Author's Accepted Manuscript

Engineering evaluation of CO2 separation bymembrane gas separation systems

Adele Brunetti, Enrico Drioli, Young Moo Lee,Giuseppe Barbieri

PII: S0376-7388(13)00990-3DOI: http://dx.doi.org/10.1016/j.memsci.2013.12.037Reference: MEMSCI12610

To appear in: Journal of Membrane Science

Received date: 24 September 2013Revised date: 24 November 2013Accepted date: 16 December 2013

Cite this article as: Adele Brunetti, Enrico Drioli, Young Moo Lee, GiuseppeBarbieri, Engineering evaluation of CO2 separation by membrane gasseparation systems, Journal of Membrane Science, http://dx.doi.org/10.1016/j.memsci.2013.12.037

This is a PDF file of an unedited manuscript that has been accepted forpublication. As a service to our customers we are providing this early version ofthe manuscript. The manuscript will undergo copyediting, typesetting, andreview of the resulting galley proof before it is published in its final citable form.Please note that during the production process errors may be discovered whichcould affect the content, and all legal disclaimers that apply to the journalpertain.

www.elsevier.com/locate/memsci

1

Engineering evaluation of CO2 separation by membrane

gas separation systems

Adele Brunetti1, Enrico Drioli1,2, Young Moo Lee2, Giuseppe Barbieri1,*

1 Institute on Membrane Technology (ITM-CNR), National Research Council, c/o The University of Calabria, Cubo 17C, Via Pietro Bucci, 87036 Rende CS, Italy

2 WCU Department of Energy Engineering, College of Engineering, Hanyang University, Seongdong-gu, Seoul 133-791, S. Korea

Author to whom correspondence should be addressed:

Tel. +39 0984 492029; Fax +39 0984 402103; E-mail: g.barbieri@itm.cnr.it

Abstract

 

The possible application of membranes  for CO2 separation  in the  treatment of non‐valuable streams 

(e.g., flue gas of a power plant or cement industry) or valuable streams (e.g., biogas) has been analyzed. 

Some selection criteria useful in the choice of membrane gas separation for CO2 capture are discussed 

to evaluate the advantages potentially offered by membrane systems  . Membrane selectivity ranging 

from  30‐50  (values  of  commercial  membranes)  to  100‐500  (values  of  most  promising  laboratory 

membranes) and different feed/permeate pressure ratios were considered for the various cases. The 

composition  and  recovery  of  carbon  dioxide  in  the  membrane‐treated  stream  were  the  target 

parameters  taken  into  account  as  guidelines  in  the  evaluation  of  the  separation  technology 

performance.  General  “maps”  of  CO2  permeate  concentration  versus  CO2  recovery  have  been 

developed  by  means  of  a  simple  tool  that  takes  into  account  the  influence  of  the  most  important 

parameters  affecting  the  membrane  system  performance  (that  is,  membrane  selectivity  and 

2

permeation driving force). The analyses indicated that the separation depends on various interrelated 

factors:  the membrane material  (selectivity and  flux),  the operating conditions  (pressure  ratio), and 

the  final  requirements  (CO2  recovery  and  composition).  Also,  the  operational  limit  and  the 

potentialities of the membrane gas separation technology were analyzed under these conditions. The 

“maps” proposed and utilized for CO2 separation are valid and can be utilized for other gas separations 

in which the membrane shows selectivities similar to those taken into account here. 

Keywords: Separation maps; CO2 separation; membranes; maps; flue gas; biogas

1. Introduction

Power  and  hydrogen  production,  heating  systems  (for  example,  in  steel  and  cement  industries), 

natural  gas  and  biogas  purification,  etc.  are  examples  of  circumstances  in  which  carbon  dioxide  is 

produced in huge (thousands of tons) streams (Table 1). Carbon dioxide separation from hydrogen and 

methane  streams  has  long  been  used  since  the  high  value  of  these  streams  [1, 2, 3, 4, 5].  Recent 

constrains and regulations on CO2 emissions from power plants have focused on the separation of CO2 

from  flue  gas  streams  [6, 7, 8, 9, 10, 11, 12, 13, 14].  Although  technologies  such  as  adsorption, 

absorption,  and  cryogenic distillation  [15] were  the  first  to  be  considered  suitable  for  this purpose, 

membrane  technology  is  a  valid  alternative  for  carbon  dioxide  separation  from  the  various 

aforementioned streams. Conventional  liquid solvent‐based technologies for separating CO2 are used 

commercially in the chemical industry [16]. The U.S. Department of Energy (DOE) estimates that post‐

combustion capture using conventional solvents will increase the cost of electricity by about 80% and 

incur a $68/ton avoided cost for CO2 [17]. Corresponding projections for pre‐combustion capture are a 

30‐40% increase in cost of electricity and $32‐42/ton avoided cost [16,17]. Considering that streams 

containing carbon dioxide coming  from power plants or heating systems are waste streams with no 

economic value, no “profit” margin is involved in their treatment. A significant separation cost (no less 

than 20/25 US$/ton) would significantly affect the final cost (e.g., of the electricity) [6]. Therefore, the 

3

separation/capture process must consider these aspects in terms of energy demand and limit them to 

be as low as possible.

 

Table 1 – Typical sources of CO2 emissions 

  Source  Separation  Feed composition  Temperature and pressure 

Ref. 

Flue gas streams 

Power plants Coal gasification plants Steel factory Cement factory Transportation 

CO2/N2 

5‐25% CO2 65‐80% N2 

3‐5% O2 Rest N2, SOx, H2S, H2O

35‐100°C and 1 bar  [14, 18] 

Natural Gas  Natural gas pipes  Sweetening of natural gas, etc.  

CO2/CH4 

1‐8% CO270‐90% CH4 

0‐20%C2H6, C3H8, C4H10 Rest O2, N2, H2S, Ar, Xe, 

He 

25‐30°C and 1.2 bar 

[19, 20, 21]

Biogas   Various  34‐40% CO250‐70 %CH4 

Rest N2, O2, H2S, H2O 

25‐35°C and 1 bar 

[22]

Because  of  their  fundamental  engineering  and  economic  advantages  over  competing  separation 

technologies, membrane  operations  (used  in  the  past  for  the  separation  of  CO2  from natural  gas  or 

hydrogen  streams  separations)  [1,2,3,4,5, 23]  are  now  being  explored  for  CO2  capture  from  power 

plant  emissions  and  other  fossil‐fuel‐based  flue  gas  streams.  For  example,  the  great  interest  in  this 

new  capturing  technology  has  recently  been  confirmed  by  the  EU‐FP6  project  “Nanostructured 

Materials  against  Global  Warming”  (Nanoglowa)  [14,24],  where  the  field  application  of  membrane 

modules  with  large  membrane  area  has  been  tested  in  pilot  plants  in  power  stations,  and  the 

membrane unit performed well in terms of both separation and durability [25]. 

