JP2013529281A - 燃焼設備からの煙道ガスを液化するための方法及び設備 - Google Patents

Abstract

セキュリティー・レベルが高く、エネルギー消費が最小限に抑えられ、化石燃料発電プラントの煙道ガスから、液体ＣＯ_２を様々な純度レベルで供給することが可能なＣＯ_２分離プラント。

Description

本発明は、例えば化石燃料蒸気発電プラントにおける燃焼プロセスの煙道ガスに含まれるＣＯ_２の液化方法及び装置に関する。極低温方法を用いた煙道ガスからのＣＯ_２の液化は以前より知られている。

燃焼煙道ガスから液体ＣＯ_２を生成するための極低温方法の多くでは、２つ以上の分離段階を有する従来の分離方式が採用されている。こうしたＣＯ_２液化設備は、比較的簡素で支障なく動作する。この設備の主な欠点の一つとしては、必要なエネルギーが高く、それが発電プラントの効率に悪影響を及ぼす点が挙げられる。

従って、本発明は、煙道ガスに含まれるＣＯ_２の液化方法及び設備であって、運転に必要なエネルギーが低く発電プラントの正味効率を向上させることができるＣＯ_２液化方法及び設備を提供することを目的とする。さらに、本発明は、プロセスに必要なエネルギーを増大させることなく、液化ＣＯ_２の純度を向上させることを目的とする。

また、ロバストで故障のない運転を保証するために、上記方法は出来るだけ単純なものでなければならず、上記設備の運転も制御しやすいものでなければならない。

本発明によれば、上記目的は請求項１及び２に係る方法により達成される。

請求項１に係る方法によれば、極低温プロセスに入る前に専用の乾燥装置（例えば、吸着乾燥器）を用いて行われる煙道ガスの乾燥のための要件が最小限まで低減される。そのため、プロセスのエネルギー消費や乾燥装置のメンテナンスが軽減される。

本発明のさらに有利な実施形態は、第１分離段階において、第１熱交換器と、第１分離ドラムとを有し、第１熱交換器を、第１分離ドラムからの膨張ＣＯ_２で冷却する。この方法によって、第１の高い圧力レベルで液体ＣＯ_２生成物が提供されるので、圧縮要件を最小限に抑えることができる。

本発明のさらに有利な実施形態は、第２分離段階において、第２熱交換器と、第２分離ドラムとを有し、第２熱交換器を、第２分離ドラムからの膨張ＣＯ_２で冷却する。この方法によって、最終的なＣＯ_２の品質を９５％ｖｏｌ以上の高純度に保ちつつ、ＣＯ_２の必要生産量を達成することが可能となる。

第２分離段階において第２熱交換器とＣＯ_２ストリッパーを使用することで、第１分離段階からの液体ＣＯ_２流がＣＯ_２ストリッパーに直接流入し、第１分離段階からのＣＯ_２流が第２熱交換器を介してＣＯ_２ストリッパーに流入する。この方法により、９９％ｖｏｌ以上の純度のＣＯ_２品質を得ることが可能となる。リボイラーでＣＯ_２ストリッパーの液体ＣＯ_２を沸騰させ、ＣＯ_２ストリッパーの上部からオフガスを抽出し、圧力調整弁にて膨張させ、冷却のため分離段階で利用した場合、補助冷却に関する要件を軽減することができる。

請求項６に係る方法によれば、第１の高い圧力レベルで液体ＣＯ_２生成物が提供されるので、圧縮要件が最小限に抑えられる。

請求項７に係る方法によれば、開冷却ループが確立されるので、専用の冷却ユニットを設置する必要がなくなる。これにより、エネルギー効率が向上し、ＣＯ_２液化プラントの建設にかかるコストが軽減される。

リボイラーやバッファードラムのＣＯ_２ストリッパーから液体ＣＯ_２を回収することで、その後の気化ＣＯ_２の圧縮要件が最小限に抑えられる。

液体ＣＯ_２の一部をバッファードラム又はＣＯ_２ストリッパーから抽出し、第２生成物ポンプによって第２圧縮機の放出側又は第１生成物ポンプの吸込側へと送る場合、圧縮要件をさらに軽減することができる。

