WO2014196757A1 - 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치 - Google Patents

감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치 Download PDF

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absorbent
dioxide rich
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이치섭
조성필
최병기
이유진
박종민
양창륭
김덕호
한종훈
정재흠
정영수
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한국전력기술 주식회사
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Definitions

  • the present invention relates to a carbon dioxide separator that improves the sensible heat recovery efficiency by using a reduced pressure and phase separation, in particular, the gas and liquid in a state in which the carbon dioxide rich absorbent is decompressed in the heat exchanger by the heat of the lean absorbent flowing from the stripping column to the heat exchanger.
  • a portion of the carbon dioxide rich absorbent is introduced into the stripping column before entering the heat exchanger to reduce the reliquefaction ratio.
  • the present invention relates to a carbon dioxide separator that improves the sensible heat recovery efficiency.
  • Liquid amine compounds or liquid ammonia have a property of absorbing carbon dioxide, and thus may be applied to a process of removing sulfur components in a petroleum refining process or separating carbon dioxide from exhaust gas emitted from a thermal power plant.
  • CCS Carbon Capture & Storage
  • CCS Carbon Capture & Storage
  • the method of separating the carbon dioxide emitted from a thermal power plant, the wet amine process is reasonably evaluated as a commercialization technology. have.
  • Figure 1 schematically illustrates a wet amine CCS process for separating conventional carbon dioxide.
  • the basic structure of the wet chemical absorption process using the amine is the absorption tower (1) for contacting the amine-based absorbent and the exhaust gas, the stripping column (2) for the removal of the absorbed carbon dioxide and the exhaust gas It consists of a pretreatment facility.
  • the CO 2 is reacted in the absorption tower and delivered to the stripping column 2 in the form of a carbon dioxide rich absorbent (CO2-rich absorbent, or Rich Solution).
  • CO2 is separated by heating and discharged to the upper end, and is recycled to the lower end in a state of carbon dioxide lean absorbent (CO2-lean absorbent, or Lean Solution).
  • heat is recovered between the carbon dioxide rinse absorbent and the carbon dioxide rich absorbent through the heat exchanger (5).
  • the exhaust gas flowing into the CCS is introduced after passing through desulfurization (DeSOx), denitrification (DeNOx), and a dust collector (exhaust gas pretreatment).
  • DeSOx desulfurization
  • DeNOx denitrification
  • dust collector exhaust gas pretreatment
  • the reaction in the absorption tower 1 is exothermic, but the temperature of the carbon dioxide rich absorbent is usually 40 to 50 ° C. Carbon dioxide rich absorbent is heated to 90 ⁇ 100 °C while passing through the heat exchanger (5) is introduced into the stripping tower (2). The carbon dioxide rich absorbent flows from the top of the stripping column 2 to the bottom, and is heated by thermal energy to separate carbon dioxide from the amine absorbent, and the separated carbon dioxide is discharged to the top of the stripping column 2. The high concentration of carbon dioxide discharged to the upper part of the stripping column 2 is almost the same as the temperature of the stripping column 2, and because of the high water content, water is removed through the condenser 4, and the separated water is removed again ( 2) is recovered.
  • the carbon dioxide rinse absorber from which carbon dioxide is separated is discharged to the lower part of the stripping column (2).
  • Some of the absorbents in the stripping column (2) in the process of separating carbon dioxide flow into the reheater (3) heated by steam.
  • the absorbent produces steam, which enters the stripping column 2 and provides thermal energy to separate carbon dioxide from the carbon dioxide rich absorbent.
  • the absorber of the liquid phase remaining after producing steam in the reheater (3) flows into the stripping column (2) to contribute to the carbon dioxide separation.
  • the carbon dioxide rinse absorbent discharged from the stripping column 2 is about 105 to 115 ° C., which is introduced into the upper portion of the absorption tower 1 after heat exchange with the carbon dioxide rich absorbent discharged from the absorption tower in the heat exchanger 5.
  • the sensible heat recovery structure between the absorption tower (1) and the stripping tower (2) is a large difference in temperature between the carbon dioxide rich absorbent discharged from the lower portion of the absorption tower (1) and the carbon dioxide lean absorbent discharged from the lower portion of the stripping tower (2),
  • the sensible heat exchange is carried out between the two liquids through the heat exchanger 5 to recover heat.
  • the recovered sensible heat increases the temperature of the carbon dioxide rich absorbent flowing into the stripping column (2) and reduces the heat duty of the reheater (3) required in the stripping column (2).
  • the reliquefaction ratio is the ratio of the number of moles of liquid liquefied in the condenser and introduced into the stripping column with respect to the number of moles of gas discharged from the condenser. That is, in FIG. 1, the ratio of the number of moles of condensate liquefied to the number of moles of carbon dioxide discharged from the condenser 4 is introduced into the stripping column.
  • the present invention has been invented by carrying out the national research and development project (project title: CO2 capture process improvement and power plant integration technology development, task unique number: 2010201020006D).
  • the carbon dioxide rich absorbent is heat-exchanged in the pressure-reduced state by the heat of the lean absorbent flowing from the stripping column to the depressurization and phase separation unit and the phase (phase) in the gas and liquid state Enhance the sensible heat recovery efficiency by separating and supplying to the stripping column, and part of the carbon dioxide rich absorbent is sensible heat by using the decompression and phase separation which is introduced into the stripping column to lower the re-liquefaction ratio before entering the decompression and phase separation unit. It is an object of the present invention to provide a carbon dioxide separation apparatus with improved recovery efficiency.
  • the carbon dioxide rich absorbent (CO2-rich-absorbent; Rich Solution) discharged from the absorption tower is reduced pressure and gas-liquid in the pressure reduction and phase separation unit.
  • Phase separation, absorbing enthalpy of vaporization increases the heat capacity, the amount of sensible heat recovered from the lean Soution discharged from the bottom of the stripping column as the enthalpy required to preheat the carbon dioxide rich absorbent to a certain temperature increases Sensible heat recovery increases.
  • part of the carbon dioxide rich absorbent discharged from the absorption tower is introduced directly to the upper part of the stripping column, so that the temperature of the upper end of the stripping column is kept cold, thereby reducing the vapor pressure of the absorbent in the stripping column, thereby reducing the reliquefaction ratio and cooling load. do.
  • the amount of sensible heat recovered by the carbon dioxide rich absorbent may be increased to reduce the heat supplied by the reheater.
  • the amount of energy saved in the reheater can be approximated by the sum of the reduction in the reliquefaction energy of the condenser and the increase in sensible heat recovery in the heat exchanger.
  • FIG. 1 is a view schematically showing a conventional wet amine carbon capture & storage (CCS) process
  • Figure 2 is a conceptual diagram of a carbon dioxide separation device to improve the sensible heat recovery efficiency using reduced pressure and phase separation according to an embodiment of the present invention
  • FIG. 3 is a view showing an extract of the main part of FIG.
  • Figure 4 is a conceptual diagram of a carbon dioxide separation device to improve the sensible heat recovery efficiency using reduced pressure and phase separation according to another embodiment of the present invention.
  • the carbon dioxide separation device which improves the sensible heat recovery efficiency by using a reduced pressure and phase separation according to the present invention, the exhaust gas is introduced, the absorption tower for reacting the carbon dioxide and the absorbent contained in the exhaust gas; A first pipe to which a carbon dioxide rich absorbent (CO2-rich-Solution) in which the carbon dioxide reacts with the absorbent is moved; A pressure reduction and phase separation unit provided in the first pipe, wherein the pressure of the carbon dioxide rich absorbent is reduced in pressure and heat exchange is performed, and the phase of the carbon dioxide rich absorbent is separated into gas and liquid; A stripping column into which the carbon dioxide rich absorbent in a gaseous state and the carbon dioxide rich absorbent in a liquid state are introduced to separate carbon dioxide from the carbon dioxide rich absorbent; A second pipe connecting the stripping column and the depressurization and phase separation unit to move the lean absorber from which the carbon dioxide is separated; A reheater for providing heat to the stripping column to separate carbon dioxide from the carbon dioxide rich absorbent; wherein the lean absorbent is introduced into the de
  • the carbon dioxide rich absorbent is introduced into the upper end of the stripping column, and the other part comprises a splitter for introducing the decompression and phase separation.
  • the carbon dioxide rich absorbent changed into a gas state in the depressurization and phase separation unit is preferably re-pressurized by a compressor or a blower and introduced into the stripping column.
  • the carbon dioxide rich absorbent re-pressurized through the compressor or the blower is preferably introduced into the lower end of the stripping column.
  • the carbon dioxide rich absorbent in the liquid state separated from the depressurization and phase separation unit is preferably re-pressurized by a pump to flow into the stripping column.
  • the carbon dioxide rich absorbent re-pressurized by the pump is preferably introduced into the stop of the stripping column.
  • the pressure reduction and phase separation unit a pressure control valve for reducing the pressure of the carbon dioxide rich absorbent; And a heat exchanger separating the phase of the carbon dioxide rich absorbent into a gas and a liquid during heat exchange.
