impacto de diversas condiciones de operación de la configuración mostrada en la Figura 2. El calor sensible y latente de desorción recuperable Qd de gases compuestos de C02 y H2O, en este ejemplo a temperaturas superiores a 65 °C, así como el trabajo mecánico invertido W para la compresión de dichos gases se muestran en los ejes y frente a la presión intermedia Pint aguas abajo del dispositivo de compresión primaria 7. VF es la fracción de vapor y representa la porción de vapor de agua retenido en los gases de desorción 5 que pasan a través del precondensador 12. Una VF de 1 indica no condensación y correspondientemente muestra las mayores posibilidades de recuperación de energía latente y sensible Qd de gases de desorción 5. Simultáneamente, sin embargo, debido a que el flujo de volumen de gas es mayor en el caso de VF 1,0, el trabajo mecánico W para la compresión es correspondientemente el mayor. La disminución de VF disminuye tanto Qd recuperable como el trabajo mecánico W.
El aumentar Pint aumenta naturalmente el trabajo mecánico W; sin embargo, también aumenta la temperatura de saturación del vapor de agua que permite más recuperación de Qd por encima de 65 °C (la posible energía
recuperable total hasta 20 °C sigue siendo sustancialmente constante). La fuerte variación en Qd recuperable > 65 °C en el intervalo de 300 mbares (a) hasta aproximadamente 500 mbares (a) es una reflexión de la forma plana de la curva de condensación de los gases de desorción a las fracciones de vapor correspondientes (véase la Figura 7) donde una pequeña variación en la temperatura conduce a un gran cambio en la energía.
Ajustando la VF con el precondensador 12 y la presión de compresión intermedia Pint se puede realizar una optimización de la energía recuperable Qd contra el trabajo mecánico invertido de compresión W, por ejemplo, basándose en los costes específicos de sitio de calor y electricidad, así como los niveles de temperatura específica del sorbente requeridos para la desorción.
Ejemplo 9: Evolución del perfil de temperatura en el tanque de almacenamiento térmico durante la operación cíclica
Esta parte muestra datos experimentales que demuestran la función de la recuperación de energía térmica durante las fases de desorción (etapa b) y enfriamiento (etapa c) de un posible proceso de adsorción/desorción y hace referencia a la Figura 10, en donde se muestran perfiles de temperatura a lo largo de la altura de un posible tanque de almacenamiento térmico según una realización preferida de la presente invención. El primer perfil en el tiempo es el de ‘posenfriamiento' y corresponde al estado del dispositivo de almacenamiento térmico durante la etapa de proceso (a).
El segundo perfil en el tiempo es el de ‘pos-TVS' que corresponde en este ejemplo a una porción de la etapa (b) en el que la temperatura de la estructura de adsorbente aumenta, asociado a la liberación de CO2 y H2O, como en un proceso clásico de oscilación de temperatura-vacío. Se observa que la temperatura en cada posición en el tanque se reduce debido a la transferencia de energía sensible, así como la energía de desorción a la estructura de adsorbente. Sin embargo, la disminución en la energía es inferior a la energía de desorción total debido a la recuperación de al menos parte del calor sensible y latente de CO2 y H2O desorbido o el procedimiento descrito en la etapa (b-ii).
El siguiente perfil en el tiempo es el de ‘pos-STVS' que muestra el estado del dispositivo de almacenamiento térmico después de un periodo adicional de inyección de vapor de agua combinado con calentamiento y exposición del sorbente a vacío, que es al menos otra porción de la etapa (b). El perfil sigue ampliamente invariable del perfil ‘pos-TVS' a pesar del suministro de calor adicional al adsorbente. Esto es una prueba de la eficacia de los métodos de recuperación de calor de la etapa (b-ii). En realidad, los 0,5 m superiores del tanque incluso aumentan su temperatura aproximadamente 10 °C debido a la recuperación del calor latente del vapor de agua procedente del vapor de agua inyectado y el vapor de agua desorbido. Esta recuperación ocurre a la mayor temperatura en el tanque debido a la recompresión y posterior condensación de dicha mezcla y demuestra la eficacia del concepto de recuperación de calor.