請求項１１に係る方法によれば、煙道ガスを、第１分離段階に流入する前に、第１圧縮機で圧縮し、第１冷却器で冷却し、且つ／又は乾燥器で乾燥する。それにより、プロセスのエネルギー消費や乾燥装置のメンテナンスが軽減される。

最終分離段階からのオフガスを、最終分離段階の熱交換器に流入する前に、約１７ｂａｒまで膨張させ、結果的に約−５４℃とする場合、ドライアイスの形成を回避しつつ、煙道ガスの圧縮要件を最小限まで軽減することができる。

本発明の複数の実施形態を以下の図面に示す。

本発明の第１実施形態を示す図である。 分離カラムと、開冷却ループとを備えた、本発明の第２実施形態を示す図である。 液化ＣＯ_２用の第２生成物ポンプを備えた、本発明の第３実施形態を示す図である。 オフガスに対して、２つの膨張タービンを用いた二段階膨張形態をとった、本発明の第４実施形態を示す図である。 本発明の第５実施形態を示す図である。

図面において、煙道ガス流及びＣＯ_２の様々な地点での温度及び圧力を、いわゆるフラグで示している。各フラグに属する温度及び圧力は、以下に示すチャートにまとめられている。これらの温度及び圧力が、一例として示されていることは当業者には明らかであり、煙道ガスの組成、周囲温度、液体ＣＯ_２の要求純度によって変動しうる。

図１に、本発明の第１実施形態をブロック図で示す。図１から分かるように、第１圧縮機１において、煙道ガスが圧縮される。第１圧縮機１は、各圧縮段階（不図示）間に冷却器や水分離器を配備し、水蒸気、すなわち水の大部分を煙道ガス３から分離する多段階圧縮処理を行ってもよい。

第１圧縮機１により放出された時、煙道ガス３は、周囲温度よりも大幅に高い温度を有しており、その後第１冷却器５によって約１３℃まで冷却される。その圧力は、約３５．７ｂａｒである（フラグ１参照）。

第１圧縮機１と第１冷却器５との間において、煙道ガスは、凝縮するとアルミニウムがろう付けされた熱交換器１１及び１７に悪影響を与えうる水銀を洗浄する必要がある。水銀除去は、固定床Ｈｇ吸着器（不図示）において行われてもよい。

煙道ガス流３になお含まれている水分は、適切な乾燥処理、例えば、乾燥器７での乾燥を介した吸着により取り除かれ、その後第１分離段階９へと送られる。この第１分離段階９は、第１熱交換器１１と、第１分離ドラム１３とを備える。第１熱交換器１１は、煙道ガス流３を冷却する機能を果たす。この冷却により、煙道ガス流３に含まれているＣＯ_２が部分的に凝縮される。その結果、煙道ガス流３は、気体と液体の二相混合物として第１分離ドラム１３に流入する。第１分離ドラム１３では、煙道ガス流３が、主に重力によって、液相と気相とに分離される。第１分離ドラム１３内では、圧力が約３４．７ｂａｒ、温度が−１９℃である（フラグ５参照）。

第１分離ドラム１３の底部では、液体ＣＯ_２（参照符号３．１参照）が抽出され、第１減圧弁１５．１により約１８．４ｂａｒの圧力まで膨張される。第１減圧弁１５．１での膨張によって、ＣＯ_２の温度は−２２℃〜−２９℃となる（フラグ１０参照）。このＣＯ_２流３．１により第１熱交換器１１内の煙道ガス流３が冷却され、その結果、ＣＯ_２流３．１は蒸発する。第１熱交換器１１の出口において、ＣＯ_２流３．１の温度は約＋２５℃であり、その圧力は約１８ｂａｒである（フラグ１１参照）。このＣＯ_２流３．１は、第２圧縮機２５の第２段階へと送られる。

煙道ガスの第２流３．２は、第１分離ドラム１３の上部にて気体状態で抽出され、その後、第２熱交換器１７で冷却され、部分的に凝縮される。第２熱交換器１７を通過後、第２流３．２は二相混合物として第２分離ドラム１９へと送られる。第２熱交換器１７及び第２分離ドラム１９は、第２分離段階２１の主要構成要素である。

第２分離ドラム１９においてもまた、第２流３．２の液相、気相への重力による分離が行われる。第２分離ドラム１９内では、圧力が約３４．３ｂａｒ、温度が約−５０℃である（フラグ６参照）。