  • the heat exchanger is preferably a Kettle type heat exchanger.
  • 10% to 30% of the carbon dioxide rich absorbent discharged from the absorption tower is divided by the splitter and introduced into the stripping column.
  • 20% of the carbon dioxide rich absorbent discharged from the absorption tower is divided by the splitter and introduced into the stripping column.
  • the pressure reduction and phase separation unit a pressure control valve for reducing the pressure of the carbon dioxide rich absorbent; A heat exchanger for exchanging heat between the lean absorbent and the carbon dioxide rich absorbent; And a gas-liquid separator connected to the heat exchanger and separating the heat-exchanged phase of the carbon dioxide rich absorbent into a gas and a liquid.
  • gas-liquid separator is preferably a flash drum (Flash Drum).
  • FIG. 2 is a conceptual diagram of a carbon dioxide separation apparatus which improves sensible heat recovery efficiency by using a reduced pressure and a phase separation according to an embodiment of the present invention
  • FIG. 3 is a diagram illustrating an essential part of FIG. 2.
  • the carbon dioxide separation apparatus according to the embodiment of the present invention, the absorption tower 10, the first pipe 20, the pressure reduction and phase separation unit 30, stripping column 40, the second pipe ( 50, and reheater 60.
  • the present invention is used in a field to which carbon capture & storage (CCS) technology used for capturing, compressing, transporting and storing carbon dioxide is applied.
  • CCS carbon capture & storage
  • the present invention is used to separate carbon dioxide emitted from a thermal power plant.
  • the present invention may be applied to a wet amine process for separating carbon dioxide from a thermal power plant.
  • the present invention is specified by the configuration that constitutes the present invention, and its application is not limited to being applied to a wet amine process.
  • the absorption tower 10 is where the exhaust gas is introduced, the carbon dioxide rich absorber (CO2-rich-Solution) is formed by the reaction of the carbon dioxide and the absorbent contained in the exhaust gas.
  • the carbon dioxide rich absorber CO2-rich-Solution
  • the absorption tower 10 uses a conventionally known absorption tower.
  • the exhaust gas is desulfurization (DeSOx), denitrification (DeNOx), and exhaust gas pretreatment facilities. After passing through the dust collector, it is introduced into the absorption tower 10.
  • the exhaust gas containing carbon dioxide flows into the lower portion of the absorption tower 10.
  • the liquid absorbent is introduced into the upper portion of the absorption tower 10, the exhaust gas and the liquid absorbent flow in countercurrent to each other in the absorption tower 10, and are gas-liquid contacted so that carbon dioxide is absorbed into the liquid absorbent to absorb carbon dioxide. (CO2-rich-absorber; Rich Soultion).
  • the first pipe 20 is a pipe through which the carbon dioxide rich absorbent reacted with the carbon dioxide and the absorbent is moved.
  • the first pipe 20 extends from the lower end of the absorption tower 10.
  • the temperature of the carbon dioxide rich absorbent is maintained at about 40 °C to 50 °C.
  • the depressurization and phase separation unit 30 is provided on the first pipe 20, the pressure of the carbon dioxide rich absorbent is depressurized to perform heat exchange, and the phase of the carbon dioxide rich absorbent is gas and liquid state. To be separated.
  • the pressure reduction and phase separation unit 30 includes a pressure control valve 31 and a heat exchanger (32).
  • the pressure regulating valve 31 is provided to reduce the pressure of the carbon dioxide rich absorbent.
  • the carbon dioxide rich absorbent discharged from the lower end of the absorption tower 10 is decompressed than the pressure when discharged from the lower end of the absorption tower 10 via the pressure regulating valve 31 to the heat exchanger 32. Inflow. Since the pressure control valve 31 generally uses a well-known pressure control valve, a detailed description thereof will be omitted.
  • the heat exchanger 32 is provided to exchange heat of the lean absorbent (Lean-absorbent; Lean Solution) and the carbon dioxide rich absorbent derived from the stripping column 40 to be described later, according to the present embodiment, the heat exchange The group 32 simultaneously performs a function of separating the phase of the carbon dioxide rich absorbent into a gas and a liquid during heat exchange.
  • the heat exchanger 32 employs a Kettle type heat exchanger to simultaneously perform a heat exchange function and a gas-liquid phase separation function.
  • the kettle-type heat exchanger the lean absorbent is introduced into the pipe 321 via the second pipe 50 from the stripping column 40, the lean absorbent via the pipe 321 is the sixth pipe 140
  • the carbon dioxide rich absorbent is introduced into the heat exchanger 32 along the first pipe 20 and absorbs the heat of the lean absorbent to perform sensible heat exchange.
  • the kettle type heat exchanger itself employs a known configuration.
  • the carbon dioxide rich absorbent is heated to about 90 ° C. to 100 ° C. via the heat exchanger 32.
  • the carbon dioxide rich absorbent changed into the gas state in the heat exchanger 32 along the third pipe 110 connecting the heat exchanger 32 and the stripping column 40 to the stripping tower ( 40).
  • the third pipe 110 is provided with a compressor or a blower 80 for repressurizing the carbon dioxide rich absorbent in a gas state.
  • the carbon dioxide rich absorbent in the gas state is re-pressurized by the blower 80 and flows into the stripping column 40.
  • the carbon dioxide rich absorbent repressurized through the compressor or the blower 80 is introduced into the lower end of the stripping column 40.
  • the carbon dioxide rich absorbent separated from the heat exchanger 32 in the liquid state is removed along the fourth pipe 120 connecting the heat exchanger 32 and the stripping column 40. 40 is introduced.
  • the fourth pipe 120 is preferably provided with a pump 90 for repressurizing the carbon dioxide rich absorbent in a liquid state.
  • the carbon dioxide rich absorbent in the liquid state is re-pressurized by the pump 90 and flows into the stripping column 40.
  • the carbon dioxide rich absorbent repressurized by the pump 90 is introduced into the stop of the stripping column 40.
  • the gaseous carbon dioxide rich absorbent is repressurized by the compressor or the blower 80, and the liquid carbon dioxide rich absorbent is repressurized by the pump 90 to increase the temperature and pressure, and in this state, the stripping column 40 In the case of flowing into) to provide latent heat and sensible heat in the stripping column 40 to reduce the heat energy to be supplied through the reheater (60).
  • the carbon dioxide rich absorbent in the gas state repressurized by the compressor or the blower 80 has a higher temperature at the time of repressurization, compared to the liquid carbon dioxide rich absorbent in the gas state which is repressurized by the pump 90, The carbon dioxide rich absorbent is introduced into the lower end of the stripping tower 40, and the liquid carbon dioxide rich absorbent is introduced into the middle of the stripping tower 400 to increase the operating efficiency of the stripping tower 40.
  • the stripping column 40 receives a carbon dioxide rich absorbent in a gas state and a carbon dioxide rich absorbent in a liquid state, and separates carbon dioxide from the carbon dioxide rich absorbent.
  • the stripping column 40 can adopt the structure of the conventional stripping column as it is, similar to the absorption tower 10.
  • the carbon dioxide rich absorber in the stripping column 40 is heated by thermal energy to separate carbon dioxide from the amine absorber, and the separated carbon dioxide is removed from the stripping column 40. Discharged to the top. Lean solution from which carbon dioxide is separated is discharged to the bottom of the stripping column 40 and flows to the heat exchanger 32.
  • the second pipe 50 connects the stripping column 40 and the depressurization and phase separation unit 30 to move a lean absorber (Lean solution) from which carbon dioxide is separated from the carbon dioxide rich absorbent. Specifically, the second pipe 50 connects the stripping column 40 and the heat exchanger 32 constituting the decompression and phase separation unit 30.
  • the second pipe 50 extends from the lower end of the stripping column 40.
  • the lean absorbent discharged to the lower end of the stripping column 40 is approximately 105 ° C. to 115 ° C., and flows into the heat exchanger 32 to exchange heat with the carbon dioxide rich absorbent in the heat exchanger 32.
  • the pipe 140 is introduced into the upper portion of the absorption tower 10.
  • the reheater 60 is provided to provide heat to separate the carbon dioxide from the carbon dioxide rich absorbent in the stripping column 40.
  • some of the absorbent in the stripping column 40 is introduced into the reheater 60, and produces steam while passing through the reheater 60 and circulates back to the stripping column 40.
  • the absorbent of the liquid phase remaining after producing the steam flows into the stripping column 40 to contribute to the separation of carbon dioxide. Carbon dioxide is separated from the carbon dioxide rich absorbent by the thermal energy thus supplied.
  • the splitter 70 further includes.
  • the splitter 70 is provided in the first pipe 20 so that a part of the carbon dioxide rich absorbent is introduced into an upper end of the stripping column 40, and a part of the splitter 70 is introduced into the decompression and phase separation unit 30. It is provided.
