ES2604080T3 - Procedimiento de recuperación de dióxido de carbono de pureza elevada - Google Patents

Procedimiento de recuperación de dióxido de carbono de pureza elevada Download PDF

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Abstract

Un procedimiento de recuperación de dióxido de carbono de pureza elevada a partir de una fuente gaseosa, siendo dicho dióxido de carbono de pureza elevada de calidad alimentaria o adecuado para la recuperación o secuestro mejorado de aceite y comprendiendo dicha fuente gaseosa al menos dióxido de carbono, oxígeno, N2 y óxidos de nitrógeno, el procedimiento comprende las etapas de: a. alimentar un gas (G1) que comprende dióxido de carbono, oxígeno, N2, óxidos de nitrógeno, y, opcionalmente, compuestos sulfurosos y contaminantes orgánicos volátiles en una columna de absorción (A1), b. absorber el gas (G1) en agente de absorción de dióxido de carbono químico, por el cual el gas (G1) se separa en un gas pobre en dióxido de carbono (G2) y un líquido rico en dióxido de carbono (L1), c. presurizar y calentar el líquido (L1) obtenido en la etapa b con el fin de proporcionar el líquido (L2), d. separar por medio de vaporización instantánea el líquido (L2) obtenido en la etapa c en un gas (G3) rico en N2, NOx y oxígeno y un líquido con depleción de N2, NOx y oxígeno que sale de la columna ultrarrápida (A3), e. presurizar el líquido que sale de la columna ultrarrápida (A3) en la etapa d con el fin de proporcionar el líquido (L3), en el que el líquido que sale de la columna ultrarrápida está presurizado a una presión que es mayor que o igual a la presión del líquido que sale de la columna la ultrarrápida; f. separar el líquido (L3) obtenido en la etapa e en un gas residual de extracción rico en dióxido de y un líquido con depleción de dióxido de carbono (L4) por medio de extracción en una columna de extracción (A2), g. enfriar el gas residual de extracción obtenido en la etapa f con el fin de proporcionar un gas enfriado (G4).

Description

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DESCRIPCION
Procedimiento de recuperacion de dioxido de carbono de pureza elevada
La presente invencion se refiere a un procedimiento para la recuperacion de dioxido de carbono de alta pureza a partir de una fuente gaseosa y a usos del mismo. Mas espedficamente, la presente invencion se refiere a la produccion de dioxido de carbono de alta pureza, que esta sustancialmente libre de oxidos de nitrogeno, compuestos sulfurosos y contaminantes organicos volatiles. La presente invencion tambien se refiere a una planta para la recuperacion de dioxido de carbono de alta pureza a partir de un gas y al uso de dicho dioxido de carbono de alta pureza en los productos alimentario.
Antecedentes de la invencion
El dioxido de carbono es un gas bien conocido, que esta presente en la atmosfera. Se libera a la atmosfera en grandes cantidades mediante procedimientos de fermentacion, calcinaciones de caliza y todas las formas de procedimientos de combustion de compuestos de carbono y de carbono. En las ultimas decadas, la atencion respecto de dicha emision ha ido en aumento debido al problema medioambiental causado por el futuro cambio climatico a traves del efecto invernadero. En consecuencia, en los ultimos anos se ha llevado a cabo un extenso trabajo con el fin de desarrollar procedimientos para la eliminacion de dioxido de carbono de los gases de combustion. Si es posible, una posterior recuperacion del dioxido de carbono puede hacer que estos procedimientos sean economicamente factibles.
Un tipo de procedimientos convencionales para la recuperacion de dioxido de carbono a partir de una fuente gaseosa es el procedimiento de absorcion, en el que el dioxido de carbono es absorbido en un agente absorbente. Si hay presentes otros gases, tales como oxfgeno, en la fuente gaseosa, dichos otros gases tambien pueden absorberse qrnmica y / o ffsicamente. Este sera el caso si un agente basado en amina se usa como agente absorbente.
Es bien conocido de la tecnica anterior que cuando hay O2 presente en la fuente gaseosa que contiene dioxido de carbono y cuando se usa alcanolamina como agente absorbente, dicho O2 sera transferido en el agente absorbente que contiene alcanolamina durante el procedimiento de absorcion. Como consecuencia, se produciran una degradacion no deseada de la alcanolamina, asf como problemas de corrosion debido a la presencia de O2.
Muchos documentos de la tecnica anterior se refieren a este problema. El documento EP 1 059 110 da a conocer un sistema para recuperar absorbato, tal como dioxido de carbono, usando un fluido absorbente de alcanolamina, en el que el absorbente cargado se calienta en un procedimiento de calentamiento en dos etapas antes de la separacion del absorbato del absorbente, y en el que el absorbente cargado se desoxigena despues de la primera etapa de calentamiento y antes de la segunda etapa de calentamiento. La desoxigenacion se lleva a cabo por medio de despresurizacion.
En el documento EP 1 061 045 se describe un sistema para recuperar el absorbato, tal como dioxido de carbono, de una mezcla que contiene oxfgeno, en el que el dioxido de carbono se concentra en un fluido de absorcion que contiene alcanolamina, el oxfgeno se separa del fluido de absorcion y el dioxido de carbono se separa con vapor del fluido de absorcion y se recupera. En este sistema, el oxfgeno se separa del fluido de absorcion pasando el absorbente cargado con el dioxido de carbono, que comprende oxfgeno disuelto en contacto de transferencia de materia a contracorriente con gas secuestrante de oxfgeno.
En otros casos, en la fuente gaseosa pueden estar presentes como contaminantes, ademas de O2, oxidos de nitrogeno (tambien llamados NOx), compuestos sulfurosos y compuestos organicos volatiles. Estos contaminantes tambien seran absorbidos qrnmica y / o ffsicamente en el agente absorbente, cuando se usa un agente basado en amina como agente absorbente.
En una planta convencional para la produccion de dioxido de carbono de alta pureza, el dioxido de carbono se absorbe en primer lugar en un agente absorbente y, despues, el dioxido de carbono y el agente absorbente se separan en una columna de extraccion. Sin embargo, parte de los contaminantes presentes en el gas de alimentacion se absorbe junto con dioxido de carbono durante la etapa de absorcion. Al separar el dioxido de carbono del agente absorbente en un procedimiento de extraccion posterior, parte de los contaminantes absorbidos tambien se liberaran en el gas residual de extraccion junto con el dioxido de carbono. El gas residual de extraccion contendra adicionalmente N2 y O2 en algunas cantidades.
Al producir dioxido de carbono de calidad alimentaria o en otras aplicaciones del dioxido de carbono, en las que se requiere una alta pureza, estos contaminantes deben eliminarse del gas residual de extraccion en el equipo corriente abajo a fin de obtener la pureza requerida. La tecnologfa convencional disponible para la eliminacion de tales contaminantes incluye frotado, oxidacion, adsorcion y destilacion.