第２分離ドラム１９における気相、いわゆるオフガス２３は、第２分離ドラム１９の上部で抽出され、第２減圧弁１５．２にて約１７ｂａｒまで膨張し、約−５４℃まで冷却される。オフガス２３は、第２熱交換器１７を流れることで、煙道ガス３．２を冷却し、その一部を凝縮する。

第２分離ドラム１９の底部では、液体ＣＯ_２流３．３が抽出され、第３減圧弁１５．３にて約１７ｂａｒまで膨張し、その温度が−５４℃に達する（フラグ７ａ参照）。

ＣＯ_２流３．３は、第２熱交換器１７へも送られる。液体ＣＯ_２３．３は、第２熱交換器１７でその一部が蒸発し、ＣＯ_２流３．３が第２熱交換器１７から抽出され、第４減圧弁１５．４にて約５〜１０ｂａｒまで膨張し、その温度は−５４℃に達し（フラグ７ｂ参照）、再び第２熱交換器１７へと送られる。

第２熱交換器１７を流れたＣＯ_２流３．３は、第１熱交換器１１へと送られる。第１熱交換器１１の入口では、ＣＯ_２流３．３は、約５〜１０ｂａｒの圧力を有し、−２２℃〜−２９℃の温度を有する（フラグ１４参照）。

ＣＯ_２流３．３の一部は第１熱交換器１１で加熱されるので、その出口では、温度が約−７℃、圧力が約５〜１０ｂａｒとなる。第３部分流３．３は、第２圧縮機２５の第１圧縮段階へと送られ、約１８ｂａｒまで圧縮される。その後、圧縮されたＣＯ_２流３．１は、図１に示す多段階圧縮機２５の第２段階へと送られる。

第２圧縮機２５の各段階間の中間冷却器や、圧縮ＣＯ_２のための後部冷却器は、図１〜５には示していない。

第２圧縮機２５の出口では、圧縮ＣＯ_２の圧力は６０〜１１０ｂａｒであり、その温度は８０℃〜１３０℃である（フラグ１９参照）。不図示の後部冷却器において、ＣＯ_２は周囲温度まで冷却される。

上記ＣＯ_２は、必要に応じて、直接パイプラインへと送られてもよいし、もしくは、液化後、例えば、第１生成物ポンプ２７からＣＯ_２パイプライン（不図示）へと送られてもよい。第１生成物ポンプ２７によって、液体ＣＯ_２の圧力は、ＣＯ_２パイプライン内の圧力、約１２０ｂａｒまで上昇する。

第２分離ドラム１９の上部から抽出されたオフガス２３に戻って、オフガス２３は、第２圧力調整弁１５．２、第２熱交換器１７、及び第１熱交換器１１を流れることで、煙道ガス流３から熱を吸収することが分かる。第１熱交換器１１の出口において、オフガス２３の温度は約２６℃〜３０℃であり、その圧力は約２６ｂａｒである（フラグ１６参照）。

エネルギー回収を最大限に高めるため、オフガス２３をオフガス過熱器２９で過熱し、そして膨張タービン３１又はその他の膨張器へと送る。膨張器では、機械的エネルギーが再利用され、その後、オフガス２３はおよそ周囲の圧力に対応する圧力で周囲へと放出される。

冷却のため、第１冷却器５は、パイプ３３及び冷水ポンプ３５を介して第１熱交換器１１に接続されている。パイプ３３の内部には、水とグリコールの混合物が流れ、第１冷却器５に冷水を供給している（フラグ３，４参照）。

下流の冷却設備で凍結する水は、乾燥器７において、例えば、吸着により供給ガスから除去される。乾燥器７の必要な乾燥剤の量を最小限に抑えるため、コールドボックス１の第１熱交換器１１で冷却されたグリコール／水混合物を利用して、第１冷却器５で、煙道ガスを約１３℃まで冷却する。グリコール／水回路は、冷水ポンプ３５を備える。

第１冷却器５からのグリコール／水の温度は約４０〜５０℃（フラグ３参照）であり、ポンプで空気又は水熱交換器（不図示）へと圧送され、周囲温度まで冷却される。冷却されたグリコール／水は、その後、第１熱交換器１１へと送られ、生成物とオフガス流３．１，３．２，２３を利用して冷却が行われる。

