JP6622302B2 - 二酸化炭素回収のための水蒸気アシスト真空脱着プロセス - Google Patents

Description

本発明は、ガス分離プロセスのための吸着−脱着サイクルにおける脱着方法、及び例えばガス流体からのCO₂の分離/回収のためのこのような方法の使用に関する。

吸着によるガス分離は産業において様々な用途があり、例えばガス流体からの特定の成分の除去では、目的生成物は流体から分離される成分、取り除かれ残った流体、又はその両方であることができる。このように、ガス流体の微量成分ならびに主成分の両方とも吸着法の対象とすることができる。1つの重要な用途は、例えば、煙道ガス、排気ガス、産業廃ガス又は大気のようなガス流体からの二酸化炭素（CO₂）回収である。直接空気回収（DAC）と呼ばれる、大気からの直接のCO₂回収は、人類による温室効果ガス排出を緩和するいくつかの手段の1つであり、商品市場のため及び合成燃料の生産のための非化石のそして位置非依存的なCO₂排出源として魅力的な経済展望を有する。大気からのCO₂回収に特有な長所は、以下のことを含む：(i)DACは分散した排出源（例えば自動車、航空機）の排出を対象とすることができる。これは世界中の温室効果ガス排出の大部分を占めていて、現在経済的に実現可能な方法によって排出している現場で回収することができない。(ii)DACは過去の排出を対象にすることができ、従って、真に負の排出を創り出すことができる。(iii)DACシステムは排出源に付属する必要はなく、むしろ位置非依存的であり、例えばさらに先のCO₂処理の場所に置くことができる。そして、（iv）大気から回収したCO₂が再生可能エネルギー源から合成炭化水素燃料の生産のために使われる場合、運輸セクターのための、大気への正味の二酸化炭素排出が全く無いか、ほとんどない真に非化石の燃料を得ることがでる。

いくつかのDAC法は、さまざまな技術的アプローチに基づいて、最近開発されている。例えば、米国特許第8,163,066号は二酸化炭素回収/再生構造と技術を開示する。米国特許出願公開第2009/0120288号は、空気からの二酸化炭素除去の方法を開示する。米国特許出願公開第2012/0174778号は、垂直エレベータを用いた二酸化炭素回収/再生方法を開示する。そして、国際公開第2010022339号は二酸化炭素回収方法と設備を開示する。

1つの特別なアプローチは、固体の、化学的に官能化された吸着剤上での循環式吸着／脱着プロセスに基づく。例えば、国際公開第2010091831号において、周囲大気から二酸化炭素の抽出のための、アミン官能化吸着剤と共にこの材料を用いた循環式吸着／脱着プロセスに基づく構造が開示されている。

ここで、空気が吸着剤のなかを流れ、空気中に含まれるCO₂の一部がアミン官能化吸着剤の表面で化学的に結合するような周囲大気条件で吸着プロセスが起こる。次に脱着において、材料は加熱され、真空にするか又は吸着剤をパージガス流にさらすことによって、吸着剤の周りの二酸化炭素分圧は減少する。このようにして、すでに回収された二酸化炭素は吸着剤から除去されて、濃縮した形状で採取される。

国際公開第2012168346A1号において、アミン官能化セルロース吸着剤に基づく吸着剤が開示されており、それを上記プロセスで用いることができる。国際公開（PCT/EP）第2014/057185号において、粒状吸着剤床からなる低圧損構造体が開示され、上記プロセスに用いることができる。

一般的に、吸着剤の質量当たり吸着物のmmolで表される循環収率（容量としても知られる）が高く、低エネルギー需要を持つ、効果的な脱着プロセスが要望される。更に、吸着剤を損傷せず、高純度ガスを提供し、理想的には特殊な又は高コストのプロセス機器を必要とないプロセスが要望される。代表的なプロセスには、圧力スイング、真空スイング、温度スイング又は不活性ガスによるパージプロセス又はそれらの組合せがある。これらの周知のプロセスは特有の用途があるが、それらの多くはDAC用途には部分的に、又は、完全に不適当である。例えば、周囲大気のCO₂の濃度がわずか約400ppm（すなわちおよそ0.04%）なので、いかなる純粋な圧力スイングプロセスも脱着を起こすためには、大容積を非常に低い絶対圧、すなわち0.04mbar_abs未満に排気する必要がある。そのような真空システムは、DAC用途に必要とされる非常に大きい規模では、おそらく実現不可能又は経済的でない。DACに最も魅力的なアミン官能化吸着剤が約120°Cの温度より高温で劣化する傾向があり、温度スイングの範囲、ひいては周囲大気条件で空気からCO₂を吸着するとき達成可能な循環収率の範囲を制限するので、純粋な温度スイングプロセスもその使用上で制限される。

窒素又は空気さえ用いた不活性ガスパージ脱着の使用が実証されているが、脱着されたCO₂が希薄な形で採取されるので、これらの方法はDACでは用途が限られている。しかしながら、蒸気は凝縮可能な不活性ガスであり、回収と分離両方を可能にする。蒸気はガス分離、土壌処理そして最近ではDACプロセスの分野において脱着のために使われてきた。蒸気をパージガスとして使用する困難さは、その生産のための非常に大きなエネルギー需要と、魅力的な循環収率を達成するための、パージガスと脱着物間の典型的な大きいモル比である。更に、例えば吸着のための周囲大気条件と脱着のための高温条件を交互に行うDACプロセスのような、その温度領域で交互に行う過渡プロセスは、取扱いに困難を伴う蒸気の凝縮をもたらすかもしれない。

上記方法の特定の組合せも使用されている。米国特許第1129543号は、窒素、空気と蒸気を炭化水素回収のための真空スイング脱着に適用している。米国特許第5540758号は、吸着したさまざまなガスを、パージガスとして空気を使用し、真空スイングを用いて、高い圧力で脱着している。米国特許第7285154号は、窒素パージフローを真空スイングに適用し、窒素パージフローを温度スイングに適用することによってキセノンを脱着させている。欧州特許第1142623号は、真空中でCO₂を脱着させるために、高温でパージガスとして蒸気を適用している。国際公開第2014/073004号は、高二酸化炭素濃度の閉じた環境で二酸化炭素粒子を除去するためのシステムと方法に関する。この文献は、生息可能な閉環境で二酸化炭素吸着剤樹脂によって再循環ガス流体から二酸化炭素を除去するための改善された方法を記述する。吸着アセンブリーは少なくとも5個のフィルター床からなり、それぞれのフィルター床が一定量の樹脂で充填される。5個のうち2個のフィルター床は初めに並列吸着モードで作動し、その間、その他の2個の床がアイドルモードか、再生モードである。5個目の床はプロセスの間に生成される副生成物の吸着のために使われる。各フィルター樹脂床に接続された吸込弁から飽和水蒸気を1.1-1.2 barの絶対圧で通され、床の再生期間は、10-20分の間である。英国特許第1296889号、国際公開第2011137398号と米国公開特許第2012174779号は、空気から回収されたCO₂を脱着させるために、固体吸着剤に大気圧で純粋な蒸気パージを適用した。

本発明は、循環式吸着−脱着プロセスの高い循環収率と脱着ガスの高純度を達成できる、吸着によるガス分離で使用される材料の再生のためのプロセスと装置に関するものである。基本原理は、非常に高純度脱着ガスを生産することが知られている温度真空スイング吸着−脱着サイクルと、脱着プロセスをサポートし、短いプロセス時間で高い循環収率を達成することが知られている水蒸気をパージガスとして組み合わせることである。

より詳しくは、本発明は請求項1に記載の方法に関するものである。すなわち、ガス状二酸化炭素をガス混合物から、前記ガス状二酸化炭素を吸着する吸着剤を用いた循環式吸着／脱着によって、分離する方法であり、ここで、ガス混合物は好ましくは、前記ガス状二酸化炭素ならびにガス状二酸化炭素と異なる更なるガスを含んでいる（また、通常は水も含む）空気及び／又は煙道ガスである。

提案された方法は吸着剤を有する吸着構造体を含むユニットを利用し、ユニットは400mbar_abs以下の圧力にまで真空排気可能であり、そして、吸着構造体は、少なくとも前記ガス状二酸化炭素の脱着のために少なくとも80°Cの温度に（可逆的に）加熱可能である。更に、ユニットは、ガス混合物の直交貫流及び吸着工程のための吸着剤との接触のために開くことができる。

より詳しくは、提案された方法は以下の順序からなり、この順序に必要及び所望の回数繰り返される：
(a)前記ガス混合物を吸着剤に接触させ、少なくとも前記ガス状二酸化炭素を吸着工程における周囲大気圧条件と周囲温度条件のもとで吸着剤上に吸着させる。通常、ガス混合物はガス状の水も含み、これも、少なくとも部分的に、吸着剤によって吸着される。この吸着された水は、その後脱着工程で吸着剤から放出されて、ユニットの下流で凝縮された水に加えられる、したがって、それは次の工程(b)で別にシステムに導入された蒸気が凝縮した水に加えられる。

(b)前記ユニットを20-400mbar_absの範囲の圧力に排気し、脱着工程において前記ユニット中の前記吸着剤を80-130°Cの範囲の温度に加熱し、少なくとも部分的な脱着したガス状二酸化炭素（好ましくは大部分、より好ましくは脱着したガス状二酸化炭素のほぼ全て）をユニットから（そして、例えば、もし存在すれば、通常はまた上記のように吸着した水も）抽出し、ユニット中又はユニットの下流で凝縮によって少なくとも部分的にガス状二酸化炭素を水から分離する。

(c)周囲大気条件にユニットを再加圧し、任意に吸着剤を周囲大気温度以上の温度に積極的に冷却する。

工程(a)−(c)は、このようにこの順序で、しばしば必要及び所望に応じた回数で実施される、つまり(a)-(b)-(c)-(a)-(b)-(c)-…又は同様に［(a)-(b)-(c)-］_nで表され、nは2より大きく、通常少なくとも100又は少なくとも1000又は少なくとも10,000の範囲の任意の整数である。

