FR 3162643 A1 20251205 FR 2405460 A 20240528 TITRE : P rocédé de capture de dioxyde de carbone L’invention concerne un procédé de capture de dioxyde de carbone comprenant les étapes suivantes, en sortie d’un absorbeur de dioxyde de carbone : a) fournir une partie majoritaire d’un flux de solvant à un premier désorbeur fonctionnant à une première température et une première pression ; b) fournir le reste du flux de solvant à un deuxième désorbeur fonctionnant à une deuxième température et à une deuxième pression, la deuxième température et la deuxième pression étant respectivement plus faibles que la première température et la première pression; c) récupérer en sortie de chaque désorbeur un gaz comportant du dioxyde de carbone et de la vapeur d’eau ; d) condenser la vapeur d’eau sortant du premier désorbeur, la chaleur latente de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un bouilleur alimentant le deuxième désorbeur. Figure pour l’abrégé : Figure 1 Procédé de capture de dioxyde de carbone Domaine technique de l’invention L’invention se rapporte à la capture du dioxyde de carbone, en particulier émis par l’industrie lourde comme la sidérurgie, la cimenterie ou la raffinerie, ou lors de la production d’ammoniaque, ou d’oxyde d’éthylène ou présent en quantités importantes dans un gaz de synthèse. Arrière-plan technique Un procédé largement employé à cet effet est décrit dans le brevet US 3 823 222, ci-après nommé procédé Benfield. Un schéma de l’installation pour mettre en œuvre ce procédé est fourni en FIG. 1 . Le procédé consiste tout d’abord à fournir à un absorbeur 10 de dioxyde de carbone, d’une part un gaz G comportant du dioxyde de carbone et d’autre part un solvant aqueux comportant un composant (carbonate de calcium, K 2 CO 3 ) dissous dans le solvant. Le composant permet la dissolution, dans le solvant, du dioxyde de carbone gazeux. La source de gaz comportant le dioxyde de carbone introduit dans l’absorbeur est par exemple un rejet de production sidérurgique, de cimenterie ou de raffinerie. Par exemple, les fumées sortant d’un haut fourneau (sidérurgie) comprennent typiquement 10 à 25% de dioxyde de carbone, le reste des fumées étant composé de dihydrogène, de monoxyde de carbone, de vapeur d’eau et d’autres gaz le cas échéant. En sortie de l’absorbeur 10, on récupère un solvant enrichi en dioxyde de carbone ainsi que les gaz non dissous GND dans le solvant (e.g. : CO, N 2 , H 2 et autres le cas échéant dans une application sidérurgique). Le solvant enrichi en dioxyde de carbone est ensuite avantageusement préchauffé dans un échangeur de chaleur 20 avant d’être introduit dans un désorbeur 30. Le désorbeur 30 a pour but de désorber le dioxyde de carbone dissous dans le solvant aqueux. A cet effet, un bouilleur 31 est adjoint au désorbeur 30 pour faire monter la température du solvant présent dans le désorbeur et donc désorber le dioxyde de carbone. On comprend ici l’apport avantageux de l’échangeur de chaleur 20, qui va limiter l’énergie à fournir au bouilleur 31 pour assurer la désorption. En sortie du désorbeur 30, en haut de colonne, on récupère le dioxyde de carbone (CO2) sous forme gazeuse, mais aussi de la vapeur d’eau (H 2 O) et en bas de colonne, le solvant appauvri en dioxyde de carbone, lequel est envoyé vers l’échangeur 20 (source chaude). Un réservoir 40, dans lequel peut être introduit le composant utile pour la dissolution du dioxyde de carbone gazeux dans le solvant, ainsi qu’un apport éventuel en solvant aqueux (de l’eau sur la FIG. 1 ), est prévu sur le parcours du solvant sortant du régénérateur 30. Après l’échangeur de chaleur 20, le solvant appauvri en dioxyde de carbone, est réinjecté dans l’absorbeur 10. Le dioxyde de carbone récupéré en sortie du désorbeur 30 peut ensuite faire l’objet de différents usages. Ainsi, il peut être employé pour stockage, transport ou séquestration. Il peut aussi être employé comme réactif pour produire, avec un apport de dihydrogène, du méthane (méthanation) ou pour produire des carburants de synthèse. Dans le procédé Benfield, le désorbeur 30 fonctionne à une température comprise entre 80 et 120°C et à une