El documento US 5.832.712A da a conocer un procedimiento para la absorcion de grandes volumenes de dioxido de carbono de los gases de escape usando etanolamina, en el que el dioxido de carbono absorbido se elimina posteriormente de la etanolamina en una columna de extraccion.
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En el documento US 3.266.2203, el dioxido de carbono se recupera en un disolvente selectivo en una columna de absorcion. El dioxido de carbono que contiene disolvente posteriormente se somete a una presion y paso controlados a traves de un intercambiador de calor y, despues, se pasa a una columna ultrarrapida que opera a una presion menor que la de la columna de absorcion y a temperature constante.
La primera etapa de la purificacion corriente abajo del gas residual de extraccion es con mayor frecuencia un procedimiento de oxidacion. En esta etapa de oxidacion, todo NOx presente se oxida a nitrato, que posteriormente puede retirarse como una fase lfquida. Ademas, si hay azufre presente como sulfuro de hidrogeno, este compuesto se oxida en azufre libre. Desafortunadamente, esta oxidacion requiere una gran demanda de productos qmmicos. Se pueden usar varios agentes de oxidacion. En particular, el permanganato de potasio se usa ampliamente. Sin embargo, este producto qmmico en particular es altamente peligroso y, ademas, dado que se puede usar permanganato de potasio para la produccion de explosivos, es de esperar que en algun momento se vaya a prohibir el uso comercial de este producto qmmico.
En la siguiente etapa de la purificacion corriente abajo, el gas que contiene dioxido de carbono se hace pasar a un deshidratador. En este deshidratador, cualquier agua presente en el gas es absorbida y, de ese modo, se retira de la corriente de gas. Sin embargo, si hay algun residuo de acetaldetudo y / o compuestos oxigenados volatiles presentes en el gas, estos compuestos tambien se retiran en el deshidratador.
En la ultima etapa de la purificacion corriente abajo, el dioxido de carbono gaseoso se licua en un condensador. En el condensador es posible retirar cualquier residuo de NO, que pueda aun estar presente. Sin embargo, este no es el caso para los residuos de NO2. De hecho, si hay NO2 presente cuando el gas llega al condensador, o si se produce algo de NO2 en el interior del condensador, como, por ejemplo, debido a la oxidacion de NO, dicho NO2 sera transferido a la fase lfquida en el condensador y, posteriormente, es casi imposible de retirar.
Por lo tanto, un objeto de la presente invencion es proporcionar un procedimiento para la recuperacion de dioxido de carbono de alta pureza, que esta sustancialmente libre de contaminantes, en el que no se requiera la etapa de oxidacion en la purificacion corriente abajo.
En la solicitud de patente internacional actualmente pendiente de tramitacion PCT/DK2006/000417, los presentes inventores descubrieron que mediante la introduccion de una columna ultrarrapida entre la columna de absorcion y la columna de extraccion separacion, el contenido de NOx en el gas residual de extraccion se puede reducir notablemente, cuando se usa una alcanolamina como el agente de absorcion.
Sorprendentemente, se ha descubierto ahora que, ademas de NOx, tambien se pueden retirar eficazmente compuestos sulfurosos y contaminantes organicos volatiles en la columna ultrarrapida, con independencia del tipo de agente de absorcion elegido para el la realizacion de la absorcion de dioxido de carbono en la columna de absorcion.
Por lo tanto, mediante la introduccion de esta columna ultrarrapida se obtienen varios efectos beneficiosos.
En primer lugar, el contenido de contaminantes en el gas residual de extraccion es tan bajo que ya no se requiere la posterior oxidacion. Por lo tanto, el consumo de productos qmmicos se reduce y no es necesaria la posterior eliminacion de estos productos qmmicos usados.
En segundo lugar, no hay sustancialmente NO2 presente en la fase de dioxido de carbono lfquido que sale del condensador. Esto se debe al hecho de que, como casi todo el O2 se ha sido retirado en la columna ultrarrapida, el equilibrio qmmico NO + 1^O2 <-> NO2, se desplazara hacia la izquierda para formar principalmente NO. Por lo tanto, no hay NO2 presente en el gas, cuando el gas entra mas tarde en el condensador. Adicionalmente, no se produce NO2 en el condensador debido a que el contenido de O2 en el gas es muy bajo. Por lo tanto, no se puede encontrar sustancialmente nada de NO2 en el producto de dioxido de carbono lfquido.
En tercer lugar, se ha descubierto que el consumo de energfa para el funcionamiento del condensador esta marcadamente reducido. Este efecto se considera que se debe al hecho de que el contenido de contaminantes en la fase gaseosa es muy bajo y aumentara el coeficiente de transferencia de calor general, asf como la temperatura del punto de rodo en comparacion con las plantas convencionales. Esto lleva a una presion de aspiracion mas alta para los compresores de refrigeracion para el procedimiento de condensacion, que tambien conduce a un requisito reducido de energfa para la condensacion.
En cuarto lugar, el rendimiento del producto se incrementa debido a que la perdida de dioxido de carbono gaseoso en el condensador esta notablemente reducida en comparacion con las plantas convencionales para la produccion de dioxido de carbono de alta pureza.
Descripcion de la invencion
En un aspecto, la presente invencion se refiere a un procedimiento para la recuperacion de dioxido de carbono de alta pureza a partir de una fuente gaseosa, en el que dicho dioxido de carbono de alta pureza esta sustancialmente libre de contaminantes, por ejemplo oxidos de nitrogeno compuestos sulfurosos y compuestos organicos volatiles.
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El procedimiento de acuerdo con la presente invencion se describe en la reivindicacion 1 y comprende las etapas de:
a. alimentar un gas que comprende dioxido de carbono, oxfgeno, N2, oxidos de nitrogeno, y, opcionalmente, compuestos sulfurosos y contaminantes organicos volatiles en una columna de absorcion,
b. absorber el gas en un agente absorbente qmmico, mediante el cual el gas se separa en un gas pobre en dioxido de carbono y un lfquido rico en dioxido de carbono,
c. presurizar y calentar el lfquido obtenido en la etapa,
d. separar por medio de vaporizacion instantanea el lfquido obtenido en la etapa c en un gas rico en N2, NOx y oxfgeno y un lfquido con deplecion de N2, NOx y oxfgeno que sale de la columna ultrarrapida,
e. presurizar el lfquido que sale de la columna ultrarrapida en la etapa d,
f. separar el lfquido obtenido en la etapa e en un gas residual de extraccion rico en dioxido de y un lfquido con deplecion de dioxido de carbono por medio de extraccion en una columna de extraccion.
g. enfriar el gas de residual de extraccion obtenido en la etapa f con las condiciones como se especifica en las reivindicaciones.