  • the splitter 70 is provided in the first pipe 20 connecting the decompression and phase separation unit 30 from the lower end of the absorption tower 10. Part of the carbon dioxide rich absorbent divided by the splitter 70 is introduced into the upper portion of the stripping column 40 via the fifth pipe 130 to maintain a relatively low temperature of the stripping column 40, carbon dioxide The remaining portion of the rich absorbent is introduced into the heat exchanger 32 via the pressure regulating valve 31.
  • the splitter 70 it is preferable that 10% to 30% of the carbon dioxide rich absorbent discharged from the absorption tower 10 is divided by the splitter 70 and introduced into the stripping column 40. More preferably, 20% of the carbon dioxide rich absorbent discharged from the absorption tower 10 may be divided by the splitter 70 and introduced into the stripping column 40.
  • re-liquefaction ratio is the gas discharged from the condenser Is the ratio of the number of moles of liquid liquefied in the condenser to the stripping column with respect to the number of moles of condensed water liquefied to the number of moles of carbon dioxide discharged from the condenser 4 and introduced into the stripping column as described with reference to FIG.
  • Ratio of the number of moles of condensate is not sufficiently low, and when the amount of the carbon dioxide rich absorbent divided by the splitter 70 exceeds 30%, the heat exchanger 32 passes through the splitter 70. The amount of incoming carbon dioxide rich absorbent is reduced, there is a disadvantage that can not sufficiently exchange the sensible heat in the heat exchanger.
  • the carbon dioxide rich absorbent discharged to the lower end of the absorption tower 10 is relatively low temperature compared to the carbon dioxide rich absorbent introduced into the stripping column 40 via the heat exchanger 32.
  • a portion of the carbon dioxide rich absorbent discharged to the lower end of the absorption tower 10 is introduced into the upper portion of the stripping column 40 before passing through the decompression and phase separation unit 30, thereby increasing the temperature of the upper portion of the stripping column 40. Keep it relatively low.
  • the rear end of the stripping column 40 may be reduced or eliminated the role of the condenser 100 to remove moisture from the high concentration of carbon dioxide. That is, the cooling load of the condenser 100 is reduced.
  • Exhaust gas containing carbon dioxide flows into the absorption tower 10.
  • the carbon dioxide reacts with the absorbent to form a carbon dioxide rich absorbent, flows to the lower end of the absorption tower 10, and is discharged through the first pipe 20. At this time, the exhaust gas from which carbon dioxide is removed is discharged to the upper end of the absorption tower 10.
  • the carbon dioxide rich absorbent is directly introduced into the upper end of the stripping column 40 by the splitter 70 provided in the first pipe 20 to relatively lower the temperature inside the stripping column 40.
  • the remaining portion of the carbon dioxide rich absorbent is depressurized and the heat exchange is carried out via the decompression and phase separation unit 30, the gas-liquid phase is separated.
  • the carbon dioxide rich absorbent is introduced into the heat exchanger 32 in a reduced pressure than the pressure when the carbon dioxide rich absorbent is discharged to the lower end of the absorption tower 10 via the pressure regulating valve 31.
  • the carbon dioxide rich absorbent introduced into the heat exchanger 32 is phase-separated into a gas and a liquid state while the heat exchange is performed. That is, the lean absorbent from which the carbon dioxide discharged from the lower end of the stripping column 40 is separated is led to the heat exchanger 32 via the second pipe 50, and the carbon dioxide rich absorbent absorbs sensible heat by the heat of the lean absorbent. Absorb.
  • the carbon dioxide rich absorbent changed into gas in the heat exchanger 32 is repressurized by the compressor or the blower 80 and flows into the lower end of the stripping column 40 through the third pipe 110, and the carbon dioxide rich absorbent in the liquid state. Is re-pressurized by the pump 90 and flows into the stop of the stripping column 40 through the fourth pipe 120.
  • the carbon dioxide is separated from the carbon dioxide rich absorbent by receiving heat by the reheater 60 in the stripping column 40, and the high concentration of carbon dioxide is discharged to the upper portion of the stripping column 40, and the lean absorbent having carbon dioxide separated therefrom. It is led to the heat exchanger 32 through the second pipe 50 connected to the lower end of the stripping column 40. The lean absorbent via the heat exchanger 32 flows into the upper end of the absorption tower 10.
  • the carbon dioxide separation device which improves the sensible heat recovery efficiency by using the reduced pressure and the phase separation according to the embodiment of the present invention reduces the pressure of the carbon dioxide rich absorbent, and separates the phase into gas and liquid to increase the heat capacity.
  • the sensible heat absorption efficiency is increased from the lean absorbent via 40).
  • the carbon dioxide rich absorbent discharged to the lower end of the absorption tower 10 is split from the splitter 70 and introduced into the stripping column 40, the carbon dioxide rich introduced into the heat exchanger 32.
  • the heat capacity can be increased by reducing the pressure of the carbon dioxide rich absorbent to maximize the sensible heat recovery.
  • Table 1 below shows the sensible heat recovery in the heat exchanger 32 numerically by comparing the present invention with the comparative process.
  • the embodiment of the present invention after depressurizing approximately 80% of the carbon dioxide rich absorbent discharged from the lower end of the absorption tower 10 from 2 bar to 1 bar through the pressure regulating valve 31
  • the comparison process compares the case where all of the carbon dioxide rich absorbents discharged from the lower end of the absorption tower 10 are directly introduced into the heat exchanger 32.
  • the carbon dioxide rich absorbent is preheated to 95 ° C., according to an embodiment of the present invention, as the vaporization occurs in the heat exchanger 32, the heat capacity increases, and thus, about 10 MJ / hr (Jpule per hour (Jpule) Sensible heat) was recovered additionally.
  • Table 2 shows the reliquefaction ratio of the condenser 100 and the amount of reduction of the condensation energy numerically compared to the comparative process of the present invention.
  • the comparison process compares the case where all of the carbon dioxide rich absorbents discharged from the lower end of the absorption tower 10 are introduced into the stripping column 40 via the heat exchanger 32.
  • the final target temperature cooled by the condenser 100 is the case set to 45 °C.
  • the temperature of the upper end of the stripping column 40 is maintained at 45 ° C., which is greatly reduced compared to 98 ° C. of the comparative process. do. Accordingly, 45 degrees Celsius, which is the target temperature in the condenser 100, has already reached the top of the stripping column 40, so that the reliquefaction ratio is greatly reduced from 0.5 to zero.
  • the cooling energy (reliquefaction energy) of the condenser 100 is also greatly reduced from 52 MJ / hr to 0 MJ / hr.
  • the temperature of the stripping column 40 is 98 ° C., so in order to cool the target condenser 100 to 45 ° C., energy of 52 MJ / hr is required, while the reliquefaction ratio is 0.5.
  • the reliquefaction ratio is zero at a state where no separate cooling energy is required by the condenser 100.
  • the cooling energy of the condenser 100 is significantly reduced. Therefore, according to the embodiment of the present invention, it is possible to lower the load of the condenser 100 installed at the rear end of the stripping column 40 to the minimum, or to operate by omitting the condenser 100.
  • the condenser 100 needs to be cooled more than 45 degrees Celsius, which is the upper temperature of the stripping column 40. Cooling energy is required. Even in this case, the upper temperature of the stripping column 40 significantly reduces the load of the condenser 100 as compared to cooling to the target temperature at 98 ° C. as in the comparison process.
  • the increase in the amount of sensible heat recovered in the heat exchanger 32 and the decrease in the condensation energy of the condenser 100 mean a reduction in thermal energy introduced into the stripping column 40 by the reheater 60. That is, the amount of energy saved in the reheater 60 may be approximated by the sum of the increase in recovery of sensible heat increased in the heat exchanger 32 and the decrease in reliquefaction energy of the condenser 100, as shown in Table 3 below. have.
  • the amount of sensible heat recovery in the heat exchanger 32 is about 10 MJ / hr in [Table 1], and the amount of reduction in reliquefaction energy in the condenser 100 is about 52 MJ / hr in [Table 2], so the energy in the reheater 60 is increased.
  • the amount of reduction can be expected to be about 62MJ / hr, simulation results, as shown in Table 3, the embodiment of the present invention is 65MJ / hr compared to the comparative process to provide a total energy savings of about 23% do.
  • Figure 4 shows a carbon dioxide separation device to improve the sensible heat recovery efficiency using reduced pressure and phase separation according to another embodiment of the present invention.
  • the configuration of the pressure reduction and phase separation unit 30 is somewhat different from the embodiment of Figure 2, the other configuration is the same as the configuration of the embodiment of FIG.
  • the pressure reduction and phase separation unit 30 employed in the present embodiment includes a pressure control valve 31, a heat exchanger 32, and a gas-liquid separator 33.
  • the embodiment of Figure 2 is that the heat exchanger 32 performs the function of heat exchange and gas-liquid separation at the same time, according to the embodiment of Figure 4 heat exchanger 32 performs the function of heat exchange,
  • the gas liquid separator 33 separates the phase of the carbon dioxide rich absorbent into a gas and a liquid.