第１熱交換器１１から送られてきた冷却グリコール／水の温度は約１０℃（フラグ４）であり、第１冷却器１へと戻される。冷却グリコール／水の出口温度は、回路流量制御器によって制御されてもよい。第１冷却器５の負荷は、グリコール／水の供給温度により調整される。

第１熱交換器１１から第１冷却器５への供給には幾つかの利点がある。まず第１に、煙道ガスを約１０℃まで冷却できるため、乾燥器７での効率的な乾燥処理が可能となる。

第１冷却器５にて管の破裂が起こったり、煙道ガスがグリコール／水の循環へと漏れ出した場合、このような事態は容易に検出でき、直ちに第１熱交換器１１に悪影響を与えたりはしない。最後に、上記構成は非常にエネルギー効率に優れており、プロセス全体のエネルギー消費が軽減される。

第１冷却器５と乾燥器７との間に配置された煙道ガス分離器（不図示）による凝縮水の分離が行われて、水和物形成状態から十分に離れながら水の大部分が除去された後、煙道ガスは煙道ガス乾燥器７により乾燥される。

熱交換器１１，１７の詰まりや、冷却部、すなわち、第１冷却器５での固体析出を防ぐために煙道ガスの粒径を約１μｍに制限する、フィルター（不図示）を設けることも考えられる。

図２において、同一の構成要素には、同一の符号が付されており、図１に関する記述が適宜適用される。

乾燥器７からの乾燥したガスは、生成物流３．３やオフガス流２３を利用して、第１熱交換器１１により約−１９℃まで部分的に凝縮される。こうして生成された液体ＣＯ_２は、第１分離ドラム１３により分離される。液体の行き先は求められる生成物の品質によって異なる。プロセスの原油増進回収（ＥＯＲ）モードでは、第１分離ドラム１３からの液体は、中間供給位置にてＣＯ_２ストリッパー３７のカラムに送られる。一方、塩水帯水層（ＳＡ）モードでは、液体はＣＯ_２ストリッパー３７底部の生成物流に直接送られる。二つ目の方法は図示されていない。

第１分離ドラム１３からのオーバーヘッド蒸気３．２は、逆流としてＣＯ_２ストリッパー３７の上部へ送られる前に、生成物流３．３やオフガス流２３を利用して、第２熱交換器１７によりさらに凝縮される。

システム圧力は、ＣＯ_２の昇華点や融点から十分な距離を保ちながら蒸気の凝縮が行えるように選択される。

ＣＯ_２ストリッパー３７は、リボイラー３２を有するカラムから構成され、サイドリボイラー（不図示）を含んでいてもよい。この構成では、オーバーヘッド凝縮システムが必要ない。

ＣＯ_２ストリッパー３７への供給はサブクールされる。これにより、専用のオーバーヘッド凝縮還流システムを設ける必要がなくなる。供給がサブクールされることにより、ＣＯ_２ストリッパー３７において十分なＣＯ_２凝縮が行われ、必要なＣＯ_２を回収することができる。必要であれば、ＣＯ_２流を、リボイラー３２の戻り配管から取り込み、全還流（不図示）を増大させることができる。リボイラー３２や任意のサイドリボイラーの負荷を調整することで、ＣＯ_２の品質・純度を限度範囲内に維持できる。

ＣＯ_２ストリッパー３７内の圧力は、オーバーヘッド蒸気ドロー率により制御される。ＣＯ_２ストリッパー３７の上部で、オフガス２３を約３２ｂａｒから煙道条件までフラッシュすることで、温度が−９０℃となるので、カスケード式システムが設置される（図４，５参照）。これにより、オフガス２３の温度を十分高い温度に維持することができる。図２では、１つの減圧弁１５．２だけが示されている。オフガス２３は、第２及び第１熱交換器１７及び１１を通過後、オフガス加熱器（図２では符号なし）と膨張器により過熱され、エネルギー回収が行われる。

リボイラー３２への必要な熱入力は、第２圧縮機２５の第２段階の出力からのＣＯ_２冷媒３．４を凝縮することで行われる。このＣＯ_２冷媒３．４は、リボイラー３２を通過後、減圧弁１５．７を介してバッファードラム３９へと流れる。

