WO2020022606A1 - 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법 - Google Patents

산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법 Download PDF

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WO2020022606A1
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WO
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absorbing liquid
absorbent
dispersion
liquid
dispersion absorbing
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PCT/KR2019/003228
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곽노상
심재구
이정현
이지현
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한국전력공사
한국중부발전(주)
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Publication date
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    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1456—Removing acid components
    • B01D53/1475—Removing carbon dioxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
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    • B01D53/1425—Regeneration of liquid absorbents
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    • B01D53/14—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by absorption
    • B01D53/1493—Selection of liquid materials for use as absorbents

Definitions

  • the present invention relates to an acid gas collecting device and an acid gas collecting method using the same, and more particularly, an acid gas collecting device capable of improving process efficiency by dispersing and supplying an absorbent combined with carbon dioxide in an absorption tower to an stripping tower, and The present invention relates to an acid gas collection method using the same.
  • the amine-based capture process for capturing carbon dioxide is a technology that has secured the technical reliability that has been applied in the reforming process of the petrochemical process due to the schedule of chemical absorption technology. It is a necessary separation technique.
  • Figure 1 shows a general flow diagram of the absorption and stripping process of acidic gas using a chemical absorbent.
  • the cooled flue-gas is typically contacted with an absorbent at a temperature of 40-60 ° C., and the acidic gas is combined with a chemical absorbent inside the absorption tower (2), followed by entrainment of the absorbent vapor with circulating washing water (8). After preventing it from being discharged, it is discharged from the absorption tower 2.
  • the acid gas concentration of the exhaust gas can be reduced by a chemical reaction in the absorbent, but in order to maintain the acid gas concentration of the emitted gas below a certain concentration, the height of the absorption tower 2 must be higher than a certain height.
  • the absorbent absorbing the acid gas by chemical bonding is heated via the heat exchanger 36 and injected into the upper portion of the stripping column 14. Regeneration of the absorbent is carried out in the stripping column 14, at a high temperature (110 ⁇ 120 °C) and pressure of about 1.3 ⁇ 2.0 bar.
  • the power plant steam (130 ⁇ 140 °C) is supplied in large quantities to the reboiler 34, the temperature of the stripping column 14 is raised to 110 ⁇ 120 °C, heat energy is consumed in this process.
  • the supplied energy removes the acid gas chemically bound in the absorbent, and the mixed gas 40 of the removed acid gas and water vapor is recovered from the condenser 32 so that only the water vapor 42 is selectively removed to the stripping column 14. Resupply.
  • the stripping column 14 maintains the upper temperature at 80-90 ° C. because the insulating material covers the surface.
  • the absorbent from which the acidic gas has been removed is lowered to a temperature of 40 to 50 ° C. via a heat exchanger 36, and then transferred to the absorption tower 2 by a pump.
  • an object of the present invention is to improve the process efficiency by dispersing and supplying the absorbent combined with carbon dioxide in the absorption tower to the stripping column.
  • An absorption tower in which exhaust gas containing carbon dioxide and an absorbent react with each other to generate an absorption liquid
  • Disperser for dispersing the absorption liquid flowing out from the absorption tower
  • a heat exchanger installed in each of the flow paths where the dispersed absorbent liquid flows to heat exchange the absorbent liquid
  • the absorbent is introduced back into the absorption tower.
  • FIG. 1 is a conceptual diagram of a conventional acid gas collecting device.
  • FIG. 2 is a conceptual diagram of an acid gas collecting device of the present invention.
  • the present invention relates to an acid gas collecting device and an acid gas collecting method using the same, and more particularly, an acid gas collecting device capable of improving process efficiency by dispersing and supplying an absorbent combined with carbon dioxide in an absorption tower to an stripping tower, and The present invention relates to an acid gas collection method using the same.
  • FIG. 2 is a conceptual diagram of the acid gas collecting device of the present invention.
  • the collecting device of the present invention for collecting acid gas contained in exhaust gas after combustion comprises: an absorption tower (2) in which an exhaust gas containing carbon dioxide and an absorbent react with each other to generate an absorption liquid, and from the absorption tower (2).
  • Dispersers 16 and 18 for dispersing the spilled absorbent liquid, heat exchangers 20, 22 and 24 installed in respective flow paths through which the dispersed absorbent liquid flows, and the absorbent heat exchanged are introduced.
  • Chemical process gas and combustion flue gas containing carbon dioxide is sent to the flue gas cooler using a fan to overcome the pressure drop generated in the absorption tower (2), the flue gas is typically cooled to a temperature of 40 ⁇ 60 °C do.
  • the cooled exhaust gas is introduced into the absorption tower 2 through the exhaust gas inlet 4 and is in contact with the absorbent provided in the absorption tower 2.
  • the absorbent may be used by mixing any one or more of amine, inorganic salt, amino acid salt, ammonia water.
  • Carbon dioxide in the exhaust gas is in contact with the absorbent to produce an absorbing liquid of about 45 ⁇ 55 °C, the exhaust gas is deprived of carbon dioxide is washed to prevent the entrainment of the absorbent vapor generated during the contact reaction of the carbon dioxide and the absorbent. After passing through the washing water flowing from the water inlet 8 is discharged to the outside of the absorption tower 2 through the exhaust gas outlet (6).
  • the absorption liquid generated in the absorption tower 2 is discharged to the outside of the absorption tower 2 and dispersed in a plurality of flow paths by the dispersers 16 and 18.
  • the absorbent liquid refers to a state in which the carbon dioxide contained in the exhaust gas and the absorbent supplied from the upper portion of the absorption tower 2 are in contact with each other.
  • the dispersers 16 and 18 disperse the first liquid dispersant absorbed from the absorption tower 2 into a first dispersion absorbing liquid 26 and the remaining dispersion absorbing liquid, and second dispersion of the remaining dispersion absorbing liquid. And a secondary disperser 18 for dispersing the absorption liquid 28 and the tertiary dispersion absorption liquid 30.
  • the primary dispersion absorbing liquid 26 is dispersed in 10 to 30%, the secondary dispersion absorbing liquid 28 in 30 to 50%, and the tertiary dispersion absorbing liquid 30 in 30 to 50%.
  • Heat exchangers 20, 22, and 24 are installed in each of the flow paths through which the absorbent liquid dispersed as described above flows.
  • the heat exchangers 20, 22, and 24 may be plate heat exchangers ( ⁇ T: 5 ⁇ 10 ° C.).
  • the first dispersion absorbing liquid 26, the second dispersion absorbing liquid 28, and the third dispersion absorbing liquid 30 which are heat-exchanged in each of the heat exchangers 20, 22, and 24 flow into the stripping column 14. After being introduced into the reboiler 34, carbon dioxide is removed.
  • Dispersing the absorbent liquid in which the carbon dioxide contained in the exhaust gas and the absorbent are combined is discharged from the absorption tower (2) and dispersed by the dispersers (16, 18);
  • the carbon dioxide in the exhaust gas is contacted with the absorbent in the absorption tower 2 to obtain the absorbent liquid having a temperature of about 45 to 55 ° C.
  • the exhaust gas which is generated and deprived of carbon dioxide, passes through the washing water flowing from the washing water inlet 8 to prevent entrainment of the absorbent vapor generated during the contact reaction between the carbon dioxide and the absorbent. 6) is discharged to the outside of the absorption tower (2).
  • the step of dispersing the absorbent liquid in which the carbon dioxide contained in the exhaust gas and the absorbent are discharged from the absorption tower 2 and dispersed by the dispersers 16 and 18 may include:
  • the first dispersion absorbing liquid 26 reaction step among the dispersed absorbent liquids and the third dispersion absorbing liquid 30 reaction step among the dispersed absorbent liquids are respectively or simultaneously performed.
  • the first dispersion absorbing liquid 26 introduced into the stripping column 14 is moved to the reboiler 34 and indirectly heated by steam supplied to the reboiler 34; It proceeds including.
  • the mixed gas 40 generated in the stripping column 14 and moved to the primary heat exchanger 16 and the primary dispersion absorbing liquid 26 are heat-exchanged with each other.
  • the mixed gas 40 includes steam and carbon dioxide.
  • the temperature of the mixed gas 40 is higher than the temperature of the first dispersion absorbing liquid 26, and the mixed gas 40
  • the temperature of) is 85-95 degreeC
  • the temperature of the said primary dispersion absorption liquid 26 is 45-55 degreeC which is the temperature of the said absorption liquid.
  • the primary dispersion absorbing liquid 26 is heated by heat exchange in the primary heat exchanger 20, and thus, a predetermined amount of carbon dioxide in the carbon dioxide contained in the primary dispersion absorbing liquid 26 is absorbed in the primary dispersion absorbing liquid ( 26, the total carbon dioxide contained in the mixed gas 40 is completely separated from the steam contained in the mixed gas 40.
  • the steam contained in the mixed gas 40 separated from the carbon dioxide is indirectly cooled by the cooling water introduced into the primary heat exchanger 20.