この開示において、「周囲大気圧」と「周囲大気温度」の表現は、屋外で運転されるプラントがさらされる圧力及び温度条件のことを言い、典型的には周囲大気圧は0.8〜1.1bar_absの範囲の圧力、そして、典型的には周囲大気温度は-40〜60°C、より典型的には-30〜45°Cの範囲の温度を意味する。好ましくは、プロセスの入力として使用されるガス混合物は大気であり、通常0.03-0.06体積％の範囲のCO₂濃度を意味する。しかしながら、より低い又はより高いCO₂濃度の空気もプロセスの入力として使用することができる。例えば0.1-0.5体積％の濃度、一般に好ましくは、入力ガス混合物の入力CO₂濃度は0.01-0.5体積％の範囲である。

提案された方法がとりわけ特別なことは、工程(b)で蒸気がユニットに注入されて貫流し、前記ユニットの圧力レベルで飽和蒸気又は130°Cまでの過熱蒸気温度で過熱した条件のもとで吸着剤に接触することである。ここで、全工程(b)の間に放出されるガス状二酸化炭素に対する全工程(b)の間に注入される蒸気のモル比は40:1未満又は20:1未満である。これは、全工程(b)の間に放出されるガス状二酸化炭素に対する全工程(b)の間注入された蒸気のモル比が20:1未満又は20:1から40:1未満とも言い表すことができる。

提案されたプロセスの先行技術に対するとりわけ重要な二つの違いは、工程(b)の間及び終わりにユニット(1)中又は下流に、凝縮によってガス状二酸化炭素を水から分離する工程が存在し、全工程(b)の間に放出されるガス状二酸化炭素に対する全工程(b)の間の注入された蒸気のモル比が40:1未満又は好ましくは20:1未満であることである。ガス状二酸化炭素に対する蒸気の比較的低い比率は、当業者にはプロセスを効率的に実施するためには不適当で非効率であると思われることから、先行技術状況からすると、これらの工程は当業者によって考慮されないであろう。提案されたプロセスの先行技術に対する重要な違いの一つは、工程(b)中で、蒸気が真空条件下で典型的に<130°Cの穏やかな温度で主にパージガスとして使用され、この条件下では吸着剤を損傷せず直接空気回収に適しているということである。

提案された方法の第１の好ましい実施態様によれば、工程(b)は以下の逐次的な工程からなる。
（b1）前記ユニットを、好ましくは吸着剤を積極加熱又は冷却せずに20-200mbar_absの範囲、好ましくは50-150mbar_absの範囲の初圧に排気する。
（b2）吸着剤を予熱し、（この段階で、圧力は工程(b1)で到達したレベルのままであってもよい、また増加してもよい）、好ましくは35-60°C又は35-85°Cの範囲の温度（又は、35-60°C又は60°Cを超えて85°Cまでの範囲と言い換えられる）、好ましくは45-60°C又は45-75°Cの範囲（又は、45-60°C又は60°Cを超えて75°Cの範囲と言い換えられる）である。
（b3）任意に、プレパージ工程で蒸気の最初の部分を注入する。
（b4）吸着剤を、通常(b2)の温度レベルから80-130°Cの範囲の温度、好ましくは90-120°Cの範囲の温度に更に加熱し、前記ガス状二酸化炭素の最初の部分をユニットから抽出し、ユニットの中又は下流において、凝縮によって水からガス状二酸化炭素を分離する。
（b5）蒸気をユニットに注入し、貫流させ、50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲の圧力レベルにおいて、飽和蒸気又は130°Cまでの過熱蒸気温度で過熱した加熱蒸気条件のもとで吸着剤に接触させ、一方、80-130°C、好ましくは90-120°Cの範囲の温度まで吸着剤を加熱し続け、前記ガス状二酸化炭素の二番目の部分をユニットから抽出し、ユニットの中又は下流において、凝縮によって水からガス状二酸化炭素を分離する。
工程(b2)から(b5)中でユニットの圧力は、工程(b1)で到達した圧力レベルに対していくらか増加してもよい。しかしながら望ましくは、それは工程（b2）−（b5）において、50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲で維持される。

実は、工程(b2)は、上記好ましい実施態様に従って、85°Cまで、好ましくは75°Cまでの温度で実施され、吸着剤から最初の部分の二酸化炭素及び水を放出し、チャンバーから残留酸素も除去する。セルフパージという意味において、工程(b3)を省略してもよい。工程(b4)より低い温度の工程(b2)における酸素除去によって、高温の酸素による吸着剤の損傷が更に低下する。

工程(b3)が前記セルフパージなしで使われる場合、工程(b2)で吸着剤を、工程(b3)で蒸気の凝縮が起こらない温度にのみ加熱することが可能である。そうすることによって酸素ガスによる吸着剤の更なる損傷も回避できる。

さらにもう一つの好ましい実施態様によれば、工程(b2)と(b4)の熱伝達は吸着構造体に付属の熱交換器要素でなされ、それは、好ましくは熱交換器要素を循環する熱交換流体を含む。

工程(c)において、再加圧の前（好ましくは、工程(c)中において工程(b)におけるのとほぼ同じ圧力レベルを有すること意味する）、最中、及び／また後に、60°C未満の温度、好ましくは50°C未満の温度に吸着構造体を強制冷却することが可能であり、好ましい。この工程は、直接空気回収に適した特定のタイプの吸着剤を損傷することが示されている高温酸素への吸着剤の曝露予防を目的とする。従って、好ましくは、再加圧の前に吸着構造体が、好ましくは60°C未満、好ましくは50°C未満の温度に冷却され、次に、場合によりまだ冷却中に再加圧がなされ、冷却は再加圧後も続けることができる。また、この冷却は吸着構造体に付属の前記熱交換器要素により行うことができ、好ましくは、熱交換器要素を循環する熱交換流体を含み、吸着構造体から除かれた熱は廃熱再生システムに使用することができる。

工程(b2)中で、吸着剤は、吸着剤に組み込まれた熱交換器要素を用いて45-75°Cの範囲の温度まで加熱することができ、及び／又は、工程（b4）中で、吸着剤は、吸着剤に組み込まれた熱交換器要素を用いて90-120°Cの範囲の温度まで加熱することができる。この工程で、通常CO₂とH₂Oのある部分は吸着剤から脱着し、残留空気（及びそこに含まれる酸素）を真空チャンバーから追い出し、すでに上で概説したように、より高い温度での吸着剤の、更なる損傷を与える可能性のある酸素への曝露を減少させる。この加熱段階は30分未満、好ましくは15分未満、より好ましくは5分未満の期間を有する。

任意であるプレパージ工程(b3)で、ユニットのパージのために注入される蒸気は、20-200mbar_abs、好ましくは50-150mbar_absの範囲の飽和圧力に対応した、17-60°C、好ましくは33-58°Cの範囲の飽和温度によって特徴づけられる。熱源の実施態様によって、蒸気は過熱した状態で注入されてもよく、吸着剤との接触により、更に過熱されてもよい。プレパージで注入された蒸気の体積の総量は（ユニット中の支配的な圧力において）、脱着チャンバー体積の、典型的には20倍未満又は30倍未満、好ましくは10倍未満に対応し、これは結果としてプレパージ工程の間に注入された蒸気の、全工程（ｂ）で放出されるガス状二酸化炭素に対するモル比が、1:1未満、好ましくは0.5：1未満になる。これは、例えば工程（b3）及び（ｂ５）においてユニットに注入される蒸気総量の10%未満、好ましくは5%未満に対応する。

さらにもう一つの好ましい実施態様によれば、40-80°C又は35-85°C、好ましくは45-70°C又は45-75°Cで熱を提供している低温熱源は工程(b5)の間、及び／又は工程(b3)の間に使用される蒸気熱交換又は発生ユニットで蒸気発生のための熱を供給する。好ましくは、この低温熱源は、工程(b2)の間、前記吸着剤の予熱のための熱も供給する。予熱とプレパージのために低温熱源を使用することの長所は、上で示しように、熱媒体の導管と直接接触している吸着剤が熱媒体の温度、つまり35-80°C、好ましくは45-75°C、より高い温度にさらされることなく、それによって熱媒体導管と直接接触している吸着剤の、より高い温度での酸素との接触により起こり得る劣化の影響を減らす。大量の吸着剤を所望の温度範囲に加熱することは、単一高温熱源でも達成される。しかしながら、こうして、熱媒体導管と接触している吸着剤を、高い酸素濃度の条件下で、80-130°C、好ましくは90-120°Cの高温に曝すことはより高い程度の劣化につながる。

更に、80-130°C、好ましくは90-120°Cの範囲で熱を提供する高温熱源を使用することができ、それは工程(b5)で前記吸着剤を加熱するために使用される熱を供給する。

全工程(b)の間に注入される蒸気の全工程(b)の間に放出されるガス状二酸化炭素に対するモル比は、好ましくは20:1未満、より好ましくは10:1未満である。

更に好ましくは、工程(b3)-(b5)の圧力は、100-300mbar_absの範囲である。

工程(b2)と(b3)の温度は、45-60°C又は45-75°Cの範囲の値に好ましくは上昇させることができる。

工程(b4)と(b5)の温度は、90-120°Cの範囲の値に好ましくは上昇させることができる。

工程(b5)で使用される蒸気は、50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲に飽和圧力を有し、33-76°C、好ましくは45 - 69°Cの範囲の対応する飽和温度を有する。

複数の個々のユニットに、単一蒸気発生器又は蒸気熱交換ユニットで生成される蒸気を供給することができ、この供給は並列又は直列で提供することができる。

もう一つの好ましい実施態様によれば、複数の直列の個々のユニットは、複数の蒸気熱交換又は蒸気発生ユニットによって生成される蒸気を供給され、最上流の蒸気発生ユニットは別として、これらの蒸気供給は隣り合う個々のユニットの間で提供される。この場合、蒸気は前記の最上流の熱交換器から最初の「高圧」ユニットへ供給され、最初の「高圧」ユニットの下流の蒸気は、好ましくは最初の「高圧」ユニットから生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、最初の「高圧」ユニットの下流の熱交換及び／又は蒸気発生ユニットで少なくとも部分的に凝縮されて、それによって、最初の「高圧」ユニットより低い圧力の次で「中圧」ユニットに蒸気の発生のための熱の少なくとも一部分を提供する。

そして、次の「中圧」ユニットの下流の蒸気は、好ましくは次の「中圧」ユニットから生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、次の「中圧」ユニットの下流の熱交換及び／又は蒸気発生ユニットで少なくとも部分的に凝縮され、それによって、「中圧」ユニットより低い圧力で更なる「低圧」ユニットに蒸気の発生のための熱の少なくとも一部分を提供し、次に、更なる「低圧」ユニットから生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、更なる「低圧」ユニットの下流で蒸気が少なくとも部分的に凝縮される。