  • the pressure control valve 31 is provided to reduce the pressure of the carbon dioxide rich absorbent, and since the pressure control valve applied to the embodiment of FIG. 2 is employed as it is, a detailed description thereof will be omitted.
  • the heat exchanger 32 exchanges heat between the lean absorbent and the carbon dioxide rich absorbent.
  • the stripping column 40 and the heat exchanger 32 are connected to the second pipe 50, and the lean absorbent is led to the heat exchanger 32 along the second pipe 50.
  • the heat exchanger 32 may use a heat exchanger that is generally used.
  • a shell and tube type heat exchanger other than the kettle type heat exchanger may be used. Since the structure of a heat exchanger uses a well-known thing, the detailed description is abbreviate
  • the gas-liquid separator 33 is connected to the heat exchanger 32, and separates the heat-exchanged phase of the carbon dioxide rich absorbent into gas and liquid. Since the gas-liquid separator uses a known gas-liquid separator, a detailed description thereof will be omitted. As the gas-liquid separator, for example, a flash drum is used.
  • the carbon dioxide rich absorbent separated by gas by the gas-liquid separator 33 is introduced into the lower end of the stripping column 40 along the third pipe 110 and the carbon dioxide rich absorbent separated in the liquid state.
  • the fourth pipe 120 is introduced into the discontinuity of the stripping tower.
  • the third pipe 110 is provided with a compressor or a blower (80).
  • the gaseous carbon dioxide rich absorbent is introduced into the lower end of the stripping column 40 after being repressurized by the compressor or the blower 80.
  • the pump 90 is installed in the fourth pipe 120.
  • the carbon dioxide rich absorbent in the liquid state is re-pressurized by the pump 90 and flows into the stop portion of the stripping column 40 through the fourth pipe 120.
  • the detailed description of the operation and effects of the compressor or the blower and the pump 90 will be omitted.
  • the carbon dioxide separation apparatus which improves the sensible heat recovery efficiency by using the reduced pressure and the phase separation according to the embodiment of FIG. 4 configured as described above provides the same effect as the embodiment of FIG. 2, and thus the detailed description thereof will be omitted.
  • the condenser 100 may be omitted as necessary.
  • the reference numeral 80 of FIG. 2 shows the blower 80, but replaces the blower 80.
  • a compressor (not shown) may be disposed.

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Abstract

본 발명은, 이산화탄소와 흡수제를 반응시키는 흡수탑; 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich-Solution)가 이동하는 제1 배관; 상기 제1 배관에 마련되며, 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(Phase)이 기체 및 액체로 분리되는 감압 및 상 분리부; 기체 및 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제가 유입되며, 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소를 분리하는 탈거탑; 상기 이산화탄소가 분리된 린흡수제(Lean Solution)가 이동하도록, 상기 탈거탑과 상기 감압 및 상 분리부를 연결하는 제2 배관; 상기 탈거탑에 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소가 분리되도록 열을 제공하는 재열기;를 포함하여서, 상기 린흡수제가 상기 감압 및 상 분리부로 유입되고, 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 린흡수제의 열에 의해 기체와 액체로 상 분리된 후에 상기 탈거탑으로 유입되는 것을 특징으로 한다.

Description

감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치
본 발명은 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치에 관한 것으로, 특히 탈거탑으로부터 열교환기로 흘르는 린흡수제의 열에 의해 이산화탄소리치흡수제가 열교환기에서 감압된 상태로 기체와 액체 상태로 상(phase)이 분리되어 탈거탑으로 공급되도록 하여 현열 회수 효율을 높이고, 이산화탄소리치흡수제의 일부는 상기 열교환기로 유입 전에 탈거탑으로 유입되어 재액화비를 낮출 수 있도록 한 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치에 관한 것이다.
액상의 아민류 화합물 또는 액상의 암모니아는 이산화탄소를 흡수하는 성질이 있어 석유정제 공정에서 황 성분을 제거하는 공정이나 화력발전소에서 배출되는 배기가스 중 이산화탄소를 분리하는 공정에 적용될 수 있다. CCS(Carbon Capture & Storage)는 이산화탄소의 포집, 압축, 이송 및 저장에 관한 기술을 통칭하는데, 특히 화력발전소에서 배출되는 이산화탄소를 분리하는 방법으로서 습식 아민(Amine) 공정이 상용화 기술로서 타당하게 평가되고 있다.
도1은 종래 이산화탄소를 분리하는 습식 아민 CCS 공정을 개략적으로 도시한 것이다.
도1에 도시된 바와 같이, 아민을 이용한 습식 화학흡수공정의 기본 구조는 아민계열의 흡수제와 배가스의 접촉을 위한 흡수탑(1)과 흡수된 이산화탄소의 탈거를 위한 탈거탑(2) 및 배가스의 전처리 설비로 구성된다.
일반적인 포집공정에서 CO2는 흡수탑 내에서 반응하여 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich 흡수제, 또는 Rich Solution 이라 함) 상태로 탈거탑(2)에 전달된다. 탈거탑(2)에서는 가열을 통하여 CO2가 분리되어 상단으로는 배출되고, 하단으로는 이산화탄소린흡수제(CO2-lean 흡수제, 또는 Lean Solution이라 함) 상태로 재생된다. 이때 이산화탄소린흡수제과 이산화탄소리치흡수제 사이에는 열교환기(5)를 통해 열이 회수된다.
예컨대, 석탄화력발전소에 습식아민 CCS가 적용될 경우, CCS로 유입되는 배기가스는 탈황(DeSOx), 탈질(DeNOx) 및 집진 설비(배가스 전처리 설비)를 거친 후 유입된다. 이산화탄소의 함량은 연소되는 원료 및 운전조건에 따라 달라지나 통상 15 Vol.% 내외이다.
이산화탄소를 포함하는 배가스가 흡수탑(1)의 하부로 유입되고, 흡수탑(1)의 상부로부터 액상 흡수제가 투입되면, 흡수탑(1) 내에서 서로 향류(向流)로 흐르면서 기-액 접촉이 진행되어 액상 흡수제에 이산화탄소가 흡수된다. 흡수탑(1) 상부로는 이산화탄소가 제거된 배기가스가 배출되고, 하부로는 이산화탄소를 흡수한 이산화탄소리치흡수제가 배출된다.
흡수탑(1)에서의 반응은 발열반응이나 이산화탄소리치흡수제의 온도는 통상 40~50℃이다. 이산화탄소리치흡수제는 열교환기(5)를 거치면서 90~100℃로 가열된 후 탈거탑(2) 상부로 유입된다. 이산화탄소리치흡수제는 탈거탑(2) 상부에서 하부로 흐르면서 열 에너지에 의해 가열되어 아민 흡수제로부터 이산화탄소가 분리되고, 분리된 이산화탄소는 탈거탑(2) 상부로 배출된다. 탈거탑(2) 상부로 배출되는 고농도의 이산화탄소는 탈거탑(2)의 온도와 거의 같고, 수분의 함량이 높기 때문에 응축기(4)를 통하여 수분을 제거하며, 이렇게 분리된 수분은 다시 탈거탑(2)으로 회수된다.
탈거탑(2) 하부로는 이산화탄소가 분리된 이산화탄소린흡수제가 배출되는데, 이산화탄소가 분리되는 과정에 있는 탈거탑(2) 내의 흡수제 중 일부는 증기에 의해 가열된 재열기(3)로 유입된다. 재열기(3) 내에서 흡수제는 증기를 생산하게 되고, 이 증기는 탈거탑(2)으로 유입되어 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소를 분리하는 열 에너지로 제공된다.
또한 재열기(3)에서 증기를 생산하고 남은 액상의 흡수제도 탈거탑(2)으로 유입되어 이산화탄소 분리에 기여한다. 탈거탑(2)에서 배출되는 이산화탄소린흡수제는 105~115℃ 정도이며, 이는 열교환기(5)에서 흡수탑에서 배출되는 이산화탄소리치흡수제와 열교환을 한 후 흡수탑(1) 상부로 유입된다.
흡수탑(1)과 탈거탑(2) 간의 현열 회수 구조는 흡수탑(1)의 하부에서 배출되는 이산화탄소리치흡수제와 탈거탑(2)의 하부에서 배출되는 이산화탄소린흡수제의 온도 차이가 클 경우, 열교환기(5)를 통해 두 액체간에 현열 교환이 진행되어 열이 회수된다. 회수된 현열은 탈거탑(2)으로 유입되는 이산화탄소리치흡수제의 온도를 높여주며 탈거탑(2)에서 필요한 재열기(3)의 열 부하(Heat Duty)를 줄여 준다.