  • the primary dispersion absorbing liquid 26 removes a predetermined amount of carbon dioxide.
  • the vapor flows into the stripping column 14 in a closed state, and the vapor contained in the mixed gas 40 is indirectly cooled by the cooling water and then condensed in the condensate 42 by the condenser 32. It is introduced into the stripping column 14.
  • Carbon dioxide separated from the steam contained in the mixed gas 40 and a predetermined amount of carbon dioxide removed from the primary absorption separator 26 are discharged to the outside.
  • the temperature of the first dispersion absorbing liquid 26 from which the condensate 42 introduced into the stripping column 14 and a predetermined amount of carbon dioxide is removed is lower than the temperature of the mixed gas 40. (42) and the temperature of the primary dispersion absorbing liquid 26 from which a certain amount of the carbon dioxide is stripped are 80 to 90 °C, the temperature of the mixed gas 40 is 85 to 95 °C.
  • the first dispersion absorbing liquid 26 from which a predetermined amount of carbon dioxide introduced into the stripping column 14 is removed is moved to the reboiler 34 at the bottom of the stripping column 14 and supplied to the reboiler 34. Indirectly heated by steam
  • the absorbent included in the primary dispersion absorbing liquid 26 is separated from the water contained in the primary dispersion absorbing liquid 26 and the remaining carbon dioxide which cannot be removed.
  • the water and the remaining carbon dioxide from which the absorbent is separated in the primary dispersion absorbing liquid 26 are introduced into the stripping column 14 at a temperature of 80 to 90 ° C., and the primary dispersion absorbing liquid is separated from the primary heat exchanger. It becomes the mixed gas 40 which heat-exchanges.
  • the absorbent separated from the water contained in the primary dispersion absorbing liquid 26 and the remaining carbon dioxide which cannot be removed by indirect heating by the steam also flows into the stripping column 14.
  • the condensate 42 is joined to the secondary and tertiary dispersion absorbing liquids 28 and 30 introduced into the stripping column 14.
  • the third dispersion absorbing liquid 30 is heated by the heat exchange in the third heat exchanger (24) to flow into the center of the stripping column (14);
  • the third dispersion absorbing liquid 30 introduced into the stripping column 14 is moved to the reboiler 34 and indirectly heated by steam supplied to the reboiler 34;
  • the water and carbon dioxide from which the absorbent is separated from the tertiary dispersion absorbing liquid 30 are introduced into the stripping column 14 to be heat-exchanged with the primary dispersion absorbing liquid 26 in the primary heat exchanger 20. Becoming a gas 40;
  • the absorbing agent contained in the third dispersion absorbing liquid 30 separated from water and carbon dioxide is introduced into the stripping column (14).
  • the absorbent generated in the stripping column (14) and moved to the tertiary heat exchanger (16) and the tertiary dispersion absorbing liquid (30) are heat-exchanged with each other.
  • the third dispersion absorbing liquid (30) is heated up and introduced into the center of the stripping column (14).
  • the temperature of the absorbent inside the stripping column 14 is higher than the temperature of the third dispersion absorbing liquid 30,
  • the temperature of the absorbent in the stripping column 14 is 100 ⁇ 120 °C
  • the temperature of the third dispersion absorbing liquid 30 is 45 ⁇ 55 °C is the temperature of the absorbing liquid
  • the heated third dispersion absorbing liquid (30) The temperature of) becomes 95-115 degreeC.
  • the third dispersion absorbing liquid 30 introduced into the stripping column 14 moves to the reboiler 34 in which the third dispersion absorbing liquid 30 is about 120 ° C. It is indirectly heated by the steam supplied.
  • the absorbent contained in the third dispersion absorbing liquid 30 is separated from the water and carbon dioxide contained in the third dispersion absorbing liquid 30.
  • the excess water and carbon dioxide in which the absorbent is separated from the tertiary dispersion absorbing liquid 30 are introduced into the stripping column 14 at a temperature of 80 to 90 ° C., so that the primary heat exchanger 20 receives the primary water.
  • the mixed gas 40 is heat-exchanged with the dispersion absorbing liquid 28, and the absorbent contained in the third dispersion absorbing liquid 30 separated from water and carbon dioxide is introduced into the stripping column 14.
  • the secondary dispersion absorbing liquid 28 is heated by the heat exchange in the secondary heat exchanger 22 to flow into the center of the stripping column 14;
  • the second dispersion absorbing liquid 28 introduced into the stripping column 14 is moved to the reboiler 34 and indirectly heated by steam supplied to the reboiler 34;
  • the water and carbon dioxide from which the absorbent is separated in the secondary dispersion absorbing liquid (28) flow into the stripping column (14), and the heat exchange with the primary dispersion absorbing liquid (26) in the primary heat exchanger (20). Becoming a gas 40;
  • the absorbent and the secondary dispersion absorbent (28) introduced into the secondary heat exchanger (22) after heat exchange with the tertiary dispersion absorber (30) in the tertiary heat exchanger (24). ) Heat exchange with each other.
  • the secondary dispersion absorbing liquid 28 is heated up and introduced into the stripping column 14.
  • the temperature of the absorbent in the stripping column 14 is higher than the temperature of the secondary dispersion absorbing liquid 28,
  • the temperature of the absorbent in the stripping column 14 is 90 ⁇ 110 °C
  • the temperature of the secondary dispersion absorbing liquid 28 is 45 ⁇ 55 °C is the temperature of the absorbing liquid
  • the heated secondary dispersion absorbing liquid (28) The temperature of) becomes 85-105 degreeC.
  • the secondary dispersion absorbing liquid 28 introduced into the stripping column 14 is moved to the reboiler 34 and indirectly heated by steam supplied to the reboiler 34.
  • the absorbent contained in the secondary dispersion absorbing liquid 28 is separated from the water and carbon dioxide contained in the secondary dispersion absorbing liquid 28.
  • the excess water and carbon dioxide in which the absorbent is separated from the secondary dispersion absorbing liquid 28 are introduced into the stripping column 14 at a temperature of 80 to 90 ° C., so that the primary heat exchanger 20 receives the primary water. It becomes a mixed gas 40 which is heat-exchanged with the dispersion absorbing liquid 28, the absorbent contained in the secondary dispersion absorbing liquid 28 separated from water and carbon dioxide is introduced into the stripping column (14).
  • the height of the primary dispersion absorbing liquid 26 from which a predetermined amount of carbon dioxide is removed is introduced into the stripping column 14, and the secondary dispersion absorbing liquid 28 is heat-exchanged. Afterwards it is positioned above or equal to the height flowing into the stripping column 14, which promotes the removal of carbon dioxide contained in the primary dispersion absorbing liquid 26 by using the temperature of the secondary dispersion absorbing liquid 28.
  • the secondary dispersion absorbing liquid 28 is separated from the mixed gas 40 by the condensate 42 introduced into the stripping column 14 to the stripping column 14 along with the carbon dioxide. This is to prevent entrainment.
  • the height flowing into the stripping column 14 after the secondary dispersion absorbing liquid 28 is heat exchanged is located above the height flowing into the stripping column 14 after the third dispersion absorbing liquid 30 is heat exchanged. Done.
  • the stripping tower 14 is separated from the water and carbon dioxide contained in the tertiary dispersion absorbing liquid 30 and separated from the water and carbon dioxide contained in the secondary dispersion absorbing liquid 28 and introduced into the stripping column 14. ) And the absorbent separated from the water and carbon dioxide contained in the primary dispersion absorbing liquid 26 and introduced into the stripping column 14 is moved to the bottom of the stripping column 14, the stripping tower ( 14 is combined with each other at the lowermost portion to form an absorbent that is heat-exchanged with the tertiary dispersion absorbing liquid 30 in the tertiary heat exchanger 24.
  • the absorbent that is heat-exchanged with the secondary dispersion absorbing liquid 28 in the secondary heat exchanger 22 is an absorbent that is heat-exchanged with the tertiary dispersion absorbing liquid in the tertiary heat exchanger 24.
  • the temperature of the absorbent heat exchanged with the tertiary dispersion absorbing liquid 30 in the tertiary heat exchanger is higher than the temperature of the absorbent heat exchanged with the secondary dispersion absorbing liquid 28 in the secondary heat exchanger 22.
  • the absorbent heat-exchanged with the secondary dispersion absorbing liquid 28 in the secondary heat exchanger 28 is cooled by the absorbent cooler 12 in the step of absorbing the absorbent into the absorbent tower 2 and absorbing the absorbent tower ( Flows back into 2).
  • the capture process of the present invention as described above is the first dispersion absorbing liquid 26, the condensate 42 and the predetermined amount of carbon dioxide removed into the stripping column 14 after heat exchange in the primary heat exchanger 20, Temperature gradients of the entire inside of the stripping column 14 because the secondary dispersion absorbing liquid 28 and the tertiary dispersion absorbing liquid 30 are introduced at different positions and different temperatures in the height direction of the stripping column 14.