La siguiente descripcion detallada se aplica igualmente a los diferentes aspectos de la presente invencion. Las realizaciones concretas tambien se aplican igualmente a cada uno de los aspectos de la invencion.
En principio, cualquier tipo de gas que comprende dioxido de carbono, oxfgeno, N2, oxidos de nitrogeno y, opcionalmente, compuestos sulfurosos y contaminantes organicos se pueden aplicar en el procedimiento. En una realizacion preferente, sin embargo, el gas de alimentacion es gas de combustion.
En las etapas de absorcion (etapa b), cualquier agente absorbente capaz de absorber dioxido de carbono qmmicamente. Como ejemplos de agentes de absorcion qmmica se puede mencionar cualquier agente absorbente a base de amina. Por el termino agente de absorcion "basado en amina" se entiende cualquier agente en el que se ha incorporado un grupo amina, como, por ejemplo, alcanolaminas, tales como monoetanolamina, dietanolamina, diisopropanolamina, metildietanolamina y trietanolamina, aminoalcoholes, tales como amino-dietilen-glicol, y aminoacidos y sales de aminoacidos y derivados de los mismos. Preferentemente, se usa un agente absorbente a base de amina. Otros agentes absorbentes adecuados son los mencionados en el documento WO 2005087349 y el documento WO 2005087350.
Con mayor frecuencia, el agente absorbente es una solucion acuosa de uno de los agentes basados en aminas mencionados anteriormente. Sin embargo, tambien se pueden utilizar mezclas que comprenden dos o mas de los agentes mencionados en cualquier relacion de mezcla en el procedimiento de acuerdo con la presente invencion. Esta dentro de las habilidades de un practicante determinar la cantidad optima y la composicion del agente absorbente con el fin de lograr un procedimiento de absorcion adecuado.
A continuacion, el lfquido que sale de la columna de absorcion se calienta y se presuriza hasta una presion mayor que o igual a la presion del lfquido que sale del absorbedor. El proposito de la presurizacion es, principalmente, facilitar el transporte del lfquido. Esta dentro del conocimiento de un experto en la materia llevar a cabo tales procedimientos.
Como se ha explicado anteriormente, la introduccion de las etapas de vaporizacion instantanea (etapas d) en el procedimiento de la presente invencion hace posible la produccion de un gas residual de extraccion que esta sustancialmente libre de oxfgeno y que solo contiene restos de oxidos de nitrogeno. Sin embargo, con el fin de lograr este efecto beneficioso, la columna ultrarrapida debe funcionar a una temperatura y a una presion mas altas, superior o cerca de las condiciones de equilibrio de la corriente de lfquido que sale de la columna de absorcion. Bajo tales condiciones, el lfquido que entra en la columna ultrarrapida sera insaturado y es posible la liberacion de componentes no saturados. Por lo tanto, debido a las nuevas condiciones de equilibrio, sustancialmente todo el O2 y la parte principal de NOx se retiraran de la columna ultrarrapida en la corriente de gas y, por lo tanto, nunca alcanzaran la columna de extraccion.
En una realizacion preferente, la temperatura del lfquido obtenido en la etapa c esta en el intervalo de 70 °C a 140 °C, mas preferentemente en el intervalo de 90 °C a 120 °C y, lo mas preferente, en el intervalo de 95 °C a 110 °C, y la presion de dicho lfquido esta en el intervalo de 0,01 MPa a 0,3 MPa, mas preferente en el intervalo de 0,02 a 0,2 MPa, y lo mas preferente en el intervalo de 0,1 MPa a 0,2 MPa. Trabajar fuera de estos intervalos no suele ser economicamente factible. Un experto en la materia sabra como llevar a cabo dichos procedimientos de presurizacion y calentamiento.
El gas obtenido en las etapas d, que comprende una cantidad significativa de dioxido de carbono ademas de oxfgeno, N2, oxidos de nitrogeno y, opcionalmente, agua, compuestos sulfurosos y compuestos organicos volatiles, se puede reciclar a la columna de absorcion para un segundo procedimiento de recuperacion del dioxido de carbono. Como alternativa se puede eliminar dicho gas.
El lfquido sale de la columna ultrarrapida se presuriza a una presion que es mayor que o igual a la presion del lfquido que sale de la columna ultrarrapida antes de entrar en la columna de extraccion. Un experto en la materia sabra como llevar a cabo dicha presurizacion.
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En la columna de extraccion, el Kquido presurizado de la columna ultrarrapida se separa en un gas rico en dioxido de carbono y un lfquido pobre en dioxido de carbono. Como se ha mencionado anteriormente, debido a la retirada de ox^geno y oxidos de nitrogeno en la columna ultrarrapida, el contenido de O2 y NOx se reducira drasticamente en la corriente de gas residual de extraccion. Debido a la cantidad reducida de NOx y la cantidad muy limitada de O2 en el gas residual de extraccion, la reaccion de equilibrio: NO + 1^O2 <-> NO2, desplazara hacia la izquierda para formar principalmente NO.
El lfquido obtenido en las etapas f, que comprende principalmente el agente absorbente, opcionalmente una disolucion acuosa del agente absorbente, se puede reciclar y mezclar con el agente absorbente utilizado para absorber el gas en la etapa b. Sin embargo, antes de entrar en la columna de absorcion, puede ser necesario un ajuste de la temperatura y / o la presion de dicho lfquido.
A continuacion, el gas que sale de la columna de extraccion se somete a un tratamiento de purificacion corriente abajo. Sin embargo, en determinadas circunstancias, el gas residual de extraccion puede ser de una pureza tan alta que no es necesaria la purificacion posterior.
En una realizacion, el gas que sale del separador se enfna y despues se alimenta a una columna de lavado. En esta columna, cualquier contaminante soluble en el lfquido de lavado se puede retirar del gas. Un lfquido de lavado preferente es agua, debido a la baja solubilidad del dioxido de carbono en agua. Un experto en la materia sabra como llevar a cabo dicha etapa de lavado.
En particular, cuando se usan soluciones acuosas como una parte absorbente del agua gaseosa en el gas residual de extraccion se puede condensar en la etapa de enfriamiento, se recicla, y, opcionalmente, se mezcla con el lfquido que entra en la columna ultrarrapida o en otro lugar en el procedimiento aguas arriba. Por lo tanto, mediante la introduccion de esta recirculacion se consigue un ajuste del equilibrio del agua minimizando la necesidad de un suministro de agua externo.
El gas que sale de la columna de lavado esta ahora sustancialmente libre de contaminantes solubles, tales como absorbente.