リボイラー３２の負荷は、レベル調節つまみを介した冷媒側のフラッディングにより調節される。レベル設定点は、ＣＯ_２分析カスケードを介して制御される。標本点はＣＯ_２ストリッパーカラム３７の底部に位置付けられる。得られた液体冷媒は、その後、冷媒受器又はバッファードラム３９に送られる。

カラムサンプの生成物は、レベル制御と流量制御の２つのルートで引き出される。

ＣＯ_２サンプの生成物の第１ルートは、リボイラー３２からバッファードラム３９までのレベル制御上に設定される。液体がさらにサブクールされる場合は、任意のサイドリボイラー（不図示）を設置してもよい。これにより、フラッシュ後の蒸気留分が確実に最小限に抑えられる。サブクールされた液体は、その後、バッファードラム３９へと送られる。

バッファードラム３９の利用は、液体管理において考えられることであり、これは、第１熱交換器１１及び／又は第２熱交換器１７への冷媒の回収や分配を意味している。

バッファードラム３９からの液化ＣＯ_２冷媒は、様々なレベルで膨張する（フラグ７及び１０参照）。そのため、ＣＯ_２冷媒は、２つの温度レベルで供給される。最低温度レベルは、ＣＯ_２が５．８ｂａｒ（フラグ７参照）、各７．３ｂａｒ、までフラッシュされる約−５４℃である。このＣＯ_２生成物の低圧流３．３は、第２熱交換器１７へ流入する。

第２温度レベルは、約−２２℃〜−２９℃である。高圧冷媒流３．１は、膨張弁１５．６を介して約１８ｂａｒ（フラグ１０参照）まで膨張し、冷却を行なう第１熱交換器１１にて利用される。

ＣＯ_２生成物流３．３は、第１熱交換器１１及び第２熱交換器１７にて蒸発し、第１熱交換器１１の出口を３℃で出た後、第２圧縮機２５の第１段階へと送られる。高圧冷媒３．１は、第１熱交換器１１において約２６℃まで過熱される（フラグ１１参照）。

通過後、生成物流３．３は、多段第２圧縮機２５によって圧縮・液化される。高圧冷媒流３．１は、第２段階で第２圧縮機２５に流入する。

第１熱交換器１１からのＣＯ_２生成物蒸気３．３は、３段階ＣＯ_２圧縮機２５により再圧縮される。

第２圧縮機２５の負荷は、吸込圧力制御により調節される。圧縮要件を最小限に抑えるため、入口温度を、低圧冷媒流を調節するための制御手段として利用する。

第１段階の圧縮・冷却を行った後、ＣＯ_２生成物流３．３は、第１熱交換器１１からの高圧冷媒流３．１と混合される。

リボイラー３２の運転に必要なＣＯ_２除去は、第２圧縮段階を約３６．５ｂａｒ（フラグ２０参照）の圧力で行った後に実行される。これにより、リボイラー温度より約５℃高い凝縮温度を確保する。ここで適用されている原理は、開ループ冷凍サイクルである。この構成の利点としては、熱交換器において漏出や管の破裂が起こった場合にも、ＣＯ_２生成物が汚染されることはないということである。

圧縮機２５の第２段階の出口温度は、第３段階入口案内翼を介して調整される。流量制御のキックバックが、第１及び第２段階に対して与えられる。

第２圧縮機２５の第３段階の出口を利用して、少なくとも４０℃まで再加熱されるすタックされるオフガスを加熱してもよい。

流量制御のキックバックが、第３段階に対して与えられる。

第３段階の出口圧力は、ＣＯ_２の臨界圧力（７３．７７３ｂａｒ）以下でもある、７２ｂａｒ以下であることが好ましい。従って、最後の空気／水（後部）冷却器（不図示）において亜臨界凝縮が可能である。出口圧力は、空気／水冷却器の凝縮量や煙道へのブローダウンを変化させることで調節される。

液化ＣＯ_２生成物は、生成物受器（不図示）へと導かれてもよく、そこから生成物パイプラインに圧送することができる。

周囲条件が高温の場合、超臨界状態への圧縮及びＣＯ_２冷却のみが適用可能である。

第１冷却器５、冷水ポンプ１３５、第１熱交換器１１、及び必要なダクトワーク３３を備える水／グリコール回路を利用することで、煙道ガスを約６０℃から約１３℃（フラグ１参照）に効率的に冷却することが可能となる。