Finalmente, el tanque de almacenamiento térmico volverá al perfil de ‘posenfriamiento' en donde la temperatura del líquido de transferencia de calor aumenta a lo largo de toda la altura del tanque debido a la recuperación de calor sensible de la estructura de absorbente en la etapa (c-i). El perfil representa también el estado de almacenamiento térmico durante el proceso de adsorción de la etapa (a), ya que no se intercambia calor con la estructura de adsorbente en esta etapa.
LISTA DE SIGNOS DE REFERENCIA
1 unidad que contiene estructura de 24 calentador eléctrico
adsorbente
2 estructura de adsorbente (que 25 vaporizador
contiene elementos intercambiadores
de calor)
3 líquido de transferencia de calor de 26 tanque de condensado
alimentación
4 líquido de transferencia de calor de 27 dispositivo de compresión
retorno secundaria
5 gases de desorción 28 intercambiador de calor de interfase 6 conducto de vacío 30 aire de entrada
7 dispositivo de compresión primaria 31 aire de salida (agotado)
8 condensador primario para la etapa (b) Qc energía de enfriamiento para la
etapa (c)
9 vapor de agua Qe energía de calentamiento externo
10 conducto de vapor de agua Qh calor de proceso para la etapa (b)
11 línea de transferencia de calor de Qd calor sensible y latente de gas de alimentación para el líquido de desorción de la etapa (b) enfriamiento
precondensador Qs calor sensible de la unidad de enfriamiento en (c) poscondensador Qpc calor de condensación de pre/poscondensadores dispositivo de almacenamiento térmico T temperatura
válvula de aislamiento t tiempo
medición de temperatura W trabajo de compresión mecánico válvula de mezcla dTmín. diferencia de temperatura mínima distribuidor de líquido mecánico Pint presión intermedia
a,b,c bomba de circulación VF fracción de vapor
a,b gas producto, CO2 V volumen específico condensado, H2O x, y, z curvas de compresión alimentación de líquido
conexión externa del líquido de
transferencia de calor
Claims (15)
1. Un método de separación de dióxido de carbono gaseoso o dióxido de carbono gaseoso y agua de una mezcla de gases,
siendo dicha mezcla de gases aire atmosférico, y que contiene dicho dióxido de carbono gaseoso en una concentración en el intervalo del 0,03 - 0,06 % en volumen y vapor de agua, así como gases adicionales diferentes de dióxido de carbono gaseoso y vapor de agua,
por adsorción/desorción cíclica usando un material sorbente que adsorbe dicho dióxido de carbono gaseoso, usando dicho método al menos una unidad (1) que contiene una estructura de adsorbente (2) con dicho material sorbente, en donde
la unidad (1) se puede abrir para el flujo continuo de dicha mezcla de gases y para poner en contacto dicha mezcla de gases con el material sorbente para la etapa de adsorción,
la unidad (1) es evacuable hasta una presión a vacío de 500 mbares (a) o menos, y
la estructura de adsorbente (2) situada en dicha unidad (1) es calefactable hasta una temperatura de al menos 50 °C para la desorción de al menos dicho dióxido de carbono gaseoso o dióxido de carbono y vapor de agua,
en donde el método comprende las siguientes etapas secuenciales y que se repiten en esta secuencia:
(a) poner en contacto dicha mezcla de gases con dicho material sorbente por flujo continuo forzado de dicha mezcla de gases a través de dicho material sorbente para permitir que al menos dicho dióxido de carbono gaseoso con o sin vapor de agua se adsorba sobre el material sorbente en condiciones de presión atmosférica ambiente en el intervalo de 0,8 a 1,2 bares (a) y a una temperatura en el intervalo de -40 a 45 °C en una etapa de adsorción;
(b) evacuar dicha unidad (1) hasta una presión en el intervalo de 20-400 mbares (a) y calentar dicho material sorbente en dicha unidad (1) por inyección de vapor de agua y por medio de un líquido de intercambio de calor en un elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) hasta una temperatura en el intervalo de 50-180 °C en una etapa de desorción; y
extraer al menos el dióxido de carbono gaseoso desorbido y vapor de agua desorbido o dióxido de carbono gaseoso desorbido y vapor de agua que se origina de dicho vapor de agua inyectado de la unidad (1) y separar el dióxido de carbono gaseoso del vapor de agua por condensación de agua aguas abajo de la unidad (1);