El gas se presuriza y enfna antes de que el gas entre en el deshidratador. En el presente documento se reduce el contenido de agua Esta presurizacion puede ser realizada en una o mas etapas de compresion, por ejemplo, 1, 2 o 3 o incluso mas.
En los casos en que no se incluye una etapa de lavado en el procedimiento, el gas residual de extraccion puede, en una realizacion, enfriarse y presurizarse antes de entrar en el deshidratador. Como alternativa, la deshidratacion se puede realizar antes de la compresion o durante la compresion. Esta dentro del conocimiento de un experto en la materia llevar a cabo estas regulaciones de presion y temperatura.
En la unidad de deshidratacion se retira agua. Particularmente, cuando se usa adsorcion, los compuestos oxigenados y los compuestos organicos volatiles pueden retirarse de manera efectiva. Ejemplos de compuestos oxigenados, que se pueden retirar, son acetaldetndo y metanol. Un practicante sabna como funciona una unidad de deshidratacion convencional.
En una realizacion particular, el gas que sale de la columna de extraccion se alimenta directamente el deshidratador sin una etapa de lavado. En otra realizacion, el gas se somete a la etapa de lavado antes de alimenta al deshidratador.
A continuacion, el gas seco entra en el condensador, en el que el gas se separa en un lfquido rico en dioxido de carbono y una mezcla gaseosa de dioxido de carbono y gases no condensables, por ejemplo, NO, N2, O2. El gas que entra en el condensador esta sustancialmente libre de NO2. Debido a la introduccion de la columna ultrarrapida entre la columna de absorcion y la columna de extraccion, casi todo el O2 y una parte principal de NOx se han retirado de la corriente de gas. En consecuencia, el equilibrio qmmico: NO + 1^O2 <-> NO2, se desplaza hacia la izquierda y los restos de cualquier NOx presente estaran principalmente en forma de NO. Esto sigue siendo cierto cuando el gas entra en el condensador. Por lo tanto, practicamente no hay NO2 contaminante presente en el gas y no se puede transferir NO2 a la fase lfquida del dioxido de carbono condensado, del que es muy diffcil de retirar.
Ademas, debido al muy baja contenido de contaminantes, se ha descubierto que el coeficiente de transferencia de calor global se incrementa y la temperatura del punto de rodo se eleva para el gas en comparacion con las plantas convencionales para la recuperacion de dioxido de carbono. Por lo tanto, el requisito de energfa para el funcionamiento del condensador se reduce. Ademas, la presion de aspiracion para compresores de refrigeracion para el procedimiento de condensacion se incrementa debido al bajo contenido de contaminantes, por lo que el modo de operacion es mas eficiente.
En el condensador, una parte del dioxido de carbono gaseoso se licua. La cantidad de dioxido de carbono condensado se determina mediante la temperatura y la presion de acuerdo con las reglas de la termodinamica. Sin embargo, en el condensador es necesario aliviar de forma continua una parte del gas a fin de evitar una acumulacion de los contaminantes. En consecuencia, parte del dioxido de carbono gaseoso tambien sera liberado.
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Sin embargo, cuanto menos contaminantes entren en el condensador, menos es el requisito para aliviar los gases del condensador. Como resultado se incrementa el rendimiento del producto, al comparar la planta de acuerdo con la presente invencion con una planta convencional.
Esta dentro de las habilidades de un practicante ordinario determinar las condiciones optimas para el funcionamiento del condensador.
El lfquido que sale del condensador puede entrar posteriormente en una columna de destilacion. Esta etapa de destilacion es opcional y si esta etapa es necesaria dependera de la pureza del dioxido de carbono obtenido en el condensador. Durante la destilacion cualquier rastro de NO presente en el lfquido se elimino mediante destilacion. Por lo tanto, el dioxido de carbono lfquido producido tiene una pureza muy alta-
Opcionalmente, el lfquido que sale de la columna de destilacion puede entrar en un rehervidos antes de que el dioxido de carbono lfquido entre en un tanque de almacenamiento. Mediante la introduccion de un rehervidor en relacion con la columna de destilacion, se puede obtener un producto de dioxido de carbono de mayor pureza.
En una realizacion alternativa, el gas de la unidad de deshidratacion se alimenta directamente a la parte inferior de la columna de destilacion omitiendo asf el rehervidor.
Como disenar y operar una columna de destilacion de este tipo, opcionalmente junto con un rehervidor se encuentra dentro de los conocimientos de un experto en la materia.
Como se ha mencionado anteriormente, una ventaja adicional de un procedimiento de acuerdo con la presente invencion es que la etapa de oxidar el gas residual de extraccion no es necesaria. Por lo tanto, se evita el uso de productos qmmicos peligrosos.
Aun otro aspecto de la presente invencion se refiere al uso de cualquiera de los procedimientos de acuerdo con la invencion para la produccion de dioxido de carbono de alta pureza. La pureza del producto de dioxido de carbono es, preferentemente, de calidad alimentaria o adecuada para la recuperacion o secuestro mejorados del petroleo (EOR) y, por lo tanto, se puede utilizar como componente en cualquier clase de alimentos o en la industria del petroleo. En una realizacion preferente particular, el dioxido de carbono producido de acuerdo con el procedimiento de la invencion se utiliza como componente en refrescos.
En aun otro aspecto, se describe una planta adecuada para la recuperacion de dioxido de carbono de alta pureza de acuerdo con la invencion.
Dicha planta comprende una columna de absorcion que tiene una salida de gas y una salida de lfquido, estando dicha salida de lfquido conectada a una columna ultrarrapida que tiene una salida de gas y una salida de lfquido, estando dicha salida de lfquido esta conectada a una columna de extraccion que tiene una salida de gas y una salida de lfquido, y en el que dicha salida de gas esta, opcionalmente, conectada a una columna de lavado. La columna de lavado opcional tiene una salida de gas y una salida de lfquido, estando dicha salida de gas opcional conectada a un deshidratador que tiene una salida de gas, que esta conectada a un condensador que tiene una salida de gas y una salida de lfquido del que el dioxido de carbono lfquido producido sale hacia el tanque de almacenamiento.
En los casos en que la columna de lavado opcional no esta presente, la salida de gas de la columna de extraccion esta conectada al deshidratador
En una realizacion preferente, la salida de lfquido del condensador esta conectada a una columna de destilacion que tiene una salida de lfquido de la que el dioxido de carbono lfquido producido se sale al tanque de almacenamiento.
La columna de absorcion que se va a usar puede ser cualquier columna conocida en la tecnica adecuada para la realizacion de la absorcion de dioxido de carbono gaseoso en un agente absorbente. Los ejemplos de columnas de absorcion adecuadas para su uso son columnas que contienen elementos internos o de transferencia de masa, tales como bandejas o relleno aleatorio o estructurado.