このような配置は類似的に、直列に並んだ、それぞれ逐次圧力が低くなる更なるユニットが続き、各ユニットの下流の蒸気は、好ましくはそれぞれのユニットから生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、それぞれのユニットの下流の熱交換及び／又は蒸気発生ユニットで少なくとも部分的に凝縮され、それによって、前のユニットより低い圧力で次のユニットに蒸気の発生のための熱の少なくとも一部分を提供する。前記順序の最後のユニットの後に、熱交換及び／又は蒸気発生ユニットの代わりに単純な凝縮装置が続くことができる。更に、そのような配置は、類似的に2個の直列の個々のユニットだけからなることもできる。

並列フロー配置又は直列フロー配置で、吸着構造体に付属の熱交換器要素と蒸気熱交換ユニットを通る、熱交換流体を用いて、1つの単一熱源で蒸気発生のための熱と工程(b)における吸着剤の加熱のための熱を提供することができ、直列フロー配置の場合、熱交換流体は最初に吸着構造体に付属の熱交換器要素、その後に蒸気熱交換ユニットを通る。

注入された蒸気から発生する蒸気と入力ガス混合物から発生する脱着した水は、工程(b)、好ましくは工程(b2)、(b3)、(b4)及び(b5)においてユニットから抽出されたガス状二酸化炭素との混合状態で、凝縮熱交換器で凝縮され、少なくとも部分的に凝縮した水から二酸化炭素を分離することができる。凝縮熱交換器で生成される凝縮熱は、必要であればヒートポンプにより更に温度を上げた後、同じユニット又は他のユニットの工程(b)で使用する蒸気を生成するため、及び／又は吸着構造体に付属の熱交換器要素を介して好ましくは工程(b2)中に他のユニットの加熱のために使用することができ、及び／又は後の使用のために蓄えることがきる、例えば後の蒸気発生又はユニットの加熱のために蓄えることがきる。

さらにもう一つの好ましい実施態様によれば、工程(b)においてユニットから抽出された蒸気とガス状二酸化炭素は、最初に再圧縮機で圧縮され、混合型蒸気発生凝縮熱交換器（ケトル型リボイラー）を通り、蒸気と抽出されたガスの凝縮可能な成分を凝縮し、少なくとも部分的にそれらをガス状二酸化炭素から分離し、放出された熱を同じ及び／又は他のユニットの工程(b)で使用する蒸気生成のために使用する。

典型的には、吸着剤は、好ましくは第一級アミン基を持つ弱塩基性のイオン交換樹脂、又はアミン官能化セルロースである。更に、さまざまな他の吸着剤を使用することができる。

熱交換又は蒸気発生ユニットは排気されるユニットの壁境界内及び吸着剤の上流で、工程(b)のための蒸気を発生させるユニットの内部空間に位置することもできる。

また、蒸気の凝縮及び／又はガス状二酸化炭素の分離のための蒸気凝縮熱交換器は、排気されるユニットの壁境界内及び吸着剤の下流で、ユニットの内部空間に位置することもできる。

ユニット下流の蒸気は、凝縮していてもいなくても、必要であれば更に熱を加えて、同一又は別のユニット工程(b)の蒸気として、又は同一又は別のユニットの工程(b)の蒸気の発生のために再利用することができる。

さらに、本発明は空気からの二酸化炭素の分離のための上で概説した方法の使用に関する。

それに加えて、本発明は上で概説した方法を実施する装置に関し、この装置は前記吸着剤を有する吸着構造体を含む少なくとも1つのユニットを備え、ユニットは400mbar_abs以下の真空圧力まで排気可能であり、吸着構造体は脱着のため少なくとも80°Cの温度まで加熱可能であり、ユニットに蒸気を注入し、貫流させ、前記ユニットの圧力レベルにおいて、飽和蒸気又は130°Cまでの過熱蒸気温度の過熱蒸気状態下で吸着剤と接触させる手段を含み、ユニットは、前記吸着剤を横切って及び／又は通してのガス混合物の貫流、及び吸着工程のための吸着剤の接触のために開放可能である。

好ましくは、前記吸着剤を収容するユニットの壁構造の内部にそれぞれの壁と接触しているか又は離れている、ホイル層を置くことができ、ここで、ホイル層は、好ましくは耐水プラスチック材料に基づくか又はそれのみからなる。
本発明と先行技術の吸着剤脱着プロセスの間にはいくつかの重要な違いがある。

第１に、蒸気パージを温度及び真空スイングと組み合わせることにより、本プロセスは非常に良好な脱着条件を生み出し、経済的に魅力的な循環収率（>0.6mmol CO₂/g、好ましくは>1mmol CO₂/g）に到達することができる。真空の採用により圧力がすでに低下しているので、希釈によるガス状二酸化炭素の分圧の効果的な削減のために必要な要求蒸気量及び付随する蒸気発生のためのエネルギーコストは、脱着したガス状二酸化炭素の同じ分圧で作動する大気圧蒸気パージプロセスと比較し、顕著に低い。さらに、本発明で得られる魅力的な循環収率のため、このプロセスのエネルギー使用量は、温度と真空スイングのみのプロセスと比較して低くすることができる。

第２に、プロセスから出る蒸気のエネルギーを使用するために熱回収を利用するという点で、いくつかの提示された実施態様は先行技術と異なる。ここで、蒸気は蒸気パージ時の蒸気注入からだけでなく脱着した水からも発生し、アミン官能化吸着材を用いた周囲大気又は他の湿潤ガス混合物からCO₂を回収するとき、共吸着される。下記の例で更に述べられるように、特に共吸着した水の凝縮熱の回収は大きなエネルギーの節約をもたらす。対照的に、先行技術プロセスは、このような脱着プロセスでの蒸気凝縮エネルギー回収の方法を有していない。

第３に、本発明の重要な特性は、共吸着した水の脱着のために必要とされるエネルギーの少なくとも一部を含む、全熱エネルギー消費の少なくとも大部分が40-80°C又は35-80°C、好ましくは45-70°C又は45-75°Cで供給され得るということである。これは蒸気パージと真空スイングの組合せにより実現され、それは低圧のため、水蒸気発生が起こる温度を決める水の沸点が周囲圧力条件に対して低下しているからである。更に、前記低下圧力下の共吸着した水の脱着は典型的には同様な温度レベル、すなわち35-80°C又は40-80°C、好ましくは45-70°C又は45-75°Cの範囲で起こる。そしてこれが、対応する要求エネルギーがこの温度レベルで供給できる理由である。このような温度領域は、産業的に非常に限られた用途の大量に得られる廃熱であるとみなされる。対照的に、先行技術プロセスはすべての熱エネルギー需要を約100°C以上の温度レベルに要求し、こちらは、工業プロセスにおいて使用することができ、従って大量に得られる廃熱とはみなされない。

第４に、本発明は、下で更に詳細に概説されるプレパージ工程を含むことができる。それはアミン官能化吸着材の酸化を回避するために重要であり、これにより、運転上の支出（吸着剤の交換）の大きな低減が可能となる。対照的に、先行技術プロセスは、CO₂脱着開始前に60°Cより下、又は80°Cより下の温度における残留酸素の脱着チャンバーからのフラッシングを行うこのような蒸気プレパージ工程を有しなかった。

第５に、本発明は内蔵型蒸気発生及び凝縮システムの一体化を記述し、それは特に１又は複数ユニットの大きさであり、配管のための建設費を節約する。対照的に、先行技術プロセスは、実施例で更に配置されるような大きな配管を必要とするかもしれなく、結果的に建設費の増加を意味する。

さらに、上記及び以下に挙げられた運転上の違いにより、先行技術の吸着剤再生プロセスに対する本発明の更なる長所が存在し得る。

本発明のいくつかの好ましい実施態様によれば、ここに開示された装置と方法は、周囲大気からCO₂の分離のための吸着剤の再生プロセスに使用され、吸着構造体を含む。これらの実施態様において、上記実施態様は循環式吸着／脱着プロセスで運転され、ここで、吸着工程において空気は吸着構造体を通して通気され、空気中に含まれるCO₂の一部分はそこに含まれている吸着剤の表面に結合される。脱着プロセスはさまざまなプロセス工程からなることができる。そして、それは以下で個々に述べられる。

排気：ユニットは、周囲大気圧から20-200mbar_abs、好ましくは50-150mbar_absの圧力まで排気される。実効酸素分圧は、対応して減少する。吸着剤の温度は制御されていないので、周囲大気温度のあたりのままである。

予熱：吸着剤は、外部熱源からの熱供給により35-80°C又は35-60°C、好ましくは45-75°C又は45-60°Cの温度まで加熱される。到達した温度に応じて、共吸着した水の一部分は、脱着される。例えば、異なる温度レベルの熱源を含む装置実施態様では、予熱は、低温熱源で行うことができる。あるいは、熱は脱着モードにおいてユニットの水蒸気の凝縮熱から得ることができる。熱伝達の方法として、吸着構造体に付属の熱交換器要素又は蒸気の注入を使用することができる。後者の場合、蒸気は凝縮し、吸着構造体とそこに収容された吸着剤の温度を、20-200mbar_abs、好ましくは50-150mbar_absの圧力に対応する、17-60°C、好ましくは33-58°Cの範囲の蒸気飽和温度にまで急速に上昇させる。圧力は、およそ一定に保たれる。予熱工程で、CO₂とH₂Oのある部分は吸着剤から脱着し、残留空気（及び含まれる酸素）を真空チャンバーから追い出し、より高い温度での吸着剤の、更なる損傷を与える可能性のある酸素への曝露を減少させる。この加熱段階は30分未満、好ましくは15分未満、より好ましくは5分未満の期間を有する。酸素分圧は、脱着した水とCO₂に応じて減少する。