  • a combustion flue gas adjusted to 40 ° C. containing 15 vol% of carbon dioxide was introduced into the bottom of the absorption tower 2 at a flow rate of 2.0 m 3 .
  • the circulation amount of the absorbent was 100 ml / min, and the temperature of the absorbent introduced into the absorption tower 2 was 40 ° C.
  • the absorbent that trapped carbon dioxide in the absorption tower 2 is in the form of an absorbent liquid, and the absorbent liquid (rich amine) is dispersed through the dispersers 16 and 18.
  • the primary dispersion absorbing liquid 26 dispersed by the primary disperser 16 is a mixed gas (water of 85-95 ° C.) generated in the upper part of the stripping column 14 in the primary heat exchanger connected to the stripping column 14. After the heat exchange with the carbon dioxide (40) (40) is supplied at 80 ⁇ 90 °C to the stripping column (14).
  • the secondary dispersion absorbing liquid 28 dispersed by the secondary disperser 18 is heat-exchanged with a medium temperature absorbent (90-100 ° C.) in a secondary heat exchanger 22 connected to the bottom of the stripping column 14. It is the temperature of °C and supplied to the center of the stripping column (14).
  • the third dispersion absorbing liquid 30 is heat-exchanged with a high temperature absorbent (100-120 ° C.) in a third heat exchanger (24) connected to the stripping column (14) to a temperature of 95-115 ° C., and the stripping column (14) ) Supply to the center part.
  • the heat consumption of the reboiler 34 per ton of carbon dioxide trapped when the carbon dioxide concentration is 90% by measuring the carbon dioxide concentration of the flue-gas before entering the absorption tower 2 and passing through the absorption tower 2 with a gas analyzer. The results are shown in Table 1 below.
  • Table 1 shows the reboiler heat consumption per tonne of carbon dioxide captured when the carbon dioxide removal rate obtained by the same method as described above was 90%.
  • a combustion flue gas adjusted to 40 ° C. containing 15 vol% of carbon dioxide was introduced into the bottom of the absorption tower 2 at a flow rate of 2.0 m 3 .
  • the circulation amount of the absorbent was 100 ml / min, and the temperature of the absorbent introduced into the absorption tower 2 was 40 ° C.
  • the primary dispersion absorbing liquid dispersed by dispersing the absorbent liquid heated by the exothermic reaction of the absorbent and carbon dioxide in the absorption tower 2 through one disperser is removed from the primary heat exchanger connected to the stripping column 14.
  • Example / Comparative Example Heat dissipation of absorbents and mixed gas generated from the stripping tower Coolant refill amount (kg / hr) Reboiler Heat Consumption (GJ / ton-CO 2 )
  • Example 1 Dispersion of absorption liquid flowing out of absorption tower into three flow paths (20%: 40%: 40%) 2. Heat exchange of secondary dispersion absorption liquid and mixed gas generated from the upper part of stripping column and secondary and tertiary dispersion absorption liquid After heat exchange with absorber inside stripping tower, supply to upper and center of stripping tower 0.8 3.40 Comparative Example 1 1. No dispersion of absorbent liquid flowing out of the absorption tower (other processes are the same as in Example 1) 1.2 3.85 Comparative Example 2 1. Dispersion of absorbent liquid flowing out of absorption tower into two flow paths (20%: 80%) 2. Heat exchange between primary dispersion absorbent liquid and mixed gas generated at the top of stripping tower 0.8 3.80
  • Example 1 when the same carbon dioxide is collected at the same carbon dioxide removal efficiency (90%) compared to Comparative Example 1, it can be seen that the heat use amount of the reboiler 34 is 12% less, the cooling water consumption is 33% less. .
  • Comparative Example 2 the same carbon dioxide is captured at the same carbon dioxide removal efficiency (90%), but the thermal capacity of the reboiler 34 is reduced by 10% or more, so that the third dispersion absorbing liquid (30) is higher than the secondary dispersion absorbing liquid 28 It can be seen that the absorption tower (2) through the inter-heating () is very effective in reducing energy.
  • Example 1 As a result of the comparison between Example 1 and Comparative Example 1, a difference in energy consumption of 0.45 GJ / ton-CO 2 occurs.
  • When treating carbon dioxide based on a 500MW coal-fired power plant about 10,000 tons of carbon dioxide are generated per day and 90% of the carbon dioxide is captured, which can reduce energy consumption by about 4,500 GJ per day. Cooling water consumption can also be reduced by more than 30% (about 1,500 tons / day).

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Abstract

본 발명은 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법에 관한 것으로써 보다 상세하게는, 흡수탑에서 이산화탄소와 결합된 흡수제를 탈거탑으로 분산 공급함으로써 공정 효율을 향상시킬 수 있는 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법에 관한 발명이다.

Description

산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법
본 발명은 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법에 관한 것으로써 보다 상세하게는, 흡수탑에서 이산화탄소와 결합된 흡수제를 탈거탑으로 분산 공급함으로써 공정 효율을 향상시킬 수 있는 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법에 관한 발명이다.
본 발명은 2018년 7월 23일자로 출원된 대한민국 특허 제10-2018-0085447호에 우선권을 주장하며, 그 개시 내용은 본 명세서에 포함된다.
최근 지구온난화의 원인 물질인 온실가스를 포집하고 저장하는 노력이 국제적으로 경주되고 있다. 특히 온실가스 중 산성가스인 이산화탄소를 줄이기 위하여 화학적 흡수법, 흡착법, 막분리법, 심냉법 등 많은 기술이 개발되고 있다.
화력발전소 등 연소설비에서 발생하는 산성가스인 이산화탄소를 제거하기 위하여 사용되는 흡수제를 이용한 화학적 흡수방법은 높은 효율과 안정적인 기술로 가장 많이 연구되고 있다.
이산화탄소를 포집하기 위한 아민계 포집공정은 화학적 흡수기술의 일정으로 석유화학 공정 중 개질공정에서 적용된 바 있는 기술적 신뢰성이 확보된 기술이지만 석유화학 공정가스가 아닌 발전소 연소 배가스에 적용하기 위해서는 공정의 개선이 필요한 분리기술이다.
도 1에는 화학적 흡수제를 이용한 산성가스의 흡수 및 탈거 공정에 대한 일반적인 흐름도가 도시되어 있다.
냉각된 배가스는 통상적으로 40~60℃의 온도에서 흡수제와 접촉되며, 산성가스는 흡수탑(2) 내부의 화학적 흡수제와 결합한 다음, 순환되는 세척용 물(8)을 이용하여 흡수제 증기가 비말동반하는 것을 방지한 후, 흡수탑(2)에서 배출(6)된다.
배출되는 가스의 산성가스 농도는 흡수제에서의 화학 반응으로 감소시킬 수 있지만, 배출되는 가스의 산성가스 농도를 일정 농도 이하로 유지하기 위해서는 흡수탑(2)의 높이가 일정 높이 이상이 되어야 한다.
화학적 결합에 의해 산성가스를 흡수한 흡수제는 열교환기(36)를 거쳐 가열되어 탈거탑(14)의 상부로 주입된다. 흡수제의 재생은 탈거탑(14)에서 수행되며, 높은 온도(110~120℃) 및 1.3 ~ 2.0 bar 정도의 압력에서 수행된다.
재생 조건을 유지하기 위하여 발전소 스팀(130~140℃)이 리보일러(34)로 대량 공급되며, 탈거탑(14) 하부 온도가 110~120℃까지 상승하게 되고, 이 과정에서 열에너지가 소모된다.
공급되는 에너지는 흡수제에서 화학적으로 결합되어 있는 산성가스를 탈거시키고, 탈거 된 산성가스와 수증기의 혼합가스(40)는 응축기(32)에서 회수되어 수증기(42)만 선택적으로 탈거탑(14)으로 재공급된다.
탈거탑(14)은 보온물질이 표면을 덮고 있어서 상부 온도가 80~90℃로 유지된다. 산성가스가 탈거 된 흡수제는 열교환기(36)를 거쳐 40~50℃의 온도로 낮추어 흡수탑(2)으로 펌프에 의해 이송된다.
상기와 같은 산성가스의 흡수 및 탈거공정에서 흡수제의 재생(이산화탄소와 흡수제의 분리)을 위해 많은 에너지와 냉각수가 소모되므로 흡수제 재생에너지 및 냉각수 사용량을 줄이기 위한 저에너지 소비형 흡수제 개발과 공정 업그레이드가 절실히 요구되고 있다.
특히, 이산화탄소 포집 공정의 장치 및 흐름을 최적화하여 가장 경제적인 산성가스, 대표적으로 연소 반응에서 필연적으로 발생하는 이산화탄소의 포집효율을 높이고자 하는 많은 연구가 진행되고 있다.
본 발명은 상기와 같은 문제를 해결하기 위해 발명된 것으로서, 흡수탑에서 이산화탄소와 결합된 흡수제를 탈거탑으로 분산 공급함으로써 공정 효율을 향상시키는데 목적이 있다.