Membranes play an  important role  in the treatment of  these waste streams, mainly because of their 

greater  flexibility with  respect  to  other  separation  technologies.  For  instance,  the  temperature  and 

heat  requirements  in  the  solvent  recovery  stage  of  absorption  cannot  be  changed  much.  On  the 

contrary, the separation driving force (and hence the compression costs) can change over a wide range 

and  can  be  compensated  by  the  appropriate  membrane  surface  area  in  membrane  processes.  The 

separation driving force (and hence the compression costs) can change over a wide range and can be 

4

compensated by the appropriate membrane surface area in membrane processes. On the contrary, for 

instance, heat requirements are set from the chemical bond between the gas and solvent as well as the 

operating  temperature  in  solvent  recovery  stage  of  absorption;  thus  they  cannot  be  changed much.  

Many materials can be considered suitable for the separation of CO2 from flue gas or methane streams 

[26, 27, 28, 29, 30, 31, 32, 33], and many advances have been made in the maximization of  their mass 

transport  properties.  However,  questions  remain  about  the  scalability  and  durability  of  these 

materials under real conditions. Generally, there is a debate among the scientific community about the 

fact that it could be more convenient to have a membrane with high permeance and low selectivity, or 

vice versa (the two limit conditions of Robeson diagram) [34]. In this regard, an interesting parametric 

study on the impact of membrane materials and process operating conditions on carbon capture from 

humidified  flue  gas  was  performed  [35].  For  all  cases,  high  membrane  CO2  permeance  minimizes 

membrane area requirements, while high CO2/N2 selectivity improves the CO2 permeate concentration 

and reduces the energy needed for CO2 purification. The benefits of higher selectivity are accentuated 

at higher feed‐to‐permeate pressure ratios, at the expense of increased energy cost. The advantages of 

higher  permeance  are  most  pronounced  at  lower  pressure  ratios.  The  engineering  design  of  a 

membrane separation unit for the recovery of CO2 must thus take into account various factors. In our 

previous work [6], we developed a simple tool that uses “maps” to enable analysis of performance and 

the perspectives of membranes in CO2 capture. That study focused on the the treatment of a stream 

with  the  typical  composition  of  the  flue  gas  coming  from  the  power  plant,  thus  containing  a  low 

percentage of CO2 (ca. 13 mole%). However, from various considerations, it appears evident that the 

suitability  of  the membrane  gas  separation with  respect  to  other  separation  technologies  is  strictly 

related  to  various  parameters,  particularly  the  CO2  feed  composition,  the  feed  conditions  (pressure 

and temperature), the product permeate concentration, and the final destination. While some of these 

variables are intrinsic, and in some cases, limited by the specific process (such as the feed composition 

and  conditions),  the  others  are  strictly  connected  to  the  design  of  the  separation  process  and 

significantly to the characteristics of the membranes chosen for that defined separation. In most cases, 

the final design of the process depends on the synergistic evaluation of the effect that these variables 

exercise on the separation. 

5

This work more widely  analyzes  the  application  of membrane  gas  separation  in  CO2  processing 

with  a  general  approach  considering  the  effect  and,  eventually,  the  limitations  offered  by  the main 

variables  that  affect  the  separation  performance:  the  pressure  ratio,  the  feed  composition,  and  the 

mass transport properties (permeance and selectivity) of the membrane considered in the installation. 

As  performed,  the  study  represents  a  useful  guide  for  readers  interested  in  CO2  separation 

independent from the other gases present in the feed stream. It is thus suitable for flue gas separation 

as well as natural gas and biogas. The model results are also valid for other separation characterized 

by  similar  membrane  selectivity.  The  cost  analysis  is  not  part  of  the  study  that  is  focused  on  the 

evaluation of the feasibility of this type of technology. 

In addition, the analysis is valid for the preliminary design of the performance of a single‐stage or 

multi‐stage  separation  system,  since  the  maps  can  be  used  to  evaluate  the  performance  and  the 

requirements of each membrane unit depending on the input parameters.  

 

2. Methods

 

As mentioned previously, the simulations described in this work have been carried out using a simple 

tool  developed  in  our  previous  work  [6],  taking  into  account  the  influence  of  the  most  important 

parameters  affecting  the  membrane  system  performance.  This  tool  consists  of  a  dimensionless  1D 

mathematical model for the multi‐species steady‐state permeation in no sweep mode and co‐current 

configuration. For convenience,  the  tool  is  explained  in  the Appendix. The  results  achieved by  these 

simulations  are  described  in  terms  of  general  maps  of  CO2  permeate  concentration  versus  CO2 

recovery.  These  are  useful  for  analyzing  different  design  solutions  in  terms  of membrane  area  and 

pressure ratio to be installed and for comparing different systems having the same performance. More 

details on this tool can be found in [6], where the validation of the model via experimental literature 

results is also presented. 

In  the  dimensionless  form  of  the  equations,  the  terms  Θi  and  φ  can  be  distinguished  as  the 

permeation number and the feed to permeate pressure ratio, respectively. 

6

 

2

2

2

Membrane FeedCO

CO Feed FeedCO

A PΘ

x QΠ

=  (1) 

Feed

Permeate

PP

ϕ =  (2) 

2

2

2CO

CO

CO permeating fluxP

Π =Δ  

(3) 

2 2 2

/ReFeed tentate PermeateCO CO COP P PΔ = −   (4) 

The  permeation  number  (1)  expresses  a  comparison  between  the  two main  transport mechanisms 

involved. A high permeation number corresponds to a high membrane area and/or permeance (3) for 

the stream and to a high permeation  through the membrane with respect  to the  total  flux along  the 

module.  The  pressure  ratio  (2)  represents  one  of  the  most  important  and  determinant  operating 

parameters affecting the performance of the membrane unit and is the driving force for the separation.  

For  a  given  feed  composition,  membrane  properties  (species  permeance  and  selectivity),  module 

geometry  (total  installed membrane  area  and module  length),  and  fixed  operating  conditions  (feed 

flow rate and pressures), the solution of the equation system provides the species dimensionless flow 

rate  profiles  and  composition  along  the  module  length  for  both  the  membrane  sides.  The  overall 

membrane module  performance  in  terms  of,  for  instance,  final  species  concentration  and  total  CO2 

recovery  in  the  permeate  (5)  stream  are  easily  calculated  considering  the  value  of  state  variables 

(species composition) at the module exit.  

 

22

2

cov *100CO permeate flowrateCO re eryCO feed flowrate

= 

(5) 

In particular, the performance of a membrane separation is measured as CO2 concentration in the 

permeate stream and CO2 recovery as function of several parameters such as, membrane selectivity, 

7

pressure ratio and feed composition. Hence, permeance, membrane area and feed flow rate are taken 

into  account  through  the permeation number. Most  of  the proposed plots,  namely maps,  show CO2 

concentration in the permeate stream versus CO2 recovery. 