pression comprise entre 1 et 2 bar. Le carbonate de calcium est stable à ces températures et reste dans le solvant. Il faut donc apporter de l’énergie au bouilleur 31, ce qui est le principal centre de coût de ce procédé (80% environ), même si la récupération de chaleur faite dans l’échangeur 20 permet de diminuer cet apport d’énergie. Le reste du centre de coût (20%) est lié au fait que la pression reste faible en sortie du désorbeur et qu’il faut alors pour la plupart des usages comprimer le dioxyde de carbone (par exemple, le transport du dioxyde de carbone s’effectue typiquement à 80 bar). L’apport d’énergie au bouilleur 31 peut s’effectuer de différentes manières, en fonction du site industriel sur lequel l’installation mettant en œuvre le procédé Benfield est prévue. Dans tous les cas cependant, il serait intéressant de diminuer le besoin énergétique au bouilleur 31 pour assurer l’étape de désorption du dioxyde de carbone dans le désorbeur. Un objectif de l’invention est donc d’améliorer l’efficacité énergétique d’un tel procédé. Pour résoudre l’objectif précité, l’invention propose un procédé de capture de dioxyde de carbone comportant les étapes suivantes : - fournir, à un absorbeur de dioxyde de carbone, d’une part un gaz comportant du dioxyde de carbone et d’autre part un solvant aqueux comportant du carbonate de calcium dissous ; - récupérer en sortie de l’absorbeur un flux de solvant, dit flux de solvant initial, enrichi en dioxyde de carbone ; ledit procédé étant caractérisé en ce qu’il comprend les étapes additionnelles suivantes : a) fournir une partie majoritaire du flux de solvant initial à un premier désorbeur fonctionnant à une première température et une première pression ; b) fournir le reste du flux de solvant initial, correspondant à une partie minoritaire dudit flux, à au moins un deuxième désorbeur fonctionnant à une deuxième température et à une deuxième pression, la deuxième température et la deuxième pression étant respectivement plus faibles que la première température et la première pression; puis : c) récupérer en sortie de chaque désorbeur un gaz comportant du dioxyde de carbone et de la vapeur d’eau ; d) condenser la vapeur d’eau sortant du premier désorbeur, la chaleur latente de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un bouilleur alimentant le deuxième désorbeur. Le procédé selon l’invention pourra comprendre l’une au moins des étapes additionnelles suivantes, prises seules ou en combinaison : la partie minoritaire du flux de solvant correspond à 25 à 40% du flux de solvant initial et en conséquence le flux majoritaire correspond à 60 à 75% du flux de solvant initial ; la première température est comprise entre 180°C et 250°C et la première pression est supérieure à 8 bar, par exemple entre 10 et 50 bar ; la deuxième température est comprise entre 120°C et 160°C et la deuxième pression est comprise entre 1,3 et 7 bar ; l’étape b) consiste à fournir une partie majoritaire du reste de flux de solvant initial à un deuxième désorbeur et une partie minoritaire du reste de flux de solvant initial à un troisième désorbeur fonctionnant à une troisième pression et à une troisième température, la troisième pression et la troisième température étant respectivement plus faibles que la deuxième pression et la deuxième température et dans lequel ledit procédé comprend alors une étape e) supplémentaire consistant à condenser la vapeur d’eau sortant du deuxième désorbeur, la chaleur latente de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un autre bouilleur alimentant le troisième désorbeur ; la partie majoritaire du reste de flux de solvant initial est comprise entre 60% et 80% du reste de flux de solvant initial et la partie minoritaire du reste de flux de solvant initial est comprise entre 40% et 20% du reste de flux de solvant initial ; la première température est supérieure à 240°C et la première pression est supérieure à 30 bar ; la deuxième température est comprise entre 140°C et 220°C et la deuxième pression est comprise entre 2,5 et 20 bar ; et la troisième température est comprise entre 80°C et 120°C et la troisième pression