第１熱交換器１１をグリコール／水回路のヒートシンクとして利用することには、幾つかの利点がある。このレイアウトの１つ目の利点としては、到達する温度やエネルギー消費に関して、非常に効率的な冷却が可能になるということである。さらに、乾燥器を小型化することができる。

本発明の全ての実施形態で実現可能な２つ目の利点としては、水／グリコール回路を除くプラント全体において、処理の実行に煙道ガス又はＣＯ_２しか使用されていないということである。これは、冷媒として機能する、危険な又は爆発性の媒体を使用する必要がなくなり、プラントの建設や運転にかかるコストが軽減されるということである。

さらなる利点としては、ＣＯ_２冷却の構成要素に異常が発生しても、ＣＯ_２生成物の品質には影響を及ぼさないということである。図３に、本発明の第３実施形態を示す。図２と図３の比較から、ほとんどの構成要素や関連する配管が同一であることが分かる。このため、相違点のみについて説明する。

図３から分かるように、第２生成物ポンプ４１が設置されている。この第２生成物ポンプ４１は、約３１ｂａｒの圧力を有するバッファードラム３９から高圧冷媒を抽出し、この高圧冷媒の圧力を、周囲条件に応じて、冬場には圧力５３ｂａｒ、夏場には最大圧力７２ｂａｒまで上昇させる。最悪の事態は、直接パイプラインの条件まで圧力を上昇させる場合である。この圧力レベルは、第２圧縮機２５の出口での圧力レベルと同様であるため、冷却に必要とされない高圧冷媒を、バッファードラム３９から第１生成物ポンプ２７の吸込側へと直接送ることが可能である。これにより、プラント全体のエネルギー消費が大幅に軽減され、プラント全体の運転のための幅広い範囲の負荷が可能となる。

図４に示す実施形態では、オフガス２３のための第１膨張タービン３１．１と第２膨張タービン３１．２を使って、オフガス２３の２段階膨張が行われる。膨張したオフガス２３は、熱交換器１１及び１７での冷却に利用可能である。この構成によれば、オフガス流２３を２段階で膨張させることで、プラントのエネルギー消費を軽減し、膨張機３１．１及び／又は３１．２の機械出力を、例えば、発電機や圧縮機１又は２５を駆動するエネルギーとして利用することが可能となる。

図５に、本発明の第５実施形態を示す。本実施形態は、冷水回路５，３３，３５，１１と、ＣＯ_２ストリッパー３７と、第２生成物ポンプ４１と、２段階膨張タービン３１．１及び３１．２とを備える。この最高位の実施形態は、図１〜図４に示す実施形態の全ての特徴及び利点を兼ね備えている。このことから、それぞれの実施形態の特徴を、あらゆる組み合わせで組み合わせることが可能であることが明らかとなろう。例えば、冷水回路５，３３，３５を省略し、ＣＯ_２ストリッパー３７、第２生成物ポンプ４１、並びに／又は、２段階膨張タービン３１．１及び３１．２のみを組み合わせることも可能である。

Claims (15)