In general, the approach proposed with the maps use is a top‐down one: it starts from the target of 

separation, that is, recovery and concentration of the permeate stream. Each curve is plotted in order 

to  directly  read  this  information  as  function  of  a  membrane  property  (selectivity)  and  operating 

condition  (feed/permeate  pressure  ratio).  Other  information,  such  as,  permeance  and  the  related 

membrane area (or other variables) are related with one‐another by means of the permeation number 

which is also reported on the maps. The complexity of the variable named permeation number seems 

as a limitation but a same curve (maps) can be intended valid. For instance, the same product between 

membrane area and permeance provides  the  same value of permeation number.  In other word,  the 

same curve is valid for any permeance value, very high as well as medium or very low. The permeation 

number  red  in  the plot will be used,  for example,  to set  the membrane area of a chosen membrane, 

once the operating point is identified on the maps. This is a clear advantage of using the permeation 

number. 

Investigation of  the whole  range of operating conditions  (feed pressure  and  flow rate) produces 

global maps showing all  the possible solutions  for  the considered gas separation membrane system, 

which  are  expressed  as  parametric  curves  for  the  pressure  ratio.  In  addition,  curves  at  a  set 

permeation number cross these maps. Each point in a map corresponds to the total membrane module 

performance  for  a  given  set  of  operating  conditions.  The map  can  supply  two  important  pieces  of 

information:  the  maximum  performance  achievable  by  a  membrane  unit  once  such  operating 

conditions have been fixed; or the operating conditions, membrane area, or membrane type required 

to produce a stream with a certain recovery and permeate concentration. 

Table 2 shows  the stream conditions, membrane selectivity, and operating parameters used as a 

case  study  in  the  following  calculations.  These  have  been  chosen with  consideration  to membrane 

materials properties currently available in the literature, as indicated in previous sections of the paper. 

Throughout the text, the composition of the gas mixtures is expressed in mole%. 

 

8

Table 2 – Membrane properties and operating conditions used in the calculations 

Membrane properties 

Selectivity, CO2/i   30; 50; 100; 250; 500 

Operating conditions

CO2 concentration in the feed, mole %   10; 25; 35; 50 

Pressure ratio, ‐   1.5; 2.5; 5 and 50  

Permeation number, ‐   1; 10; 20 

 

Any selectivity value can be set  in  the simulation  for using  the predictive property of  the model.  

Therefore,  the  range  of  selectivity  considered  is  chosen  to  explore  a  wide  spectrum  of  selectivity 

values actually present in the literature, including selectivities typical of membranes already available 

in  the  market  (30‐50)  [11,  25]  and  values  only  available  at  lab‐scale  (100‐500).  Most  polymeric 

membranes exhibit  selectivity  in a mixture (or so‐called separation  factor)  that differs  from the one 

measured  in  ideal conditions with pure gas tests.  In most cases,  the consideration of  this value with 

respect to the ideal one allows more proper evaluation of the membrane separation unit performance. 

In  the maps,  the  term  indicated as  “selectivity” can be  independently  intended as  the one measured 

with pure gases or the one measured in mixture, when available.  

The  CO2  concentration  cases  chosen  for  calculation  explore  the  various  conditions  that  can  be 

found in real applications; from the low value of concentrations typical of flue gas from power plants 

(10 %) to flue gas exiting a cement factory (25‐35 %) to the typical concentration of CO2 in biogas (35‐

50 %).  

In  the  separation  of CO2  from  flue  gas,  the main  limitation  is  the pressure  of  the  stream coming 

from the chimney of the plant, which in most cases is atmospheric. The large flows tend to be treated, 

and the absence of added value  in the product  to be recovered (CO2)  limits  the availability of extra‐

pressure supplied to the stream by means of compressors. Thus, pressure ratios considered in these 

calculations are limited (ranging from 1.5‐5) when discussing flue gas separation. Circumstances are 

different  for  biogas  separation,  where  not  only  is  the  separation  product  concentrated  CO2  in  the 

9

permeate, but purified methane can be retained in the retentate of the already compressed membrane 

stream. In this case, the high added value methane, the lower flow rates, and the fact that the purified 

methane  has  to  be  pumped  in  the  pipeline  at  40‐50  bar,  make  it  affordable  to  operate  with  high 

pressure ratios in the membrane unit. For these reasons, this work focuses on the study of membrane 

unit performance for low pressure ratios, typical case of flue gas streams, and also includes the case of 

a  high  pressure  ratio  of  50  to  evidence  the  potentialities  achievable  when  a  high  driving  force  is 

available, as in the case of biogas and natural gas. 

 

3. Results and Discussion

As mentioned  previously,  the  possibility  of  using  a  membrane  unit  in  the  separation  of  a  gaseous 

stream is strictly connected to three main factors: the composition of the feed, the available operating 

conditions,  and  the  separation properties  of  the membrane  chosen  for  the  specific  application.  This 

work  discusses  the  effect  of  each  of  these  parameters  and  their  relative  interaction  on  the 

performance of a typical membrane unit, before discussing the performance maps and their practical 

use in a preliminary design of a membrane separation system. 

In the following, CO2/N2 is used as an example to show the application of the tool. However, since 

other  membranes  show  similar  selectivity  for  different  gases,  the  same  graphs  can  be  used  as 

reference  for other separations,  identifying from time to time the correct selectivity and permeation 

number for the desired operating condition (e.g., pressure ratio). 

 

3.1 Effect of selectivity at different feed molar compositions

Figures  1‐3  show  the  permeate  concentration  versus  recovery  for  different  values  of  CO2 

concentration  in  the  feed  at  different  pressure  ratios.  In  all  the  cases,  the  permeation  number  has 

unitary value and using eq.(1) and the membrane area can be calculated setting  the permeance and 

the other process parameters. Figure 1 shows the case at a pressure ratio of 1.5. At first observation, it 

10

appears  that,  for  all  the  conditions  considered,  a  very  low  recovery  is  achieved  because  the  low 

pressure ratio strongly limits the driving force required for permeation. 

 

Figure 1.  CO2 permeate concentration as function of CO2 recovery at various values of selectivity and CO2 feed concentration. Pressure ratio φ=1.5. 

 

The  permeate  concentration  is  instead  much  more  dependent  on  the  feed  composition,  which 

defines  the  driving  force  together with  the  pressure  ratio.  At  a  pressure  ratio  of  1.5,  a  feed  stream 

containing  a  low percentage  of  CO2  cannot  reach  high  values  of  permeate  concentration  due  to  the 

insignificant  driving  force  (Figure  1).  As  the  fraction  of  CO2  in  the  feed  increases,  the  achievable 

permeate  concentration  also  increases.  The permeate  concentration  cannot  exceed 16 %  if  the  feed 

stream contains only 10 % CO2, whereas a value of ca. 75 % can be achieved when the feed contains 

around  50 % CO2.  The  strong  limitation  on  the  driving  force  does  not  allow  increased  effect  of  the 

membrane selectivity on the performance of the membrane unit. The low driving force represents the 

rate  determining  step  of  the  permeation,  and  the  use  of  a  membrane  with  a  very  low  value  of 

selectivity  (α=30)  or  a  membrane  with  extraordinary  separation  properties  (α=500)  is  equivalent  

each‐other for the final performance of the unit. The situation changes when a higher pressure ratio is 

utilized (Figure 2, Figure 3).  