(c) enfriar activamente la estructura de adsorbente (2) con dicho material sorbente en dicha unidad (1) por medio de dicho líquido de intercambio de calor en dicho elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) hasta una temperatura superior o igual a la temperatura atmosférica ambiente y represurización de la unidad hasta condiciones de presión atmosférica ambiente;
en donde
(i) en la etapa (c) al menos parte del calor liberado por la estructura de adsorbente (2) con dicho material sorbente en dicha unidad (1) durante el enfriamiento se recupera por medio de dicho líquido de intercambio de calor en dicho elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) y se almacena en un primer dispositivo de almacenamiento de calor y se usa para otras etapas de proceso en dicha unidad (1) o en al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo; y (ii) en donde durante la etapa (b) al menos parte de al menos uno del calor sensible y latente del dióxido de carbono gaseoso y vapor de agua extraído de la unidad se recupera (1) se recupera y almacena en un segundo dispositivo de almacenamiento de calor y se usa para otras etapas de proceso en dicha unidad (1) o en al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo; y (iii) en donde durante la etapa (b) al menos parte del calor requerido para calentar dicho material sorbente en dicha unidad (1) se suministra por medio de dicho líquido de intercambio de calor en dicho elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) de calor recuperado en las acciones de etapa (i) y (ii) de secuencia(s) previa(s) de dicha unidad (1) y/o de al menos una unidad diferente pero equivalente operada esencialmente en el mismo modo en paralelo
en donde tanto (i) como (ii) se implementan, así como (iii)
en donde dicho primer y segundo dispositivo de almacenamiento de calor son un dispositivo de almacenamiento de calor (14) combinado en forma de un tanque estratificado, que tiene zonas de diferentes temperaturas y medios para extraer selectivamente de estas zonas y que contiene dicho líquido de intercambio de calor, en donde dicho líquido de intercambio de calor es agua o una mezcla de agua/glicol, y en donde del mismo tanque estratificado en la etapa (b) dicho líquido de intercambio de calor como líquido de calentamiento y en la etapa (c) dicho líquido de intercambio de calor como líquido de enfriamiento se extrae de diferentes zonas del mismo; en donde el calor se recupera durante el enfriamiento en la etapa (c) por medio de dicho líquido de intercambio de calor que es devuelto de dicho elemento intercambiador de calor en la estructura de adsorbente (2) al tanque estratificado, en donde el líquido de intercambio de calor que es retornado desde la estructura de adsorbente se
introduce en el tanque estratificado a una zona correspondiente del tanque estratificado que tiene la misma o una temperatura en el intervalo de /-5 °C con respecto a la temperatura del líquido de intercambio de calor que es devuelta de la estructura de adsorbente (2);
en donde el líquido de intercambio de calor se extrae del tanque estratificado (14) durante las etapas de proceso (b) y (c) abriendo y cerrando secuencialmente válvulas de aislamiento (15) y en donde la temperatura del líquido de intercambio de calor de alimentación pasado a y circulado a través de la unidad (1) durante la etapa de proceso (b) es mayor pero menos de 40 °C mayor que la temperatura de la unidad (1) y en donde durante la etapa (c) la temperatura del líquido de intercambio de calor de alimentación pasado a y circulado a través de la unidad (1) es menor pero menos de 40 °C menor que la temperatura de la unidad (1);
y en donde el dióxido de carbono gaseoso extraído y el vapor de agua de la unidad (1) en la etapa (b) o la corriente gaseosa restante aguas abajo de un precondensador que retira agua (12) y que produce una corriente de expulsión de condensado y un flujo de calor de condensación Qpc que puede ser pasado al dispositivo de almacenamiento térmico se pasa a un compresor o bomba de vacío, que aumenta la presión de la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad (1) desde la presión a vacío a una presión intermedia de al menos 0,3 bares (a) antes de pasar la corriente a través del (de los) intercambiador(es) de calor en el interior o exterior de dicho tanque estratificado y así pasar el calor de condensación de vapor de agua/vapor de agua inyectado, así como partes del calor sensible de la corriente directa o indirectamente al líquido de intercambio de calor en dicho tanque estratificado.