プレパージ：吸着構造体は35-80°C又は35-60°C、好ましくは45-75°C又は45-60°Cの温度に保持される。20-200mbar_abs、好ましくは50-150mbar_absの飽和圧力と対応する17-60°C、好ましくは33-58°Cの飽和温度の蒸気が、ユニットから少なくとも残留する空気の一部分をフラッシュするのに使用され、より高い温度で吸着剤を劣化させる可能性のある酸素を除去する。蒸気発生に使用される熱源構成によって、蒸気は過熱蒸気として注入することができる。上記の装置のある実施態様において、蒸気は吸着構造体と接触して、更に過熱される。プレパージ工程は、予熱工程で開始された真空チャンバーからの空気と酸素のパージをサポートし、特定のタイプの吸着剤又は運転条件に必要となる場合がある。真空チャンバーからの空気除去は、a)より高い温度で吸着剤の酸素に対する曝露を削減すること、及びb)製品を希釈する空気を真空チャンバーから除去することによって、所定の純度を上回って（すなわち>99%）抽出されCO₂の量を増加させることに役立つ。従って、プレパージは吸着剤の寿命を向上させ、回収したCO₂の純度を増加させる。

真空中の温度スイング：予熱工程の温度レベルからの更なる吸着剤の加熱は、吸着構造体に組み込まれた熱交換器によって行われる。吸着剤は真空中で徐々に、80-130°C、好ましくは90-120°Cの脱着温度まで加熱され、それによってガス状二酸化炭素及び共吸着した水を放出し、温度スイングを達成する。圧力は前の段階から変えることができ、50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲に保持される。あるいは、吸着剤は脱着圧力において蒸気飽和温度よりわずかに高温まで加熱するだけとすることもできる。この別法において、到達温度に強く依存するが、ガス状二酸化炭素はほとんど放出されないであろう。

真空中の蒸気パージ：圧力は前の段階で変えることができ、50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲に保持される。50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲の飽和圧力及び対応する33-76°C、好ましくは45-69°Cの飽和温度の蒸気がパージガスとして使用され、吸着構造体に通される。蒸気発生に使用される熱源構成によって、蒸気は過熱蒸気として注入することができる。上記の装置のある実施態様において、蒸気は吸着構造体と接触して、さらに過熱される。この段階で蒸気パージを実施し、ユニット中ガス状二酸化炭素の分圧の急速な減少及びガス状二酸化炭素の更なる部分の急速な放出を引き起こす。吸着構造体は、吸着構造体熱交換器により連続して加熱される。吸着構造体が蒸気飽和温度よりわずかに上まで加熱される場合、吸着構造体に組み込まれた熱交換器による加熱は更に最終脱着温度にまで吸着構造体の温度を上げ、脱着の熱を提供するのに役立つ。蒸気が流れ始める前に吸着構造体が最終脱着温度まで加熱された場合、吸着構造体に組み込まれた熱交換器による加熱は脱着の熱を供給し、吸着構造体の温度を維持するのに役立つ。場合によっては、吸着構造体と吸着剤の温度は、脱着熱の急速な消費のため少し降下するかもしれない。蒸気流量は一定又は連続的にガス状二酸化炭素の放出量に適応していてもよい。蒸気への脱着したガス状二酸化炭素の累積的な希釈は、脱着したガス状二酸化炭素のモル数に対する蒸気のモル数で、40:1未満又は20:1未満、好ましくは10:1未満である。希釈を減らすと、放出量と脱着物の量を減らし、脱着プロセス時間が増加する。蒸気のモル数の脱着したガス状二酸化炭素に対する比率が1:1より下の場合、蒸気供給に関連した追加設備のコストと複雑さを正当化するにはあまりに小さい生成物収率増加となるであろう。この範囲は、吸着等温式及びエネルギー需要の理論的考察、並びにプラント建設及び実験データの実際的な考察に基づく。吸着等温式の考察だけにおいては、高い希釈率でパージし、ガス状二酸化炭素の分圧をできるだけ低く低下させることが最も魅力的である。例えば、100mbar_absの脱着圧力で、ガス状二酸化炭素モル数に対する蒸気のモル数が100:1でパージした場合、有効分圧が1mbar_absのガス状二酸化炭素を生成する。しかしながら、この希釈率は、直接空気回収プロセスにおける脱着のための目的エネルギー需要よりおよそ1桁高い高エネルギー需要を意味する。更に、基礎設備の考察から、蒸気供給のための大口径配管は非常に高コストであり、従って要求配管口径を最小にする蒸気流量で作業することは重要である。これらの希釈率は脱着温度と同様に使用される具体的な吸着剤に強く関連し、先行技術においては全く明確でなかった、この発明の重要な側面である。

冷却：蒸気は吸着構造体の加熱とともに止められ、吸着剤は図1の吸着構造体に組み込まれた熱交換器を通して冷熱伝達流体を流すことにより真空中で冷却される。冷却は、再加圧の前に高温で吸着剤を酸素にさらすことを避けるために、好ましくは60°Cより下、更に好ましくは50°Cより下へと続けられる。冷却中、真空チャンバーの残留CO₂が再吸収され、残留H₂Oが再吸収されるか又は凝縮するにつれて、真空チャンバーの圧力は前の段階で見られるレベルから徐々に下がる。真空チャンバーの最終圧は、数mbar_absまで下がる。

再加圧：ユニットは、ガス抜き弁を通して周囲大気条件にまで再加圧される。圧力が周囲大気圧と同じになると、吸着弁が開かれ、ユニットは次の吸着段階の準備が完了する。シフトしたプロセスシーケンスで複数ユニットを運転しているプラントの場合、いくつかのユニットをまとめて、排気中のユニットとともにそれらを再加圧させることができる。このように、排気作業のある部分は節約することができる。

最初の好ましい実施態様において、プロセスは次の5工程からなる：排気、真空中の温度スイング、真空中の蒸気パージ、冷却、再加圧。

プロセスのもう一つの好ましい実施態様は、以下の6工程からなる：排気、予熱、真空中の温度スイング、真空中の蒸気パージ、冷却、再加圧。

プロセスのもう一つの好ましい実施態様は、以下の7工程からなる：排気、予熱、プレパージ、真空中の温度スイング、真空中の蒸気パージ、冷却、再加圧。

更なる実施態様によれば、プロセスは上記プロセス工程の更なる組合せからなる。

提案された段階プレパージは、吸着剤を高温酸素にさらして、不可逆的に損傷することを回避することができる。真空を適用することによって、低い温度、100°Cよりかなり下、例えば60°Cで非凝縮蒸気を生成することができ、これはパージガスとして働くことができる。中等度の温度におけるこのようなパージ工程は真空状態のもとでのみ可能である。更に、真空中の蒸気の温度範囲は、吸着剤の劣化及びユニットの排気のエネルギーによって決まる。直接空気回収のための好ましい特性を有するあるアミン官能化固体吸着剤が60°Cより高い温度で酸素との接触により劣化することが示されている。20mbar_abs未満の圧力に真空ユニットを排気することは、特定の直接空気回収用途では実現不可能であるかも知れない重大なエネルギー投資を意味する。更に、排気圧力が低いほど、この段階の所要時間が長い。あるいは、増加した資本費を意味する、より大きなポンプを使用しなければならない。これらの考察から、可能性のあるパージ工程のための蒸気の飽和温度範囲は、17°C（20mbar_absにおける飽和温度）と60°Cの間、好ましくは50-150mbar_absに対応する33-58°Cの間の）にあると定めることができる。この範囲の定義は、直接空気回収と使用吸着剤に特有であり、先行技術から自明ではない。先行技術プロセスでは酸素をパージしないか、又は回収が困難なN₂のような不活性ガスを使用する。このようなパージの段階で蒸気を使用することの利点は、それが回収可能で、分離可能（例えば上記の熱回収と凝縮法によって）であり、すでにここで開示した装置の一部分であることである。さらにまた、プレパージを始める前に吸着剤が収容される真空構造体が排気されるので、パージしなければならない空気の総容積は大気圧パージプロセスと比較して著しく削減されている。

本発明の開示したプロセスのもう一つの特徴は、真空中温度スイングと真空中蒸気パージの組合せにより、純粋な蒸気パージ循環収率に近い循環収率が得られ、同時に純粋な蒸気パージプロセスより著しく少ない希釈用の蒸気で十分であり、高い製品ガスの純度が得られることである。真空中温度スイングと真空中蒸気パージの段階の期間と温度範囲により、放出されるガス状二酸化炭素の量がはっきり定義される。真空中温度スイング段階の温度が高ければ高いほど、また期間が長ければ長いほど、ここで放出されるガス状二酸化炭素の割合は高くなる。したがって、ガス状二酸化炭素に対する蒸気の定義されたモル比において真空中蒸気パージ段階での蒸気需要は削減される。このように、プロセスは例えば熱源の利用可能性、それらの温度範囲、熱のコスト、吸着剤特性及び他の運転パラメータなどの因子に適合させることができる。

本プロセスのもう一つの魅力的な特徴は、真空中蒸気パージ段階の蒸気流量がガス状二酸化炭素放出速度と関連付けられ、連続的に適合できるということである。高温の特定の場合において、これは、少量の蒸気が急速な脱着を引き起こす真空中蒸気パージ段階の開始時に、迅速なガス状二酸化炭素放出を引き起こす。脱着速度が低下するにしたがい、徐々に、蒸気発生のためのエネルギー需要を減らすために好ましいモル比に応じて蒸気流量を削減することができる。また、この適合蒸気流量技法は、一定量蒸気流量技法に比べて脱着プロセスの期間を短縮することができる。

本プロセスの1つの実施態様において、蒸気は、−予熱段階での一つの可能性として−熱伝達媒体として、並びに真空中プレパージと蒸気パージのためのパージガスとして使うことができる。

更に重要な利点は、真空圧力下での蒸気発生により、熱が脱着段階(b4)よりも低い、40 - 80°C、好ましくは45-70°Cの温度で使用できるということである。これは、蒸気発生と脱着のために同じ温度の熱源を使用する先行技術の発明と対照的である。第１にこの特徴は、DAC用途に適したあるアミン官能化固体吸着剤が120°Cより高い温度で損傷を受ける可能性があるので重要である。第２に、低温の熱は、より高温の熱を用いる場合のように工業的利用と争うことがないので、経済的により魅力的である。