 

0 20 40 60 80 100

CO2 recovery, %

0

20

40

60

80

100 1.5

30

500

x CO2

Feed=10%mol

x CO2

Feed=25%mol

x CO2

Feed=50%mol

x CO2

Feed=35%mol

11

Figure 2. CO2 permeate concentration as function of CO2 recovery at various values of selectivity and CO2 feed concentration. Pressure ratio φ=2.5 

When  the pressure  ratio  is  2.5  (Figure 2),  the performance of  the  system  improves,  particularly 

when the feed is not too diluted. For 10 % CO2 in the feed, a permeate concentration no higher than 25 

% can be achieved. Even though this performance is better than that obtained for a pressure ratio of 

1.5 (and 16 % CO2 in the permeate), no significant improvements can be seen in terms of CO2 recovery. 

When the CO2 feed concentration increases, the performance of the unit improves significantly due to 

the favored driving force, and the effect of selectivity becomes more evident.  

For instance, at 35 % CO2 in the feed, the membrane unit reaches a permeate concentration in the 

range  of  60‐88  %  depending  on  the  selectivity  of  the  membrane.  In  general,  a  higher  permeate 

concentration  and  a  lower  recovery  correspond  to  a  higher  selectivity,  owing  to  the  lower  driving 

force of the more permeating component along the module axis, and vice versa, since the calculations 

are  made  considering  the  same  permeance  and  area  of  membrane.  Therefore,  a  permeate 

concentration of 60‐72 % can be achieved with a membrane selectivity of 30, whereas  these values 

increase to 70‐80 % and 80‐87 % for selectivity values of 250 and 500, respectively. These trends are 

much more evident at a pressure ratio of 5 (Figure 3). In this case (also at a low CO2 concentration in 

the feed), both recovery and permeate concentration can be significantly improved since the limiting 

effect  of  the  diluted  stream  on  the  driving  force  is  compensated  by  the  higher  pressure  ratio. 

0 20 40 60 80 100

CO2 recovery, %

0

20

40

60

80

100

CO2

perm

eate

con

cent

ratio

n, %

2.5

30

50100

250500

x CO2

Feed=10%mol

x CO2

Feed=25%mol

x CO2

Feed=35%mol

x CO2

Feed=50%mol

12

Therefore, a stream with 10 % CO2 in the feed can be concentrated at ca. 20 %, recovering ca. 75 % of 

the initial CO2 with a membrane having a selectivity of just 30. Alternately, by using a membrane with 

a  higher  selectivity  (250‐500),  a  permeate  concentration  of  43‐48  %  can  be  achieved,  at  which 

correspond a recovery of less than 20 %. The improvement offered by the higher pressure ratio in this 

case is even more evident at a higher CO2 feed concentration.

Figure 3. CO2 permeate concentration as function of CO2 recovery at various selectivities and CO2 feed concentrations. Pressure ratio φ=5. 

 

On the basis of  the above considerations,  the selectivity of  the membrane  is  fundamental  for  the 

final permeate concentration of the permeate stream. Its effect is limited when the permeation driving 

force is not sufficient; therefore, streams with low CO2 concentration in the feed and/or low pressure 

ratio  cannot  achieve  high  permeate  concentration  level  in  one  stage,  even  using  membranes  with 

extraordinary  selectivity.  Figure  5  can  be  utilized  to  analyze  a multistage  separation  process,  but  a 

description  of  the  figure  is  required  first.  Each  curve  shows  the  relationship  between  the  feed 

concentrations  of  the  CO2  and  permeate  stream  for  different  values  of  membrane  selectivity  and 

pressure ratio. Therefore, for a selected CO2 feed composition at any membrane stage (for instance, the 

first or second), the permeate composition of the same stage can be read on the y‐axis.  

0 20 40 60 80 100

CO2 recovery, %

0

20

40

60

80

100

CO2

perm

eate

con

cent

ratio

n, %

5

3050

100

250500

x CO2

Feed=10%mol

x CO2

Feed=25%mol

x CO2

Feed=50%mol

13

Considering a stream with a CO2 feed concentration of 15 % (typical of flue gas from a power plant) 

and a pressure ratio of 1.5 (Figure 5A), the use of a first stage that has a highly permeable membrane 

with a selectivity typical of commercial membranes (α=30) allows a stream concentration of ca. 25 % 

CO2. When this latter stream at 25 % CO2 enters the second stage, a permeate concentration of 60 % 

can  be  achieved  by  using  a membrane with  a  higher  selectivity  (ca.  100)  at  a  pressure  ratio  of  2.5 

(Figure  5 and Figure  4A  case  I).  The  permeate  concentration  can  be  higher  than  the  80  %  value 

imposed by  the  International Energy Agency  [36] by using a pressure  ratio equal  to 5  (Figure 5 and

Figure  4A  case  II)  in  the  second  stage.  A  permeate  concentration  greater  than  80  %  can  also  be 

reached by using  the  solution proposed  in Figure 5  (right  side), where both membrane stages  (The 

case III considers the same selectivity but a different pressure ratio in the first stage) are operated at a 

pressure ratio of 2.5 (Figure 4B).  

(A) ‐ Case I 

(A) ‐ Case II 

 

(B) 

14

 

Figure 4. Schemes of multistage configurations 

Figure 5. CO2 permeate concentration as function of CO2 feed concentration at different selectivities for a multistage configuration  

15

3.2 Effect of pressure ratio at different permeation numbers and selectivity values

The  examples  described  above  illustrate  the  fundamental  role  of  the  pressure  ratio  in  the  final 

performance of the membrane module. The effect of this parameter is emphasized depending on the 

other  variables  affecting  the  separation,  such  as  the  CO2  concentration  in  the  feed,  membrane 

selectivity, and permeation number. In principle, a membrane module with set membrane properties 

(permeance and selectivity) operated at a higher pressure ratio does not necessarily indicate a higher 

permeate  concentration but does mean a  greater  recovery of  the desired product  at  the higher CO2 

feed composition due to the effect on the overall driving force promoting the CO2 permeation. Figure 6 

(left  side) shows  the CO2 permeate concentration and recovery as  functions of  the pressure  ratio at 

various values of CO2 concentration in the feed for a membrane with a selectivity of 50. The permeate 

concentration  initially  increases  with  the  pressure  ratio  up  to  a  maximum  and  then  decreases.  An 

increase in the pressure ratio first promotes the permeation of the most permeable specie; however, 

as it increases, the partial pressure difference of the other less permeable species present in the feed 

stream also increases, causing their permeating fluxes to increase and the consequent dilution of the 

permeate stream. 