상기와 같은 목적을 달성하기 위한 본 발명의 산성가스 포집 장치에 있어서,
이산화탄소가 포함된 배가스와 흡수제가 서로 반응하여 흡수액을 생성하는 흡수탑;
흡수탑으로부터 유출된 흡수액을 분산시키는 분산기;
분산된 흡수액이 유동하는 유로 각각에 설치되어 흡수액을 열교환시키는 열교환기;
열교환된 흡수액이 유입되며, 흡수액에 포함된 이산화탄소가 탈거되는 탈거탑;을 포함하는 것을 특징으로 한다.
상기와 같은 목적을 달성하기 위한 본 발명의 산성가스 포집 장치를 이용한 산성가스 포집 방법에 있어서,
이산화탄소가 포함된 배가스와 흡수제가 흡수탑 내부에서 서로 반응하는 단계;
배가스에 포함된 이산화탄소와 흡수제가 결합된 흡수액이 흡수탑으로부터 유출되어 분산기에 의해 분산되는 단계;
분산된 흡수액 중 1차분산흡수액 반응 단계;
분산된 흡수액 중 3차분산흡수액 반응 단계;
분산된 흡수액 중 2차분산흡수액 반응 단계;
흡수제가 흡수탑으로 재유입되는 단계;를 포함한다.
본 발명에 따르면, 흡수탑에서 이산화탄소와 결합된 흡수제를 탈거탑으로 분산 공급함으로써 공정 효율을 향상시킬 수 있는 효과가 있다.
도 1은 종래의 산성가스 포집 장치의 개념도.
도 2는 본 발명의 산성가스 포집 장치의 개념도.
본 발명을 충분히 이해하기 위해서 본 발명의 바람직한 실시 예를 첨부 도면을 참조하여 설명한다. 본 발명의 실시 예는 여러 가지 형태로 변형될 수 있으며, 본 발명의 범위가 아래에서 상세히 설명하는 실시 예로 한정되는 것으로 해석되어서는 안 된다. 본 실시 예는 당 업계에서 평균적인 지식을 가진 자에게 본 발명을 보다 완전하게 설명하기 위해서 제공 되어지는 것이다. 따라서 도면에서의 요소의 형상 등은 보다 명확한 설명을 강조하기 위해서 과장되어 표현될 수 있다. 각 도면에서 동일한 구성은 동일한 참조부호로 도시한 경우가 있음을 유의하여야 한다. 본 발명의 요지를 불필요하게 흐릴 수 있다고 판단되는 공지 기능 및 구성에 대한 상세한 기술은 생략된다.
본 발명은 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법에 관한 것으로써 보다 상세하게는, 흡수탑에서 이산화탄소와 결합된 흡수제를 탈거탑으로 분산 공급함으로써 공정 효율을 향상시킬 수 있는 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법에 관한 발명이다.
도 2에는 본 발명의 산성가스 포집 장치의 개념도가 도시되어 있다.
연소 후 배기가스에 포함된 산성가스를 포집하기 위한 본 발명의 포집 장치는, 이산화탄소가 포함된 배가스와 흡수제가 서로 접촉 반응하여 흡수액을 생성하는 흡수탑(2)과, 상기 흡수탑(2)으로부터 유출된 상기 흡수액을 분산시키는 분산기(16, 18)와, 분산된 상기 흡수액이 유동하는 유로 각각에 설치되어 상기 흡수액을 열교환시키는 열교환기(20, 22, 24)와, 열교환 된 상기 흡수액이 유입되며 상기 흡수액에 포함된 상기 이산화탄소가 탈거되는 탈거탑(14)과, 상기 탈거탑과 연동되며 내부에 스팀이 유입되어 상기 흡수액으로부터 분산된 2차분산흡수액(28)과 3차분산흡수액(30) 및 일정량의 이산화탄소가 탈거된 1차분산흡수액(26)을 간접 가열시키는 리보일러(34)를 포함하여 구성된다.
이산화탄소를 포함하고 있는 화학공정가스 및 연소 배가스는 상기 흡수탑(2)에서 발생되는 압력강하를 극복하기 위해 팬을 이용하여 배가스 냉각기로 보내지며, 상기 배가스는 통상적으로 40~60℃의 온도로 냉각된다.
냉각된 상기 배가스는 배가스 유입구(4)를 통하여 상기 흡수탑(2) 내부로 유입되며, 상기 흡수탑(2) 내부에 구비된 상기 흡수제와 접촉된다.
상기 흡수제로는 아민계, 무기염계, 아미노산염, 암모니아수 중 어느 하나 또는 하나 이상이 혼합되어 사용될 수 있다.
상기 배가스 중 이산화탄소는 상기 흡수제와 접촉되어 45~55℃ 정도의 흡수액을 생성하게 되고, 이산화탄소를 빼앗긴 상기 배가스는 상기 이산화탄소와 상기 흡수제의 접촉 반응 시 발생되는 흡수제 증기가 비말동반하는 것을 방지하기 위해 세척용 물 유입구(8)로부터 유입되는 세척용 물을 거친 후 배가스 유출구(6)를 통하여 상기 흡수탑(2) 외부로 배출된다.
상기 흡수탑(2) 내부에서 생성된 흡수액은 상기 흡수탑(2) 외부로 유출되어 분산기(16, 18)에 의해 복수 개의 유로로 분산된다.
상기 흡수액은 상기 배가스에 포함되어 있던 이산화탄소와, 상기 흡수탑(2) 상부에서 공급되며 일정량의 물을 포함하는 흡수제가 접촉반응 된 상태를 말한다.
상기 분산기(16, 18)는 상기 흡수탑(2)으로부터 유출된 상기 흡수액을 1차분산흡수액(26)과 나머지 분산흡수액으로 분산시키는 1차분산기(16)와, 상기 나머지 분산흡수액을 2차분산흡수액(28)과 3차분산흡수액(30)으로 분산시키는 2차분산기(18)를 포함한다.
상기 흡수액의 분산 시 상기 1차분산흡수액(26)은 10~30%, 상기 2차분산흡수액(28)은 30~50%, 상기 3차분산흡수액(30)은 30~50%로 분산된다.
상기와 같이 분산된 상기 흡수액이 유동하는 유로 각각에는 상기 흡수액을 열교환시키는 열교환기(20, 22, 24)가 설치된다.
상기 열교환기(20, 22, 24)는 상기 1차분산흡수액(26)이 열교환되는 1차열교환기(20)와, 상기 2차분산흡수액(28)이 열교환되는 2차열교환기(22)와, 상기 3차분산흡수액(30)이 열교환되는 3차열교환기(24)를 포함한다.
상기 열교환기(20, 22, 24)는 판상열교환기(△T : 5~10℃)일 수 있다.
각각의 상기 열교환기(20, 22, 24)에서 열교환 된 상기 1차분산흡수액(26), 상기 2차분산흡수액(28) 및 상기 3차분산흡수액(30)은 상기 탈거탑(14)으로 유입된 후 상기 리보일러(34)로 유입되어 이산화탄소가 탈거되어진다.
하기에서는 상기와 같이 구성되는 산성가스 포집 장치를 이용한 포집 방법을 설명하도록 한다.
본 발명의 산성가스 포집 방법은,
이산화탄소가 포함된 배가스와 상기 흡수제가 상기 흡수탑(2) 내부에서 서로 반응하는 단계;
상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 상기 흡수제가 결합된 흡수액이 상기 흡수탑(2)으로부터 유출되어 상기 분산기(16, 18)에 의해 분산되는 단계;
분산된 상기 흡수액 중 1차분산흡수액(26) 반응 단계;
분산된 상기 흡수액 중 3차분산흡수액(30) 반응 단계;
분산된 상기 흡수액 중 2차분산흡수액(28) 반응 단계;
흡수제가 상기 흡수탑(2)으로 재유입되는 단계;를 포함하여 진행된다.
상기 이산화탄소가 포함된 배가스와 상기 흡수제가 상기 흡수탑(2) 내부에서 서로 반응하는 단계에서는, 상기 배가스 중 이산화탄소가 상기 흡수탑(2) 내부의 흡수제와 접촉되어 45~55℃ 정도의 상기 흡수액을 생성하게 되고, 이산화탄소를 빼앗긴 상기 배가스는 상기 이산화탄소와 상기 흡수제의 접촉 반응 시 발생되는 흡수제 증기가 비말동반하는 것을 방지하기 위해 세척용 물 유입구(8)로부터 유입되는 세척용 물을 거친 후 배가스 유출구(6)를 통하여 상기 흡수탑(2) 외부로 배출된다.