est comprise entre 1 et 1,4 bar ; on condense à l’étape d) une partie majoritaire de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c) ; on ne condense pas, à l’étape d), la totalité de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c) ; on condense, à l’étape d), entre 60% et 90% de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c) ; le carbonate de calcium dissous présente une concentration massique comprise entre 18% et 50% dans le solvant aqueux, en particulier entre 25% et 35% ; le procédé comporte une étape consistant à alimenter en énergie un autre bouilleur associé au premier désorbeur par une source d’énergie utilisant le dioxyde de carbone récupéré à l’étape c) en sortie de chaque désorbeur ; avant de mettre en œuvre l’étape a), on prévoit une étape consistant à préchauffer le flux de solvant initial dans un échangeur de chaleur alimenté en chaleur par un flux de solvant appauvri en dioxyde de carbone récupéré en sortie de chaque désorbeur ; après l’échangeur de chaleur, on prévoit une étape consistant à introduire le flux de solvant appauvri en dioxyde de carbone dans l’absorbeur de dioxyde de carbone. Brève description des figures D’autres objets et caractéristiques de l’invention apparaîtront plus clairement dans la description qui suit, faite en référence aux figures annexées, dans lesquelles : La FIG. 1 est un schéma représentatif d’une installation permettant de mettre en œuvre un procédé de l’art antérieur, connu sous le nom de « procédé Benfield » ; La FIG. 2 représente schématiquement les différentes étapes principales du procédé selon l’invention ; La FIG. 3 est un schéma partiel d’une installation pour mettre en œuvre un premier mode de réalisation du procédé selon l’invention ; La FIG. 4 est un schéma partiel d’une installation pour mettre en œuvre un deuxième mode de réalisation du procédé selon l’invention. Description détaillée de l’invention De manière générale, l’invention concerne un procédé 100 de capture de dioxyde de carbone comportant les étapes suivantes : - fournir, à un absorbeur ABS de dioxyde de carbone, d’une part un gaz comportant du dioxyde de carbone et d’autre part un solvant aqueux comportant du carbonate de calcium (K 2 CO 3 ) dissous ; - récupérer en sortie de l’absorbeur un flux de solvant, dit flux de solvant initial, enrichi en dioxyde de carbone. Ces étapes sont également mises en œuvre dans l’art antérieur. A partir de là, le procédé se distingue de l’art antérieur et propose de mettre en œuvre les étapes additionnelles suivantes : a) fournir une partie majoritaire du flux de solvant initial à un premier désorbeur DSB1 fonctionnant à une première température et une première pression ; b) fournir le reste du flux de solvant initial, correspondant à une partie minoritaire dudit flux, à au moins un deuxième désorbeur DSB2, DSB3 fonctionnant à une deuxième température et à une deuxième pression, la deuxième température et la deuxième pression étant respectivement plus faibles que la première température et la première pression; puis : c) récupérer en sortie de chaque désorbeur DSB1, DSB2, DSB3 un gaz comportant du dioxyde de carbone et de la vapeur d’eau ; d) condenser la vapeur d’eau sortant du premier désorbeur DSB1, la chaleur latente de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un bouilleur BOIL2 alimentant le deuxième désorbeur DSB2. Il convient de noter que l’énergie à amener à un bouilleur se compose principalement de l'énergie nécessaire pour extraire le dioxyde de carbone du solvant au sein d’un désorbeur et de l'énergie pour vaporiser l'eau conjointement avec le dioxyde de carbone dans ce même désorbeur. Ainsi, plus on sépare une part importante de dioxyde de carbone du solvant, plus on vaporise d'eau, ce rapport augmentant avec le dioxyde de carbone vaporisé. Il faut ainsi trouver un compromis entre la quantité de dioxyde de carbone du solvant à vaporiser (lequel doit être important pour ne pas avoir un coût élevé de l’installation par rapport à la quantité de dioxyde de carbone capturé) et la quantité d’eau vaporisée (laquelle ne doit pas être trop élevée car cela augmenterait le coût énergétique