Figure 6. CO2 permeate concentration (left side) and CO2 recovery (right side) as a function of (both) pressure ratio at different values of CO2 feed concentration. Theta=1, selectivity=50 

16

On  the  contrary,  the  recovery  of  CO2  (Figure  6  right  side)  increases  at  all  the  CO2  feed 

concentrations until reaching a plateau where all the CO2 is permeated through the membrane. Higher 

concentrations  of  CO2  in  the  feed  stream  correspond  to  lower  pressure  ratios  once  the  plateau  is 

reached.

The promotion of recovery can also be obtained by operating with a greater permeation number, 

which  means  increasing,  for  example,  the  membrane  area  or  using  a  membrane  with  a  greater 

permeance. As  shown  in Figure 7  (where  a permeation number of 10  is used),  the  gain  in  terms of 

recovery  is  also  evident  when  a  diluted  CO2  stream  is  fed  to  the  membrane  module.  At  

a CO2 feed composition of 25 % and a pressure ratio of 2.5, less than 25 % is recovered, but this value 

increases up to around 60 % at a pressure ratio of 5. The higher recovery is counterbalanced by a loss 

in  CO2  permeate  concentration,  particularly  at  high  pressure  ratios.  The  combination  of  a  high 

permeation  number  and  pressure  ratio  implies  the maximization  of  the  recovery,  since  the module 

offers both  sufficient membrane  area  and driving  force  to  allow permeate  into  the more permeable 

component, which in this case is CO2. Meanwhile, the molar fraction of the less permeable components 

also  increases,  and consequently,  their permeation  is promoted,  depleting  the  final  concentration of 

the permeate  stream. On  the basis of  the  feed conditions and  the  final  stream target,  a  compromise 

between these two parameters must be found to obtain the desired levels of permeate concentration 

and recovery.  

In  general,  the  trend  is  similar  for all  the  selectivities  investigated,  even  though  (as discussed  in 

Section 3.1) higher selectivity corresponds to higher permeate concentration and lower recovery once 

the permeation number and pressure ratio are fixed.  

17

Figure 7. CO2 permeate concentration and CO2 recovery as a function of pressure ratio at different values of CO2 feed concentration. Permeation number Θ=10, selectivity α=50 

 

 

3.3 Effect of permeation number at different pressure ratios and selectivities

The proper design of a membrane unit consists of a comprehensive evaluation of the feed conditions, 

the final targets, and the available operating condition ranges that are plausible for the specific stream 

to  be  treated,  leading  to  the  choice  of  the  membrane  material  and  thus  to  the  definition  of  the 

geometric  characteristics  (membrane  area,  number  of  modules,  etc.)  of  the  separation  unit.  The 

permeation  number  contains  these  process  variables  in  its  definition;  therefore,  it  can  be  used  in 

various ways during the design of the membrane separation unit. Permeation number: 

• indicates the membrane area necessary to carry out the separation of a specified feed stream 

with its own characteristics (under certain operating conditions) once the membrane material 

that  constitutes  the  membrane  unit  has  been  chosen  on  the  basis  of  its  mass  transport 

properties (permeance and selectivity); 

• can be used to identify the proper membrane material (specifically referring to the permeance 

of the latter) once a certain geometry of the module (and thus the membrane area) have been 

18

identified on the basis of different design considerations, such as the footprint occupied by the 

installation, the dimension of the single membrane modules, etc.;

• identifies the feed flow rate of a stream with a certain composition that can be treated by that 

module  under  set  operating  conditions,  e.g.,  the  feed  pressure when module  characteristics 

such as membrane material and membrane area are already defined. 

In most cases, the first listed application/option is the preferred one, since the membrane material 

can be chosen on the basis of the final target (leading to the choice of a membrane with certain mass 

transport  properties)  or  on  the  basis  of  limitations  dictated  by  some  process  conditions  like  high 

temperature, presence of contaminants, etc., restricting the choice of material suitable for that use. 

The  other  two approaches  are  valid  if  coupled with  the  evaluation of  other parameters  such  as  the 

pressure ratio and membrane selectivity needed to obtain a certain permeate concentration, etc. 

As mentioned previously,  the permeation  number  influences  the  final  permeate  concentration  once 

the  pressure  ratio  and  the  membrane  selectivity  are  set.  In  these  conditions,  a  high  permeation 

number  corresponds  to  a  high  residence  time  for  the  stream  to  be  separated  and  then  to  a  high 

permeation  through the membrane with respect  to the  total  flux along the module.  In  terms of  final 

product  conditions  (permeate  concentration  and  recovery),  an  increase  in  the  permeation  number 

promotes the permeation firstly of the most permeable species (the desired product), then also of the 

less  permeable  components.  Their  concentrations  increase  along  the membrane module  due  to  the 

permeation of CO2 consequently increasing their driving force (Figure 8). If a greater membrane area 

is available, then these other species permeate, and the final permeate concentration of the permeate 

stream  is  depleted.  However,  the  greater  permeating  flux  allows  a  higher  recovery  that  is  thus  an 

increasing  function  of  the permeation number  up  to  a  plateau where  all  the  CO2  is  permeated.  The 

trend is analogous to when a membrane with a very high selectivity is used (Figure 9). In this case, the 

reductive effect of  the permeation number on the  final concentration of  the permeate stream is  less 

evident  due  to  the  better  separation  properties  of  the  membrane,  but  a  lower  recovery  can  be 

achieved. This latter property can be improved by increasing the pressure ratio (Figure 10), which can 

double the recovery when it increases from 2.5 to 5. As shown in Section 3.2, a significant increase in 

19

the pressure ratio  leads  to a reduction  in the  final permeate concentration. This pressure ratio  limit 

(beyond which the permeate concentration is depleted) shifts toward higher values as the membrane 

selectivity is greatly increased. 

 

Figure 8. CO2 permeate concentration and CO2 recovery index as a function of permeation number at different values of CO2 feed concentration. Pressure ratio=2.5, selectivity=50 

Figure 9. CO2 permeate concentration and CO2 recovery index as a function of CO2 feed concentration at different values of permeation number. Pressure ratio=2.5, selectivity=500 

20

Figure 10. CO2 permeate concentration and CO2 recovery index as a function of CO2 feed concentration at different values of permeation number. Pressure ratio=5, selectivity=500 

3.4 Maps

The potential of the tool developed in our previous work [6] and utilized here is its possibility for use 

in a preliminary design of a membrane unit for gas separation. Global economic considerations of the 

final electricity cost and CO2 storage technology allow the optimal performance (that is, a point on the 

plot of CO2 permeate concentration vs. CO2 recovery) to be univocally individuated on the maps; the 

parametric  curves  crossing  this  optimal  point  provide  the  corresponding  pressure  ratio  and 

permeation  number.  This  leads  to  the  identification  of  the  operating  conditions,  membrane 

characteristics  (permeance,  area,  etc.),  or  feed  conditions  required  to  obtain  the  final  product with 

certain characteristics. The maps are singularly calculated  for a set value of selectivity (30‐500) and 

CO2  feed  concentration;  the  curves  of  permeate  concentration  versus  recovery  are  parametric with 

regard to pressure ratio and permeation number (Figure 11).  