한편, 열교환기(5)를 통과하고 탈거탑(2)으로 유입되는 이산화탄소리치흡수제의 온도가 높아짐에 따라 현열 회수가 높아 탈거탑(2)에서의 열 에너지 투입을 절감할 수는 있으나, 탈거탑(2) 상부의 온도가 높아지면 응축기(4)에서의 냉각부하(Cooling Duty)가 높아진다. 즉 재 액화비가 높아진다. 여기서, 재 액화비란, 응축기에서 배출되는 기체의 몰수에 대한 응축기에서 액화되어 탈거탑으로 유입되는 액체의 몰수의 비이다. 즉, 도1에서 응축기(4)에서 배출되는 이산화탄소의 몰수에 대한 액화되어 탈거탑으로 유입되는 응축수(Condensate)의 몰수의 비이다.
따라서 탈거탑(2)으로 유입되는 이산화탄소리치흡수제의 온도와 응축기(4)에서의 냉각부하간에는 트레이드오프(Trade-off) 관계가 있어, 열교환기(5)에서 현열을 무작정 회수할 수만은 없다.
이에, 현열의 회수 효율을 높이면서도 재 액화비를 낮출 수 있도록 한 이산화탄소 분리 장치에 관한 요구가 있다.
본 발명은 국가연구개발사업(연구과제명: CO2 포집공정 개선 및 발전소 통합기술 개발, 과제고유번호: 2010201020006D)의 수행으로 발명된 것이다.
본 발명은 상술한 바와 같은 문제를 해결하기 위하여 안출된 것으로, 탈거탑으로부터 감압 및 상 분리부로 흐르는 린흡수제의 열에 의해 이산화탄소리치흡수제가 감압된 상태로 열교환되고 기체와 액체 상태로 상(phase)이 분리되어 탈거탑으로 공급되도록 하여 현열 회수 효율을 높이고, 이산화탄소리치흡수제의 일부는 상기 감압 및 상 분리부로 유입되기 전에 탈거탑으로 유입되어 재 액화비를 낮출 수 있도록 한 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치를 제공함을 그 목적으로 한다.
본 발명에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치는, 흡수탑에서 배출되는 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich-흡수제;Rich Solution)가 감압 및 상 분리부에서 감압 및 기액 상분리되고, 기화시 기화 엔탈피를 흡수하여 열용량이 증가함으로써, 이산화탄소리치흡수제를 일정한 온도까지 예열하는데 필요한 엔탈피가 늘어남에 따라 탈거탑 하부에서 배출되는 린흡수제(lean Soution)로부터 회수하는 현열의 양이 많아져 현열 회수량이 증가한다.
또한, 흡수탑에서 배출되는 이산화탄소리치흡수제의 일부는 탈거탑의 상부로 직접 유입됨으로써, 탈거탑의 상단부의 온도가 차갑게 유지되어 되어 탈거탑 내 흡수제의 증기압이 낮아지면서 재 액화비 및 냉각 부하가 감소된다.
또한, 응축기의 냉각부하 감소됨과 동시에 이산화탄소리치흡수제가 회수한 현열의 양이 증가하여 재열기에 의해 공급되는 열을 감소시킬 수 있다. 재열기에서 절감되는 에너저의 양은 응축기의 재 액화 에너지 감소량과 열교환기에서 증가되는 현열 회수 증가량의 합으로 근사될 수 있다.
도1은 종래 습식 아민 CCS(Carbon Capture & Storage) 공정을 개략적으로 도시한 도면,
도2는 본 발명 실시예에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치의 개념도,
도3은 도2의 요부를 발췌하여 도시한 도면,
도4는 본 발명의 다른 실시예에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치의 개념도이다.
본 발명에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치는, 배가스가 유입되며, 상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 흡수제를 반응시키는 흡수탑; 상기 이산화탄소와 상기 흡수제가 반응한 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich-Solution)가 이동하는 제1 배관; 상기 제1 배관에 마련되며, 상기 이산화탄소리치흡수제의 압력이 감압되어 열교환이 수행되고, 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(Phase)이 기체 및 액체로 분리되는 감압 및 상 분리부; 기체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제와 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제가 유입되며, 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소를 분리하는 탈거탑; 상기 이산화탄소가 분리된 린흡수제(Lean Solution)가 이동하도록, 상기 탈거탑과 상기 감압 및 상 분리부를 연결하는 제2 배관; 상기 탈거탑에 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소가 분리되도록 열을 제공하는 재열기;를 포함하여서, 상기 린흡수제가 상기 감압 및 상 분리부로 유입되고, 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 린흡수제의 열에 의해 기체와 액체로 상 분리된 후에 상기 탈거탑으로 유입되는 것을 특징으로 한다.
또한, 상기 제1 배관에 마련되며, 상기 이산화탄소리치흡수제의 일부는 상기 탈거탑의 상단부로 유입시키고, 나머지 일부는 상기 감압 및 상 분리부로 유입시키는 스플리터를 포함하는 것이 바람직하다.
또한, 상기 감압 및 상 분리부에서 기체 상태로 변화한 상기 이산화탄소리치흡수제는 압축기 또는 송풍기를 통해 재 가압되어 상기 탈거탑으로 유입되는 것이 바람직하다.
또한, 상기 압축기 또는 송풍기를 통해 재 가압된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 탈거탑의 하단부로 유입되는 것이 바람직하다.
또한, 상기 감압 및 상 분리부에서 분리된 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제는 펌프에 의해 재 가압되어 상기 탈거탑으로 유입되는 것이 바람직하다.
또한, 상기 펌프에 의해 재 가압된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 탈거탑의 중단부로 유입되는 것이 바람직하다.
또한, 상기 감압 및 상 분리부는, 상기 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하는 압력조절밸브; 및 열교환시 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(phase)을 기체와 액체로 분리하는 열교환기;를 포함하는 것이 바람직하다.
또한, 상기 열교환기는 케틀 타입(Kettle Type) 열교환기인 것이 바람직하다.
또한, 상기 흡수탑으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 10% 내지 30%가 상기 스플리터에 의해 분할되어 상기 탈거탑으로 유입되는 것이 바람직하다.
또한, 상기 흡수탑으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 20%가 상기 스플리터에 의해 분할되어 상기 탈거탑으로 유입되는 것이 바람직하다.
또한, 상기 감압 및 상 분리부는, 상기 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하는 압력조절밸브; 상기 린흡수제와 상기 이산화탄소리치흡수제의 열을 교환하는 열교환기; 및 상기 열교환기에 연결되며, 열교환된 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(phase)을 기체와 액체로 분리하는 기액분리기;를 포함하는 것이 바람직하다.
또한, 상기 기액분리기는 플래쉬드럼(Flash Drum)인 것이 바람직하다.
이하, 본 발명에 따른 바람직한 실시예를 첨부된 도면을 참조하여 상세히 설명한다.
도2는 본 발명 실시예에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치의 개념도이고, 도3은 도2의 요부를 발췌하여 도시한 도면이다.
먼저 도2를 참조하면, 본 발명 실시예에 따른 이산화탄소 분리장치는, 흡수탑(10), 제1 배관(20), 감압 및 상 분리부(30), 탈거탑(40), 제2 배관(50), 및 재열기(60)를 포함한다.
먼저 본 발명은 이산화탄소의 포집, 압축, 이송 및 저장에 사용되는 CCS(Carbon Capture & Storage) 기술이 적용되는 분야에 사용되는 것으로, 예컨대, 화력발전소에서 배출되는 이산화탄소를 분리해 내는데 사용된다.
구체적으로, 화력발전소에서 이산화탄소를 분리하는 습식 아민(Amine) 공정에 적용될 수 있다. 물론, 본 발명은 본 발명을 구성하는 구성에 의하여 특정되는 것으로, 그 적용분야가 습식 아민 공정에 적용되는 것으로 한정되는 것은 아니다.
상기 흡수탑(10)은 배가스가 유입되는 곳으로, 상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 흡수제가 반응하여 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich-Solution)가 형성된다.
상기 흡수탑(10)은 종래에 공지된 흡수탑을 이용하는 것으로, 예컨대, 석탄화력발전소에 습식 아민 CCS 기술이 적용되는 경우, 배기가스는 배기가스 전처리 설비인 탈황(DeSOx), 탈질(DeNOx) 및 집진 설비를 거친 후에 흡수탑(10)으로 유입된다.
본 실시예에 따르면, 이산화탄소를 포함하는 배기가스는 흡수탑(10)의 하부로 유입된다. 상기 흡수탑(10)의 상부로 액상 흡수제가 투입되면, 흡수탑(10) 내에서 배기가스와 액상의 흡수제가 서로 향류로 흐르면서 기-액 접촉되어 상기 액상의 흡수제에 이산화탄소가 흡수되어 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich-흡수제; Rich Soultion)을 형성한다.
상기 제1 배관(20)은 상기 이산화탄소와 상기 흡수제가 반응한 상기 이산화탄소리치흡수제가 이동하는 배관으로, 본 실시예에 따르면, 상기 흡수탑(10)의 하단부로부터 연장된다. 상기 이산화탄소리치흡수제의 온도는 대략 섭씨 40℃ 내지 50℃ 정도를 유지한다.
