(57)【要約】  二酸化炭素と吸収剤とを反応させる吸収塔；二酸化炭素リッチ吸収剤が移動する第１配管；第１配管に設けられ、二酸化炭素リッチ吸収剤の相がガス及び液体に分離される減圧及び相分離部；ガス状及び液状の二酸化炭素リッチ吸収剤が流入され、二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素を分離する脱去塔；二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤が移動するように、脱去塔と減圧及び相分離部とを連結する第２配管；脱去塔に、二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素が分離されるように熱を提供する再熱器；を含み、リーン吸収剤が、減圧及び相分離部に流入され、二酸化炭素リッチ吸収剤は、リーン吸収剤の熱によって、ガスと液体とに相分離された後、脱去塔に流入することを特徴とする。
2016524529.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
排ガスが流入され、前記排ガスに含まれた二酸化炭素と吸収剤とを反応させる吸収塔１０と、
前記二酸化炭素と前記吸収剤とが反応した二酸化炭素リッチ吸収剤が移動する第１配管２０と、
前記第１配管２０に設けられ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力が減圧されて熱交換が行われ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相がガス及び液体に分離される減圧及び相分離部３０と、
ガス状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤と、液状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤とが流入され、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素を分離する脱去塔４０と、
前記二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤が移動するように、前記脱去塔４０と、前記減圧及び相分離部３０とを連結する第２配管５０と、
前記脱去塔４０に、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素が分離されるように熱を提供する再熱器６０と、を含み、
前記リーン吸収剤が、前記減圧及び相分離部３０に流入され、前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記リーン吸収剤の熱によって、ガスと液体とに相分離された後、前記脱去塔４０に流入することを特徴とする減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項２】
前記第１配管２０に設けられ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、前記脱去塔４０の上端部に流入させ、残りの一部は、前記減圧及び相分離部３０に流入させるスプリッタ７０を含むことを特徴とする請求項１に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項３】
前記減圧及び相分離部３０においてガス状に変化した前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、圧縮器または送風器を介して再加圧され、前記脱去塔４０に流入することを特徴とする請求項１に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項４】
前記圧縮器または送風器を介して再加圧された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記脱去塔４０の下端部に流入することを特徴とする請求項３に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項５】
前記減圧及び相分離部３０で分離された液状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、ポンプ９０によって再加圧され、前記脱去塔４０に流入することを特徴とする請求項１に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項６】
前記ポンプ９０によって再加圧された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記脱去塔４０の中段部に流入することを特徴とする請求項５に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項７】
前記減圧及び相分離部３０は、
前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧する圧力調節弁３１と、
熱交換時、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相をガスと液体とに分離する熱交換器３２と、を含むことを特徴とする請求項１に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項８】
前記熱交換器３２は、ケトルタイプ熱交換器であることを特徴とする請求項７に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項９】