La columna ultrarrapida puede ser cualquier tipo de columnas de destilacion ultrarrapidas conocidas en la tecnica. Los ejemplos de columnas ultrarrapidas adecuadas son columnas que contienen elementos internos o de transferencia de masa, tales como bandejas o relleno aleatorio o estructurado. Un experto puede determinar facilmente si se requiere una o mas columnas ultrarrapidas de alta presion o una o mas columnas de destilacion a presion baja o una combinacion de las mismas con el fin de obtener un resultado favorable. Tambien estara dentro del conocimiento del experto en la materia determinar si un resultado deseado se alcanza mejor mediante el uso de solo una columna o usando dos o mas columnas conectadas en serie o en paralelo.
La columna de extraccion para usar en la planta puede ser cualquier columna cargada conocida en la tecnica. Los ejemplos de columnas de extraccion adecuadas son columnas que contienen elementos internos o de transferencia de masa, tales como bandejas o relleno aleatorio o estructurado.
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La columna de lavado puede ser cualquier tipo de columna de lavado conocida en la tecnica. Preferentemente, la columna para su uso contiene elementos internos o de transferencia de masa, tales como bandejas o relleno aleatorio o estructurado, con el fin de obtener una buena distribucion del agua de lavado y con el fin de obtener un contacto optimo entre el gas y el agua.
El deshidratador se incorpora con el fin de retirar el agua y otras impurezas de la corriente gaseosa. El procedimiento de deshidratacion de una corriente gaseosa es bien conocido en la tecnica y el experto en la materia selecciona facilmente un deshidratador adecuado para realizar la deshidratacion. Como ejemplos de unidades de deshidratacion se pueden mencionar un adsorbente de TSA con tamices moleculares y filtros de partfculas de carbon activado. Otros tipos de deshidratadores incluyen unidades de MEG o TEG.
El condensador para su uso en la planta puede ser cualquier tipo de intercambiador de calor adecuado para la condensacion. Un experto en la materia sabna como disenar el condensador teniendo en cuenta la temperatura, la presion y la composicion qrnmica del gas que entra en el condensador.
La columna de destilacion puede ser cualquier tipo de columna conocida en la tecnica adecuada para la destilacion de dioxido de carbono lfquido. Estara dentro del conocimiento del experto en la materia determinar si un resultado deseado se alcanza mejor mediante el uso de solo una columna o usando dos o mas columnas conectadas en serie o en paralelo. Las columnas de destilacion mas adecuadas para su uso normalmente son columnas cargadas con descenso de presion, pero tambien se pueden emplear usar columnas con bandejas.
En una realizacion preferente, la salida de gas de la columna ultrarrapida esta conectada a la columna de absorcion. Mediante esta configuracion, el gas que sale de la columna ultrarrapida puede reciclarse a la columna de absorcion. Esta recirculacion tiene el efecto beneficioso de proporcionar una segunda etapa de recuperacion del dioxido de carbono, que se transfirio desde la fase lfquida a la fase gaseosa durante la etapa de vaporizacion instantanea y, por lo tanto, de lo contrario se habna perdido.
En otra realizacion preferente, la salida de lfquido de la columna de extraccion esta conectada a la columna de absorcion, lo que hace posible reciclar el lfquido que sale de la columna de extraccion. El efecto beneficioso de esta recirculacion es la reutilizacion del agente absorbente, que, de otro modo, se habna eliminado.
En aun otra realizacion preferente, la salida de gas del extractor, que esta conectada a la columna de lavado, tambien esta conectada a la columna ultrarrapida. En esta realizacion, el agua gaseosa se retira del gas residual de extraccion cuando el gas residual de extraccion se enfna por medio de la condensacion y, a continuacion, opcionalmente, el agua lfquida se recicla a la columna ultrarrapida. Mediante este modo de operacion es posible ajustar el equilibrio del agua en la planta.
En aun otra realizacion preferente, la salida de lfquido de la columna de destilacion esta conectada a un rehervidor con el fin de mejorar la pureza del dioxido de carbono del producto.
Esta dentro del procedimiento estandar de un experto calcular el numero y el tamano de cada una de las unidades de la planta mencionadas anteriormente cuando se conoce el flujo de masa, la composicion qrnmica, la temperatura y la presion de cada corriente con el fin de obtener el modo mas viable de funcionamiento de la planta.
Al seleccionar materiales adecuados para cada una de dichas unidades, se debe tener en cuenta especialmente la temperatura, la presion y las propiedades qrnmicas y ffsicas de los gases y los lfquidos que se van a tratar. Tales consideraciones estaran dentro del conocimiento de un experto en la materia. Sin embargo, debido al bajo contenido de contaminantes en el gas residual de extraccion, el equipo corriente abajo esta menos expuesto a los ataques de productos qrnmicos cruciales (tal como O2 en las aplicaciones de EOR) en comparacion con las plantas convencionales.
Ademas, un experto en la materia puede reconocer facilmente que la seleccion y el control de los parametros del procedimiento dependeran de la composicion qrnmica del gas que entra en la planta, asf como de la composicion qrnmica y el estado ffsico de los gases y los lfquidos en cada etapa del procedimiento. Los calculos para determinar el numero y el tamano de los intercambiadores de calor con el fin de minimizar el consumo de energfa para calentar y enfriar son un procedimiento estandar para un experto en la materia. Asimismo, la seleccion de unidades para aumentar y disminuir la presion del gas y las corrientes de lfquido se encuentra dentro del area de trabajo de un experto.
A continuacion, la invencion se describe con mas detalle con referencia a la presente realizacion mas preferente, que se muestra en la figura 1, y con referencia a una planta convencional, que se muestra en la figura 2. Dichas figuras representan diagramas de flujo esquematicos para la recuperacion del CO2.
Ejemplo
Para la presente realizacion mas preferente, los datos con respecto a la presion y a la temperatura, asf como la a composicion qrnmica del gas que importa y las y corrientes de lfquido se indican en la siguiente tabla. Todas las referencias a presiones son a la presion total. Todas las especificaciones en porcentajes y en ppm se basan en
fracciones molares. Para los datos en relacion con las corrientes de gas, los datos especificados se basan en gases humedos.
Tabla 1. Presion, temperature y composicion qmmica del gas seleccionado y corrientes de lfquido de la planta de acuerdo con la presente invencion, en la que se incluye una columna ultrarrapida.