global). Ainsi, lors de l’étape a), le fait de fournir une partie majoritaire du flux de solvant initial au premier désorbeur fonctionnant à une température et une pression plus élevées que celles du deuxième désorbeur vise à trouver ce compromis à l’étape c). Incidemment, on peut avoir le même commentaire pour la partie minoritaire du flux de solvant initial qui est fournie au deuxième désorbeur lors de l’étape b). Au final, l’étape d) permet alors d’économiser de l’énergie puisque la chaleur latente récupérée de la condensation de la vapeur d’eau provenant du premier désorbeur DSB1 est une chaleur en moins à fournir au bouilleur BOIL2 associé au deuxième désorbeur. Les différentes étapes de ce procédé 100 sont schématisées sur la FIG. 2 . Dans un premier mode de réalisation, on prévoit seulement deux désorbeurs DSB1, DSB2. L’installation correspondante est représentée sur la FIG. 3 avec deux étages ETG1, ETG2 de désorption, le condenseur COND en sortie du premier désorbeur DSB1 qui vient alimenter en chaleur le bouilleur BOIL2 associé au deuxième désorbeur DSB2. La vapeur d’eau qui a été condensée est retournée au premier désorbeur DSB1. A chaque étage de désorption est associé un échangeur ECH1, ECH2, alimentés par ailleurs par un absorbeur 10 commun. Le point S correspond au point de séparation du flux de solvant initial vers l’un ou l’autre des désorbeurs DSB1, DSB2. Avantageusement, la partie minoritaire du flux de solvant (à savoir le reste de flux de solvant initial) correspond à 25 à 40% du flux de solvant initial et en conséquence le flux majoritaire correspond à 60 à 75% du flux de solvant initial. La répartition entre le flux majoritaire et le flux minoritaire est alors encore mieux optimisée dans le but d’aboutir au compromis précité. Avantageusement également, la première température est comprise entre 180°C et 250°C et la première pression est supérieure à 8 bar, par exemple entre 10 et 50 bar et la deuxième température est comprise entre 120°C et 160°C et la deuxième pression est comprise entre 1,3 et 7 bar. Le carbonate de calcium (K 2 CO 3 ) reste stable dans le solvant aqueux (pas d’évaporation) dans ces conditions. On fonctionne alors à des températures et pression plus élevées que dans un procédé Benfield classique, d’ailleurs pour chacun des deux désorbeurs DSB1, DSB2. En particulier, le fonctionnement dans le premier désorbeur DSB1, DSB2 permet notamment d’obtenir des niveaux de température et de pression en sortie du premier désorbeur DSB1 compatibles d’une part avec une condensation ultérieure de la vapeur d’eau et l’obtention d’un niveau de température dans le deuxième désorbeur qui est encore d’intérêt pour récupérer du dioxyde de carbone, en particulier à une pression qui peut être encore relativement élevée - donc pour laquelle moins d’énergie sera nécessaire pour en effectuer sa compression. Avantageusement, à l’étape d), on condense une partie majoritaire de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c). Toutefois, on évitera avantageusement de condenser à l’étape d) la totalité ou la quasi-totalité de la vapeur récupérée à l’étape c). En effet, dans un tel cas, la température de condensation devrait être trop basse pour être récupérée dans le deuxième bouilleur BOIL2 alimentant le deuxième désorbeur DSB2. Ainsi, de manière avantageuse, on pourra condenser à l’étape d) entre 60% et 90% de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c). La vapeur d’eau qui n’est pas condensée restera de fait avec le dioxyde de carbone duquel il peut en être séparé par la suite. La quantité résiduelle de vapeur d’eau dépend de la concentration initiale en carbonate de potassium, du pourcentage de dioxyde de carbone désorbé et de la température de condensation. Il est alors possible de récupérer entre 30 et 60% de la chaleur utilisée au bouilleur BOIL1 du premier désorbeur DSB1 (haute température, haute pression) pour faire fonctionner le deuxième désorbeur DSB2 (plus faible température, plus faible pression) et ainsi d’augmenter de 30 à 60% le dioxyde de carbone capturé pour une même chaleur fournie. Dans un deuxième mode de réalisation, on