発明の更なる実施態様は、従属クレーム中に言及してある。

発明の好ましい実施態様は、図面を参照し以下に記述され、それは本発明の好ましい実施態様の例示を目的とし、それを制限することは目的としない。図面中において、以下の通りである。
図1は蒸気パージを温度真空スイング脱着と統合する基本概念を示す。 図2は複数ユニットを1個の蒸気発生熱交換器及び1個の蒸気凝縮熱交換器と組み合わせた実施態様を示す。 図3は蒸気発生熱交換器と吸着構造体の熱交換器構造体が同じ熱源から並列に供給される実施態様を示す。 図4は蒸気発生熱交換器と吸着構造体の熱交換器構造体が同じ熱源から直列に供給される実施態様を示す。 図5は蒸気発生熱交換器と吸着構造体の熱交換器構造体が2個の異なった温度の熱源から供給される実施態様を示す。 図6は蒸気発生及び凝縮熱交換器をヒートポンプと組み合わせ、蒸気発生のために凝縮熱を回収する実施態様を示す。 図7は異なる圧力レベルの複数ユニットをカスケード型に組み合わせた実施態様を示す。 図8は蒸気発生と凝縮熱交換器をユニット内に組み込んで、蒸気発生のために凝縮熱を回収するためにそれらをヒートポンプと組み合わせた実施態様を示す。 図9はケトル型リボイラーで蒸気を凝縮する前にユニットから出るガスを再圧縮する実施態様を示す。 図10は可能なプロセスシーケンスを示す。 図11は遅延蒸気供給プロセスにおいて測定された脱着されるCO₂の流量を示す。 図12は遅延蒸気供給プロセスにおいて測定された有効CO₂分圧を示す。 図13は遅延蒸気供給プロセスにおいて測定された累積脱着容量を示す。 図14は遅延蒸気供給プロセスにおいて測定された熱源と吸着剤の温度を示す。 図15は200mbar_absの真空中で、2.5g/時と5g/時の2つの流量の蒸気のパージ流で得られた有効CO₂分圧を示す。 図16は従来の温度真空スイングプロセスにおいて周囲大気の空気から回収したCO₂の脱着の間に測定されたO₂濃度を示す。そして、 図17は従来の温度真空スイングプロセスにおいて周囲大気の空気から回収したCO₂の脱着の間に測定されたO₂濃度の詳細を示す。

図１は蒸気パージと温度真空スイング脱着の統合の基本概念と基本要素を示す。吸着構造体6におそらく収容されている吸着剤は、通常400mbar_abs以下の真空圧に耐えることができる閉じた壁構造を有するユニット1に収容されている。吸着剤は、二酸化炭素を含むガス混合物と吸着剤を接触させることによって、最初に二酸化炭素が負荷される。一度負荷が所望のレベルが到達すると、ユニットは適切な弁3で封止され、典型的には圧力スイングを行うための20-200mbar_abs、好ましくは50-150mbar_absの範囲の所望の圧力まで排気される。また、吸着構造体6中の吸着剤は、温度スイングを行うために、吸着構造体熱交換器2で、80-130°C、好ましくは90-120°Cの間の温度にまで加熱される。この段階の間に、圧力は変化することができ、50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲に維持される。

蒸気4は、熱入力Qによって動かされる蒸気発生熱交換器5で、液体水17から生成され、有効二酸化炭素分圧が加えられた真空圧力より低くなるように、非凝縮状態でユニットに注入される。蒸気は、矢印9に沿って吸着構造体6と収容された吸着剤を通過する。脱着したガス7は、脱着した水（もし存在すれば）、パージ蒸気と一緒に真空ポンプによってユニットから排気される。蒸気は、凝縮熱交換器8で凝縮され、所望の高純度二酸化炭素16、液体水17を残し、凝縮熱Qを放出する。

図2は、エネルギー消費を最小化する目的で、複数の吸着ユニット1を1つの蒸気発生熱交換器5と接続している実施態様を示す。これは、単一の蒸気発生熱交換器5に、対応する配管によって1個より多いユニット1を接続することを含む。このような設置は、複数ユニット1を単一の凝縮熱交換器8に接続し組み合わせることができる。このようにして、複数のユニットは一組のプロセス装置からの蒸気で処理することができ、コントロールが簡単になり、要素の数を削減し、エネルギー消費と維持の最適化が可能になる。

図3は、蒸気発生熱交換器と吸着構造体の熱交換器構造体が、同じ熱源から並列に供給される実施態様を示す。蒸気は、その吸着構造体熱交換器2に供給しているのと同じ高温熱源11を使用している蒸気発生熱交換器5で生成される。熱は、熱伝達流体を用いて、例えば蒸気発生熱交換器5と吸着構造体熱交換器2を並列に通して、伝達することができる。

図4は、蒸気発生熱交換器と吸着構造体の熱交換器構造体が同じ熱源から直列に供給され、更なるエネルギー消費の最小化のための温度レベルのより良い適合を可能にする実施態様を示す。この場合、蒸気発生熱交換器5は直列に、図4で示すように吸着構造体熱交換器2の下流にあり、後者は高温熱源11により熱を供給される。蒸気飽和温度、例えば脱着圧力が200mbar_absのとき60°C、は典型的には、吸着構造体6で到達すべき目的脱着温度、例えば95°Cより低く、この実施態様は蒸気発生熱交換器の設計に依存し、過熱蒸気を生成する。熱伝達流体の直列接続を含む実施態様において、蒸気生成は吸着構造体熱交換器の出口温度が飽和温度を超えた後、初めて開始する。従って、異なるプロセスシーケンスが適用される必要がある場合がある。

図5は、蒸気発生熱交換器と吸着構造体の熱交換器構造体が異なる温度の2つの熱源によって供給される実施態様を示す。蒸気発生熱交換器5はこの場合、異なる、好ましくは高温熱源11によって供給される吸着構造体熱交換器2より低温の熱源12から供給される。また、低温度熱源12は最初の段階で吸着構造体を予熱するために並列又は直列に使うことができ、吸着構造体は一度だけ高温熱源11を使用するために充分な温度であることに留意すべきである。この実施態様は、先行技術に対する本発明の蒸気パージと真空脱着の組合せの少なくとも1つの重大な長所を例示する。吸着構造体熱交換器2により吸着剤を脱着温度にするために必要な熱が、少なくとも部分的にはおよそ85-130°C、好ましくは90-120°Cの範囲の温度であることが要求されるが、蒸気パージと真空脱着の組合せにより、可能性のある脱着圧力である50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_absの範囲における飽和温度に対応する35-80°C、好ましくは45-75°Cの範囲の著しく低い温度レベルで蒸気発生熱交換器5での蒸気発生（すなわち水の蒸発）を可能にする。この温度レベルでは、熱はより高い温度レベルより非常に安いコストで得られる可能性がある。本発明のこの重要な側面は、ユニットの中での真空利用により可能であり、先行技術では決して自明ではない。

図6は、蒸気発生のための凝縮熱を回収するために、蒸気発生と凝縮熱交換器をヒートポンプに接続した実施態様を示す。この場合、蒸気発生熱交換器5と凝縮熱交換器8は、ヒートポンプ10と接続される。蒸発熱Qはこのようにして凝縮熱Qにおいて回収できる。これを達成するために、回収された熱量Qに比較してのほんの少しの電気が、温度レベルを少しの温度差だけ上げるためのヒートポンプの駆動に必要となり、更に下記の例に記述される。この実施態様の更なる拡張は、複数ユニットを単一のヒートポンプに接続すること又は複数ユニットをヒートポンプで蒸気発生と凝縮熱交換器の組合せに接続することである。

図7は、異なる圧力レベルの複数ユニットをカスケードの形で接続している実施態様を示す。この場合、複数ユニットは順番に接続され、減少する圧力下で脱着される。図7は、3個のユニット1-1、1-2、1-3がP1 >P2 >P3である圧力P1、P2、P3で脱着する可能な例を示す。高い温度レベルの蒸気4-1は、熱入力Qで1つの蒸気発生熱交換器5において生成されて、圧力P1で最初のユニット1-1に供給される。脱着したガス状二酸化炭素と蒸気7-1は最初のユニットを出て、連結型蒸気発生−凝縮熱交換器13に流れ込み、最初のユニットを出た蒸気とガス状二酸化炭素の混合流7-1はここで飽和条件P1とT1で凝縮し高純度ガス状二酸化炭素16と液状水流17を生成する。P1とT1で凝縮した蒸気の熱は、連結型蒸気発生-凝縮熱交換器13を通して伝達され、圧力P2、飽和温度T2で中温蒸気流4-2を生成するのに使用され、脱着圧力P2の２番目のユニット1-2に流れ込み、再び脱着をサポートする。最後に、最後のユニットの1-3において、P3の蒸気と脱着したガス状二酸化炭素7-3が凝縮熱交換器8によりP3、T3で再び凝縮され、高純度ガス状二酸化炭素16と液体水17を残す。この実施態様の特別な特徴は、後続のユニットにおける減少する脱着圧力と対応して低下する蒸気飽和温度が、各連結型蒸気発生−凝縮熱交換器で効率的な熱伝達を可能にするのに充分な温度勾配を有するように選択されるということである。これは、ユニットを出る蒸気の凝縮熱を非常に効果的に回収することを可能にする。この実施態様が3個のユニットに限られなく、複数ユニットにおける工程(b4)と(b5)の脱着圧力が脱着のために魅力的であると考えられる範囲（50-400mbar_abs、好ましくは100-300mbar_abs）に入ることを理解しておくべきである。

図8は、蒸気発生と凝縮熱交換器をユニットに組み込んで、凝縮熱を回収し蒸気発生に使用するためにそれらをヒートポンプに接続している実施態様を示す。この場合、蒸気発生5と凝縮8熱交換器はユニットに組み込まれ、ヒートポンプ10と接続される。このようにして、蒸気は系内、すなわち吸着構造体2に非常に近い使用場所で、直接生成及び凝縮することができる。更に、蒸気凝縮から発生する液体水17は、蒸気発生熱交換器5に内部的に輸送され、再び蒸気発生のために使用することができる。この実施態様では、すべてのプロセス蒸気がユニット1の中で生成され、凝縮されるので、ガス輸送のための配管の寸法に蒸気を考慮する必要がない。これは、蒸気体積流量が例えば配管の体積スループットの95%を占め、経済的でない導管サイズの可能性を意味するような、脱着ガスに対する蒸気の高いモル比の場合は特に重大である。特に高希釈、すなわち、脱着ガスに対する蒸気の高いモル流量を必要とする先行技術プロセス（例えば米国特許出願公開第2011/0226872A1号）では、配管、接続、弁とプロセス機器のコストは非常に大きく、法外な原価要素の可能性がある。この実施態様の更なるオプションは、内部に組み込まれた蒸気発生熱交換器5に外部熱源から熱供給するものがある。