상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 상기 흡수제가 결합된 흡수액이 상기 흡수탑(2)으로부터 유출되어 분산기(16, 18)에 의해 분산되는 단계는,
상기 흡수액이 상기 1차분산기(16)에 의해 1차분산흡수액(26)과 나머지 분산흡수액으로 분산되는 1차분산단계;
상기 나머지 분산흡수액이 상기 2차분산기(18)에 의해 2차분산흡수액(28)과 3차분산흡수액(30)으로 분산되는 2차분산단계;를 포함하여 진행된다.
상기 흡수액이 상기와 같이 분산되면, 상기 분산된 상기 흡수액 중 1차분산흡수액(26) 반응 단계와 상기 분산된 상기 흡수액 중 3차분산흡수액(30) 반응 단계가 각각 또는 동시에 진행된다.
먼저, 상기 분산된 상기 흡수액 중 1차분산흡수액(26) 반응 단계는,
1차열교환기에서 상기 탈거탑 내부에서 발생되는 혼합가스와 상기 1차분산흡수액이 열교환되는 단계;
상기 1차분산흡수액(26)과 상기 혼합가스(40)에 포함되어있던 증기가 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 단계;
상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 상기 1차분산흡수액(26)이 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계; 를 포함하여 진행된다.
상기 1차열교환기(16)에서는 상기 탈거탑(14) 내부에서 발생되어 상기 1차열교환기(16)로 이동된 혼합가스(40)와 상기 1차분산흡수액(26)이 서로 열교환된다. 상기 혼합가스(40)는 증기 및 이산화탄소를 포함한다.
상기 혼합가스(40)와 상기 1차분산흡수액(26)이 서로 열교환되는 단계에서, 상기 혼합가스(40)의 온도는 상기 1차분산흡수액(26)의 온도보다 높은 것으로, 상기 혼합가스(40)의 온도는 85~95℃가 되고, 상기 1차분산흡수액(26)의 온도는 상기 흡수액의 온도인 45~55℃가 된다.
상기 1차열교환기에서 상기 탈거탑 내부에서 발생되는 혼합가스와 상기 1차분산흡수액이 열교환되는 단계는,
상기 1차열교환기에서의 열교환에 의해 상기 1차분산흡수액이 승온되는 단계;
열교환에 의해 상기 1차분산흡수액(26)에 포함된 이산화탄소 중 일정량의 이산화탄소가 상기 1차분산흡수액(26)으로부터 탈거되는 단계;
열교환에 의해 상기 혼합가스(40)에 포함된 전체 이산화탄소가 상기 혼합가스에 포함된 증기로부터 완전 분리되는 단계;
상기 혼합가스(40)에 포함된 증기가 상기 1차열교환기(20) 내부로 유입되는 냉각수에 의해 간접 냉각되는 단계;를 포함하여 진행된다.
상기 1차열교환기(20)에서의 열교환에 의해 상기 1차분산흡수액(26)이 승온되고, 이에 따라 상기 1차분산흡수액(26)에 포함된 이산화탄소 중 일정량의 이산화탄소가 상기 1차분산흡수액(26)으로부터 탈거되며, 상기 혼합가스(40)에 포함된 전체 이산화탄소가 상기 혼합가스(40)에 포함된 증기로부터 완전 분리된다.
이산화탄소와 분리된 상기 혼합가스(40) 포함되어있던 증기는 상기 1차열교환기(20) 내부로 유입되는 냉각수에 의해 간접 냉각된다.
이후, 상기 1차분산흡수액(26)과 상기 혼합가스(40)에 포함되어 있던 증기가 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 단계에서, 상기 1차분산흡수액(26)은 일정량의 이산화탄소가 탈거된 상태로 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되며, 상기 혼합가스(40)에 포함되어 있던 증기는 상기 냉각수에 의해 간접 냉각된 후 응축기(32)에 의해 응축된 응축물(42) 상태로 상기 탈거탑(14) 내부로 유입된다.
상기 혼합가스(40)에 포함된 증기로부터 분리된 이산화탄소와, 상기 1차흡수분리액(26)으로부터 탈거 된 일정량의 이산화탄소는 외부로 배출된다.
상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 상기 응축물(42)과 일정량의 상기 이산화탄소가 탈거 된 상기 1차분산흡수액(26)의 온도는 상기 혼합가스(40)의 온도 보다 낮은 것으로, 상기 응축물(42)과 일정량의 상기 이산화탄소가 탈거 된 상기 1차분산흡수액(26)의 온도는 80~90℃가 되고, 상기 혼합가스(40)의 온도는 85~95℃가 된다.
이후, 상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 상기 1차분산흡수액(26)이 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계에서는,
상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 일정량의 이산화탄소가 탈거된 상기 1차분산흡수액(26)은 상기 탈거탑(14) 하단의 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열된다.
상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 1차분산흡수액(26)에 포함된 흡수제는 상기 1차분산흡수액(26)에 포함되는 물 및 탈거되지 못한 나머지 이산화탄소로부터 분리된다.
상기 1차분산흡수액(26)에서 상기 흡수제가 분리된 상기 물 및 상기 나머지 이산화탄소는 80 ~ 90 ℃의 온도로 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되어 상기 1차열교환기에서 상기 1차분산흡수액과 열교환되는 혼합가스(40)가 된다.
상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 1차분산흡수액(26)에 포함되는 물 및 탈거되지 못한 나머지 이산화탄소로부터 분리된 상기 흡수제 또한 상기 탈거탑(14) 내부로 유입된다.
상기 응축물(42)은 상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 2차, 3차분산흡수액(28, 30)에 합류된다.
상기 분산된 상기 흡수액 중 3차분산흡수액(30) 반응 단계는,
상기 3차열교환기(24)에서 상기 3차분산흡수액(30)과 상기 탈거탑(14) 내부의 흡수제가 열교환되는 단계;
상기 3차열교환기(24)에서의 열교환에 의해 상기 3차분산흡수액(30)이 승온되어 상기 탈거탑(14) 중앙부로 유입되는 단계;
상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 상기 3차분산흡수액(30)이 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계;
상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 3차분산흡수액(30)에 포함된 흡수제가 상기 3차분산흡수액(30)에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되는 단계;
상기 3차분산흡수액(30)에서 상기 흡수제가 분리된 상기 물 및 이산화탄소가 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되어 상기 1차열교환기(20)에서 상기 1차분산흡수액(26)과 열교환되는 혼합가스(40)가 되는 단계;
상기 3차분산흡수액(30)에 포함되어 물 및 이산화탄소로부터 분리된 흡수제가 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 단계;를 포함하여 진행된다.
상기 3차열교환기(24)에서는 상기 탈거탑(14) 내부에서 발생되어 상기 3차열교환기(16)로 이동된 흡수제와 상기 3차분산흡수액(30)이 서로 열교환된다.
상기 3차열교환기(24)에서의 열교환에 의해 상기 3차분산흡수액(30)은 승온되어 상기 탈거탑(14) 중앙부로 유입된다.
상기 3차분산흡수액(30)과 상기 탈거탑(14) 내부의 흡수제가 열교환되는 단계에서, 상기 탈거탑(14) 내부의 흡수제의 온도는 상기 3차분산흡수액(30)의 온도보다 높은 것으로, 상기 탈거탑(14) 내부의 상기 흡수제의 온도는 100~120℃이고, 상기 3차분산흡수액(30)의 온도는 상기 흡수액의 온도인 45~55℃이며, 승온 된 상기 3차분산흡수액(30)의 온도는 95~115℃가 된다.
상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 상기 3차분산흡수액(30)은 상기 3차분산흡수액(30)은 내부가 약 120℃인 상기 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열된다.
상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 3차분산흡수액(30)에 포함된 흡수제가 상기 3차분산흡수액(30)에 포함된 물 및 이산화탄소로부터 분리된다.
상기 3차분산흡수액(30)에서 상기 흡수제가 분리된 과량의 상기 물 및 이산화탄소는 80 ~ 90 ℃의 온도로 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되어 상기 1차열교환기(20)에서 상기 1차분산흡수액(28)과 열교환되는 혼합가스(40)가 되고, 상기 3차분산흡수액(30)에 포함되어 물 및 이산화탄소로부터 분리된 흡수제는 상기 탈거탑(14) 내부로 유입된다.
상기 분산된 상기 흡수액 중 2차분산흡수액(28) 반응 단계는,
상기 2차열교환기(22)에서 상기 2차분산흡수액(28)과 상기 탈거탑(14) 내부의 흡수제가 열교환되는 단계;
상기 2차열교환기(22)에서의 열교환에 의해 상기 2차분산흡수액(28)이 승온되어 상기 탈거탑(14) 중앙부로 유입되는 단계;
상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 상기 2차분산흡수액(28)이 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계;
상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 2차분산흡수액(28)에 포함된 흡수제가 상기 2차분산흡수액(28)에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되는 단계;
상기 2차분산흡수액(28)에서 상기 흡수제가 분리된 상기 물 및 이산화탄소가 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되어 상기 1차열교환기(20)에서 상기 1차분산흡수액(26)과 열교환되는 혼합가스(40)가 되는 단계;
상기 2차분산흡수액에 포함되어 물 및 이산화탄소로부터 분리된 흡수제가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계;를 포함하여 진행된다.