prévoit trois désorbeurs DSB1, DSB2, DSB3. Le troisième désorbeur DSB3 fonctionne à une troisième température et à une troisième pression plus faibles respectivement que la deuxième température et la deuxième pression régnant au sein du deuxième désorbeur DSB2. On pourra se référer à la FIG. 4 . Dans ce mode de réalisation, l’objectif est de prévoir un troisième étage ETG3 de désorption, pour améliorer encore plus le rendement global du procédé. Cela peut avoir par ailleurs du sens sur le plan économique au regard du surcoût d’installation et d’entretien lié à la mise en œuvre d’un désorbeur additionnel. Ce troisième étage ETG3 comprend un troisième désorbeur DSB3, ainsi qu’un troisième bouilleur BOIL3 et un troisième échangeur ECH3. Dans ce cas, l’étape b) consiste à fournir une partie majoritaire du reste de flux de solvant initial au deuxième désorbeur DSB2 et une partie minoritaire du reste de flux de solvant initial au troisième désorbeur DSB3. La séparation du reste de flux de solvant initial s’effectue au point S’ du schéma de la FIG. 4 . Par ailleurs, le procédé comprend alors une étape e) supplémentaire consistant à condenser la vapeur d’eau sortant du deuxième désorbeur DSB2, la chaleur latente Q de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un autre bouilleur BOIL3 alimentant le troisième désorbeur DSB3. Ceci s’effectue au moyen d’un autre condenseur COND’ situé en sortie du deuxième désorbeur DSB2. La vapeur d’eau qui a été ainsi condensée est retournée au deuxième désorbeur. On a donc ici un apport de chaleur latente Q, Q’ d’une part au bouilleur BOIL2 du deuxième désorbeur DSB2 et d’autre part au bouilleur BOIL3 du troisième désorbeur DSB3. Avantageusement, la partie majoritaire du reste de flux de solvant initial est comprise entre 60% et 80% du reste de flux de solvant initial et en conséquence la partie minoritaire du reste de flux de solvant initial est comprise entre 40% et 20% du reste de flux de solvant initial. Comme cela a été mentionné précédemment, le reste de flux de solvant initial correspond à une proportion comprise entre 25 et 40% du flux de solvant initial. Avantageusement, la première température est supérieure à 240°C et la première pression est supérieure à 30 bar et ; la deuxième température est comprise entre 140°C et 220°C et la deuxième pression est comprise entre 2,5 et 20 bar ; et enfin ; la troisième température est comprise entre 80°C et 120°C et la troisième pression est comprise entre 1 et 1,4 bar. Le carbonate de calcium (K 2 CO 3 ) reste stable dans le solvant aqueux (pas d’évaporation) dans ces conditions. Avantageusement, à l’étape d), on condense une partie majoritaire de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c), que cela concerne la sortie de premier désorbeur DSB1 ou du deuxième désorbeur DSB2. Toutefois, on évitera avantageusement de condenser à l’étape d) la totalité ou la quasi-totalité de la vapeur récupérée à l’étape c). En effet, dans un tel cas, la température de condensation devrait être trop basse pour être récupérée, selon le cas, dans le deuxième bouilleur BOIL2 alimentant le deuxième désorbeur DSB2 ou dans le troisième bouilleur BOIL3 alimentant le troisième désorbeur DSB3. De manière avantageuse, on pourra condenser à l’étape d) entre 60% et 90% de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c). Quel que soit le mode de réalisation envisagé, le carbonate de calcium (K 2 CO 3 ) dissous dans le solvant aqueux présente une concentration massique comprise entre 18% et 50% dans le solvant aqueux, en particulier entre 25% et 35%. Quel que soit le mode de réalisation envisagé également, avant de mettre en œuvre l’étape a), on prévoit avantageusement et comme représenté sur les figures 3 et 4 une étape consistant à préchauffer le flux de solvant initial dans un échangeur de chaleur ECH1, ECH2, et e cas échéant ECH3 alimenté en chaleur par un flux de solvant appauvri en dioxyde de carbone récupéré en sortie de chaque désorbeur DSB1, DSB2 et le cas échéant DSB3. Chaque désorbeur DSB1, DSB2, et le cas échéant DSB3 participe ainsi à former la source chaude de l’échangeur de chaleur qui sert au