図9は、ケトル型リボイラーで蒸気を凝縮する前に、ユニットを出るガスを再圧縮する実施態様を示す。蒸気と脱着したガス状二酸化炭素7は、ユニット1を出て、再圧縮機14を通り圧力を増加させ、それに伴い飽和温度も上昇させる。再圧縮機は熱損失を防ぐように良く断熱され、蒸気と脱着ガスの混合物は、ユニットを出でるガス混合物の飽和温度より高い飽和温度で再圧縮機を出て行く。再圧縮機からの熱損失を削減することは効率を低下させることであるということは、当業者に知られているが、これは再圧縮された蒸気の良い品質を保証する。再圧縮されたガス流は、ケトル型リボイラー15を通り、蒸気が凝縮され高純度ガス状二酸化炭素流16と液体水17を残す。ここで放出された凝縮エネルギーQはユニットの飽和温度と脱離圧力における蒸気を生成して、直接ユニット4に供給される。このようにして蒸気発生熱交換器は回避される。この処理は、蒸気が同時にプロセスガスとヒートポンプ作動流体である特殊なヒートポンプを表す。この実施態様において、1つの再圧縮機14及び／又はケトル型リボイラー15を複数のユニット1に使用することができる。

上記実施態様のすべてにおいて、濃縮蒸気から生じる液体水は、蒸気発生に再利用することができる。理想的には、この水は、濃縮した蒸気の飽和温度において得られる。この水流を再利用することにより、入力熱Qのかなりの部分を減らすことができる。可能性のある60°C（200mbar_absの飽和圧力において）の蒸気発生温度において、10°Cの液体水から蒸気を生成するために必要とされる熱は、全エネルギー入力のおよそ10%を占め、これは特定のプロセスにおいて魅力的な省エネルギーを意味する。蒸気発生にこの水を更に再利用することにより、貫流プロセスよりも著しく廃水の放出を削減でき、水の需要、水の浄化と蒸気準備に関する負荷を削減し、最終的にプロセスコストを削減する。

上述の実施態様において、均質な蒸気分布を達成することは有利である。これは、吸着構造体の、例えば図１で示す減圧排気ポートから反対側に蒸気を注入することによって達成される。このようにして、ある吸着構造体の良好なガス分布特性を利用して、蒸気と吸着剤の良好な接触を提供することができる。

恐らく注入された蒸気や脱着した水のユニットの壁での凝縮によりある量の凝縮水がユニット中に存在するので、この水が減圧排気ポートの方へ流れ、ユニットから排除されるようにユニットを傾けることができる。

ユニットの壁への過剰な蒸気損失を防ぐため、蒸気バリアをユニットに組み込むことができる。この形態の長所は、より低い蒸気需要、ユニット中のより均質な蒸気分布、そして熱交換器におけるより効果的な蒸気発生と凝縮である。このような蒸気バリアは、例えば金属薄板又は高耐熱性プラスチックシートであってよく、ユニットの壁から決められた間隔で置かれる。このような蒸気バリアの熱量は小さいので、蒸気凝縮によりその温度はすぐに蒸気の飽和温度まで上昇し、更なる蒸気凝縮を制限する。ユニット壁の蒸気凝縮は、このようにして顕著に削減される。

発明の1つの実施態様によれば、プロセスで使用される吸着剤は、周囲大気からのCO₂回収に適した粒状弱塩基性イオン交換樹脂である。本発明での使用に適した別の吸着剤はアミン官能化セルロースであり、国際公開第WO2012/168346号に記載されている。

本発明の更なる実施態様は、上記開示された実施態様のさまざまな組合せを含む。例えば、２つの異なる温度レベルの熱源は、複数ユニットから凝縮熱を回収し、新たな蒸気発生のために凝縮水を再利用するヒートポンプと組み合せることができる。

水蒸気アシスト脱着プロセス
プロセスは図10に示され、周囲大気圧及び温度の下で吸着体にガス状二酸化炭素を負荷する工程の後、以下の段階からなる：
・S1−排気：200mbar_absの脱着圧力へ。対応して酸素分圧が低下する。
・S2−予熱：熱源は、吸着剤の温度を60°Cまで上げるために、吸着構造体熱交換器に熱を供給する。
・S3−プレパージ：吸着構造体が酸素をフラッシュするための予熱温度に到達した後、蒸気を流し始める。酸素濃度が次第にゼロ近くへ降下する。
・S4−真空中温度スイング： 60°Cの予熱温度から110°の最終的な脱着温度まで。一度最終温度に達すると、ガス状二酸化炭素の脱着は0.5mmol/gの容量を達成する。
・S5−真空中蒸気パージ：蒸気は、一定の流量、一定の吸着剤温度のもと流される。ガス状二酸化炭素は急速に放出され、総脱着容量が1mmol/gに至る。
・S6−冷却：吸着剤は、真空中で吸着構造体熱交換器によって50°C未満に冷やされる。
・S7−再加圧：吸着が再開される前に、ユニットは大気圧まで再加圧される。

1つのプロセス実施態様の実施例
水蒸気アシスト脱着プロセスの1つの実施態様は、その用途であるCO₂の直接空気回収に関して調査された。このプロセスは、排気、真空中での脱着温度までの温度スイング、真空中蒸気パージ、冷却及び再加圧からなる。前の吸着工程で、40gのアミン官能化吸着材は、60%の相対湿度と温度30°Cの周囲大気を吸着剤が収容される真空チャンバーを通して流すことにより、CO₂を負荷された。脱着工程で、チャンバーは200mbar_absまで排気され、引き続き110°Cの外部熱源により約100°Cまで加熱された。この段階（真空中温度スイング）で、0.54mmol/gに対応する量のCO₂が放出された。次に2.5g/時の一定流量の蒸気を注入すると、急速で大きい25mbar_absまでのCO₂分圧（図12）の低下により、CO₂（図11）の非常に急速な更なる脱着を生じた。この真空中蒸気パージ段階の20分の間に、さらに0.45mmol/g CO₂が放出され、総脱着容量が1mmol/g（図13）になった。累積ガス体積で測定された最終容量におけるCO₂の蒸気による全体の希釈は、CO₂モル数に対するH₂Oのモル数で3.3：1であった。熱源と吸着剤の温度は、図14に示される。吸着剤温度は、真空中温度スイング段階の間、安定して上昇する。真空中蒸気パージ段階で蒸気を加えると、温度は急速な脱着とそれに伴う反応のエネルギー需要のため、最初に低下する。

1つの実施態様におけるさまざまな蒸気流量の効果
実施例2のプロセスが、さまざまな蒸気流量、熱源温度、脱着圧力及びさまざまな吸着剤に対し繰り返された。結果は、以下の表１にまとめられる。すべての実験は、40gのアミン官能化吸着材で行われた。

一定圧力での脱着温度の増加がそうであるように、真空中温度スイングにおいて一定の脱着温度での脱着圧力の低下はCO₂の放出に有利に働く。真空中温度スイング段階のCO₂放出の増加は、真空中蒸気パージ段階で必要な蒸気需要を減らし、魅力的な循環収率を達成する。蒸気流量の増加は、真空中蒸気パージ段階で放出されるCO₂を増加させ、循環収率を増加させる。

実際には、好ましい実施態様の運転を定義するこれらのパラメータに対し、ある制限がある。100mbar_absより著しく低い圧力で脱着するガスを排気することは、DAC用途においてプロセスコストの増加を意味し、ここでは排気作業だけでなく、より大きな体積スループットポンプのための設備投資も考慮しなければならない。従って、100mbar_absより著しく低い脱着圧力は、経済的に重大な意味を持つ場合がある。反対に、400mbarの脱着圧力実験の結果によって示されるように、200mbarより高い脱着圧力は結果として低収率と高い蒸気需要をもたらす場合がある。真空中温度スイング段階でCO₂の最大放出を得るためには、脱着温度はここで示されているように可能な限り高くなければならない。95°C-110°Cの温度範囲において熱の価格はほとんど変わらないので、吸着材のアミン基への損傷を回避する可能な限り最高温度で作業することが魅力的となる。

現在、およそ120°Cより高温で、典型的なアミン吸着剤は損傷を起こしている。蒸気流量が熱回収システムのプロセス機器、ガスと水配管の大きさを決定する。DACに適用されるとき、蒸気発生器、凝縮器、水処理装置と配管のような基盤のための設備費を検討すると、CO₂に対する蒸気比40:1を超えるモル流量は経済的に実現不可能である。更に、蒸気需要の削減は、エネルギー需要とプロセス機器の設備費を更に削減する。図15は、200mbar_absと110°C熱源温度で、2.5g/時と5g/時の蒸気流量を使用した2つの脱着プロセスのCO₂分圧を表す。蒸気流量を増加させることによってCO₂分圧がざっと半分になるにもかかわらず、表１から真空中蒸気パージの容量と総容量がほとんどごくわずかな増加しか示さないことは明らかである。これは選択されたアミン官能化吸着剤の吸着等温式の平坦及び矩形の形状に起因し、そして、容量を更に増加させるためには、蒸気需要の非常に大きな増加によって達成可能である−先行技術からは決して明らかでない結論。

このような検討により、調査されたプロセスのために設定される1つの可能な魅力的及び実際的な運転パラメータは100-115°Cの熱源温度、150-250mbar_absの脱着圧力、そして8:1未満のCO₂に対する蒸気モル比からなり、約0.1-0.2kg蒸気/時/kg未満の吸着剤に対応することがわかった。上記に示されたこの組合せにより、循環運転で望ましい約1mmol/gが得られる。このパラメータの組み合わせは選定されたプロセスパラメータと調査された吸着剤に特有であり、先行技術から明らかでない。