In  the  maps,  all  the  parametric  curves  at  constant  pressure  ratio  have  the  same  trend:  higher 

recovery corresponds to lower CO2 concentration in the final permeate stream. Moreover, increasing 

the  pressure  ratio  causes  the  curves  to  shift  upward,  which  means  that  a  higher  permeate 

21

concentration is achieved at the same CO2 recovery. At a given permeation number (dashed lines), the 

CO2  permeate  concentration  increases with  the  recovery,  as  shown  in  the  left  part  of  the  plot  (low 

stage‐cut),  whereas  a  higher  permeation  number  generally  leads  to  a  higher  recovery  but  lower 

permeate concentration. The main part of the feed flow rate permeates through the membrane, and N2 

dilutes the CO2 permeated preferentially in the first part of the module (Section 3.3). 

For  instance,  in  a  case  where  the  membrane  to  be  used  has  been  chosen,  the  permeance  and 

selectivity are known. Moving in the map and for a known feed stream composition,  it  is possible to 

identify the pressure ratio and permeation number required to obtain a permeate stream with certain 

characteristics.  For  a  very  dilute  feed  stream  (10 % CO2  feed  concentration),  in  most  cases,  a 

multistage membrane system is used for CO2 separation, where the first stage concentrates the stream 

to improve the driving force at the second stage. Figure 11A‐D show the maps calculated at different 

values of membrane  selectivity.  Each map  is developed at  various CO2  feed  concentrations  for  a  set 

value  of  selectivity.  This means  that  it  can  be  used  to  evaluate  each membrane  gas  separation  unit 

constituting the separation system and in cases of multistage configuration. Therefore, considering the 

case of a stream containing the 10 % CO2 fed to a first membrane unit with a selectivity of 50, if a 30‐

35 % concentration of CO2 in the permeate stream is reputedly enough to feed the second membrane 

stage, then by entering in the map with a line perpendicular to the y‐axis, it is possible to identify the 

pressure  ratio  and  permeation  number  necessary  to  achieve  that  permeate  concentration  and  CO2 

recovery  in  the  second  stage.  In  this  specific  case,  a pressure  ratio  of  at  least  5  is  necessary with  a 

permeation number of 10, which corresponds to a recovery of ca. 45 %. Since CO2 feed concentration 

is fixed, the permeance is known and the feed pressure is a function of the pressure ratio and thus is 

also univocally identified in the map; the permeation number ( 2

2

2

Membrane FeedCO

CO Feed FeedCO

Permeance A PΘ

x Q= ) 

can determine the value of the membrane area required to treat a certain feed flow rate that achieves 

those values of permeate concentration and recovery. In cases of defined dimensions of the membrane 

module, the permeation number can be used to determine the treatable flow rate value or identify the 

value of permeance required to achieve the desired performance.  

22

In general,  as  the CO2  feed concentration  increases,  the membrane module can be used  to attain 

highly  concentrated  permeate  streams.  This  is  the  job  of  a  second/third  stage  of  a  membrane 

separation system,  for example,  in cascade configuration. The multiple maps presented  in Figure 11 

can also be used to identify the operating conditions for a second/third separation stage. Considering, 

for example, that the permeate concentration of the stream exiting the first stage fed with 10 % CO2 

mixture  is  ca.  35 %  (condition  achievable  by  operating  the  first  stage  at  a  pressure  ratio  of  5  and 

permeation number of 10) when using a membrane with selectivity of 50,  it  is possible  to enter  the 

second  diagram  corresponding  to  the  membrane  with  a  higher  selectivity  and  thus  identify  the 

operating  conditions  necessary  to  achieve  a  defined  final  permeate  concentration.  For  example, 

assuming a membrane unit with a selectivity of 100 (Figure 11B), the permeate concentration of 75 % 

in  the  second  stage  can  be  reached  at  a  pressure  ratio  of  2.5  but  with  ca.  20  %  recovery  or  at  a 

pressure  ratio  of  5  with  recovery  of  more  than  60  %.  Depending  on  the  choice  between  these 

operating  options,  the  permeation  number  is  univocally  defined.  The  conditions  and  final  recovery 

change  as  expected,  thus  changing  the  selectivity.  For  the  same  pressure  ratios  and  permeation 

numbers, higher recoveries can be achieved or streams with the same recoveries but higher permeate 

concentrations  can  be  produced.  This  is  much more  evident  for  high  CO2  feed  concentrations. The 

maps offer the possibility to  identify various operating options that can be chosen depending on the 

specific requirements and limitations of the process. However, it has to be pointed out that the effect of 

the impurities is not considered at this stage of simulation it being a preliminary tool for performance 

evaluation. 

23

A)

0 20 40 60 80 100

CO2 recovery, %

0

50

100

1.52.5 5

1

2010

0

50

100

1

10

201.5

2.55

0

50

100

1.5 2.5

x CO2

Feed=35%mol

50

50

50

5 50

110

20

x CO2

Feed=10%mol

x CO2

Feed=50%mol

24

B)

0 20 40 60 80 100

CO2 recovery, %

0

50

100

x CO2

Feed=10%mol1.52.5

5

1

2010

0

50

100

x CO2

Feed=50%mol

1

1020

1.5

2.5 5

0

50

1001

1020

1.52.5

5

x CO2

Feed=35%mol

100

50

50

50

25

C)

26

D)

Figure 11 – Maps of CO2 permeate concentration as a function of CO2 recovery index at various values of CO2 feed concentration. Pressure ratio and permeation number is also reported. A) Selectivity=50; B) Selectivity=100; C) Selectivity=250, D) Selectivity=500 

27

3.5 Further remarks

As the major part of the models also the one used for having the presented results prescind from the 

chemical nature of membrane material, since the only information taken into account is the selectivity 

and  permeance.  Other  membranes  will  show  similar  selectivity  for  different  gases.  Therefore,  the 

results discussed here for CO2/N2 separation can be used to analyse other separations,  including the 

proper  selectivity  and permeation number  for  the desired operating condition  (e.g., pressure  ratio). 