前記吸収塔から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の１０％ないし３０％が、前記スプリッタ７０によって分割され、前記脱去塔４０に流入することを特徴とする請求項２に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項１０】
前記吸収塔から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の２０％が、前記スプリッタ７０によって分割され、前記脱去塔４０に流入することを特徴とする請求項９に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項１１】
前記減圧及び相分離部３０は、
前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧する圧力調節弁３１と、
前記リーン吸収剤と、前記二酸化炭素リッチ吸収剤との熱を交換する熱交換器３２と、
前記熱交換器３２に連結され、熱交換された前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相をガスと液体とに分離する気液分離器３３と、を含むことを特徴とする請求項１に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【請求項１２】
前記気液分離器３３は、フラッシュドラムであることを特徴とする請求項１１に記載の減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置に係り、特に、脱去塔から熱交換器に流れるリン吸収剤の熱によって、二酸化炭素リッチ吸収剤が熱交換器で減圧された状態で、気体状及び液体状に相（phase）が分離されて脱去塔に供給されて顕熱回収効率を高め、二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、前記熱交換器に流入する前に脱去塔に流入されて再液化比を低下させる、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置に関する。
【背景技術】
【０００２】
液状のアミン類化合物、または液状のアンモニアは、二酸化炭素を吸収する性質があり、石油精製工程において、硫黄成分を除去する工程や、火力発電所で排出される排気ガス中の二酸化炭素を分離する工程に適用される。ＣＣＳ（carbon capture & storage）は、二酸化炭素の捕集、圧縮、移送及び保存に係わる技術を一般的に称するが、特に、火力発電所で排出される二酸化炭素を分離する方法として、湿式アミン（amine）工程が商用化技術として妥当に評価されている。
【０００３】
図１は、従来の二酸化炭素を分離する湿式アミンＣＣＳ工程を概略的に図示したものである。
【０００４】
図１に図示されているように、アミンを利用した湿式化学吸収工程の基本構造は、アミン系の吸収剤と排ガスとの接触のための吸収塔１、吸収された二酸化炭素の脱去のための脱去塔２、及び排ガスの前処理設備によって構成される。
【０００５】
一般的な捕集工程においてＣＯ２は、吸収塔内で反応し、二酸化炭素リッチ吸収剤（ＣＯ２−rich吸収剤、またはrich solutionという）状態で脱去塔２に伝達される。脱去塔２では、加熱を介してＣＯ２が分離されて上端に排出され、下端では、二酸化炭素リーン吸収剤（ＣＯ２−lean吸収剤、またはlean solutionという）状態に再生される。このとき、二酸化炭素リーン吸収剤と二酸化炭素リッチ吸収剤との間では、熱交換器５を介して熱が回収される。
【０００６】
例えば、石炭火力発電所に、湿式アミンＣＣＳが適用される場合、ＣＣＳに流入される排気ガスは、脱硫（ＤｅＳＯｘ）、脱窒（ＤｅＮＯｘ）及び集塵の設備（排ガス前処理設備）を経た後で流入される。二酸化炭素の含量は、燃焼される原料及び運転条件によって異なるが、一般的に１５Ｖｏｌ．％前後である。
【０００７】
二酸化炭素を含む排ガスが吸収塔１の下部に流入され、吸収塔１の上部から、液状吸収剤が投入されれば、吸収塔１内で互いに向流に流れながら、ガス−液体接触が進められ、液状吸収剤に二酸化炭素が吸収される。吸収塔１の上部には、二酸化炭素が除去された排気ガスが排出され、下部には、二酸化炭素を吸収した二酸化炭素リッチ吸収剤が排出される。
【０００８】
吸収塔１での反応は、発熱反応であるが、二酸化炭素リッチ吸収剤の温度は、一般的に４０〜５０℃である。二酸化炭素リッチ吸収剤は、熱交換器５を経ながら、９０〜１００℃に加熱された後、脱去塔２の上部に流入される。二酸化炭素リッチ吸収剤は、脱去塔２の上部から下部に流れながら、熱エネルギーによって加熱され、アミン吸収剤から二酸化炭素が分離され、分離された二酸化炭素は、脱去塔２の上部に排出される。脱去塔２の上部に排出される高濃度の二酸化炭素は、脱去塔２の温度とほぼ同じであり、水分の含量が多いために、濃縮器４を介して水分を除去し、そのように分離された水分は、再び脱去塔２に回収される。
【０００９】
脱去塔２の下部には、二酸化炭素が分離された二酸化炭素リーン吸収剤が排出されるが、二酸化炭素が分離される過程にある脱去塔２内の吸収剤中の一部は、蒸気によって加熱された再熱器３に流入される。再熱器３内で吸収剤は、蒸気を生産し、この蒸気は、脱去塔２に流入され、二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素を分離する熱エネルギーとして提供される。
【００１０】
また、再熱器３で蒸気を生産して残った液状の吸収剤も、脱去塔２に流入され、二酸化炭素分離に寄与する。脱去塔２から排出される二酸化炭素リーン吸収剤は、１０５〜１１５℃ほどであり、それは、熱交換器５において、吸収塔から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤と熱交換を行った後、吸収塔１の上部に流入される。
【００１１】