Presion (MPa) Temp, (°C) Moles de CO2 Moles de O2 Moles de NO2 Moles de NO
Gas G1 que entra en la columna de absorcion
0,102 47 11% 3,4% 3 ppm, 100 ppm,
Gas G2 que sale de la columna de absorcion
0,102 43 600 ppm, 3,8% < 1 ppm 115 ppm,
Liquido L1 que sale de la columna de absorcion
0,102 48 1,3% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Lfquido L2 que entra en la columna ultrarrapida
0,3 95 1,2% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Gas G3 que sale de la columna ultrarrapida
0,13 94 38% 420 ppm, < 1 ppm 110 ppm,
Lfquido L3 que entra en el extractor
0,3 94 1,2% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Lfquido L4 despues del extractor
0,2 112 0,6% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Liquido L5 antes de la columna de absorcion
0,2 63 0,6% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Gas G4 que sale del extractor despues de enfriar
0,12 45 92% 1 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Gas G5 que sale de la columna de lavado
0,12 45 92% 1 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Gas G6 que entra en el deshidratador
1,7 20 99,9% 1 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Gas G7 que entra en el condensador
1,7 20 -100% 1 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Gas G8 que sale del condensador
1,7 -24 -100% 20 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Liquido L6 que sale del condensador
1,7 -24 -100% 1 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Gas G9 recirculado desde el rehervidor a la columna de destilacion
1,7 -24 -100% 3 ppm, < 1 ppm < 1 ppm
Liquido L7 que sale del rehervidor
1,7 -24 100% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
5
El G1 gas alimentado en la planta es un gas de combustion que comprende 11 % de CO2, 3,4 % de O2, 3 ppm de NO2 y 100 ppm de NO. Este gas entra en la columna de absorcion A1 a una temperature de 47 °C y una presion de 0,102 MPa. Los otros componentes principales en el gas de alimentacion son 76,6 % de N2 y 7,6 % de H2O.
En la columna de absorcion A1, el gas de alimentacion G1 se mezcla con el lfquido L5, que se recicla desde la 10 columna de extraccion A2. Como agente absorbente se usa una solucion acuosa de monoetanolamina. La corriente
de gas G2 que sale de la columna de absorcion A1 tiene una temperatura de 43 °C y una presion de 0,102 MPa, y comprende 600 ppm de CO2, 3,8 % de O2, <1 ppm de NO2 y 115 ppm de NO. Otro componente importante es N2, que esta presente en el gas G2 al 87 %.
La corriente de lfquido L1 que sale de la columna de absorcion A1 comprende la solucion acuosa de 15 monoetanolamina, en la que el contenido de O2, NO2 y NO son <1 ppm. Cuando sale de la columna de absorcion
A1, la corriente de lfquido L1 tiene una temperatura de 48 °C y una presion de 0,102 MPa. Sin embargo, antes de entrar en la columna ultrarrapida A3 como lfquido L2, la temperatura se incrementa a 95 °C y la presion se aumenta a 0,3 MPa.
En la columna de ultrarrapida A3, el lfquido L2 se separa en una corriente de gas G3 y una corriente lfquida, ambas 20 salen de la columna ultrarrapida A3 a una temperatura de 94 °C y una presion de 0,13 MPa. El gas G3 que sale de
la columna ultrarrapida A3 comprende 38 % de CO2, 420 ppm de O2 y 110 ppm de NO. El contenido de NO2 en G3 es <1 ppm. En el gas G3 tambien hay presentes otros componentes, tales como H2O, compuestos oxigenados como, por ejemplo, acetaldehfdo, compuestos organicos volatiles, y argon, En la realizacion espedfica mostrada en
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la figura 1, la corriente de gas G3 se recicla a la columna de absorcion A1. El componente principal del Ifquido que sale de la columna ultrarrapida A3 es la solucion acuosa de monoetanolamina.
La presion de la corriente de lfquido que sale de la columna ultrarrapida A3 se incrementa a continuacion a 0,3 MPa, justo antes de entrar en la columna de extraccion A2.
En el extractor A2, el lfquido L3 se separa en una corriente de gas y una corriente de lfquido. La corriente de lfquido L4 tiene una temperatura de 112 °C y una presion de 0,2 MPa y el contenido de CO2 es de 0,6 ppm, mientras que el contenido de O2, NO2 y NO son <1 ppm. En la realizacion mostrada en la figura 1, la corriente de lfquido L4 se recicla a la columna de absorcion A1 como la corriente de lfquido L5. Sin embargo, antes de entrar en la columna de absorcion A1, la temperatura de la corriente de lfquido L5 se disminuye a 63 °C.
La corriente de gas, que sale del extractor, se enfna despues a una temperatura de 45 °C. En la parte de gas de la realizacion mostrada (en su mayona agua gaseosa) se condensa durante la etapa de enfriamiento, y dicho lfquido condensado se recicla y se mezcla con la corriente de lfquido, que es entrar en la columna ultrarrapida A3. La parte del gas condensado, que no se condensa (es decir, el gas G4), esta entrando posteriormente a la columna de lavado A4 a una temperatura de 45 °C y una presion de 0,12 MPa. Adicionalmente, el contenido de los componentes qmmicos de interes en esta corriente constituye 92 % de CO2 y 1 ppm de O2, mientras que los contenidos de NO2 y NO son <1 ppm.
El gas G5 sale de la columna de lavado A4 a la misma temperatura y presion que cuando se entra en dicha columna. Adicionalmente, el contenido de CO2 y O2 tambien se mantiene sin cambios. Despues, la presion de este gas se aumenta a 1,7 Mpa y la temperatura se disminuye a 20 °C antes de que el gas G6 entre en el deshidratador A5. Cuando entra en el deshidratador A5, el gas G6 contiene un 99,9 % de CO2 y 1 ppm de O2. En el deshidratador A5 se retiran los restos de agua, compuestos oxigenados y compuestos organicos volatiles. Por lo tanto, cuando el gas G7 sale del deshidratador A5. El contenido de CO2 ha aumentado a ~ 100 %. La temperatura y la presion del gas no cambian durante la deshidratacion.
Por lo tanto, el gas G7 entra en el condensador A8 a una temperatura de 20 °C, una presion de 1,7 MPa y un contenido de CO2 y de O2 de ~ 100% y de 1 ppm, respectivamente. El gas G8, que se descarga desde el condensador comprende ~ 100% de CO2 y 20 ppm de O2. Los contenidos de NO2 y de NO en esta corriente de gas son <1 ppm.
La lfquido L6 que sale del condensador A6 se lleva despues a una columna de destilacion A7 a una temperatura de - 24 °C y una presion de 1,7 MPa. En la realizacion espedfica mostrada en la figura 1. La columna de destilacion A7 esta conectada con un rehervidor A8 con el fin de mejorar la pureza del producto lfquido CO2. En esta configuracion, un gas G9 que comprende aproximadamente D100 % de CO2 y 3 ppm de O2 se recicla desde el rehervidor A9 a la columna de destilacion A8. La 7 corriente de producto L7 sale de la planta a una temperatura de -24 °C y una presion de 1,7 MPa. El contenido de CO2 se expresa como 100 %, ya que esta corriente solo contiene restos de O2 (<1 ppm) y de N2 (<1 ppm).