本発明のこのプロセスの挙動は、先行技術で知られている大気圧での従来の純粋な蒸気パージよりかなり優れている。特に、純粋な蒸気パージで同じ循環容量を得るのに必要な希釈は、CO₂分圧に正比例する。このプロセスで達成された25mbar_abs CO₂分圧を得るためには、大気圧の純粋な蒸気パージプロセスは、放出されたCO₂のモル毎に40モルの蒸気を必要とする。このような蒸気需要は、蒸気発生のためのエネルギー及び、例えば蒸気発生器、水処理装置と配管の基盤のための設備費の観点から経済的に実現可能でない。好ましい実施態様のプロセスでは、同じCO₂分圧を、大幅に低い蒸気需要で得られる。第２に、本発明のプロセスは、循環容量が倍になるので、従来の温度真空スイングプロセスに対して大幅な改善を意味する。更に、好ましいプロセスでは蒸気需要が少なく、真空中蒸気パージ段階に供給しなければならない追加分のエネルギーがほんの少しの増加で済むため、従来の温度真空スイングプロセスと比較して、CO₂トン当たりの比エネルギー需要の全体的な減少が得られる。蒸気の蒸発熱回収の有るプロセスと無いプロセスの比較は実施例4でなされる。

吸着剤再生プロセスのエネルギー解析。
実施例１の可能なプロセスおいて、蒸気発生と凝縮熱交換器の間にヒートポンプがある1つの可能な熱回収実施態様に関して、エネルギー需要を分析した。比較のために、熱回収なしのエネルギー需要も報告される。エネルギー解析において、典型的にCO₂トン当たりおよそ100キロワット時程度である真空システムの電力需要は省略する。実施例2で決められた運転パラメータと、結果として得られた循環容量が、以下のパラメータ表で示されるアミン官能化吸着材の物理的性質とともに、分析のために使用される。吸着剤の質量は、ユニットの1つの可能な構成から導かれた。

全熱エネルギー、蒸気及び電気エネルギー需要が、熱回収システムのある1つの好ましい実施態様の場合について以下の表に示される。

比較として、好ましい実施態様と同じ有効CO₂分圧を得るのに必要な蒸気量を用いて、気化熱の回収なしで、大気圧での先行技術で知られている純粋な蒸気パージ脱着プロセスに対して、同じ分析が繰り返された。結果は以下に示される。

先行技術の純粋な蒸気処理は開示された発明の処理より5倍高いエネルギーと17倍高い蒸気需要を有することがわかり、それはコスト高を引き起こす。設備需要を考慮して、蒸気配管中で20m/sの最大ガス流量（それはプラント設計のために使われる代表的な値である）で、先行技術プロセスの流量は170mm口径の配管（すなわちDN 200）と対応する大きさの弁と接続を必要とする。開示された発明のプロセスは、ずっと経済的な口径45mm（すなわちDN 50）の配管と、より簡単に入手でき大幅に低価格のプロセス機器を使用することができる。

更なる比較として、予熱段階とプレパージ段階のない従来の温度真空スイングプロセスを、200mbar_absの脱着圧力と110°C熱源温度で分析する。

本発明で開示されるプロセスの好ましい実施態様と比較したこのプロセスの主要な欠点は、明らかに循環容量が好ましい実施態様の半分である点である。対応して、比エネルギー需要は、好ましい実施態様のプロセスより大幅に高い。

吸着剤寿命の改善
プレパージ段階プロセスを含む実施態様のプロセスは、循環容量を大幅に削減することで知られている吸着剤の高温酸素への曝露を強く削減する。プレパージ段階は、従来の温度-真空スイングプロセスにおいて、アミン官能化吸着材を使用して実験的に評価された。不活性ガスで吸着剤チャンバーをプレパージし、温度スイングを開始する前に酸素を除去することによって、循環容量の減少が50%削減されることが分かった。新しい吸着剤は、200回の温度−真空スイング（TVS）サイクルの前後に検査され、プレパージが有る場合と無い場合において90°Cより高い吸着剤温度を達成した。結果は、下表に示される。

図16は、周囲大気から回収されたCO₂の代表的な温度真空スイング脱着の間の、脱着ガス中の酸素濃度を示す。脱着ガス中の酸素濃度は、CO₂が放出され、効果的に真空チャンバーから大部分の酸素をパージし、脱着の始まりからおよそ26分後に1%未満の濃度に下がるにつれて、ほぼ大気中濃度から急速に下がる。図17は、100ppm未満の酸素濃度に焦点を当て、図16の拡大した部分を示す。酸素濃度は、脱着の始まりから約28.7分後に1ppmより小さくなる。

1 ユニット
1-1,-2,-3 逐次配置のユニット
2 吸着構造体熱交換器
3 吸着弁
4 入口蒸気
4-1,-2,-3 さまざまなユニットへの蒸気流
5 蒸気発生熱交換器
6 吸着構造体
7 脱着ガス（ガス状二酸化炭素）
7-1,-2,-3 さまざまなユニットの脱着ガス（ガス状二酸化炭素）と蒸気流
8 凝縮熱交換器
9 吸着構造体を通る蒸気流
10 ヒートポンプ
11 高温熱源
12 低温熱源
13 連結型凝縮/蒸気発生熱交換器
14 再圧縮機
15 ケトル型リボイラー
16 高純度二酸化炭素
17 液体水
18 真空圧力（mbar_abs）
19 酸素分圧（mbar_abs）
20 蒸気流量（kg/h）
21 吸着剤温度（°C）
22 累積脱着容量 （mmol/g）
Q 一般の熱流
S1-S7 プロセス工程
P1,P2,P3 さまざまな真空圧力レベル
T1,T2,T3 さまざまな温度レベル

Claims (30)