préchauffage du flux de solvant enrichi en dioxyde de carbone. C’est autant d’énergie en moins à apporter au niveau de chaque bouilleur BOIL1, BOIL2, BOIL3. Avantageusement, après l’échangeur de chaleur, on prévoit une étape consistant à introduire le flux de solvant appauvri en dioxyde de carbone dans l’absorbeur 10 de dioxyde de carbone. La source de dioxyde de carbone gazeux alimentant l’absorbeur peut être diverse, à titre d’exemples non limitatifs, la sidérurgie, la cimenterie ou la raffinerie ou un gaz de synthèse contenant une part importante de CO 2 . L’énergie nécessaire au bouilleur BOIL1, et le cas échéant en apport à chaque autre bouilleur BOIL2, ou BOIL3 peut être amenée par une source de chaleur provenant d’une centrale nucléaire, ou récupérée d’un réacteur de fabrication de carburant de synthèse, de synthèse de Fischer – Tropsch ou de méthanation. Ces procédés fournissent une chaleur (liée à la réaction) se traduisant par une température élevée, entre 220°C et 340°C selon le cas. A titre d’exemple, pour mettre en œuvre une réaction de méthanation, on comprime le dioxyde de carbone issu des désorbeurs DSB2, DSB3 le cas échéant pour obtenir une pression similaire à celle du dioxyde de carbone récupéré en sortie du premier désorbeur DSB1 et on apporte par ailleurs du dihydrogène. La chaleur dégagée par le réacteur de méthanation, ainsi générée peut alors être employée pour alimenter le bouilleur BOIL1 en énergie. Plus généralement, le procédé selon l’invention peut prévoir une étape consistant à alimenter en énergie le bouilleur BOIL1 associé au premier désorbeur DSB1 par une source de chaleur dégagée par un procédé exothermique de valorisation du dioxyde de carbone récupéré à l’étape c) en sortie de chaque désorbeur DSB1, DSB2 et le cas échéant DSB3. Exemple de mise en œuvre : On considère dans cet exemple le premier mode de réalisation où la désorption s’effectue sur deux étages de désorption DSB1, DSB2 ( FIG. 3 ). Le dioxyde de carbone provient d’une unité de sidérurgie moderne (DRI pour « Direct Reduction of Iron » selon la terminologie anglo-saxonne) utilisant du gaz naturel. Les fumées en sortie du réformeur de gaz naturel comme les fumées en sortie du haut fourneau comprennent une grande quantité de dioxyde de carbone, typiquement entre 12 et 25% (molaire). Le dioxyde de carbone est introduit dans l’absorbeur 10 à une pression de 8 bar. La température dans l’absorbeur est d’environ 70°C. Le solvant aqueux est de l’eau comportant du carbonate de calcium dissous à une concentration (massique) de 32%. Le solvant enrichi en dioxyde de carbone sortant de l’absorbeur 10 est chargé de 8% (massique) de dioxyde de carbone dissous alors que le solvant appauvri entrant dans l’absorbeur 10 est quant à lui chargé de 3,5% (massique) de dioxyde de carbone dissous. Dans les fumées entrant dans l’absorbeur, il y a d’autres gaz GND qui ne sont pas dissous dans le solvant et qui sont donc récupérés en partie haute de l’absorbeur, ici et typiquement du dihydrogène, du diazote et du monoxyde de carbone. En sortie de l’absorbeur 10, le flux de solvant dit initial est à une pression de 7 bar et à une température de 52°C. Le flux de solvant initial est alors séparé en deux flux (au point S), un premier flux de solvant correspondant aux 2/3 du flux de solvant initial vers le désorbeur DSB1 qui fonctionne à 200°C et sous 15bar et un deuxième flux de solvant correspondant au 1/3 du flux de solvant initial vers le désorbeur DSB2 qui fonctionne à une température de 130°C et sous 2,5 bar. Le premier flux de solvant est alors comprimé à 15 bar puis réchauffé dans l’échangeur de chaleur ECH1 (on pourrait aller jusqu’à 25 bar pour rester sous forme liquide dans l’échangeur ECH1). La température d’entrée de l’échangeur est de 52°C et la température de sortie (avant l’entrée dans le désorbeur DSB1) est de 191°C. Pour le solvant appauvri en CO 2 , la température de sortie du bouilleur BOIL 1 est de 202°C, avant d’être refroidi dans l’échangeur ECH1 d’où il ressort à une température proche de 62°C. Le condenseur COND fonctionne à une température de 157°C. Le deuxième flux de solvant est réchauffé