Ejemplo comparativo
En comparacion a continuacion se describe una planta tradicional. Esta planta es identica a la planta de acuerdo con la presente invencion con la excepcion de que no se coloca la columna ultrarrapida entre la columna de absorcion y la columna de extraccion. Los datos con respecto a la presion y a la temperatura, asf como la composicion qrnmica de las corrientes de gas y de lfquido de interes de una planta convencional se indican en la siguiente tabla. Todas las referencias a presiones son a la presion total. Todas las especificaciones en porcentajes y en ppm se basan en fracciones molares. Para los datos en relacion con las corrientes de gas, los datos especificados se basan en gases humedos.
Tabla 2. Presion, temperatura y composicion qrnmica del gas seleccionado y corrientes de lfquido para la planta convencional, en la que no se incluye una columna ultrarrapida.
Presion (MPa) Temp, (°C) Moles de CO2 Moles de O2 Moles de NO2 Moles de NO
Gas G1 que entra en la columna de absorcion
0,102 47 11% 3,4% 3 ppm, 100 ppm,
Gas G2 que sale de la columna de absorcion
0,102 44 640 ppm, 3,8% < 1 ppm 112 ppm,
Liquido L1 que sale de la columna de absorcion
0,102 48 1,4% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Lfquido L2 que entra en la columna de extraccion
0,3 95 1,3% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
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(continuacion)
Presion (MPa) Temp, (°C) Moles de CO2 Moles de O2 Moles de NO2 Moles de NO
Lfquido L4 despues del extractor
0,2 112 0,6% < 1 ppm < 1 ppm < 1 ppm
Liquido L5 antes de la columna de absorcion
0,2 63 0,6% < 1 ppm < 1 ppm, < 1 ppm
Gas G4 que sale del extractor despues de enfriar
0,12 45 92% 65 ppm, < 1 ppm 20 ppm,
Gas G5 que sale de la columna de lavado
0,12 45 92% 65 ppm, < 1 ppm 20 ppm,
Gas G6 que entra en el deshidratador
1,7 20 99,8% 70 ppm, < 1 ppm 20 ppm,
Gas G7 que entra en el condensador
1,7 20 99,9% 70 ppm, < 1 ppm 20 ppm,
Gas G8 que sale del condensador
1,7 -25 98,0% 1250 ppm, < 1 ppm 20 ppm,
Lfquido L6 que sale del condensador
1,7 -25 99,9% 90 ppm, 20 ppm, 1 ppm,
Gas G9 recirculado desde el rehervidor a la columna de destilacion
1,7 -24 99,9% 180 ppm, < 1 ppm 2 ppm,
Lfquido L7 que sale del rehervidor
1,7 -24 -100% 12 ppm, 20 ppm, < 1 ppm
En la planta convencional, el gas G1 alimentado en la planta es un gas de combustion que comprende 11 % de CO2, 3,4 % de O2, 3 ppm de NO2 y 100 ppm de NO. Este gas entra en la columna de absorcion A1 a una temperatura de 47 °C y una presion de 0,102 MPa. Los otros componentes principales en el gas de alimentacion son 76,6 % de N2 y 7,6 % de H2O. Por lo tanto, el gas de alimentacion es identico al gas de alimentacion usado para describir la planta de acuerdo con la presente invencion.
En la columna de absorcion A1, el gas de alimentacion G1 se mezcla con el lfquido L5, que se recicla desde la columna de extraccion A2. Como agente absorbente se usa una solucion acuosa de monoetanolamina. La corriente de gas G2 que sale de la columna de absorcion A1 tiene una temperatura de 44 °C y una presion de 0,102 MPay comprende 640 ppm de CO2, 3,8 % de O2, <1 ppm de NO2 y 112 ppm de NO.
La corriente de lfquido L1 que sale de la columna de absorcion A1 comprende la solucion acuosa de monoetanolamina. Los contenidos de O2, NO2 y NO son <1 ppm. Cuando sale de la columna de absorcion A1, la corriente de lfquido L1 tiene una temperatura de 48 °C y una presion de 0,102 MPa. Este lfquido se lleva a la columna de extraccion A2. Sin embargo, antes de entrar en la columna de extraccion A2 como lfquido L2, la temperatura se incrementa a 95 °C y la presion se aumenta a 0,3 MPa.
En el extractor A2, el lfquido L2 se separa en una corriente de gas y una corriente de lfquido. La corriente de lfquido L4 tiene una temperatura de 112 °C y una presion de 0,2 MPa, y el contenido de CO2 es de 0,6 ppm, mientras que el contenido de O2, NO2 y NO son <1 ppm. En la realizacion mostrada en la figura 2, la corriente de lfquido L4 se recicla a la columna de absorcion A1 como la corriente de lfquido L5. Sin embargo, antes de entrar en la columna de absorcion A1, la temperatura de la corriente de lfquido L5 se disminuye a 63 °C.
La corriente de gas, que sale del extractor, se enfna despues a una temperatura de 45 °C. En la parte de gas de la realizacion mostrada (en su mayona agua gaseosa) se condensa durante la etapa de enfriamiento, y dicho lfquido condensado se recicla y se mezcla con la corriente de lfquido, que es entrar en la columna de extraccion a2. La parte del gas condensado, que no se condensa (es decir, el gas G4), esta entrando posteriormente a la columna de lavado A4 a una temperatura de 45 °C y una presion de 0,12 MPa. Adicionalmente, el contenido de los componentes qmmicos de interes en esta corriente constituye 92 % de CO2, 65 ppm de O2 y 20 ppm de NO. El contenido de NO2 es <1 ppm.
El gas G5 sale de la columna de lavado A4 a la misma temperature y presion que cuando se entra en dicha columna. Adicionalmente, los contenidos de CO2, O2 y NO tambien se mantienen sin cambios. Despues, la presion de este gas se aumenta a 1,7 MPa y la temperature se disminuye a 20 °C antes de que el gas G6 entre en el deshidratador A5. Al entrar en el deshidratador A5, el gas G6 contiene 99,8 % de CO2, 70 ppm de O2 y 20 ppm de 5 NO. En el deshidratador A5 se retiran los restos de agua, compuestos oxigenados y compuestos organicos volatiles. Cuando el gas G7 sale del deshidratador A5, el contenido de CO2 ha aumentado a 99,9 %, mientras que el contenido de O2 y NO no se modifica. La temperatura y la presion del gas no cambian durante la deshidratacion.
Por lo tanto, el gas G7 entra en el condensador A8 a una temperatura de 20 °C, una presion de 1,7 MPa y un contenido de CO2, O2 y NO de 99,9 %, 70 ppm y 20 ppm, respectivamente. El gas G8, que se descarga desde el 10 condensador, comprende 98,0 % de CO2, 1250 ppm de O2, <1 ppm de NO2Y 20 ppm de nO.