2. Método según la reivindicación 1, en donde el calor requerido para calentar dicho material sorbente en dicha unidad (1) según la acción de la etapa (iii) se suministra al menos parcial o completamente de dicho dispositivo de almacenamiento de calor (14) combinado.
3. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde el líquido de intercambio de calor se extrae del dispositivo de almacenamiento de calor (14) durante las etapas de proceso (b) y (c) abriendo y cerrando secuencialmente válvulas de aislamiento (15) y mezclando al menos dos de los flujos resultantes con la válvula de mezcla (17), y en donde la temperatura del líquido de intercambio de calor de alimentación pasado a la unidad (1) durante la etapa de proceso (b) es menos 20 °C mayor que la temperatura de la unidad (1) y en donde preferentemente durante la etapa (c) la temperatura del líquido de intercambio de calor de alimentación es menos de 30 o 20 °C menor que la temperatura de la unidad (1).
4. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde una fuente de calor externa se emplea para calentar más zonas de o todo el tanque estratificado por un intercambiador de calor interno en el tanque estratificado y/o por un intercambiador de calor en el flujo de entrada o de retorno del líquido de intercambio de calor que se hace circular entre el elemento intercambiador de calor (2) y el tanque estratificado.
5. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde un precondensador (12) retira al menos una porción del vapor de agua de la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad que produce una corriente de expulsión de condensado y un flujo de calor de condensación (Qpc) que puede ser pasado al dispositivo de almacenamiento térmico.
6. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente gaseosa original extraída de la unidad (1) o la corriente gaseosa restante aguas abajo del precondensador (12) se pasa a un primer compresor o bomba de vacío, que aumenta la presión de la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad (1) de la presión a vacío a una presión intermedia de al menos 0,3 bares (a) antes de pasar la corriente a través del (de los) intercambiador(es) de calor en el interior o exterior de un tanque estratificado y pasar así el calor de condensación de vapor de agua/vapor de agua inyectado así como partes del calor sensible de la corriente directa o indirectamente al líquido de intercambio de calor en un tanque estratificado,
o en donde un poscondensador (13) retira una porción final de condensado y pasa otra porción de calor de condensación (Qpc) a un tanque estratificado y la corriente gaseosa restante a un segundo compresor o bomba de vacío aguas abajo del (de los) intercambiador(es) de calor realizando el aumento de presión final a la presión de suministro de al menos 1,0 bar (a), y
en donde preferentemente la presión intermedia y la posición de extracción del intercambiador de calor de vapor de agua y dióxido de carbono gaseoso extraído pueden ser flexiblemente ajustados para ajustar la relación de vapor de agua con respecto al contenido de gas no condensable en el gas producto.
7. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad (1) pasa en una dirección de flujo descendente a través de un intercambiador de calor interno contenido dentro de un tanque estratificado (14), preferentemente sustancialmente a lo largo de toda su altura, por el cual el calor de condensación se transfiere directamente al tanque estratificado (14) sustancialmente al nivel correspondiente a la temperatura de condensación, y en donde preferentemente la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad (1) se comprime preferentemente por un compresor o bomba de vacío hasta una presión de al menos 0,3 bares (a), preferentemente al menos 1,1 bares (a) o al menos 1,4 bares (a) o al menos 1,7 bares (a) antes de entrar en el intercambiador de calor interno contenido dentro del tanque estratificado, aumentando así la
temperatura de condensación del vapor de agua inyectado y/o vapor de agua
o en donde el calor sensible y/o latente del vapor de agua que se recupera durante la etapa (b) es aceptado por al menos un intercambiador de calor, preferentemente una conexión en serie de más de un intercambiador de calor, que a su vez pasa dicho calor a un líquido de intercambio de calor que a su vez pasa el calor a un tanque estratificado (14) como un dispositivo de almacenamiento y en donde preferentemente la corriente de vapor de agua inyectado y/o dióxido de carbono gaseoso extraído y vapor de agua de la unidad (1) se comprime por un compresor o bomba de vacío hasta una presión de al menos 0,3 bares (a), preferentemente al menos 1,1 bares (a) o al menos I , 4 bares (a) o al menos 1,7 bares (a) antes de entrar en el al menos un intercambiador de calor, aumentando así la temperatura de condensación del vapor de agua inyectado y/o vapor de agua.
8. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la etapa (c) implica enfriar activamente la estructura de adsorbente (2) con dicho material sorbente en dicha unidad (1) a una presión en el intervalo de 20 400 mbares (a) hasta una temperatura mayor o igual a la temperatura atmosférica ambiente y posterior represurización de la unidad hasta condiciones de presión atmosférica ambiente.
9. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde en la etapa (b) se inyecta vapor de agua en la unidad (1) para el paso continuo y el contacto del material sorbente en condiciones de vapor de agua saturado o vapor de agua supercalentado con una temperatura del vapor de agua supercalentado de hasta 180 °C al nivel de presión en dicha unidad (1), y en donde la relación molar entre el vapor de agua que se inyecta durante toda la etapa (b) y el dióxido de carbono gaseoso liberado durante toda la etapa (b) es inferior a 40:1 o inferior a 100:1 o en donde al menos partes del calor de condensación del vapor de agua inyectado se recupera y almacena en un dispositivo de almacenamiento de calor o se usa para otras etapas de proceso, junto con los calores sensible y latente de los gases de desorción extraídos del material sorbente durante la etapa (b), preferentemente en el mismo dispositivo de almacenamiento de calor que el almacenamiento definido en la acción de la etapa (i) y/o (ii), lo más preferentemente en forma de un tanque estratificado (14).
10. Método según la reivindicación 9, en donde el vapor de agua inyectado en la etapa (b) se genera al menos parcialmente usando calor recuperado según la acción de la etapa (i) y/o (ii), en donde preferentemente el vapor de agua se produce al menos parcialmente con calor del dispositivo de almacenamiento de calor, preferentemente en forma de un tanque estratificado (14),
en donde el vapor de agua que se inyecta en la unidad (1) durante la etapa (b) es preferentemente producido al menos parcialmente evaporando agua en un intercambiador de calor incorporado en el líquido de intercambio de calor del tanque estratificado entre un nivel de temperatura de al menos 30 °C y 100 °C
o en donde el vapor de agua que se inyecta en la unidad (1) durante la etapa (b) se produce al menos parcialmente evaporando agua que circula en una dirección de flujo ascendente en un intercambiador de calor interno contenido dentro del tanque estratificado, sustancialmente a lo largo de toda su altura, por el cual el calor de evaporación se transfiere directamente del tanque estratificado al agua sustancialmente al nivel correspondiente a la temperatura de evaporación.