상기 2차열교환기(22)에서는, 상기 3차열교환기(24)에서 상기 3차분산흡수액(30)과 열교환 후 상기 2차열교환기(22)로 유입되는 흡수제와 상기 2차분산흡수액(28)이 서로 열교환된다.
상기 2차열교환기(22)에서의 열교환에 의해 상기 2차분산흡수액(28)은 승온되어 상기 탈거탑(14) 상부로 유입된다.
상기 2차분산흡수액(28)과 상기 탈거탑(14) 내부의 흡수제가 열교환되는 단계에서, 상기 탈거탑(14) 내부의 흡수제의 온도는 상기 2차분산흡수액(28)의 온도보다 높은 것으로, 상기 탈거탑(14) 내부의 상기 흡수제의 온도는 90~110℃이고, 상기 2차분산흡수액(28)의 온도는 상기 흡수액의 온도인 45~55℃이며, 승온 된 상기 2차분산흡수액(28)의 온도는 85~105℃가 된다.
상기 탈거탑(14) 내부로 유입된 상기 2차분산흡수액(28)은 상기 리보일러(34)로 이동하여 상기 리보일러(34)로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열된다.
상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 2차분산흡수액(28)에 포함된 흡수제가 상기 2차분산흡수액(28)에 포함된 물 및 이산화탄소로부터 분리된다.
상기 2차분산흡수액(28)에서 상기 흡수제가 분리된 과량의 상기 물 및 이산화탄소는 80 ~ 90 ℃의 온도로 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되어 상기 1차열교환기(20)에서 상기 1차분산흡수액(28)과 열교환되는 혼합가스(40)가 되고, 상기 2차분산흡수액(28)에 포함되어 물 및 이산화탄소로부터 분리된 흡수제는 상기 탈거탑(14) 내부로 유입된다.
상기 탈거탑(14)의 높이방향 위치에 있어서, 일정량의 이산화탄소가 탈거된 상기 1차분산흡수액(26)이 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 높이는 상기 2차분산흡수액(28)이 열교환 된 후 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 높이 보다 상측이거나 동일하게 위치하게 되는데, 이는 상기 2차분산흡수액(28)의 온도를 이용하여 상기1차분산흡수액(26)에 포함된 이산화탄소 탈거를 촉진시키기 위함이며, 상기 혼합가스(40)로부터 분리되어 상기 탈거탑(14) 상부로 유입되는 응축물(42)을 이용하여 상기 2차분산흡수액(28)이 이산화탄소와 함께 탈거탑(14) 상부로 비말동반되는 것을 방지하기 위함이다.
상기 2차분산흡수액(28)이 열교환 된 후 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 높이는 상기 3차분산흡수액(30)이 열교환 된 후 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 높이보다 상측에 위치하게 된다.
상기 3차분산흡수액(30)에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되어 상기 탈거탑(14)으로 유입되는 흡수제, 상기 2차분산흡수액(28)에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되어 상기 탈거탑(14)으로 유입되는 흡수제 및 상기 1차분산흡수액(26)에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되어 상기 탈거탑(14)으로 유입되는 흡수제는 상기 탈거탑(14)의 최하부로 이동되며, 상기 탈거탑(14)의 최하부에서 서로 합쳐져 상기 3차열교환기(24)에서 상기 3차분산흡수액(30)과 열교환되는 흡수제가 된다.
상기 2차열교환기(22)에서 상기 2차분산흡수액(28)과 열교환되는 흡수제는 상기 3차열교환기(24)에서 상기 3차분산흡수액과 열교환되는 흡수제가 된다.
따라서, 상기 3차열교환기에서 상기 3차분산흡수액(30)과 열교환되는 흡수제의 온도가 상기 2차열교환기(22)에서 상기 2차분산흡수액(28)과 열교환되는 흡수제의 온도보다 높다.
상기 2차열교환기(28)에서 상기 2차분산흡수액(28)과 열교환 된 흡수제는 상기 흡수제가 상기 흡수탑(2)으로 재유입되는 단계에서 흡수제 냉각기(12)에 의해 냉각되어 상기 흡수탑(2)으로 재유입된다.
상기와 같은 본 발명의 포집 공정은 1차열교환기(20)에서 열교환 후 상기 탈거탑(14) 내부로 유입되는 응축물(42)과 일정량의 이산화탄소가 탈거된 상기 1차분산흡수액(26), 상기 2차분산흡수액(28) 및 상기 3차분산흡수액(30)이 상기 탈거탑(14)의 높이 방향으로 서로 다른 위치 및 서로 다른 온도로 유입되기 때문에 상기 탈거탑(14) 내부 전체의 온도 구배를 최적화하여 상기 2차분산흡수액(28) 및 상기 3차분산흡수액(30)에 포함된 흡수제의 재생반응이 탈거탑(14) 내부 전체에서 효율적으로 일어날 수 있게 된다.
즉, 탈거탑(14) 내부 인터히팅(inter-heating)을 통하여 상기 2차분산흡수액(28) 및 상기 3차분산흡수액(30)에 포함된 이산화탄소와 흡수제를 분리한 후 이산화탄소와 흡수제의 재결합을 방지하여 흡수제 재생에너지 사용량을 저감하고, 상기 1차분산흡수액(26)과 혼합가스(40)와의 열교환 후 냉각수를 이용하여 상기 혼합가스(40)에 포함된 증기를 냉각시킴으로써 기존에 사용되던 냉각수 사용량을 획기적으로 저감시킬 수 있게 된다.
하기에서는 본 발명의 실시예를 비교예 1, 2와 비교한 결과에 대해 설명하도록 한다.
[실시예 1]
30%wt의 모노에탄올아민을 흡수제로 이용하고, 15vol%의 이산화탄소를 포함하고 있는 40℃로 조절된 연소 배가스를 2.0m3의 유량으로 흡수탑(2) 하부에 투입하였다. 상기 흡수제의 순환량은 100ml/min, 상기 흡수탑(2)에 투입되는 흡수제의 온도는 40℃로 하였다. 상기 흡수탑(2)에서 이산화탄소를 포집한 흡수제는 흡수액 형태가 되며, 상기 흡수액(리치(rich)아민)은 상기 분산기(16, 18)를 통해 분산된다. 1차분산기(16)에 의해 분산된 1차분산흡수액(26)은 상기 탈거탑(14) 상부에 연결된 1차열교환기에서 탈거탑(14) 상부에서 발생되는 85~95℃의 혼합가스(물+이산화탄소) (40)와 열교환 된 후 상기 탈거탑(14) 상부에 80~90℃로 공급된다. 2차분산기(18)에 의해 분산된 2차분산흡수액(28)은 탈거탑(14) 하부에 연결된 2차열교환기(22)에서 중온의 흡수제(90~100℃)와 열교환 된 후 85~105℃의 온도가 되어 상기 탈거탑(14) 중앙부로 공급된다. 3차분산흡수액(30)은 탈거탑(14) 하부에 연결된 3차열교환기(24)에서 고온의 흡수제(100~120℃)와 열교환 된 후 95~115℃의 온도가 되어 상기 탈거탑(14) 중앙부로 공급된다. 상기 흡수탑(2)으로 유입되기 전과 상기 흡수탑(2)을 거친 배가스의 이산화탄소 농도를 가스 분석기로 측정하여 이산화탄소 제거율이 90%일 때의 이산화탄소 포집량(ton) 당 리보일러(34) 열사용량을 계산하여 그 결과를 표 1에 나타내었다.
[비교예 1]
상기 실시예 1에서 흡수탑(2)을 나온 흡수액을 분산 없이 탈거탑(14)에서 나온 고온100~120℃)의 흡수제로만 열교환하여 탈거탑(14)에 공급하는 것을 제외하고는 상기 실시예 1과 동일한 방법으로 실시하여 얻은 이산화탄소 제거율이 90%일 때의 이산화탄소 포집량(ton) 당 리보일러 열사용량을 표 1에 나타내였다.
[비교예 2]
30wt%의 모노에탄올아민을 흡수제로 이용하여 15vol%의 이산화탄소를 포함하고 있는 40℃로 조절된 연소 배가스를 2.0m3의 유량으로 흡수탑(2) 하부에 투입하였다. 상기 흡수제의 순환량은 100ml/min, 상기 흡수탑(2)에 투입되는 흡수제의 온도는 40℃로 하였다. 상기 흡수탑(2)에서 흡수제와 이산화탄소의 발열반응에 의해 승온 된 흡수액을 하나의 분산기를 통하여 분산하여 분산된 1차분산흡수액은 상기 탈거탑(14) 상부에 연결된 1차열교환기에서 탈거탑(14) 상부에서 발생되는 85~95℃의 혼합가스(물+이산화탄소)와 열교환 된 후 상기 탈거탑(14) 상부로 공급된다. 2차분산기에 의해 분산된 2차분산흡수액은 탈거탑(14) 하부에 연결된 2차열교환기에서 고온의 흡수제(110~120℃)와 열교환 된 후 상기 탈거탑(14) 상부로 공급된다. 상기 흡수탑(2)으로 유입되기 전과 상기 흡수탑(2)을 거친 배가스의 이산화탄소 농도를 가스 분석기로 측정하여 이산화탄소 제거율이 90%일 때의 이산화탄소 포집량(ton) 당 리보일러(43) 열사용량을 계산하여 그 결과를 표 1에 나타내었다.