상기 감압 및 상 분리부(30)는 상기 제1 배관(20) 상에 마련되며, 상기 이산화탄소리치흡수제의 압력이 감압되어 열교환이 수행되고, 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(Phase)이 기체 및 액체 상태로 분리된다.
도2의 실시예에 따르면, 상기 감압 및 상 분리부(30)는 압력조절밸브(31)와 열교환기(32)를 포함한다.
상기 압력조절밸브(31)는 상기 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하기 위해 마련된다.
상기 흡수탑(10)의 하단으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 압력조절밸브(31)를 경유하여 상기 흡수탑(10)의 하단으로부터 배출될 때의 압력보다 감압되어 상기 열교환기(32)에 유입된다. 상기 압력조절밸브(31)는 일반적으로 공지된 압력조절밸브를 사용하므로, 그 구체적인 설명은 생략한다.
상기 이산화탄소리치흡수제의 압력이 감압되므로, 상기 이산화탄소리치흡수제의 기화가 촉진되고 상기 열교환기(32) 내에서 상기 이산화탄소리치흡수제가 기화하기 위해 요구되는 열용량이 증가하게 되어 현열 회수량을 증대된다.
상기 열교환기(32)는 후술하는 탈거탑(40)으로부터 유도되는 린흡수제(Lean-흡수제; Lean Solution)와 상기 이산화탄소리치흡수제의 열을 교환하기 위해 구비된 것으로, 본 실시예에 따르면, 상기 열교환기(32)는 열교환시 상기 이산화탄소리치흡수제의 상을 기체와 액체로 분리하는 기능을 동시에 수행한다.
도3을 참조하면, 본 실시예에 있어서, 상기 열교환기(32)는 열교환 기능 및 기액 상 분리 기능을 동시에 수행하기 위해서 케틀 타입(Kettle Type)의 열교환기가 채용된다.
상기 케틀 타입 열교환기는, 탈거탑(40)으로부터 린흡수제가 제2 배관(50)을 경유하여 관(321)으로 유입되고, 상기 관(321)을 경유한 린흡수제는 제6 배관(140)을 따라 빠져나가며, 한편 이산화탄소리치흡수제는 제1 배관(20)을 따라 열교환기(32)로 유입되고 린흡수제의 열을 흡수하여 현열 교환이 수행된다. 케틀 타입 열교환기 자체는 공지된 구성을 채용한다. 이산화탄소리치흡수제는 상기 열교환기(32)를 경유하면서 대략 섭씨 90℃ 내지 100℃로 가열된다.
또한, 본 실시예에 따르면, 상기 열교환기(32)에서 기체 상태로 변화된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 열교환기(32)와 탈거탑(40)을 연결하는 제3 배관(110)을 따라 탈거탑(40)으로 유입된다.
상기 제3 배관(110)에는 기체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제를 재 가압하기 위한 압축기 또는 송풍기(80)가 구비되는 것이 바람직하다. 기체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제는 송풍기(80)에 의해 재 가압되어 탈거탑(40)으로 유입된다. 상기 압축기 또는 송풍기(80)를 통해 재 가압된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 탈거탑(40)의 하단부로 유입된다.
또한, 본 실시예에 따르면, 상기 열교환기(32)에서 액체 상태로 분리된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 열교환기(32)와 탈거탑(40)을 연결하는 제4 배관(120)을 따라 탈거탑(40)으로 유입된다.
상기 제4 배관(120)에는 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제를 재 가압하기 위한 펌프(90)가 구비되는 것이 바람직하다. 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제는 펌프(90)에 의해 재 가압되어 탈거탑(40)으로 유입된다. 상기 펌프(90)에 의해 재 가압된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 탈거탑(40)의 중단부로 유입된다.
상기 기체 상태의 이산화탄소리치흡수제가 압축기 또는 송풍기(80)에 의해 재 가압되고, 액체 상태의 이산화탄소리치흡수제가 펌프(90)에 의해 재 가압되어 온도 및 압력이 증가하고, 이러한 상태로 탈거탑(40)에 유입되는 경우 탈거탑(40) 내에서 잠열 및 현열을 제공하여 재열기(60)를 통해서 공급되어야 할 열에너지를 저감시킨다.
*또한, 압축기 또는 송풍기(80)에 의해 재 가압된 기체 상태의 이산화탄소리치흡수제는 펌프(90)에 의해 재 가압되는 액체 상태의 이산화탄소리치흡수제에 비하여 재 가압시 온도가 더 상승하므로, 기체 상태의 이산화탄소리치흡수제는 탈거탑(40)의 하단부로 유입시키고, 액체 상태의 이산화탄소리치흡수제는 탈거탑(400의 중단부로 유입시킴으로서 탈거탑(40)의 운전 효율을 상승시킨다.
상기 탈거탑(40)은 상술한 바와 같이, 기체 상태의 이산화탄소리치흡수제와 액체 상태의 이산화탄소리치흡수제가 유입되며, 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소를 분리한다.
상기 탈거탑(40)은 상기 흡수탑(10)과 마찬가지로, 종래의 탈거탑의 구성을 그대로 채용할 수 있다. 예컨대, 석탄화력발전소에 습식 아민 CCS 기술이 적용되는 경우, 탈거탑(40) 내에서 이산화탄소리치흡수제는 열 에너지에 의해 가열되어 아민 흡수제로부터 이산화탄소가 분리되고, 분리된 이산화탄소를 탈거탑(40)의 상부로 배출된다. 이산화탄소가 분리된 린흡수제(Lean-흡수제; Lean Solution)은 탈거탑(40)하부로 배출되어 상기 열교환기(32)로 흐른다.
상기 제2 배관(50)은 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소가 분리된 린흡수제(Lean-흡수제; Lean Solution)가 이동하도록 상기 탈거탑(40)과 상기 감압 및 상 분리부(30)를 연결한다. 구체적으로, 상기 제2 배관(50)은 탈거탑(40)과 상기 감압 및 상 분리부(30)를 구성하는 상기 열교환기(32)를 연결한다.
상기 제2 배관(50)은 상기 탈거탑(40)의 하단부로부터 연장된다. 상기 탈거탑(40)의 하단으로 배출되는 린흡수제는 대략 섭씨 105℃ 내지 115℃ 정도이며, 상기 열교환기(32)로 유동하여 열교환기(32) 내에서 상기 이산화탄소리치흡수제와 열교환 한 후에 제6 배관(140)을 경유하여 상기 흡수탑(10)의 상부로 유입된다.
상기 재열기(60)는 상기 탈거탑(40)에서 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소를 분리되도록 열을 제공하기 위해 마련된다.
본 실시예에서, 상기 탈거탑(40) 내의 흡수제 중의 일부는 재열기(60)로 유입되고, 재열기(60)를 경유하면서 증기를 생산하여 다시 탈거탑(40)으로 순환한다. 또한 증기를 생산하고 남은 액상의 흡수제도 탈거탑(40)으로 유입되어 이산화탄소의 분리에 기여한다. 이렇게 공급된 열에너지에 의해 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소가 분리된다.
한편, 본 발명의 실시예에 따르면, 스플리터(70)를 더 포함한다.
상기 스플리터(70)는 상기 제1 배관(20)에 마련되어 상기 이산화탄소리치흡수제의 일부는 상기 탈거탑(40)의 상단부로 유입시키고, 나머지 일부는 상기 감압 및 상 분리부(30)로 유입시키기 위해서 구비된다.
본 실시예에 따르면, 상기 스플리터(70)는 상기 흡수탑(10)의 하단으로부터 상기 감압 및 상 분리부(30)를 연결하는 제1 배관(20)에 마련된다. 상기 스플리터(70)에 의해 분할된 이산화탄소리치흡수제의 일부는 제5 배관(130)을 경유하여 탈거탑(40)의 상부로 유입되어 탈거탑(40) 상부의 온도를 상대적으로 낮게 유지시키고, 이산화탄소리치흡수제의 나머지 일부는 상기 압력조절밸브(31)를 경유하여 열교환기(32)로 유입된다.
본 실시예에 있어서, 상기 흡수탑(10)으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 10% 내지 30%가 상기 스플리터(70)에 의해 분할되어 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것이 바람직하다. 더욱 바람직하게는, 상기 흡수탑(10)으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 20%가 상기 스플리터(70)에 의해 분할되어 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것이 바람직하다.
상기 스플리터(70)에 의해 분할되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 양의 10% 미만인 경우에는 분할되어 탈거탑(40)의 상부로 유입되는 양이 줄어들어 재 액화비(여기서, 재 액화비란 응축기에서 배출되는 기체의 몰수에 대한 응축기에서 액화되어 탈거탑으로 유입되는 액체의 몰수의 비이다. 도1을 참조하여 설명한 바와 같이, 응축기(4)에서 배출되는 이산화탄소의 몰수에 대한 액화되어 탈거탑으로 유입되는 응축수(Condensate)의 몰수의 비이다)가 충분히 낮아지지 않으며, 상기 스플리터(70)에 의해 분할되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 양이 30%를 초과하는 경우에는 스플리터(70)를 경유하여 열교환기(32)로 유입되는 이산화탄소리치흡수제의 양이 줄어들어 열교환기에서 현열을 충분히 교환하지 못하는 단점이 있다.