吸収塔１と脱去塔２との間の顕熱回収構造は、吸収塔１の下部から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤と、脱去塔２の下部から排出される二酸化炭素リーン吸収剤との温度差が大きい場合、熱交換器５を介して、２液体間に顕熱交換が進められて熱が回収される。回収された顕熱は、脱去塔２に流入される二酸化炭素リッチ吸収剤の温度を高め、脱去塔２で必要な再熱器３の熱負荷（heat duty）を減らす。
【００１２】
一方、熱交換器５を通過し、脱去塔２に流入される二酸化炭素リッチ吸収剤の温度が高くなるにつれ、顕熱回数が多く、脱去塔２での熱エネルギー投入を節減することはできるが、脱去塔２の上部の温度が高くなれば、濃縮器４での冷却負荷（cooling duty）が大きくなる。すなわち、再液化比が高くなる。ここで、再液化比とは、濃縮器に排出されるガスのモル数に対する、濃縮器で液化されて脱去塔に流入される液体のモル数の比である。すなわち、図１で、濃縮器４から排出される二酸化炭素のモル数に対する、液化されて脱去塔に流入される凝縮水（condensate）のモル数の比である。
【００１３】
従って、脱去塔２に流入される二酸化炭素リッチ吸収剤の温度と、濃縮器４での冷却負荷との間には、トレードオフ（trade-off）関係があり、熱交換器５において、顕熱をむやみに回収することはできない。
【００１４】
そのために、顕熱の回収効率を高めながらも、再液化比を低下させる二酸化炭素分離装置への要求がある。
【００１５】
本発明は、国家研究開発事業（研究課題名：ＣＯ２捕集工程改善及び発電所統合技術開発、課題固有番号：２０１０２０１０２０００６Ｄ）の遂行によって発明されたものである。
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【００１６】
本発明は、上述のような問題を解決するために案出されたものであり、脱去塔から減圧及び相分離部に流れるリーン吸収剤の熱によって、二酸化炭素リッチ吸収剤が減圧された状態で熱交換され、気体状及び液体状に相（phase）が分離されて脱去塔に供給されて顕熱回収効率を高め、二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、前記減圧及び相分離部に流入される前に脱去塔に流入されて再液化比を低下させる、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置を提供することをその目的とする。
【課題を解決するための手段】
【００１７】
本発明による減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置は、排ガスが流入され、前記排ガスに含まれた二酸化炭素と吸収剤とを反応させる吸収塔；前記二酸化炭素と前記吸収剤とが反応した二酸化炭素リッチ吸収剤（ＣＯ２−rich−solution）が移動する第１配管；前記第１配管に設けられ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力が減圧されて熱交換が行われ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相（phase）がガス及び液体に分離される減圧及び相分離部；ガス状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤と、液状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤とが流入され、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素を分離する脱去塔；前記二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤（lean solution）が移動するように、前記脱去塔と前記減圧及び相分離部とを連結する第２配管；及び前記脱去塔に、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素が分離されるように熱を提供する再熱器；を含み、前記リーン吸収剤が、前記減圧及び相分離部に流入され、前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記リーン吸収剤の熱によって、ガスと液体とに相分離された後、前記脱去塔に流入されることを特徴とする。
【００１８】
また、前記第１配管に設けられ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、前記脱去塔の上端部に流入させ、残りの一部は、前記減圧及び相分離部に流入させるスプリッタを含むことが望ましい。
【００１９】
また、前記減圧及び相分離部でガス状に変化した前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、圧縮器または送風器を介して再加圧され、前記脱去塔に流入されることが望ましい。
【００２０】
また、前記圧縮器または送風器を介して再加圧された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記脱去塔の下端部に流入されることが望ましい。
【００２１】
また、前記減圧及び相分離部で分離された液状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、ポンプによって再加圧され、前記脱去塔に流入されることが望ましい。
【００２２】
また、前記ポンプによって再加圧された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記脱去塔の中段部に流入されることが望ましい。
【００２３】