dans le deuxième échangeur ECH2. La température d’entrée de l’échangeur ECH2 est de 52°C et la température de sortie (avant l’entrée dans le désorbeur DSB2) est de 111°C. Pour le solvant appauvri en CO 2 , la température de sortie du bouilleur BOIL 2 est de 130°C, avant d’être refroidi dans l’échangeur ECH2 d’où il ressort à une température proche de 62°C. En sortie de chaque désorbeur (en bas), on récupère le solvant appauvri en dioxyde de carbone (3.5%), lequel est réinjecté en entrée de l’absorbeur en passant par l’échangeur de chaleur (source froide) dans lequel il cède sa chaleur au solvant enrichi en CO 2 à amener à la colonne de désorption. En sortie de chaque désorbeur (en haut), on trouve aussi du dioxyde de carbone gazeux et de la vapeur d’eau. La majeure partie (mais pas toute) la vapeur d’eau est alors condensée dans un condenseur fonctionnant à une température de 157°C pour le désorbeur DSB1 et 80°C pour le désorbeur DSB2. La chaleur de condensation de la vapeur d’eau condensée en sortie du premier désorbeur DSB1 (à 157°C) est alors employée pour alimenter en chaleur le bouilleur BOIL2 (à 130°C) associé au deuxième désorbeur DSB2. L’eau ainsi formée par la condensation, est quant à elle réintroduite dans le désorbeur DSB1. Le dioxyde de carbone et la vapeur d’eau résiduelle sont alors dirigés vers un condenseur opérant à 50°C pour séparer l’eau résiduelle. La chaleur du désorbeur DSB2 peut quant à elle être avantageusement utilisée dans un réseau de chaleur local. Le dioxyde de carbone ainsi récupéré/capturé est ensuite mis à profit. Ainsi, en sortie du deuxième désorbeur DSB2, on refroidit le gaz jusqu’à 50°C pour séparer le reste d’eau dans un condenseur opérant à 50°C (dans cet exemple, environ 0,5 mole d’H 2 O pour 1 mole de CO 2 ). Le dioxyde de carbone restant est comprimé à une pression de 15 bar et combiné au dioxyde de carbone issu du premier désorbeur à cette même pression. Tout le dioxyde de carbone est ensuite mélangé à du dihydrogène pour fabriquer du méthane (méthanation). Une telle réaction est usuellement faite avec plusieurs réacteurs exothermiques successifs pour en améliorer le rendement et fonctionnant dans une gamme de température comprise entre 250 et 400°C. En particulier, il convient de noter que le premier réacteur permet déjà à lui seul de transformer 80% du dioxyde de carbone en méthane et que la récupération de la chaleur du réacteur permet de récupérer plus de 2,3 GJ/tonne de CO 2 ayant réagi à une température de 240°C. Chacun des deux désorbeurs DSB1, DSB2 a dans cet exemple besoin d’environ 2,7 GJ/tonne de CO 2 . En récupérant la chaleur de condensation de la vapeur d’eau en sortie du premier désorbeur DSB1 pour alimenter en chaleur le bouilleur BOIL2 associé au deuxième désorbeur DSB2, on constate que le besoin global en énergie est limité à celui du premier désorbeur, soit 1,8 GJ/tonne de CO 2 (= 2/3*2,7 GJ/tonne de CO 2 ). On peut constater que ce besoin en énergie est intégralement fourni par la chaleur de réaction dégagée par le premier réacteur de méthanation. Procédé (100) de capture de dioxyde de carbone comportant les étapes suivantes : fournir, à un absorbeur (10) de dioxyde de carbone, d’une part un gaz (G) comportant du dioxyde de carbone et d’autre part un solvant aqueux comportant du carbonate de calcium dissous ; récupérer en sortie de l’absorbeur un flux de solvant, dit flux de solvant initial, enrichi en dioxyde de carbone ; ledit procédé étant caractérisé en ce qu’il comprend les étapes additionnelles suivantes : a) fournir une partie majoritaire du flux de solvant initial à un premier désorbeur (DSB1) fonctionnant à une première température et une première pression ; b) fournir le reste du flux de solvant initial, correspondant à une partie minoritaire dudit flux, à au moins un deuxième désorbeur (DSB2, DSB3) fonctionnant à une deuxième température et à une deuxième pression, la deuxième température et la deuxième pression étant respectivement plus faibles que la première température et la première pression; puis : c) récupérer en sortie de chaque désorbeur (DSB1, DSB2, DSB3) un gaz comportant du dioxyde de carbone et de la vapeur d’eau ; d) condenser la vapeur d’eau sortant du premier désorbeur (DSB1), la chaleur latente (Q) de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un bouilleur (BOIL2) alimentant le deuxième désorbeur (DSB2). Procédé de capture de dioxyde de carbone selon la revendication 1, dans lequel la partie minoritaire du flux de solvant correspond à 25 à 40% du flux de solvant initial et en conséquence le flux majoritaire correspond à 60 à 75% du flux de solvant initial. Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications précédentes, dans lequel : la première température est comprise entre 180°C et 250°C et la première pression est supérieure à 8 bar, par exemple entre 10 et 50 bar ; la deuxième température est comprise entre 120°C et 160°C et la deuxième pression est comprise entre 1,3 et 7 bar. Procédé de capture de dioxyde de carbone selon la revendication 1, dans lequel l’étape b) consiste à fournir une partie majoritaire du reste de flux de solvant initial à un deuxième désorbeur (DSB2) et une partie minoritaire du reste de flux de solvant initial à un troisième désorbeur (DSB3) fonctionnant à une troisième pression et à une troisième température, la troisième pression et la troisième température étant respectivement plus faibles que la deuxième pression et la deuxième température et dans lequel ledit procédé comprend alors une étape e) supplémentaire consistant à condenser la vapeur d’eau sortant du deuxième désorbeur (DSB2), la chaleur latente (Q’) de condensation de l’eau étant employée pour alimenter en chaleur un autre bouilleur (BOIL3) alimentant le troisième désorbeur (DSB3). Procédé de capture de dioxyde de carbone selon la revendication précédente, dans lequel la partie majoritaire du reste de flux de solvant initial est comprise entre 60% et 80% du reste de flux de solvant initial et la partie minoritaire du reste de flux de solvant initial est comprise entre 40% et 20% du reste de flux de solvant initial. Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications 4 ou 5, dans lequel : la première température est supérieure à 240°C et la première pression est supérieure à 30 bar ; la deuxième température est comprise entre 140°C et 220°C et la deuxième pression est comprise entre 2,5 et 20 bar ; et la troisième température est comprise entre 80°C et 120°C et la troisième pression est comprise entre 1 et 1,4 bar. Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications précédentes, dans lequel on condense à l’étape d) une partie majoritaire de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c). Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications précédentes, dans lequel on ne condense pas, à l’étape d), la totalité de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c). Procédé selon l’une des revendications précédentes, dans lequel on condense, à l’étape d), entre 60% et 90% de la vapeur d’eau récupérée à l’étape c). Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications précédentes, dans lequel le carbonate de calcium dissous présente une concentration massique comprise entre 18% et 50% dans le solvant aqueux, en particulier entre 25% et 35%. Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications précédentes, comportant une étape consistant à alimenter en énergie un autre bouilleur (BOIL1) associé au premier désorbeur (DSB1) par une source d’énergie utilisant le dioxyde de carbone récupéré à l’étape c) en sortie de chaque désorbeur (DSB1, DSB2). Procédé de capture de dioxyde de carbone selon l’une des revendications précédentes, dans lequel, avant de mettre en œuvre l’étape a), on prévoit une étape consistant à préchauffer le flux de solvant initial dans un échangeur de chaleur (ECH1, ECH2, ECH3) alimenté en chaleur par un flux de solvant appauvri en dioxyde de carbone récupéré en sortie de chaque désorbeur (DSB1, DSB2, DSB3). Procédé de capture de dioxyde de carbone selon la revendication précédente, dans lequel, après l’échangeur de chaleur (ECH1, ECH2, ECH3), on prévoit une étape consistant à introduire le flux de solvant appauvri en dioxyde de carbone dans l’absorbeur (10) de dioxyde de carbone.