La lfquido L6 que sale del condensador A6 se lleva despues a una columna de destilacion A7 a una temperatura de - 25 °C y una presion de 1,7 MPa. En la realizacion espedfica mostrada en la figura 2. La columna de destilacion A7 esta conectada con un rehervidor A8 con el fin de mejorar la pureza del producto lfquido CO2. En esta configuracion, un gas G9 que comprende 99,9 % de CO2, 180 ppm de O2, <1 ppm de NO2 y 2 ppm de NO se recicla desde el 15 rehervidor A9 a la columna de destilacion A8. La corriente de producto L7 sale de la planta a una temperatura de - 24 °C y una presion de 1,7 MPa. El contenido de CO2 se expresa como ~100 %, ya que esta corriente tambien contiene contaminantes tales como 12 ppm de O2, 20 ppm de NO2 y <1 ppm de NO.
Cuando estos datos se comparan con los datos relativos al procedimiento de acuerdo con la presente invencion, es evidente que el contenido de contaminantes es notablemente mayor para la planta, en la que no se incorpora en 20 columna ultrarrapida. Para la comparacion es bien sabido que las especificaciones de CO2 de calidad alimentaria tfpicamente indican un maximo de 2,5 ppm de NO y 2,5 ppm de NO2

Claims (14)

  1. 5
    10
    15
    20
    25
    30
    35
    40
    45
    50
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    REIVINDICACIONES
    1. Un procedimiento de recuperacion de dioxido de carbono de pureza elevada a partir de una fuente gaseosa, siendo dicho dioxido de carbono de pureza elevada de calidad alimentaria o adecuado para la recuperacion o secuestro mejorado de aceite y comprendiendo dicha fuente gaseosa al menos dioxido de carbono, oxfgeno, N2 y oxidos de nitrogeno, el procedimiento comprende las etapas de:
    a. alimentar un gas (G1) que comprende dioxido de carbono, oxfgeno, N2, oxidos de nitrogeno, y, opcionalmente, compuestos sulfurosos y contaminantes organicos volatiles en una columna de absorcion (A1),
    b. absorber el gas (G1) en agente de absorcion de dioxido de carbono qmmico, por el cual el gas (G1) se separa en un gas pobre en dioxido de carbono (G2) y un lfquido rico en dioxido de carbono (L1),
    c. presurizar y calentar el lfquido (L1) obtenido en la etapa b con el fin de proporcionar el lfquido (L2),
    d. separar por medio de vaporizacion instantanea el lfquido (L2) obtenido en la etapa c en un gas (G3) rico en N2, NOx y oxfgeno y un lfquido con deplecion de N2, NOx y oxfgeno que sale de la columna ultrarrapida (A3),
    e. presurizar el lfquido que sale de la columna ultrarrapida (A3) en la etapa d con el fin de proporcionar el lfquido (L3), en el que el lfquido que sale de la columna ultrarrapida esta presurizado a una presion que es mayor que o igual a la presion del lfquido que sale de la columna la ultrarrapida;
    f. separar el lfquido (L3) obtenido en la etapa e en un gas residual de extraccion rico en dioxido de y un lfquido con deplecion de dioxido de carbono (L4) por medio de extraccion en una columna de extraccion (A2),
    g. enfriar el gas residual de extraccion obtenido en la etapa f con el fin de proporcionar un gas enfriado (G4).
  2. 2. El procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 1, en el que la temperatura del lfquido (L2) obtenido en la etapa c esta en el intervalo de 70 °C a 140 °C, mas preferentemente en el intervalo de 90 °C a 120 °C y, lo mas preferente, en el intervalo de 95 °C a 110 °C, y la presion de dicho lfquido (L2) esta en el intervalo de 0,1 bares a 3 bares, mas preferente en el intervalo de 0,2 a 2 bares, y lo mas preferente en el intervalo de 1 a 2 bares.
  3. 3. El procedimiento de acuerdo con las reivindicaciones 1 o 2, en el que el gas de alimentacion (G1) es gas de combustion.
  4. 4. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, en el que el agente de absorcion es un agente absorbente a base de amina.
  5. 5. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, en el que el lfquido (L4) obtenido en la etapa f se recicla y se mezcla con el agente absorbente usado para absorber el gas (G1) en la etapa b.
  6. 6. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, en el que el gas (G3) obtenido en la etapa d se recicla a la etapa de absorcion b.
  7. 7. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en el que una parte del gas residual de extraccion se licua en la etapa g y se recicla a la columna de ultrarrapida (A3).
  8. 8. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, en el que el gas G4 obtenido en la etapa g se somete a la etapa j adicional de deshidratacion del gas (G4) obtenido en la etapa g por medio de un deshidratador y, de este modo, proporcionar un gas seco (G7) sustancialmente libre de agua, compuestos oxigenados, tales como acetaldetndo, y trazas de metanol y compuestos organicos volatiles.
  9. 9. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, en el que el gas G4 obtenido en la etapa g antes de la etapa j se somete a etapas adicionales de h lavado del gas (G4) obtenido en la etapa g por medio de una columna de lavado con el fin para producir un gas (G5) sustancialmente libre de contaminantes solubles e i presurizar y enfriar el gas (G5) obtenido en la etapa h con el fin de proporcionar el gas (G6).
  10. 10. El procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, en el que los gases de G4, G5 o G7 se separan en una mezcla gaseosa de lfquido rico en dioxido de carbono (L6) y gases no condensables (G8) por medio de un condensador y se somete adicionalmente a la etapa de I destilar el lfquido rico en dioxido de carbono (L6) en una columna de destilacion (A7) con el fin de producir dioxido de carbono lfquido de alta pureza (L7), que esta sustancialmente libre de oxidos de nitrogeno, compuestos sulfurosos y compuestos organicos volatiles.
  11. 11. El procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 10, en el que el lfquido (L7) se produce haciendo pasar el lfquido que sale de la columna de destilacion (A7) a traves de un rehervidor (A8).
  12. 12. Uso de un procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11 para la produccion de dioxido de carbono de alta pureza, siendo dicho dioxido de carbono de alta pureza de calidad alimentaria o adecuado para la recuperacion o secuestro mejorada de aceite.
  13. 13. Uso de acuerdo con la reivindicacion 12 de un procedimiento de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11, para retirar el oxfgeno, el N2 y los oxidos de nitrogeno de un gas de combustion.
  14. 14. Uso de acuerdo con la reivindicacion 13, en el que el procedimiento se utiliza adicionalmente para retirar los compuestos sulfurosos y compuestos organicos volatiles.
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