また、前記減圧及び相分離部は、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧する圧力調節弁；及び熱交換時、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相をガスと液体とに分離する熱交換器；を含むことが望ましい。
【００２４】
また、前記熱交換器は、ケトルタイプ（kettle type）熱交換器であることが望ましい。
【００２５】
また、前記吸収塔から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の１０％ないし３０％が、前記スプリッタによって分割され、前記脱去塔に流入されることが望ましい。
【００２６】
また、前記吸収塔から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の２０％が、前記スプリッタによって分割され、前記脱去塔に流入されることが望ましい。
【００２７】
また、前記減圧及び相分離部は、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧する圧力調節弁；前記リーン吸収剤と、前記二酸化炭素リッチ吸収剤との熱を交換する熱交換器；及び前記熱交換器に連結され、熱交換された前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相をガスと液体とに分離する気液分離器；を含むことが望ましい。
【００２８】
また、前記気液分離器は、フラッシュドラム（flash drum）であることが望ましい。
【発明の効果】
【００２９】
本発明による減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置は、吸収塔から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤（ＣＯ２−rich−吸収剤；rich solution）が、減圧及び相分離部で減圧及び気液相分離され、気化時に、気化エンタルピーを吸収して熱容量が増加することにより、二酸化炭素リッチ吸収剤を一定温度まで予熱するのに必要なエンタルピーが増えることにより、脱去塔下部から排出されるリーン吸収剤（lean soultion）から回収する顕熱の量が多くなって顕熱回収量が増加する。
【００３０】
また、吸収塔から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、脱去塔の上部に直接流入されることにより、脱去塔の上端部の温度が冷たく維持され、脱去塔内の吸収剤の蒸気圧が低くなりながら、再液化比及び冷却負荷が低減される。
【００３１】
また、濃縮器の冷却負荷が減少されると共に、二酸化炭素リッチ吸収剤が回収した顕熱の量が増加し、再熱器によって供給される熱を低減させることができる。再熱器で節減されるエネルギーの量は、凝縮器の再液化エネルギー減少量と、熱交換器で増加する顕熱回収増加量との和に近似する。
【図面の簡単な説明】
【００３２】
【図１】従来の湿式アミンＣＣＳ（carbon capture & storage）工程を概略的に図示した図面である。
【図２】本発明の実施形態による、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置の概念図である。
【図３】図２の要部を抜粋して図示した図面である。
【図４】本発明の他の実施形態による、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置の概念図である。
【発明を実施するための形態】
【００３３】
以下、本発明による望ましい実施形態について、添付された図面を参照して詳細に説明する。
【００３４】
図２は、本発明の実施形態による、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置の概念図であり、図３は、図２の要部を抜粋して図示した図面である。
【００３５】
まず、図２を参照すれば、本発明の実施形態による二酸化炭素分離装置は、吸収塔１０、第１配管２０、減圧及び相分離部３０、脱去塔４０、第２配管５０及び再熱器６０を含む。
【００３６】
まず、本発明は、二酸化炭素の捕集、圧縮、移送及び保存に使用されるＣＣＳ（carbon capture & storage）技術が適用される分野に使用されるものであり、例えば、火力発電所で排出される二酸化炭素の分離に使用される。
【００３７】
具体的には、火力発電所において二酸化炭素を分離する湿式アミン（amine）工程に適用される。本発明は、本発明を構成する構成によって特定されるものであり、その適用分野が、湿式アミン工程の適用に限定されるものではないということは言うまでもない。
【００３８】
前記吸収塔１０は、排ガスが流入するところであり、前記排ガスに含まれた二酸化炭素と吸収剤とが反応し、二酸化炭素リッチ吸収剤（ＣＯ２−rich−solution）が形成される。
【００３９】
前記吸収塔１０は、従来に公知された吸収塔を利用するものであり、例えば、石炭火力発電所に湿式アミンＣＣＳ技術が適用される場合、排気ガスは、排気ガス前処理設備である脱硫（ＤｅＳＯｘ）、脱窒（ＤｅＮＯｘ）及び集塵の設備を経た後、吸収塔１０に流入される。
【００４０】
本実施形態によれば、二酸化炭素を含む排気ガスは、吸収塔１０の下部に流入される。前記吸収塔１０の上部に液状吸収剤が投入されれば、吸収塔１０内で、排気ガスと液状の吸収剤とが互いに向流に流れながら、気液接触され、前記液状の吸収剤に二酸化炭素が吸収され、二酸化炭素リッチ吸収剤（ＣＯ２−rich−吸収剤；rich soultion）を形成する。
【００４１】
前記第１配管２０は、前記二酸化炭素と前記吸収剤とが反応した前記二酸化炭素リッチ吸収剤が移動する配管であり、本実施形態によれば、前記吸収塔１０の下端部から延長される。前記二酸化炭素リッチ吸収剤の温度は、大体４０℃ないし５０℃ほどを維持する。