상기한 바와 같이, 흡수탑(10)의 하단으로 배출되는 이산화탄소리치흡수제는, 열교환기(32)를 경유하여 탈거탑(40)으로 유입되는 이산화탄소리치흡수제에 비하여 상대적으로 저온이다.
흡수탑(10)의 하단으로 배출된 이산화탄소리치흡수제의 일부를 상기 감압 및 상 분리부(30)를 경유하기 전에 탈거탑(40)의 상부로 유입시킴으로써, 탈거탑(40)의 상부의 온도를 상대적으로 낮게 유지한다.
이러한 효과에 의해 탈거탑(40) 후단에 설치되어 고농도의 이산화탄소에서 수분을 제거하기 위한 응축기(100)의 역할을 축소하거나 배제할 수 있다. 즉, 응축기(100)의 냉각 부하를 감소시킨다.
이하, 상기 구성에 따른 본 발명 실시예의 작용을 구체적으로 설명한다.
이산화탄소가 포함된 배기가스가 흡수탑(10)으로 유입된다. 상기 이산화탄소는 흡수제와 반응하여 이산화탄소리치흡수제를 형성하고, 흡수탑(10)의 하단부로 유동하여 제1 배관(20)을 통하여 배출된다. 이때, 이산화탄소가 제거된 배가스는 상기 흡수탑(10)의 상단부로 배출된다.
상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 제1 배관(20)에 마련된 스플리터(70)에 의해 일부는 탈거탑(40)의 상단부로 직접 유입되어 상기 탈거탑(40) 내부의 온도를 상대적으로 낮춘다. 한편, 상기 이산화탄소리치흡수제의 나머지 일부는 상기 감압 및 상 분리부(30)를 경유하면서 감압되고 열교환이 수행되며, 기액 상 분리된다.
구체적으로, 상기 이산화탄소리치흡수제는 압력조절밸브(31)를 경유하면서 흡수탑(10)의 하단으로 배출될 때의 압력보다 감압된 상태로 열교환기(32)에 유입된다.
상기 열교환기(32)에 유입된 이산화탄소리치흡수제는 열교환이 수행되면서 기체 및 액체 상태로 상 분리된다. 즉, 탈거탑(40)의 하단으로부터 배출된 이산화탄소가 분리된 린흡수제가 제2 배관(50)을 경유하여 열교환기(32)로 유도되고, 상기 린흡수제의 열에 의해 상기 이산화탄소리치흡수제는 현열을 흡수한다.
상기 열교환기(32)에서 기체로 변화된 이산화탄소리치흡수제는 압축기 또는 송풍기(80)에 의해 재 가압되어 제3 배관(110)을 통해 탈거탑(40)의 하단부로 유입되고, 액체 상태의 이산화탄소리치흡수제는 펌프(90)에 의해 재 가압되어 제4 배관(120)을 통해 탈거탑(40)의 중단부로 유입된다.
상기 탈거탑(40) 내에서 재열기(60)에 의해 열을 공급받아 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소가 분리되어 고농도의 이산화탄소는 탈거탑(40)의 상부로 배출되고, 이산화탄소가 분리된 린흡수제는 탈거탑(40)의 하단부에 연결된 제2 배관(50)을 통하여 열교환기(32)로 유도된다. 상기 열교환기(32)를 경유한 린흡수제는 상기 흡수탑(10)의 상단부로 유입된다.
이처럼 본 발명 실시예에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치는, 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하고, 기체 및 액체로 상을 분리하여 열용량을 증대시켜, 탈거탑(40)을 경유한 린흡수제로부터 현열 흡수 효율을 증대시킨다.
본 발명 실시예에 따르면, 상기 흡수탑(10)의 하단으로 배출되는 이산화탄소리치흡수제의 일부가 스플리터(70)로부터 분할되어 탈거탑(40)으로 유입되므로, 열교환기(32)로 유입되는 이산화탄소리치흡수제의 양의 줄어들게 되지만, 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압시킴으로써 열용량을 증대시켜 현열 회수량을 최대화할 수 있다.
아래의 [표1]은 열교환기(32)에서의 현열 회수량을 본 발명과 비교 공정을 비교하여 수치적으로 나타낸 것이다.
표 1
구분 비교 공정 본 발명 실시예
열교환기 통과 후 이산화탄소리치흡수제의 온도(℃) 95 95
열교환율(MJ/hr) 251 261
상기 [표1]을 참조하면, 본 발명의 실시예는 흡수탑(10)의 하단으로부터 배출되는 이산화탄소리치흡수제의 대략 80%를 압력조절밸브(31)를 통하여 2 bar에서 1 bar로 감압시킨 후에 열교환기(32)로 유입시킨 경우이고, 비교공정은 흡수탑(10)의 하단으로부터 배출되는 이산화탄소리치흡수제의 전부를 열교환기(32)로 직접 유입시킨 경우를 비교한 것이다.
양자의 경우 모두 이산화탄소리치흡수제는 섭씨 95℃로 예열되는데, 본 발명에 실시예에 따르면 열교환기(32)에서 기화가 일어남에 따라서 열용량이 증가하여 비교공정에 비하여 약 10MJ/hr(시간당 줄(Jpule) 열로 환산한 값)의 현열이 추가적으로 회수되는 것으로 나타났다.
또한, 아래 [표2]는 응축기(100)의 재 액화비 및 응축 에너지 감소량을 본 발명과 비교공정을 비교하여 수치적으로 나타낸 것이다.
표 2
구분 비교 공정 본 발명 실시예
탈거탑의 상부 온도 98 45
응축기의 재 액화비 0.5 0
응축기의 냉각 에너지(MJ/hr) 52 0
상기 [표2]를 참조하면, 본 발명의 실시예는 흡수탑(10)의 하단으로부터 배출되는 이산화탄소리치흡수제의 대략 20%가 스플리터(70)를 경유하면서 직접 탈거탑(40)의 상부로 유입된 경우이고, 비교공정은 흡수탑(10)의 하단으로부터 배출되는 이산화탄소리치흡수제의 전부가 열교환기(32)를 경유하여 탈거탑(40)으로 유입된 경우를 비교한 것이다. 또한, [표2]에서, 응축기(100)에 의해 냉각되는 최종 목표 온도는 섭씨 45℃로 설정된 경우이다.
본 발명의 실시예의 경우 탈거탑(40)의 상부로 상대적으로 차가운 이산화탄소리치흡수제가 직접 유입됨에 따라, 탈거탑(40)의 상단부의 온도가 비교공정의 섭씨 98℃ 비하여 크게 감소한 섭씨 45℃ 로 유지된다. 이에 따라, 응축기(100)에서 목표로 하는 온도인 섭씨 45℃가 탈거탑(40)의 상부에서 이미 도달하여 재 액화비가 0.5에서 0으로 크게 줄어든다. 또한, 응축기(100)의 냉각 에너지(재 액화 에너지)도 52MJ/hr에서 0MJ/hr로 크게 감소한다.
즉, 비교공정에서는 탈거탑(40) 상부의 온도가 섭씨 98℃ 이므로, 응축기(100)에서 목표로 하는 섭씨 45℃까지 냉각시키기 위해서, 52MJ/hr의 에너지가 필요하고 이때 재 액화비가 0.5인 반면에, 본 발명 실시예에 따르면 탈거탑(40) 상부의 온도가 이미 섭씨 45℃ 이므로, 응축기(100)에 의해 별도의 냉각 에너지를 요하지 않은 상태에서 재 액화비가 0으로 달성되게 된다.
따라서, 응축기(100)의 냉각 에너지가 현저히 감소됨을 알 수 있다. 따라서, 본 발명의 실시예에 따르면, 탈거탑(40) 후단에 설치되는 응축기(100)의 부하를 최소한으로 낮추거나, 응축기(100)를 생략하여 운전하는 것이 가능하다.
좀 더 구체적으로 설명하면, 만약 응축기(100)에서 냉각하고자 하는 최종 목표 온도가 섭씨 45℃ 미만인 경우에는, 탈거탑(40)의 상부 온도인 섭씨 45℃에서 보다 냉각이 필요한 경우로 응축기(100)에 의해 냉각 에너지가 소요된다. 이러한 경우라도, 탈거탑(40)의 상부 온도가 비교공정에서처럼 섭씨 98℃에서 목표 온도로 냉각하는 것에 비하여 현저히 응축기(100)의 부하를 절감하게 된다.
한편, 응축기(100)에 의해 냉각시키고자하는 최종 목표 온도가 상기 [표2]에서처럼 섭씨 45℃인 경우에는 이미 탈거탑(40)의 상부에서 목표 온도가 달성되므로 응축기(100)를 생략하여 운전하는 것이 가능해 진다.