1. 煙道ガス（３）を、第１圧縮機（１）で圧縮し、続いて第１冷却器（５）で冷却し、そして少なくとも２つの分離段階（９，２１）で部分的に凝縮し、
   前記少なくとも２つの分離段階（９，２１）を、膨張オフガス（２３）及び膨張液体ＣＯ_２（３．１，３．３）で冷却し、
   前記第１冷却器（５）に、前記第１分離段階からの冷水を供給する、
   燃焼煙道ガスの液体ＣＯ_２生成方法。（図１参照）
2. 煙道ガス（３）を、第１圧縮機（１）で圧縮し、続いて第１冷却器（５）で冷却し、そして少なくとも２つの分離段階（９，２１）で部分的に凝縮し、
   前記少なくとも２つの分離段階（９，２１）を、膨張オフガス（２３）及び膨張液体ＣＯ_２（３．１，３．３）で冷却し、
   前記第２分離段階（２１）が、第２熱交換器（１７）と、ＣＯ_２ストリッパー（３７）とを含み、
   前記第１分離段階（９）からの液体ＣＯ_２（３．５）流が、前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）に直接流入し、
   前記第１分離段階（９）からのＣＯ_２流（３．２）が、前記第２熱交換器（１７）を介して前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）に流入する、
   燃焼煙道ガスの液体ＣＯ_２生成方法。（図２参照）
3. 前記第１分離段階（９）が、第１熱交換器（１１）と、第１分離ドラム（１３）とを含み、
   前記第１熱交換器（１１）を、前記第１分離ドラム（１３）からの膨張ＣＯ_２（３．１）で冷却することを特徴とする、請求項１又は２に記載の方法。
4. 前記第２分離段階（２１）が、第２熱交換器（１７）と、第２分離ドラム（１９）とを含み、
   前記第２熱交換器（１７）を、前記第２分離ドラム（１９）からの膨張ＣＯ_２（３．３）で冷却することを特徴とする、請求項１又は３に記載の方法。（図１参照）
5. 前記第２分離段階（２１）が、第２熱交換器（１７）と、ＣＯ_２ストリッパー（３７）とを含み、
   前記第１分離段階（９）からの液体ＣＯ_２（３．５）流が、前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）に直接流入し、
   前記第１分離段階（９）からのＣＯ_２流（３．２）が、前記第２熱交換器（１７）を介して前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）に流入することを特徴とする、請求項１、３又は４に記載の方法。（図２参照）
6. 前記第１冷却器（５）に、前記第１分離段階からの冷水を供給することを特徴とする、請求項２〜６のいずれか一項に記載の方法。
7. 前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）内の液体ＣＯ_２を、リボイラー（３２）で沸騰させ、
   オフガス（２３）を、前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）の上部から抽出し、圧力調整弁（１５．２）で膨張させ、前記分離段階（９，２１）で冷却に利用することを特徴とする、請求項２、５、又は６のいずれか一項に記載の方法。（図１〜５参照）
8. 前記液体ＣＯ_２を、第１圧力レベル（フラグ１２）や第２圧力レベル（フラグ１１）まで膨張させ、前記分離段階（９，２１）の少なくとも一つを通過後、第２圧縮機（２５）の第１又は第２段階に供給することを特徴とする、請求項１〜７のいずれか一項に記載の方法。（図１〜５参照）
9. 前記リボイラー（３２）に、前記第２圧縮機（２５）からの、好ましくは、前記第２圧縮機（２５）の第２段階からの熱を供給することを特徴とする、請求項７又は８に記載の方法。（図２〜５参照）
10. 前記リボイラー（３２）及び前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）からの前記液体ＣＯ_２を、バッファードラム（３９）に回収することを特徴とする、請求項７〜９のいずれか一項に記載の方法。（図２〜５参照）
11. 前記少なくとも２つの分離段階（９，２１）に、前記バッファードラム（３９）からの液体ＣＯ_２を供給することを特徴とする、請求項１０に記載の方法。（図２〜５参照）
12. 前記バッファードラム（３９）又は前記ＣＯ_２ストリッパー（３７）から前記液体ＣＯ_２の一部を抽出し、第２生成物ポンプ（４１）によって、前記第２圧縮機（２５）の放出側又は第１生成物ポンプ（２７）の吸込側へと送ることを特徴とする、請求項１０又は１１に記載の方法。（図３及び５参照）
13. 前記煙道ガスを、前記第１分離段階（９）に流入する前に、第１圧縮機（１）で圧縮し、第１冷却器（５）で冷却し、且つ／又は乾燥器（７）で乾燥することを特徴とする、請求項１〜１２のいずれか一項に記載の方法。
14. 前記最終分離段階（２１）からのオフガス（２３）を、該最終分離段階（２１）の前記熱交換器（１７）に流入する前に、約１７ｂａｒまで膨張させ、結果的に約−５４℃の温度とすることを特徴とする、請求項１〜１３のいずれか一項に記載の方法。
15. 前記オフガス（２３）を、全ての分離段階（２１，９）を通過後、過熱器（２９）で過熱し、少なくとも一つの膨張機（３１，３１．１，３１．２）で膨張させ、その後前記最終分離段階（２１）の前記熱交換器（１７）に再度供給することを特徴とする、請求項１〜１４のいずれか一項に記載の方法。（図１，２，４，及び５参照）

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