【００４２】
前記減圧及び相分離部３０は、前記第１配管２０上に設けられ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力が減圧されて熱交換が行われ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相がガス状及び液状に分離される。
【００４３】
図２の実施形態によれば、前記減圧及び相分離部３０は、圧力調節弁３１及び熱交換器３２を含む。
【００４４】
前記圧力調節弁３１は、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧するために設けられる。
【００４５】
前記吸収塔１０の下端から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記圧力調節弁３１を経由し、前記吸収塔１０の下端から排出されるときの圧力より減圧され、前記熱交換器３２に流入される。前記圧力調節弁３１は、一般的に公知された圧力調節弁を使用するので、その具体的な説明は省略する。
【００４６】
前記二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力が減圧されるので、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の気化が促進され、前記熱交換器３２内で、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の気化に要求される熱容量が増大し、顕熱回収量を増大させる。
【００４７】
前記熱交換器３２は、後述する脱去塔４０から誘導されるリーン吸収剤（lean−吸収剤；lean solution）と、前記二酸化炭素リッチ吸収剤との熱を交換するために具備されたものであり、本実施形態によれば、前記熱交換器３２は、熱交換時、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相をガスと液体とに分離する機能を同時に遂行する。
【００４８】
図３を参照すれば、本実施形態において、前記熱交換器３２は、熱交換機能及び気液相分離機能を同時に遂行するために、ケトルタイプ（kettle type）の熱交換器が採用される。
【００４９】
前記ケトルタイプ熱交換器は、脱去塔４０からリーン吸収剤が、第２配管５０を経由して管３２１に流入され、前記管３２１を経由したリーン吸収剤は、第６配管１４０に沿って抜け、一方で、二酸化炭素リッチ吸収剤は、第１配管２０に沿って熱交換器３２に流入され、リーン吸収剤の熱を吸収して顕熱交換が行われる。ケトルタイプ熱交換器自体は、公知の構成を採用する。二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記熱交換器３２を経由しながら、大体９０℃ないし１００℃に加熱される。
【００５０】
また、本実施形態によれば、前記熱交換器３２で液状に分離された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記熱交換器３２と脱去塔４０とを連結する第４配管１２０に沿って脱去塔４０に流入される。
【００５１】
前記第３配管１１０には、ガス状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤を再加圧するための圧縮器または送風器８０が具備されることが望ましい。ガス状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、送風器８０によって再加圧され、脱去塔４０に流入される。前記圧縮器または送風器８０を介して再加圧された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記脱去塔４０の下端部に流入される。
【００５２】
また、本実施形態によれば、前記熱交換器３２で液状に分離された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記熱交換器３２と脱去塔４０とを連結する第４配管１２０に沿って脱去塔４０に流入される。
【００５３】
前記第４配管１２０には、液状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤を再加圧するためのポンプ９０が具備されることが望ましい。液状の前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、ポンプ９０によって再加圧され、脱去塔４０に流入される。前記ポンプ９０によって再加圧された前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記脱去塔４０の中段部に流入される。
【００５４】
前記ガス状の二酸化炭素リッチ吸収剤が圧縮器または送風器８０によって再加圧され、液状の二酸化炭素リッチ吸収剤がポンプ９０によって再加圧され、温度及び圧力が上昇し、そのような状態で脱去塔４０に流入する場合、脱去塔４０内において潜熱及び顕熱を提供し、再熱器６０を介して供給される熱エネルギーを低減させる。
【００５５】
また、圧縮器または送風器８０によって再加圧されたガス状の二酸化炭素リッチ吸収剤は、ポンプ９０によって再加圧される液状の二酸化炭素リッチ吸収剤に比べ、再加圧時に温度がさらに上昇するので、ガス状の二酸化炭素リッチ吸収剤は、脱去塔４０の下端部に流入させ、液状の二酸化炭素リッチ吸収剤は、脱去塔４０の中段部に流入させることにより、脱去塔４０の運転効率を上昇させる。
【００５６】
前記脱去塔４０は、上述のように、ガス状の二酸化炭素リッチ吸収剤と、液状の二酸化炭素リッチ吸収剤とが流入され、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素を分離する。