For this reason, operating conditions change in a range wider than expected for this separation, such 

as  a pressure  ratio  of  50. This  latter  condition of  operation  is  unusual  for  the  treatment of  flue  gas 

streams since it implies a very high pressure difference between the two membrane sides that can be 

concretized by using compressors and/or high performance vacuum pumps. However, with regard to 

other streams containing CO2 that must be separated (such as biogas), the possibility to operate with 

high pressure on the feed side is not far from the real application. The separation of biogas leads not 

only to the recovery and sequestration of CO2, but also to much greater purification and recovery of 

value‐added  CH4  in  order  to  feed  it  directly  to  pipelines  for  domestic  or  stationary  uses.  From  this 

perspective,  since  CH4  has  to  be  fed  to  pipelines  at  a  high  pressure,  the  possibility  of  installing  a 

compressor  before  the  membrane  system  and  recovering  the  methane  already  concentrated  and 

compressed as a retentate stream makes this operating option quite realistic. 

 

4. Conclusions

 

The  possibility  of  using  a  membrane  unit  in  the  separation  of  a  gaseous  stream  is  strictly 

connected  to  three main  factors:  the composition of  the  feed,  the available operating conditions, 

and  the  separation  properties  of  the  membrane  chosen  for  the  specific  application.  Therefore, 

together with material science, a crucial role for  the real application of membrane technology  in 

CO2 separation is played by membrane engineering, which involves the integrated scheme design 

and optimization of the operating conditions. This work systematically discusses the performance 

maps and their practical use  in the preliminary design of a membrane separation system,  taking 

28

into account a wide range of feed and operation conditions, as well as membranes and membrane 

module separation properties. The effects of each of these parameters and their relative influences 

on the performance of a typical membrane unit are also discussed in detail. 

Together  with  the  feed  conditions,  one  variable  significantly  affecting  the  performance  of  the 

membrane module is the feed/permeate pressure ratio. The permeation number is a determining 

parameter for the module performance. For a set feed flow rate, a set membrane type, and defined 

pressure ratio, a low permeation number indicates low recovery and high permeate concentration, 

and vice versa. The low CO2 concentration in the feed does not allow high permeate concentration 

streams, even when increasing the pressure ratio, and thus more separation stages are necessary. 

The  effect  of  the  selectivity  on  the  performance  of  the  membrane  module  is  negligible  at  low 

pressure  ratios but becomes  important as  this value  is  increased. For a high value of  selectivity, 

doubling of the pressure ratio implies a recovery 2‐3 times greater and improvements in the CO2 

permeate concentration. 

 

 

Acknowledgements

The “Ministero degli Affari Esteri, Direzione Generale per la Promozione e la Cooperazione Culturale” 

of  Italy  is  gratefully  acknowledged  for  the  financial  support  of  project  “New  highly  innovative 

membrane operations  for CO2  separation  (capture)  at medium and high  temperature:  Experimental 

preparation  and  characterization,  theoretical  study  on  elementary  transport  mechanisms  and 

separation  design”  co‐funded  in  the  framework  of  a  bilateral  agreement  between  MAE  (Italy)  and 

MOST  (South  Korea).  YML  thanks  for  the  financial  support  of  Korea‐Italy  Bilateral  Cooperation 

Program and Korea CCS R&D Centre, National Research Foundation,  the Ministry of  IT,  Science and 

Technology in Korea. The present work was also performed in the framework of the activities of the 

“International  Joint Laboratory on Membrane Technology” established between ITM‐CNR (Italy) and 

Hanyang University (Korea),  in Seoul on June 14th, 2011”. G. Barbieri wishes to thank the Korea CCS 

29

R&D Center (South Korea) for the inviting to give a talk at the 3rd Korea CCS conference, Jeju (South 

Korea), March 14th‐15th, 2013. 

 

 

List of symbols

α CO2/i selectivity φ Pressure ratio θ Permeation number Π Permeance, m3 m‐2 h‐1 bar ‐1   A  Membrane area, m2 P  Pressure, bar Q  Flow rate, m3 h‐1 x  Molar fraction, ‐ 

Membrane engineering analysis of CO2 separation from flue gas 

General “maps” of CO2 permeate concentration versus CO2 recovery 

General “maps” with selectivity typical of commercial (30‐50) and latest laboratory generation (100‐

500) membranes 

General “maps” with different feed/permeate pressure ratio 

References

[1]  L.  Shao,  B.  T.  Low,  T.‐S.  Chung,  A.R.  Grenberg,  Polymeric  membranes  for  the  hydrogen  economy: 

Contemporary approaches and prospects for the future, J. Mem. Sci. 327, 1–2, (2009) 18–31 

[2 E. Favre, R. Bounaceur, D. Roizard, Biogas, membranes and carbon dioxide capture,  J. Mem. Sci. 328 (2009) 11–14 

[3]  S.  Basu,  A.  L.  Khan,    A.  Cano‐Odena,  C.  Liu,  I.  F.  J.  Vankelecom,  Membrane‐based  technologies  for  biogas separations, Chem. Soc. Rev., 39 (2010) 750–768 

[4]  H.  Lin,  E.  Van  Wagner,  R.  Raharjo,  B.  D.  Freeman,  I.  Roman,  High‐Performance  Polymer  Membranes  for Natural‐Gas Sweetening, Adv. Mater. 18 (2006) 39–44  

[5] C. A. Scholes, J. Bacus, G. Q. Chen, W. X. Tao, G. Li, A. Qader, G. W. Stevens, S. E. Kentish, Pilot plant performance of rubbery polymeric membranes for carbon dioxide separation from syngas, J. Mem. Sci., 389 (2012) 470–477 

30

[6] A. Brunetti, F. Scura, G. Barbieri, E. Drioli, Membrane technologies for CO2 separation, J. Mem. Sci. 359 (2010) 

115–125 [7] J.P. Ciferno, T. E. Fout, A. P. Jones, J.T. Murphy, Capturing carbon from existing coal‐fired power plant, Chem. 

Eng. Prog. (2009), 33‐41 

[8] H. Herzog, What future for carbon capture and sequestration?, Env. Sci. Tech. 35 (7) (2001) 148‐153 

[9]  C. M. White,  Separation  and  capture  of  CO2  from  large  stationary  sources  and  sequestration  in  geological formations, J. Air Waste Management Association 53 (2003) 645‐715 

[10]  E.  Favre,  Carbon  dioxide  recovery  from  post‐combustion  processes:  Can  gas  permeation  membranes compete with absorption?, J. Mem. Sci. 294 (2007) 50‐59 

[11] T. C. Merkel, H. Lin, X. Wei, R. Baker, Power plant post‐combustion carbon dioxide capture: An opportunity for membranes, J. Mem. Sci., 359, 1–2, 1 (2010) 126–139 

[12] B. Li, Y. Duan, D. Luebke, B. Morreale, Advances in CO2 capture technology: A patent review, App. En., 102 (2013)1439–1447 