상기한 열교환기(32)에서의 현열 회수량의 증가와 응축기(100)의 응축 에너지 감소량은 재열기(60)에 의해 탈거탑(40)으로 유입되는 열 에너지의 절감을 의미한다. 즉, 재열기(60)에서 절감되는 에너지의 양은 아래 표[3]과 같이, 열교환기(32)에서 증가되는 현열의 회수 증가량과 응축기(100)의 재 액화 에너지의 감소량의 합으로 근사될 수 있다.
표 3
구분 비교공정 본 발명 실시예
재열기의 열효율(MJ/hr) 289 224
열교환기(32)에서 현열 회수 증가량은 [표1]에서 약 10MJ/hr이며, 응축기(100)에서 재 액화 에너지의 감소량은 [표2]에서 약 52MJ/hr이므로, 재열기(60)에서 에너지의 절감량은 약 62MJ/hr로 기대될 수 있는데, 시뮬레이션 결과 [표3]에 기재한 바와 같이, 본 발명 실시예는 비교공정에 비하여 65MJ/hr이 절감되어 전체 약 23%의 에너지 절감효과를 제공한다.
한편, 도4는 본 발명의 다른 실시예에 따른 감압 및 상 분리를 이용한 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치를 도시한 것이다.
도4의 실시예에 있어서, 도2의 실시예와 동일한 작용 및 기능을 수행하는 구성에 대하여는 동일한 참조번호를 부여하고, 그 구체적인 설명은 생략한다.
도4의 실시예에 따르면, 상기 감압 및 상 분리부(30)의 구성이 도2의 실시예와 다소 다르며, 그 외의 구성은 도2의 실시예의 구성과 동일하다.
본 실시예에 채용된 상기 감압 및 상 분리부(30)는, 압력조절밸브(31), 열교환기(32), 및 기액분리기(33)를 포함한다.
*즉, 도2의 실시예는 열교환기(32)가 열교환의 기능 및 기액 분리의 기능을 동시에 수행하도록 한 것이고, 도4의 실시예에 따르면 열교환기(32)는 열교환의 기능을 수행하고, 기액분리기(33)에 의해 이산화탄소리치흡수제의 상이 기체 및 액체로 분리된다.
상기 압력조절밸브(31)는 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하기 위해서 구비된 것으로, 도2의 실시예에 적용되는 압력조절밸브가 그대로 채용되므로, 구체적인 설명은 생략한다.
상기 열교환기(32)는 린흡수제와 이산화탄소리치흡수제의 열을 교환한다. 상기 탈거탑(40)과 상기 열교환기(32)는 제2 배관(50)으로 연결되고, 상기 린흡수제는 상기 제2 배관(50)을 따라 열교환기(32)로 유도된다.
상기 열교환기(32)는 일반적으로 사용되는 열교환기를 이용할 수 있으며, 예컨대, 상기 케틀타입의 열교환기를 제외한 쉘앤튜브(Shell and Tube)형 열교환기가 사용될 수 있다. 열교환기의 구성은 공지된 것을 사용하므로, 그 구체적인 설명은 생략한다.
상기 기액분리기(33)는 상기 열교환기(32)에 연결되며, 열교환된 상기 이산화탄소리치흡수제의 상을 기체와 액체로 분리한다. 상기 기액분리기는 공지된 기액분리기를 사용하므로, 그 구체적인 설명은 생략한다. 상기 기액분리기로는 예컨대 플래쉬드럼(Flash Drum)을 사용한다.
본 실시예에 따르면, 상기 기액분리기(33)에 의해 기체로 분리된 이산화탄소리치흡수제는 제3 배관(110)을 따라 탈거탑(40)의 하단부로 유입되고, 액체 상태로 분리된 이산화탄소리치흡수제는 제4 배관(120)을 통해 탈거탑의 중단부로 유입된다.
도2의 실시예와 마찬가지로, 상기 제3 배관(110)에는 압축기 또는 송풍기(80)가 설치된다. 상기 기체 상태의 이산화탄소리치흡수제는 상기 압축기 또는 송풍기(80)에 의해 재 가압된 후에 탈거탑(40)의 하단부로 유입된다.
상기 제4 배관(120)에는 펌프(90)가 설치된다. 액체 상태의 이산화탄소리치흡수제는 상기 펌프(90)에 의해 재 가압되어 제4 배관(120)을 통해 탈거탑(40)의 중단부로 유입된다. 상기 압축기 또는 송풍기, 및 상기 펌프(90)의 작용 및 효과를 상술한 바 구체적인 설명은 생략한다.
이와 같이 구성되는 도4의 실시예에 따른 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치는, 도2의 실시예와 동일한 효과를 제공하므로, 그 구체적인 설명은 생략한다.
이상, 본 발명을 바람직한 실시예들을 들어 상세하게 설명하였으나, 본 발명은 상기 실시예들에 한정되지 않으며, 본 발명의 범주를 벗어나지 않는 범위 내에서 여러 가지 많은 변형이 제공될 수 있다.
예컨대, 도2에는 응축기(100)를 도시하였으나, 필요에 따라 응축기(100)를 생략할 수 있으며, 도2의 참조번호 80은 송풍기(80)를 도시하고 있으나 상기 송풍기(80)를 대체하여 상기한 바와 같이 압축기(미도시)가 배치될 수 있다.

Claims (12)

  1. 배가스가 유입되며, 상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 흡수제를 반응시키는 흡수탑(10);
    상기 이산화탄소와 상기 흡수제가 반응한 이산화탄소리치흡수제(CO2-rich-Solution)가 이동하는 제1 배관(20);
    상기 제1 배관(20)에 마련되며, 상기 이산화탄소리치흡수제의 압력이 감압되어 열교환이 수행되고, 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(Phase)이 기체 및 액체로 분리되는 감압 및 상 분리부(30);
    기체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제와 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제가 유입되며, 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소를 분리하는 탈거탑(40);
    상기 이산화탄소가 분리된 린흡수제(Lean Solution)가 이동하도록, 상기 탈거탑(40)과 상기 감압 및 상 분리부(30)를 연결하는 제2 배관(50);
    상기 탈거탑(40)에 상기 이산화탄소리치흡수제로부터 이산화탄소가 분리되도록 열을 제공하는 재열기(60);를 포함하여서,
    상기 린흡수제가 상기 감압 및 상 분리부(30)로 유입되고, 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 린흡수제의 열에 의해 기체와 액체로 상 분리된 후에 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 제1 배관(20)에 마련되며, 상기 이산화탄소리치흡수제의 일부는 상기 탈거탑(40)의 상단부로 유입시키고, 나머지 일부는 상기 감압 및 상 분리부(30)로 유입시키는 스플리터(70)를 포함하는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  3. 제1항에 있어서,
    상기 감압 및 상 분리부(30)에서 기체 상태로 변화한 상기 이산화탄소리치흡수제는 압축기 또는 송풍기를 통해 재 가압되어 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  4. 제3항에 있어서,
    상기 압축기 또는 송풍기를 통해 재 가압된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 탈거탑(40)의 하단부로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 감압 및 상 분리부(30)에서 분리된 액체 상태의 상기 이산화탄소리치흡수제는 펌프(90)에 의해 재 가압되어 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  6. 제5항에 있어서,
    상기 펌프(90)에 의해 재 가압된 상기 이산화탄소리치흡수제는 상기 탈거탑(40)의 중단부로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  7. 제1항에 있어서,
    상기 감압 및 상 분리부(30)는,
    상기 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하는 압력조절밸브(31); 및
    열교환시 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(phase)을 기체와 액체로 분리하는 열교환기(32);를 포함하는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  8. 제7항에 있어서,
    상기 열교환기(32)는 케틀 타입(Kettle Type) 열교환기인 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  9. 제2항에 있어서,
    상기 흡수탑으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 10% 내지 30%가 상기 스플리터(70)에 의해 분할되어 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  10. 제9항에 있어서,
    상기 흡수탑으로부터 배출되는 상기 이산화탄소리치흡수제의 20%가 상기 스플리터(70)에 의해 분할되어 상기 탈거탑(40)으로 유입되는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  11. 제1항에 있어서,
    상기 감압 및 상 분리부(30)는,
    상기 이산화탄소리치흡수제의 압력을 감압하는 압력조절밸브(31);
    상기 린흡수제와 상기 이산화탄소리치흡수제의 열을 교환하는 열교환기(32); 및
    상기 열교환기(32)에 연결되며, 열교환된 상기 이산화탄소리치흡수제의 상(phase)을 기체와 액체로 분리하는 기액분리기(33);를 포함하는 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
  12. 제11항에 있어서,
    상기 기액분리기(33)는 플래쉬드럼(Flash Drum)인 것을 특징으로 하는 감압 및 상 분리를 이용하여 현열 회수 효율을 개선한 이산화탄소 분리장치.
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