【００５７】
前記脱去塔４０は、前記吸収塔１０と同様に、従来の脱去塔の構成をそのまま採用することができる。例えば、石炭火力発電所に湿式アミンＣＣＳ技術が適用される場合、脱去塔４０内で二酸化炭素リッチ吸収剤は、熱エネルギーによって加熱され、アミン吸収剤から二酸化炭素が分離され、分離された二酸化炭素を脱去塔４０の上部から排出する。二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤は、脱去塔４０の下部に排出され、前記熱交換器３２に流れる。
【００５８】
前記第２配管５０は、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤が移動するように、前記脱去塔４０と、前記減圧及び相分離部３０とを連結する。具体的には、前記第２配管５０は、脱去塔４０と、前記減圧及び相分離部３０を構成する前記熱交換器３２とを連結する。
【００５９】
前記第２配管５０は、前記脱去塔４０の下端部から延長される。前記脱去塔４０の下端から排出されるリーン吸収剤は、大体１０５℃ないし１１５℃ほどであり、前記熱交換器３２に流動し、熱交換器３２内で、前記二酸化炭素リッチ吸収剤と熱交換した後、第６配管１４０を経由し、前記吸収塔１０の上部に流入される。
【００６０】
前記再熱器６０は、前記脱去塔４０で、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素を分離するように、熱を提供するために設けられる。
【００６１】
本実施形態において、前記脱去塔４０内の吸収剤中の一部は、再熱器６０に流入され、再熱器６０を経由しながら蒸気を生産し、再び脱去塔４０に循環される。また、蒸気を生産して残った液状の吸収剤も、脱去塔４０に流入され、二酸化炭素の分離に寄与する。そのように供給された熱エネルギーによって、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素が分離される。
【００６２】
一方、本発明の実施形態によれば、スプリッタ７０をさらに含む。
【００６３】
前記スプリッタ７０は、前記第１配管２０に設けられ、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、前記脱去塔４０の上端部に流入させ、残りの一部は、前記減圧及び相分離部３０に流入させるために具備される。
【００６４】
本実施形態によれば、前記スプリッタ７０は、前記吸収塔１０の下端から、前記減圧及び相分離部３０を連結する第１配管２０に設けられる。前記スプリッタ７０によって分割された二酸化炭素リッチ吸収剤の一部は、第５配管１３０を経由し、脱去塔４０の上部に流入され、脱去塔４０上部の温度を相対的に低く維持させ、二酸化炭素リッチ吸収剤の残りの一部は、前記圧力調節弁３１を経由し、熱交換器３２に流入される。
【００６５】
本実施形態において、前記吸収塔１０から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の１０％ないし３０％が、前記スプリッタ７０によって分割され、前記脱去塔４０に流入することが望ましい。さらに望ましくは、前記吸収塔１０から排出される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の２０％が、前記スプリッタ７０によって分割され、前記脱去塔４０に流入することが望ましい。
【００６６】
前記スプリッタ７０によって分割される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の量が１０％未満である場合には、分割されて脱去塔４０の上部に流入する量が減り、再液化比（ここで、再液化比とは、濃縮器に排出されるガスのモル数に対する、濃縮器で液化されて脱去塔に流入する液体のモル数の比である。図１を参照して説明したように、濃縮器４から排出される二酸化炭素のモル数に対する、液化されて脱去塔に流入する凝縮水（condensate）のモル数の比である）が十分に低くならず、前記スプリッタ７０によって分割される前記二酸化炭素リッチ吸収剤の量が３０％を超える場合には、スプリッタ７０を経由して熱交換器３２に流入する二酸化炭素リッチ吸収剤の量が減り、熱交換器で顕熱を十分に交換することができないという短所がある。
【００６７】
前述のように、吸収塔１０の下端から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤は、熱交換器３２を経由して脱去塔４０に流入する二酸化炭素リッチ吸収剤に比べ、相対的に低温である。
【００６８】
吸収塔１０の下端から排出された二酸化炭素リッチ吸収剤の一部を、前記減圧及び相分離部３０を経由する前に、脱去塔４０の上部に流入させることにより、脱去塔４０の上部の温度を相対的に低く維持する。
【００６９】
そのような効果によって、脱去塔４０の後端に設けられ、高濃度の二酸化炭素から水分を除去するための濃縮器１００の役割を縮小させたり排除させたりすることができる。すなわち、濃縮器１００の冷却負荷を低減させる。
【００７０】
以下、前記構成による本発明の実施形態の作用について具体的に説明する。
【００７１】
二酸化炭素が含まれた排気ガスが吸収塔１０に流入される。前記二酸化炭素は、吸収剤と反応し、二酸化炭素リッチ吸収剤を形成し、吸収塔１０の下端部に流動し、第１配管２０を介して排出される。このとき、二酸化炭素が除去された排ガスは、前記吸収塔１０の上端部に排出される。
【００７２】
前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記第１配管２０に設けられたスプリッタ７０によって、一部は、脱去塔４０の上端部に直接流入され、前記脱去塔４０内部の温度を相対的に低くする。一方、前記二酸化炭素リッチ吸収剤の残りの一部は、前記減圧及び相分離部３０を経由しながら減圧されて熱交換が行われ、気液相が分離される。