[13] L. Peters, A. Hussain, M. Follmann, T. Melin, M. B. Hägg, CO2 removal from natural gas by employing amine absorption and membrane technology—A technical and economical analysis. Chem. Eng. J. 172 (2011) 952–960 

[14] L. Daal, L. Claassen, R. Bruns, B. Schallert, G. Barbieri, A. Brunetti, K. Nijmeijer, “Field tests of carbon dioxide removal from flue gasses using polymer membranes”, VGB Powertech, 2013, 6, 78‐84

[15] M.J. Tuinier, H.P. Hamers, M. van Sint Annaland, Techno‐economic evaluation of cryogenic CO2 capture—A comparison with absorption and membrane technology, Int. J. Greenhouse Gas Contr. 5 (2011) 1559–1565 

[16]  J.M. Klara et al., Cost and performance baseline  for  fossil Energy plants. Volume 1: Bituminuous  coal and natural  gas  to  electricity  final  report,  DOE/NETL‐2007‐1281,  (2007)  http://www.netl.doe.gov/energy-analyses/pubs/Bituminuous%20Baseline_Final%20Report.pdf.  

[17] A.Y. Ku, P. Kulkarni, R.  Shisler, W. Wei, Membrane performance  requirements  for  carbon dioxide capture using hydrogen‐selective membranes in integrated gasification combined cycle (IGCC) power plants, J. Mem. Sci., 367 (2011)233‐239 

[18] Pidwirny, M.  (2006). "Atmospheric Composition". Fundamentals of Physical Geography, 2nd Edition. Date Viewed. http://www.physicalgeography.net/fundamentals/7a.html 

[19] http://naturalgas.org/overview/background.asp 

[20]  Baudot  in  E.  Drioli  and  G.  Barbieri,  eds.  Membrane  Engineering  fro  vthe  treatment  of  gases,  The  Royal Society of Chemistry, Cambridge, The United Kingdom, 2011, pages 150‐195, ISBN 978‐1‐84973‐239‐0 

[21]  Xiao Y., Low B.‐T., Hosseini S. S., Chung T. S., Paul D. R., The strategies of molecular architecture and modification of polyimide‐based membranes for CO2 removal from natural gas—A review”, Progress in Polymer Science 34 (2009) 561–580 [22] Deng L, Ha¨gg M‐B. Techno‐economic evaluation of biogas upgrading process using CO2 facilitated transport membrane. Int. J. Greenhouse Gas Control (2010), 4,  638–646 [23] X. He, M. –B. Hägg, Membranes for Environmentally Friendly Energy Processes, Membranes (2012), 2(4), 706-726 

[24] http://www.nanoglowa.com/index.html

[25] L. Daal, L. Claassen, R. Bruns, B. Schallert, G.  Barbieri,  A.  Brunetti,  K. Nijmeijer,  Field  tests  of  carbon dioxide removal from flue gasses using polymer membranes, VGB Powertech, 2013 

[26] C. E. Powell, G. G. Qiao, Polymeric CO2/N2 gas separation membranes for the capture of carbon dioxide from power plant flue gases, J. Mem. Sci. 279 (2006) 1–49

[27] P. Luis, T. Van Gerven, B. Van der Bruggen, Recent developments in membrane‐based technologies for CO2 capture, Progr. En. Com. Sci. 38, 3(2012) 419–448 

[28] K. Ramasubramanian, WS W. Ho, Recent developments on membranes for post‐combustion carbon capture, Curr. Op. Chem. Eng. 1, 1 (2011) 47–54

31

[29] H. B. Park, C. H,  Jung, Y. M. Lee, A.  J. Hill, S.  J. Pas, S.T. Mudie, E.Van Wagner, B. D. Freeman, D.  J. Cookson, 

Polymers with Cavities Tuned for fast and Selective Transport of Small Molecules and Ions, Sci. 318 (2007) 254‐258 

[30] C. H.  Jung,  J. E. Lee,  S. H. Han, H. B. Park, Y. M. Lee. Highly permeable and selective poly(benzoxazole‐co‐imide) membranes for gas separation, J. Mem. Sci. 350 (2010) 301‐309 

[31]  M.  Calle,  Y.  M.  Lee,  Thermally  rearranged  (TR)  poly(ether‐benzoxazole)  membranes  for  gas  separation, Macromol. 44 (2011) 1156‐1165 

[32] R.T. Adams, J. S. Lee, T.‐H. Bae, J. K. Ward, J. R. Johnson, C. W. Jones, S. Nair, W. J. Koros, CO2–CH4 permeation in high zeolite 4A loading mixed matrix membranes, J. Mem. Sci. 367 (2011) 197–203. 

[33] R Adams, C Carson, J Ward, R Tannenbaum, W Koros, Metal organic framework mixed matrix membranes for gas separations, Micr. Mes. Mat. 131 (1) (2010) 13‐20 

[34] L.M. Robeson, A revised upper bound, J. Mem. Sci. 320 (2008) 390–400 

[35]  B.  T.  Lowa,  L.  Zhao,  T.  C.  Merkel,  M. Weber,  D.  Stolten,  A  parametric  study  of  the  impact  of  membrane materials  and  process  operating  conditions  on  carbon  capture  from  humidified  flue  gas,  J. Mem.  Sci.  431 (2013) 139–155

[36] http://www.iea.org/ 

APPENDIX [6]

A dimensionless 1D mathematical model  for  the multi‐species  steady‐state permeation  in no  sweep 

mode and co‐current configuration was used for the calculations. In the case of binary mixtures (CO2‐

N2),  the  model  consists  of  a  system  of  two  ordinary  differentials  (for  the  retentate  side)  and  two 

algebraic (for the permeate side) equations (1‐4) 

 

Feed/Retentate side   

( )2

2 2 2

RetentateCO Retentate Permeate

CO CO CO

d 1 Θ x xdζ

φϕ

ϕ= − −   (1) 

( )2 2

2 2 2

2 2 2

Retentate FeedN CO Retentate Permeate

CO N NFeedN CO /N

d x 1 1 Θ x xdζ x

φϕ

α ϕ= − −   (2) 

   

Permeate side   

32

( ) ( )

2 2 2

Permeate Feed RetentateCO CO COζ ζφ φ φ= −   (3) 

( ) ( )2 2 2

Permeate Feed RetentateN N Nζ ζφ φ φ= −  

 

(4) 

 

In the equations, ϕCO2 and ϕN2 are the dimensionless molar flow rates for CO2 and N2, respectively, and 

ζ is the dimensionless module length. 

ii

i

QQFeedφ =  

(5) 

Lzζ =  

(6) 

Θi and φ are parameters affecting the performance of a one‐stage membrane system, the permeation 

number and the feed to permeate pressures ratio, respectively. 

 

2

2

2

Membrane FeedCO

CO Feed FeedCO

Permeance A PΘ

x Q=  

(7) 

Permeate

Feed

PP

=φ  (8)