실시 예/ 비교 예 흡수제 분산 및 탈거탑 상부에서 발생되는 혼합가스와의 열교환 여부 냉각수 보충량(kg/hr) 리보일러 열사용량 (GJ/ton-CO2)
실시 예 1 1. 흡수탑에서 유출되는 흡수액을 3개의 유로로 분산 (20 % : 40 % : 40 %) 2. 1차분산흡수액과 탈거탑 상부에서 발생되는 혼합가스의 열교환 및 2차, 3차 분산흡수액과 탈거탑 내부 흡수제와의 열교환 후 탈거탑 상부와 중앙에 공급 0.8 3.40
비교 예 1 1. 흡수탑에서 유출되는 흡수액의 분산 없음 (이외의 공정은 실시예 1과 동일) 1.2 3.85
비교 예 2 1. 흡수탑에서 유출되는 흡수액을 2개 유로로 분산 (20 % : 80 %) 2. 1차분산흡수액과 탈거탑 상부에서 발생되는 혼합가스의 열교환 0.8 3.80
실시예 1의 경우 비교예 1과 비교하여 동일한 이산화탄소 제거효율(90%)에서 동일한 이산화탄소를 포집할 때 리보일러(34)의 열사용량이 12%, 냉각수 사용량이 33% 적게 사용되는 것을 확인할 수 있다. 또한, 비교예 2와 비교하여 동일한 이산화탄소 제거효율(90%)에서 동일한 이산화탄소를 포집하는데 리보일러(34)의 열상용량이 10% 이상 저감되어 2차분산흡수액(28)보다 3차분산흡수액(30)을 통한 흡수탑(2) 인터히팅(inter-heating)이 에너지 저감에 매우 효과적임을 확인할 수 있다.
즉, 실시예 1과 비교예1의 비교 결과, 0.45GJ/ton-CO2의 소비에너지 차이가 발생하게 된다. 500MW 석탄화력발전소를 기준으로 이산화탄소를 처리할 때, 하루에 약 10,000ton의 이산화탄소가 발생하고 90%의 이산화탄소를 포집할 경우 하루 약 4,500GJ의 에너지 소비를 줄일 수 있다. 냉각수 사용량 또한 30% 이상(약 1,500 ton/일) 저감 가능하다.
이와 같은 결과를 볼 때, 동일한 이산화탄소 제거율을 기준으로 본 발명의 산성가스 포집 공정을 적용할 경우 리보일러(34)에 사용되는 스팀 및 기존에 사용되던 냉각수의 사용량이 획기적으로 감소됨을 확인할 수 있다.
이상에서 설명된 본 발명의 산성가스 포집 장치 및 이를 이용한 산성가스 포집 방법의 실시 예는 예시적인 것에 불과하며, 본 발명이 속한 기술분야의 통상의 지식을 가진 자라면 이로부터 다양한 변형 및 균등한 타 실시 예가 가능하다는 점을 잘 알 수 있을 것이다. 그러므로 본 발명은 상기의 상세한 설명에서 언급되는 형태로만 한정되는 것은 아님을 잘 이해할 수 있다. 따라서 본 발명의 진정한 기술적 보호 범위는 첨부된 특허청구범위의 기술적 사상에 의해 정해져야 할 것이다. 또한, 본 발명은 첨부된 청구범위에 의해 정의되는 본 발명의 정신과 그 범위 내에 있는 모든 변형물과 균등물 및 대체물을 포함하는 것으로 이해되어야 한다.

Claims (31)

  1. 연소 후 배기가스에 포함된 산성가스를 포집하기 위한 포집 장치에 있어서,
    이산화탄소가 포함된 배가스와 흡수제가 서로 반응하여 흡수액을 생성하는 흡수탑;
    상기 흡수탑으로부터 유출된 상기 흡수액을 분산시키는 분산기;
    분산된 상기 흡수액이 유동하는 유로 각각에 설치되어 상기 흡수액을 열교환시키는 열교환기;
    열교환 된 상기 흡수액이 유입되며, 상기 흡수액에 포함된 상기 이산화탄소가 탈거되는 탈거탑;을 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 분산기는,
    상기 흡수탑으로부터 유출된 상기 흡수액을 1차분산흡수액과 나머지 분산흡수액으로 분산시키는 1차분산기;
    상기 나머지 분산흡수액을 2차분산흡수액과 3차분산흡수액으로 분산시키는 2차분산기;를 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  3. 제2항에 있어서,
    상기 열교환기는,
    상기 1차분산흡수액이 열교환되는 1차열교환기;
    상기 2차분산흡수액이 열교환되는 2차열교환기;
    상기 3차분산흡수액이 열교환되는 3차열교환기;를 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  4. 제1항에 있어서,
    상기 탈거탑과 연동되며, 내부에 스팀이 유입되어 상기 탈거탑으로부터 유입된 상기 흡수액을 간접 가열시키는 리보일러를 포함하는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 흡수액은,
    상기 1차분산흡수액으로 10~30%, 상기 2차분산흡수액으로 30~50%, 상기 3차분산흡수액으로 30~50%로 분산되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 탈거탑 내부에서 재생된 흡수제를 냉각시킨 후 상기 흡수탑으로 재유입시키는 흡수제 냉각기를 포함하는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  7. 제1항에 있어서,
    상기 열교환기는 판상열교환기인 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  8. 제1항에 있어서,
    상기 흡수제로는 아민계, 무기염계, 아미노산염, 암모니아수 중 어느 하나 또는 하나 이상이 혼합되어 사용되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 장치.
  9. 제1항 내지 제8항 중 어느 한 항의 산성가스 포집 장치를 이용한 포집 방법에 있어서,
    이산화탄소가 포함된 배가스와 흡수제가 흡수탑 내부에서 서로 반응하는 단계;
    상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 상기 흡수제가 결합된 흡수액이 상기 흡수탑으로부터 유출되어 분산기에 의해 분산되는 단계;
    분산된 상기 흡수액 중 1차분산흡수액 반응 단계;
    분산된 상기 흡수액 중 3차분산흡수액 반응 단계;
    분산된 상기 흡수액 중 2차분산흡수액 반응 단계;
    흡수제가 상기 흡수탑으로 재유입되는 단계;
    를 포함하는 산성가스 포집 방법.