【００７３】
具体的には、前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、圧力調節弁３１を経由しながら、吸収塔１０の下端から排出されるときの圧力より減圧された状態で、熱交換器３２に流入される。
【００７４】
前記熱交換器３２に流入された二酸化炭素リッチ吸収剤は、熱交換が行われながら、ガス状及び液状に相分離される。すなわち、脱去塔４０の下端から排出された、二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤が、第２配管５０を経由して熱交換器３２に誘導され、前記リーン吸収剤の熱によって、前記二酸化炭素リッチ吸収剤は、顕熱を吸収する。
【００７５】
前記熱交換器３２でガスに変化した二酸化炭素リッチ吸収剤は、圧縮器または送風器８０によって再加圧され、第３配管１１０を介して脱去塔４０の下端部に流入され、液状の二酸化炭素リッチ吸収剤は、ポンプ９０によって再加圧され、第４配管１２０を介して脱去塔４０の中段部に流入される。
【００７６】
前記脱去塔４０内において、再熱器６０によって熱を供給され、前記二酸化炭素リッチ吸収剤から二酸化炭素が分離され、高濃度の二酸化炭素は、脱去塔４０の上部に排出され、二酸化炭素が分離されたリーン吸収剤は、脱去塔４０の下端部に連結された第２配管５０を介して、熱交換器３２に誘導される。前記熱交換器３２を経由したリーン吸収剤は、前記吸収塔１０の上端部に流入される。
【００７７】
そのように、本発明の実施形態による、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置は、二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧し、ガス及び液体に相を分離して熱容量を増大させ、脱去塔４０を経由したリーン吸収剤から、顕熱吸収効率を増大させる。
【００７８】
本発明の実施形態によれば、前記吸収塔１０の下端から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤の一部が、スプリッタ７０から分割され、脱去塔４０に流入するので、熱交換器３２に流入する二酸化炭素リッチ吸収剤の量が減るが、二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧させることにより、熱容量を増大させて顕熱回収量を最大化することができる。
【００７９】
下記［表１］は、熱交換器３２での顕熱回収量を、本発明と比較工程とを比較し、数値でもって示したものである。
【００８０】
【表１】
2016524529.tif 000003
【００８１】
前記［表１］を参照すれば、本発明の実施形態は、吸収塔１０の下端から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤のほぼ８０％を、圧力調節弁３１を介して、２ｂａｒから１ｂａｒで減圧させた後、熱交換器３２に流入させた場合であり、比較工程は、吸収塔１０の下端から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤の全部を、熱交換器３２に直接流入させた場合を比較したのである。
【００８２】
両者の場合、いずれも二酸化炭素リッチ吸収剤は、９５℃に予熱されるが、本発明の実施形態によれば、熱交換器３２で気化が起きることによって熱容量が増加し、比較工程に比べ、約１０ＭＪ／ｈｒ（時間当りジュール（Ｊｐｕｌｅ）熱に換算した値）の顕熱が追加して回収されるということが分かった。
【００８３】
また、下記［表２］は、濃縮器１００の再液化比及び凝縮エネルギー減少量を、本発明と比較工程とを比較して数値的に示したものである。
【００８４】
【表２】
2016524529.tif 000004
【００８５】
前記［表２］を参照すれば、本発明の実施形態は、吸収塔１０の下端から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤のほぼ２０％が、スプリッタ７０を経由しながら、直接脱去塔４０の上部に流入された場合であり、比較工程は、吸収塔１０の下端から排出される二酸化炭素リッチ吸収剤の全部が、熱交換器３２を経由して脱去塔４０に流入された場合を比較したのである。また、［表２］において、濃縮器１００によって冷却される最終目標温度は、４５℃に設定された場合である。
【００８６】
本発明の実施形態の場合、脱去塔４０の上部に、相対的に冷たい二酸化炭素リッチ吸収剤が直接流入することにより、脱去塔４０の上端部の温度が、比較工程の９８℃と比べ、大きく低下した４５℃に維持される。それにより、濃縮器１００で目標とする温度である４５℃が、脱去塔４０の上部ですでに達せられ、再液化比が０．５から０に大きく低減される。また、濃縮器１００の冷却エネルギー（再液化エネルギー）も、５２ＭＪ／ｈｒから０ＭＪ／ｈｒに大きく低減される。
【００８７】
すなわち、比較工程では、脱去塔４０上部の温度が９８℃であるので、濃縮器１００で目標とする４５℃まで冷却させるため、５２ＭＪ／ｈｒのエネルギーが必要であり、このとき、再液化比が０．５である一方、本発明の実施形態によれば、脱去塔４０上部の温度がすでに４５℃であるので、濃縮器１００によって、別途の冷却エネルギーを必要としない状態で、再液化比が０に達成される。
【００８８】
従って、濃縮器１００の冷却エネルギーが顕著に低減されるということが分かる。従って、本発明の実施形態によれば、脱去塔４０の後端に設けられる濃縮器１００の負荷を最小限に低くしたり、濃縮器１００を省略したりして運転することが可能である。
【００８９】