I I . Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la transferencia de calor a y desde la estructura de adsorbente (2) y/o el material sorbente en dicha unidad (1) durante las etapas (b) y (c) es efectuada al menos parcialmente por un elemento intercambiador de calor proporcionado en la estructura de adsorbente (2), preferentemente que implica un líquido de intercambio de calor que circula a través del elemento intercambiador de calor en donde preferentemente la etapa (b) comprende al menos las siguientes etapas secuenciales:
(b1) precalentar dicho material sorbente en dicha unidad (1) hasta una temperatura en el intervalo de 35-80 °C, preferentemente en el intervalo de 45-75 °C, mientras que la temperatura más alta del elemento intercambiador de calor y preferentemente la temperatura de entrada del líquido de intercambio de calor que circula a través del elemento intercambiador de calor es inferior a 80 °C durante esta fase de precalentamiento;
(b2) calentar más el material sorbente en dicha unidad (1) hasta una temperatura en el intervalo de 80-180 °C, preferentemente en el intervalo de 90-140 °C.
12. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde el calor que se recupera de la unidad (1) durante el enfriamiento en la etapa (c) se transfiere directamente, preferentemente por un elemento intercambiador de calor proporcionado en la estructura de adsorbente (2) y un líquido de transferencia de calor, a una segunda unidad (1) que contiene un elemento intercambiador de calor en su estructura de adsorbente (2) que en este momento está en la etapa (b) y acepta el calor para calentar su material sorbente, o en donde el calor que se recupera de una serie de al menos dos unidades (1) durante el enfriamiento en la etapa (c) se transfiere directamente por un líquido de intercambio de calor que pasa a través de los elementos de intercambiador de calor proporcionados en las estructuras de adsorbente (2) de dicha serie de unidades (1) en una configuración de flujo en serie a una segunda serie de al menos dos unidades (1) que contiene elementos de intercambiador de calor correspondientes (en sus estructuras de adsorbente (2) a través de las que el líquido de intercambio de calor también pasa a una segunda configuración de flujo en serie.
13. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, donde al menos dos unidades están conectadas por dos conjuntos paralelos de circuitos de transferencia de calor con corrientes de líquido independientes, pero conectadas por medio de al menos un dispositivo de almacenamiento de calor común.
14. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde durante los al menos 5 últimos minutos de la etapa de adsorción (a) se hace circular un líquido de intercambio de calor a través del elemento intercambiador de calor de la unidad (1), calentando la estructura de adsorbente (2) y el material sorbente por encima de la temperatura del aire ambiental y, por consiguiente, reduciendo la humedad relativa de la corriente de aire ambiental en comparación con la humedad relativa a la temperatura ambiente original de la corriente de aire,
o en donde durante al menos parte de la etapa de adsorción (a) un líquido de intercambio de calor se hace circular a través del elemento intercambiador de calor de la estructura de adsorbente (2) de la unidad (1) para recuperar al menos partes del calor de adsorción liberado.
15. Método según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la estructura de adsorbente (2) contiene un elemento intercambiador de calor interno que es atravesada por un líquido de intercambio de calor,
y en donde además preferentemente al menos una unidad, preferentemente una multitud de unidades, está conectada a un tanque estratificado que combina dicho primer y segundo almacenamiento de calor con niveles de temperatura dividida y múltiple que permiten usar la zona de baja temperatura en el intervalo 30-60 °C para el enfriamiento del proceso durante la desorción cuando se extrae simultáneamente calor a temperaturas más altas en el intervalo 60-180 °C, preferentemente 60-150 °C, para el calentamiento,
y en donde además preferentemente el material sorbente es un adsorbente sólido funcionalizado con amina o X2C03 , en donde X es K, Na, Li o una mezcla de los mismos, preferentemente impregnado sobre un soporte granulado poroso, preferentemente carbono activo, preferentemente una resina de intercambio iónico de base débil y/o celulosa funcionalizada con amina y/o sílice funcionalizado con amina y/o carbonos funcionalizados con amina y/o armazones orgánicos metálicos funcionalizados con amina y/u otros adsorbentes poliméricos funcionalizados con amina.
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