  10. 제9항에 있어서,
    상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 상기 흡수제가 결합된 흡수액이 상기 흡수탑으로부터 유출되어 분산기에 의해 분산되는 단계는,
    상기 흡수액이 1차분산기에 의해 1차분산흡수액과 나머지 분산흡수액으로 분산되는 1차분산단계;
    상기 나머지 분산흡수액이 2차분산기에 의해 2차분산흡수액과 3차분산흡수액으로 분산되는 2차분산단계;를 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  11. 제9항에 있어서,
    상기 분산된 상기 흡수액 중 1차분산흡수액 반응 단계는,
    1차열교환기에서 상기 탈거탑 내부에서 발생되는 혼합가스와 상기 1차분산흡수액이 열교환되는 단계;
    상기 1차분산흡수액과 상기 혼합가스에 포함되어있던 증기가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계;
    상기 탈거탑 내부로 유입된 상기 1차분산흡수액이 리보일러로 이동하여 상기 리보일러로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계;
    를 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  12. 제11항에 있어서,
    상기 혼합가스는 증기 및 이산화탄소를 포함하는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  13. 제11항에 있어서,
    상기 1차열교환기에서 상기 탈거탑 내부에서 발생되는 혼합가스와 상기 1차분산흡수액이 열교환되는 단계에서, 상기 혼합가스의 온도는 상기 1차분산흡수액의 온도보다 높은 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  14. 제11항에 있어서,
    상기 1차열교환기에서 상기 탈거탑 내부에서 발생되는 혼합가스와 상기 1차분산흡수액이 열교환되는 단계는,
    상기 1차열교환기에서의 열교환에 의해 상기 1차분산흡수액이 승온되는 단계;
    열교환에 의해 상기 1차분산흡수액에 포함된 이산화탄소 중 일정량의 이산화탄소가 상기 1차분산흡수액으로부터 탈거되는 단계;
    열교환에 의해 상기 혼합가스에 포함된 전체 이산화탄소가 상기 혼합가스에 포함된 증기로부터 완전 분리되는 단계;
    상기 혼합가스에 포함된 증기가 상기 열교환기 내부로 유입되는 냉각수에 의해 간접 냉각되는 단계;
    를 포함하는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  15. 제11항에 있어서,
    상기 1차분산흡수액과 상기 혼합가스에 포함되어있던 증기가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계에서, 상기 1차분산흡수액은 일정량의 이산화탄소가 탈거된 상태인 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  16. 제11항에 있어서,
    상기 1차분산흡수액과 상기 혼합가스에 포함되어있던 증기가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계에서, 상기 혼합가스에 포함되어 있던 증기는 상기 냉각수에 의해 간접 냉각된 후 응축기에 의해 응축된 응축물 상태인 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  17. 제11항에 있어서,
    상기 1차분산흡수액과 상기 혼합가스에 포함되어있던 증기가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계에서,
    상기 탈거탑 내부로 유입되는 상기 혼합가스의 증기와 상기 1차순반흡수액의 온도는 상기 혼합가스의 온도 보다 낮은 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  18. 제11항에 있어서,
    상기 탈거탑 내부로 유입된 상기 1차분산흡수액이 리보일러로 이동하여 상기 리보일러로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계에서는,
    상기 스팀에 의한 간접 가열에 의해 상기 1차분산흡수액에 포함된 흡수제가 상기 1차분산흡수액에 포함되는 물 및 탈거되지 못한 나머지 이산화탄소로부터 분리되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  19. 제18항에 있어서,
    상기 1차분산흡수액에 포함되는 물 및 탈거되지 못한 나머지 이산화탄소로부터 분리된 흡수제는 상기 탈거탑 내부로 유입되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  20. 제18항에 있어서,
    상기 1차분산흡수액에 포함되는 흡수제가 분리된 상기 물 및 상기 나머지 이산화탄소는 상기 탈거탑 내부로 유입되어 상기 1차열교환기에서 상기 1차분산흡수액과 열교환되는 혼합가스가 되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  21. 제9항에 있어서,
    상기 분산된 상기 흡수액 중 3차분산흡수액 반응 단계는,
    3차열교환기에서 상기 탈거탑 내부의 흡수제와 상기 3차분산흡수액이 열교환되는 단계;
    상기 3차열교환기에서의 열교환에 의해 상기 3차분산흡수액이 승온되어 상기 탈거탑 중앙부로 유입되는 단계;
    상기 탈거탑 내부로 유입된 상기 3차분산흡수액이 리보일러로 이동하여 상기 리보일러로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계;
    상기 스팀에 의한 간접가열에 의해 상기 3차분산흡수액에 포함된 흡수제가 상기 3차분산흡수액에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되는 단계;
    상기 3차분산흡수액에서 상기 흡수제가 분리된 상기 물 및 이산화탄소가 상기 탈거탑 내부로 유입되어 상기 1차열교환기에서 상기 1차분산흡수액과 열교환되는 혼합가스가 되는 단계;
    상기 3차분산흡수액에 포함되어 물 및 이산화탄소로부터 분리된 흡수제가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계;를 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  22. 제21항에 있어서,
    상기 3차열교환기에서 상기 탈거탑 내부의 흡수제와 상기 3차분산흡수액이 열교환되는 단계에서, 상기 흡수제의 온도는 상기 3차분산흡수액의 온도보다 높은 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  23. 제9항에 있어서,
    상기 분산된 상기 흡수액 중 2차분산흡수액 반응 단계는,
    2차열교환기에서 상기 2차분산흡수액과 상기 탈거탑 내부의 흡수제가 열교환되는 단계;
    상기 2차열교환기에서의 열교환에 의해 상기 2차분산흡수액이 승온되어 상기 탈거탑 중앙부로 유입되는 단계;
    상기 2차분산흡수액이 리보일러로 이동하여 상기 리보일러로 공급되는 스팀에 의해 간접 가열되는 단계;
    상기 스팀에 의한 간접가열에 의해 상기 2차분산흡수액에 포함된 흡수제가 상기 2차분산흡수액에 포함되는 물 및 이산화탄소로부터 분리되는 단계;
    상기 2차분산흡수액에서 상기 흡수제가 분리된 상기 물 및 이산화탄소가 상기 탈거탑 내부로 유입되어 상기 1차열교환기에서 상기 1차분산흡수액과 열교환되는 혼합가스가 되는 단계;
    상기 2차분산흡수액에 포함되어 물 및 이산화탄소로부터 분리된 흡수제가 상기 탈거탑 내부로 유입되는 단계;를 포함하는 것
    을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  24. 제23항에 있어서,
    상기 2차열교환기에서 상기 2차분산흡수액과 상기 탈거탑 내부의 흡수제가 열교환되는 단계에서 상기 흡수제의 온도는 상기 2차분산흡수액의 온도보다 높은 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  25. 제9항에 있어서,
    상기 3차열교환기에서 상기 3차분산흡수액을 열교환시킨 상기 흡수제는 상기 1차분산흡수액, 상기 2차분산흡수액 및 상기 3차분산흡수액에 포함되어 물 및 이산화탄소와 분리 된 후 상기 탈거탑 내부로 유입된 흡수제인 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  26. 제25항에 있어서,
    상기 2차열교환기에서 상기 2차분산흡수액과 열교환되는 상기 흡수제는 상기 3차열교환기에서 상기 3차분산흡수액을 열교환시킨 상기 흡수제인 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  27. 제9항에 있어서,
    상기 탈거탑의 높이방향 위치에 있어서, 일정량의 이산화탄소가 탈거된 상기 1차분산흡수액이 상기 탈거탑 내부로 유입되는 높이는 상기 2차분산흡수액이 열교환 된 후 상기 탈거탑 내부로 유입되는 높이 보다 상측이거나 동일한 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  28. 제27항에 있어서,
    상기 2차분산흡수액이 열교환 된 후 상기 탈거탑 내부로 유입되는 높이는 상기 3차분산흡수액이 열교환 된 후 상기 탈거탑 내부로 유입되는 높이보다 상측인 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  29. 제9항에 있어서,
    상기 흡수제가 상기 흡수탑으로 재유입되는 단계는,
    상기 2차열교환기에서 상기 2차분산흡수액과 상기 탈거탑 내부의 흡수제가 열교환되는 단계에서의 상기 흡수제가 열교환 후 흡수제 냉각기에 의해 냉각되어 상기 흡수탑으로 재유입되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  30. 제9항에 있어서,
    상기 이산화탄소가 포함된 배가스와 흡수제가 흡수탑 내부에서 서로 반응하는 단계에서,
    상기 흡수탑에는 상기 배가스에 포함된 이산화탄소와 상기 흡수제의 접촉반응 시 발생되는 흡수제 증기가 비말동반하는 것을 방지하기 위한 세척용 물이 유입되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
  31. 제30항에 있어서,
    상기 이산화탄소가 제거된 상기 배가스는 상기 흡수탑 외부로 배출되는 것을 특징으로 하는 산성가스 포집 방법.
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Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR20150004562A (ko) * 2013-07-03 2015-01-13 한국전력공사 이산화탄소 포집 장치
JP5966565B2 (ja) * 2012-04-24 2016-08-10 株式会社Ihi 二酸化炭素の回収方法及び回収装置
KR20170114802A (ko) * 2016-04-06 2017-10-16 주식회사 포스코건설 탈거탑 탑상증기의 열에너지를 재활용한 이산화탄소 포집방법과 그 장치
KR20180031461A (ko) * 2016-09-20 2018-03-28 충남대학교산학협력단 데이터분산 서비스 기반의 블루투스 어댑터
KR20180045956A (ko) * 2016-10-26 2018-05-08 한국생산기술연구원 혼합가스로부터 이산화탄소를 분리하는 방법 및 장치

Family Cites Families (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR102077344B1 (ko) * 2013-08-13 2020-02-13 한국전력공사 이산화탄소 분리 및 제거 장치
JP2015205238A (ja) * 2014-04-18 2015-11-19 株式会社東芝 二酸化炭素回収装置および二酸化炭素回収方法
KR20160109392A (ko) 2015-03-11 2016-09-21 한국전력공사 이산화탄소 흡수 및 탈거 시스템
KR101874068B1 (ko) * 2016-09-20 2018-07-03 한국전력기술 주식회사 습식 이산화탄소 포집 설비

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP5966565B2 (ja) * 2012-04-24 2016-08-10 株式会社Ihi 二酸化炭素の回収方法及び回収装置
KR20150004562A (ko) * 2013-07-03 2015-01-13 한국전력공사 이산화탄소 포집 장치
KR20170114802A (ko) * 2016-04-06 2017-10-16 주식회사 포스코건설 탈거탑 탑상증기의 열에너지를 재활용한 이산화탄소 포집방법과 그 장치
KR20180031461A (ko) * 2016-09-20 2018-03-28 충남대학교산학협력단 데이터분산 서비스 기반의 블루투스 어댑터
KR20180045956A (ko) * 2016-10-26 2018-05-08 한국생산기술연구원 혼합가스로부터 이산화탄소를 분리하는 방법 및 장치

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