1. ガス状二酸化炭素を前記ガス状二酸化炭素及び二酸化炭素と異なるガスを含むガス混合物から、前記ガス状二酸化炭素を吸着する吸着剤を用いた循環式吸着／脱着により分離する方法であって、前記吸着剤を伴う吸着構造体(6)を含むユニット(1)を使用し、前記ユニットは400mbar_abs以下の真空圧力に排気可能であり、前記吸着構造体(6)は少なくとも前記ガス状二酸化炭素を脱着するために少なくとも80°Cの温度まで加熱可能であり、前記ユニットはガス混合物の貫流と、吸着工程において前記吸着剤をそれと接触させるために解放可能であり、以下の順序及びこの順序に繰り返す工程からなる方法であって、
   (a)吸着工程において、前記ガス混合物を前記吸着剤に接触させ、少なくとも前記ガス状二酸化炭素を0.8-1.1bar _abs の範囲の周囲大気圧条件と-40〜60°Cの範囲の周囲大気温度条件のもとで前記吸着剤上に吸着させ、
   (b)脱着工程において、前記ユニット(1)を20-400mbar_absの範囲の圧力に排気し、前記ユニット(1)中の前記吸着剤を80-130°Cの範囲の温度に加熱し、少なくとも前記ユニット(1)から脱着した前記ガス状二酸化炭素を抽出し、前記ユニット(1)の中又は下流で凝縮によって前記ガス状二酸化炭素を水から分離し、
   (c)前記吸着剤を前記工程(b)の圧力で前記周囲大気温度条件以上の温度に強制的に冷却し、前記周囲大気圧条件に前記ユニットを再加圧し、
   前記工程(b)で蒸気を前記ユニット(1)に注入し、貫流させ、前記ユニット(1)の圧力レベルにおいて、飽和蒸気又は130°Cまでの過熱蒸気温度の過熱蒸気の条件のもとで前記吸着剤に接触させ、全工程(b)中に注入された蒸気の全工程(b)中に放出されたガス状二酸化炭素に対するモル比が40:1より少ない方法。
2. 前記ガス混合物が、空気又は煙道ガスである、請求項１記載の方法。
3. 前記工程(b)が以下の逐次的な工程からなる、請求項1又は２記載の方法であって、
   （b1）前記ユニット(1)を20-200mbar_absの範囲の初圧に排気し、
   （b2）前記吸着剤を予熱し、
   （b3）プレパージ工程で蒸気の最初の部分を注入するか、又はプレパージ工程で蒸気の最初の部分を注入せず、
   （b4）前記吸着剤を、80-130°Cの範囲の温度に更に加熱し、前記ガス状二酸化炭素の最初の部分を前記ユニット(1)から抽出し、前記ユニット(1)の中又は下流において、凝縮によって水から前記ガス状二酸化炭素を分離し、
   （b5）蒸気を前記ユニットに注入し、貫流させ、50-400mbar_abs の範囲の圧力レベルにおいて、飽和蒸気又は130°Cまでの過熱蒸気温度の過熱蒸気の条件のもとで前記吸着剤に接触させ、一方、80-130°Cの範囲の温度まで前記吸着剤を加熱し続け、前記ガス状二酸化炭素の二番目の部分を前記ユニット(1)から抽出し、前記ユニット(1)の中又は下流において、凝縮によって水からガス状二酸化炭素を分離する方法。
4. 前記工程(b)が以下の逐次的な工程からなる、請求項1又は２記載の方法であって、
   （b1）前記ユニット(1)を50-150mbar _abs の範囲の初圧に排気し、前記吸着剤を強制加熱又は冷却せず、
   （b2）前記吸着剤を、35-80°Cの範囲の温度まで予熱し、
   （b3）プレパージ工程で蒸気の最初の部分を注入するか、又はプレパージ工程で蒸気の最初の部分を注入せず、
   （b4）前記吸着剤を、90-120°Cの範囲の温度に更に加熱し、前記ガス状二酸化炭素の最初の部分を前記ユニット(1)から抽出し、前記ユニット(1)の中又は下流において、凝縮によって水から前記ガス状二酸化炭素を分離し、
   （b5）蒸気を前記ユニットに注入し、貫流させ、100-300mbar _abs の範囲の圧力レベルにおいて、飽和蒸気又は130°Cまでの過熱蒸気温度の過熱蒸気の条件のもとで前記吸着剤に接触させ、一方、90-120°Cの範囲の温度まで前記吸着剤を加熱し続け、前記ガス状二酸化炭素の二番目の部分を前記ユニット(1)から抽出し、前記ユニット(1)の中又は下流において、凝縮によって水からガス状二酸化炭素を分離する方法。
5. 前記（b2）工程において、前記吸着剤を、45-75°Cの範囲の温度まで予熱する、請求項３又は４に記載の方法。
6. 前記工程(b2)から(b5)中で前記ユニットの圧力は、前記工程(b1)に対して増加させられ、及び／又は50-400mbar _abs の範囲に維持される、請求項３〜５のいずれかに記載の方法。
7. 前記工程(b2)から(b5)中で前記ユニットの圧力は、前記工程(b1)に対して増加させられ、及び／又は100-300mbar _abs の範囲に維持される、請求項３〜５のいずれかに記載の方法。
8. 前記工程(b2)と(b4)における熱伝達は前記吸着構造体(6)に付属する熱交換器要素(2)によってもたらされ、前記熱交換器要素は前記熱交換器要素中を循環する熱交換流体を含む、請求項３〜７のいずれかに記載の方法。
9. 前記工程(b2)において、前記吸着剤が、吸着剤中に組み込まれた熱交換器を用いて45-75°Cの範囲の温度まで加熱され、及び／又は、前記工程(b4)において、前記吸着剤が、吸着剤中に組み込まれた熱交換器を用いて90-120°Cの範囲の温度まで加熱され、
   及び／又は、前記工程(c)は前記吸着構造体を60°C未満の温度に強制冷却することを含む、請求項３〜８のいずれかに記載の方法。
10. 前記工程(b2)において、前記吸着剤が、吸着剤中に組み込まれた熱交換器を用いて45-75°Cの範囲の温度まで加熱され、及び／又は、前記工程(b4)において、前記吸着剤が、吸着剤中に組み込まれた熱交換器を用いて90-120°Cの範囲の温度まで加熱され、
    及び／又は、前記工程(c)は吸着構造体を50°C未満の温度に強制冷却することを含み、これは前記吸着構造体(6)に付属する熱交換器要素(2)によってもたらされ、前記熱交換器要素は熱交換器要素中を循環する熱交換流体を含む、請求項３〜８に記載の方法。
11. 前記工程(b3)において、蒸気の最初の部分がプレパージ工程で注入される、請求項３〜１０のいずれかに記載の方法。
12. 前記工程(b3)において、蒸気の最初の部分がプレパージ工程で注入され、ここで、このプレパージ工程(b3)において、注入される前記蒸気は、20-200mbar _abs の飽和圧力範囲に対応する、17-60°Cの範囲の飽和温度によって特徴づけられる、請求項３〜１０のいずれかに記載の方法。
13. 前記工程(b3)において、蒸気の最初の部分がプレパージ工程で注入され、ここで、このプレパージ工程(b3)において、注入される前記蒸気は、50-150mbar _abs の飽和圧力範囲に対応する、33-58°Cの範囲の飽和温度によって特徴づけられる、請求項３〜１０のいずれかに記載の方法。
14. 前記工程(b3)において、蒸気の最初の部分がプレパージ工程で注入され、プレパージ工程(b)の間に注入された前記蒸気の全プレパージ工程(b)の間に放出された前記ガス状二酸化炭素に対するモル比が1:1未満である、請求項３〜１３のいずれかに記載の方法。
15. 工程(b3)において、蒸気の最初の部分がプレパージ工程で注入され、プレパージ工程(b)の間に注入された前記蒸気の全プレパージ工程(b)の間に放出された前記ガス状二酸化炭素に対するモル比が0.5：1未満である、請求項３〜１３のいずれかに記載の方法。
16. 40-80°Cで熱を提供する低温熱源(12)は、前記工程(b5)の間及び／又は前記工程(b3)の間に使用される蒸気熱交換又は発生ユニット(5)で蒸気発生のための熱を供給し、
    80-130°Cの範囲で熱を提供する高温熱源(11)は、前記工程(b5)で前記吸着剤を加熱するために使用される熱を供給する、請求項３〜１５のいずれかに記載の方法。
17. 45-75°Cで熱を提供する低温熱源(12)は、前記工程(b5)の間及び／又は前記工程(b3)の間に使用される蒸気熱交換又は発生ユニット(5)で蒸気発生のための熱を供給し、
    前記低温熱源(12)は、前記工程(b2)の間、前記吸着剤の予熱のための熱を供給し、
    90-120°Cの範囲で熱を提供する高温熱源(11)は、前記工程(b5)で前記吸着剤を加熱するために使用される熱を供給する、請求項３〜１５のいずれかに記載の方法。
18. 全工程(b)の間に注入された蒸気の全工程(b)の間に放出される前記ガス状二酸化炭素に対するモル比が10:1未満であり、及び／又は、前記工程(b5)で使用される蒸気は、50-400mbar_abs の範囲の飽和圧力を有し、これに対応する33-76°Cの範囲の飽和温度を有する、請求項３〜１７のいずれかに記載の方法。
19. 全工程(b)の間に注入された蒸気の全工程(b)の間に放出される前記ガス状二酸化炭素に対するモル比が10:1未満であり、前記工程(b3)-(b5)の圧力は、100-300mbar _abs の範囲であり、前記工程(b2)と(b3)の温度が45-75°Cの範囲の値に昇温させられ、前記工程(b4)と(b5)の温度が90-120°Cの範囲の値に昇温させられ、
    及び／又は、前記工程(b5)で使用される蒸気は、100-300mbar _abs の範囲の飽和圧力を有し、これに対応する45-69°Cの範囲の飽和温度を有する、請求項３〜１７のいずれかに記載の方法。
20. 複数の直列の個々のユニット(1)は、複数の蒸気熱交換又は蒸気発生ユニット(5,13)によって生成される蒸気を供給され、最上流の蒸気発生ユニット(5)は別として、これらの蒸気供給(13)は隣り合う個々のユニット(1)の間で供給され、
    そして蒸気(4-1)は前記最も上流の熱交換器(5)から最初のユニット(1-1)へ最初の圧力(P1)で供給され、前記最初のユニット(1-1)の下流の蒸気(7-1)は、前記最初のユニット(1-1)から生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、前記最初のユニット(1-1)の下流で、熱交換及び／又は蒸気発生ユニット(13)で少なくとも部分的に凝縮され、それによって、最初の圧力(P1)より低い圧力(P2)（(P2)<(P1))で次のユニット(1-2)に蒸気(4-2)の発生のための熱の少なくとも一部を提供し、
    次のユニット(1-2)の下流の蒸気(7-2)は、前記次のユニット(1-2)から生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、前記次のユニット(1-2)の下流で、熱交換及び／又は蒸気発生ユニット(13)で少なくとも部分的に凝縮され、それによって、前のユニット(1-2)より低い圧力(P3)（(P3)<(P2)）の更なるユニット(1-3)に蒸気(4-3)の発生のための熱の少なくとも一部を提供し、
    次に、前記更なるユニット(1-3)から生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、前記更なるユニット(1-3)の下流の蒸気(7-3)が少なくとも部分的に凝縮される、請求項１〜１９のいずれかに記載の方法。
21. 前記ユニット(1-3)の次に、直列に並んだ、それぞれ逐次圧力が低くなる更なるユニットが続き、各ユニット(1)の下流の蒸気は、それぞれのユニットから生じるガス状二酸化炭素の抽出とともに、前記それぞれのユニットの下流で熱交換及び／又は蒸気発生ユニット(13)で少なくとも部分的に凝縮され、それによって前のユニットより低い圧力で次のユニットに蒸気の発生のための熱の少なくとも一部を提供する、請求項２０に記載の方法。
22. 並列フロー配置又は直列フロー配置の、前記吸着構造体(6)に付属の熱交換器要素(2)と蒸気熱交換ユニット(5)を通る熱交換流体を用いて、1つの単一熱源(11)が蒸気発生のための熱と前記工程(b)における前記吸着剤の加熱のための熱を提供するために使用され、直列フロー配置の場合、前記熱交換流体は最初に前記吸着構造体(6)に付属の前記熱交換器要素(2)、その後に前記蒸気熱交換ユニット(5)を通る、請求項１〜１５及び１８〜２１のいずれかに記載の方法。
23. 注入された蒸気から生じる蒸気と前記ガス混合物から脱着した水は、前記工程(b)において前記ユニット(1)から抽出された前記ガス状二酸化炭素との混合状態で、凝縮熱交換器(8)で凝縮され、少なくとも部分的に凝縮水(17)から二酸化炭素(16)を分離する、請求項１〜２２のいずれかに記載の方法。
24. 注入された蒸気から生じる蒸気と前記ガス混合物から脱着した水は、請求項３に記載の工程(b2)、(b3)、(b4)と(b5)、において前記ユニット(1)から抽出された前記ガス状二酸化炭素との混合状態で、凝縮熱交換器(8)で凝縮され、少なくとも部分的に凝縮水(17)から二酸化炭素(16)を分離し、
    前記凝縮熱交換器(8)で生成される凝縮熱は、必要であればヒートポンプ(10)により更に温度を上げた後、同じユニット(1)又は他のユニットの前記工程(b)で使用する蒸気を生成するため、及び／又は他のユニットの前記吸着構造体(6)に付属の熱交換器要素(2)による請求項３に記載の工程(b2)中のそれらの加熱のために使用される、請求項３から２２のいずれかに記載の方法。
25. 前記工程(b)において前記ユニットから抽出された蒸気とガス状二酸化炭素は、最初に再圧縮機(14)で圧縮され、ケトル型リボイラー(15)を通過し、蒸気を凝縮し、前記ガス状二酸化炭素からそれを分離し、放出された熱を前記工程(b)で使用する蒸気生成のために使用する、請求項１〜２４のいずれかに記載の方法。
26. 前記吸着剤は、弱塩基性のイオン交換樹脂、又はアミン官能化セルロースである、請求項１〜２５のいずれかに記載の方法。
27. 前記吸着剤は、吸着性アミン基を有する弱塩基性のイオン交換樹脂、又はアミン官能化セルロースである、請求項１〜２５のいずれかに記載の方法。
28. 熱交換又は蒸気発生ユニット(5)は排気される前記ユニットの壁境界内及び前記吸着剤の上流で、前記工程(b)のための蒸気を発生させる前記ユニット(1)の内部空間に位置し、及び／又は、蒸気の凝縮及び／又はガス状二酸化炭素の分離のための前記蒸気凝縮熱交換器(8)は、排気されるユニットの壁境界内及び吸着剤の下流で、前記ユニット(1)の内部空間に位置する、請求項１〜２７のいずれかに記載の方法。
29. 前記ユニット下流の蒸気は、凝縮されるか又はされないで、必要であれば更に熱を加えて、同一又は別のユニットの前記工程(b)の蒸気として、又は同一又は別のユニットの前記工程(b)の蒸気の発生のために利用することができる、請求項１〜２８のいずれかに記載の方法。
30. 周囲空気流から二酸化炭素を分離するための請求項１〜２９のいずれかに記載の方法の使用。

Images