さらに具体的に説明すれば、もし濃縮器１００で冷却する最終目標温度が４５℃未満である場合には、脱去塔４０の上部温度である４５℃において、さらに冷却が必要な場合であり、濃縮器１００によって冷却エネルギーが必要となる。そのような場合でも、脱去塔４０の上部温度が、比較工程のように９８℃から目標温度に冷却することに比べ、顕著に濃縮器１００の負荷を低減させる。
【００９０】
一方、濃縮器１００によって冷却する最終目標温度が、前記［表２］のように、４５℃である場合には、すでに脱去塔４０の上部で目標温度が達成されるので、濃縮器１００を省略して運転することが可能になる。
【００９１】
前記熱交換器３２での顕熱回収量の増加と、濃縮器１００の凝縮エネルギー減少量は、再熱器６０によって、脱去塔４０に流入する熱エネルギーの節減を意味する。すなわち、再熱器６０で節減されるエネルギーの量は、下［表３］のように、熱交換器３２で増加する顕熱の回収増加量と、濃縮器１００の再液化エネルギーの減少量との和に近似する。
【００９２】
【表３】
2016524529.tif 000005
【００９３】
熱交換器３２での顕熱回収増加量は、［表１]において約１０ＭＪ／ｈｒであり、濃縮器１００での再液化エネルギーの減少量は、［表２］において約５２ＭＪ／ｈｒであるので、再熱器６０でのエネルギー節減量は、約６２ＭＪ／ｈｒと期待されるが、シミュレーションの結果、［表３］に記載されているように、本発明の実施形態は、比較工程に比べ、６５ＭＪ／ｈｒが節減され、全体約２３％のエネルギー節減効果を提供する。
【００９４】
一方、図４は、本発明の他の実施形態による、減圧及び相分離を利用した顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置を図示したものである。
【００９５】
図４の実施形態において、図２の実施形態と同一の作用及び機能を遂行する構成については、同一参照番号を付し、その具体的な説明は省略する。
【００９６】
図４の実施形態によれば、前記減圧及び相分離部３０の構成が図２の実施形態と若干異なり、それ以外の構成は、図２の実施形態の構成と同一である。
【００９７】
本実施形態に採用された前記減圧及び相分離部３０は、圧力調節弁３１、熱交換器３２及び気液分離器３３を含む。
【００９８】
すなわち、図２の実施形態は、熱交換器３２が熱交換の機能及び気液分離の機能を同時に遂行するものであり、図４の実施形態によれば、熱交換器３２は、熱交換の機能を遂行して気液分離器３３によって、二酸化炭素リッチ吸収剤の相がガス及び液体に分離される。
【００９９】
前記圧力調節弁３１は、二酸化炭素リッチ吸収剤の圧力を減圧するために具備されたものであり、図２の実施形態に適用される圧力調節弁がそのまま採用されるので、具体的な説明は省略する。
【０１００】
前記熱交換器３２は、リーン吸収剤と、二酸化炭素リッチ吸収剤との熱を交換する。前記脱去塔４０と前記熱交換器３２は、第２配管５０で連結され、前記リーン吸収剤は、前記第２配管５０に沿って、熱交換器３２に誘導される。
【０１０１】
前記熱交換器３２は、一般的に使用される熱交換器を利用することができ、例えば、前記ケトルタイプの熱交換器を除いたシェルアンドチューブ（shell and tube）タイプ熱交換器が使用される。熱交換器の構成は、公知のものを使用するので、その具体的な説明は省略する。
【０１０２】
前記気液分離器３３は、前記熱交換器３２に連結され、熱交換された前記二酸化炭素リッチ吸収剤の相を、ガスと液体とに分離する。前記気液分離器は、公知の気液分離器を使用するので、その具体的な説明は省略する。前記気液分離器としては、例えば、フラッシュドラム（flash drum）を使用する。
【０１０３】
本実施形態によれば、前記気液分離器３３によって、ガスに分離された二酸化炭素リッチ吸収剤は、第３配管１１０に沿って脱去塔４０の下端部に流入され、液状に分離された二酸化炭素リッチ吸収剤は、第４配管１２０を介して脱去塔の中段部に流入される。
【０１０４】
図２の実施形態と同様に、前記第３配管１１０には、圧縮器または送風器８０が設けられる。前記ガス状の二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記圧縮器または送風器８０によって再加圧された後、脱去塔４０の下端部に流入される。
【０１０５】
前記第４配管１２０には、ポンプ９０が設けられる。液状の二酸化炭素リッチ吸収剤は、前記ポンプ９０によって再加圧され、第４配管１２０を介して脱去塔４０の中段部に流入される。前記圧縮器または送風器、及び前記ポンプ９０の作用及び効果については詳細に説明したので、具体的な説明は省略する。
【０１０６】
そのように構成される図４の実施形態による、減圧及び相分離を利用して顕熱回収効率を改善させた二酸化炭素分離装置は、図２の実施形態と同一効果を提供するので、その具体的な説明は省略する。
【０１０７】
以上、本発明について、望ましい実施形態を挙げて詳細に説明したが、本発明は、前記実施形態に限定されるものではなく、本発明の範疇を外れない範囲内で、さまざまな多くの変形が提供される。
【０１０８】
例えば、図２には、濃縮器１００を図示したが、必要によっては、濃縮器１００を省略することができ、図２の参照番号８０は、送風器８０を図示しているが、前記送風器８０を代替し、前述のように圧縮器（図示せず）が配置されもする。
【図１】
2016524529.tif 000006
【図２】
2016524529.tif 000007
【図３】
2016524529.tif 000008
【図４】
2016524529.tif 000009
【国際調査報告】
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2016524529.tif 000011
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