CN111372671A - 气体处理方法及气体处理装置 - Google Patents

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Abstract

气体处理方法包括：吸收工序，使包含二氧化碳等酸性化合物的被处理气体与吸收酸性化合物的处理液在吸收器(12)内接触；和再生工序，将吸收了酸性化合物的处理液输送到再生器(14)中，对处理液进行加热，从该处理液分离酸性化合物。在再生工序中，使氢气等几乎不溶于处理液的气体与处理液接触。

Description

气体处理方法及气体处理装置
技术领域
本发明涉及气体处理方法及气体处理装置。
背景技术
以往，已知通过使被处理气体所含的酸性化合物与处理液接触而分离酸性化合物的气体处理方法。例如，下述专利文献1中公开的气体处理方法使用具备吸收器和再生器的气体处理装置。在吸收器中，使被处理气体与处理液接触，将被处理气体中的酸性化合物吸收到处理液中。在再生器中，通过对处理液进行加热而从处理液中分离酸性化合物。
根据以往的气体处理方法，在吸收器中使二氧化碳与处理液接触而进行吸收，然后在再生器中对处理液进行加热，从而回收二氧化碳。此时所需要的能量为例如4GJ/ton-CO2。本发明人们开发了下述技术：使用在吸收二氧化碳时发生相分离的吸收剂，从而在低于以往的温度下进行二氧化碳的再生。另外，确认到：通过组合热泵，可以将能量降低到1.5GJ/ton-CO2。
由于对地球环境的关注度日益提高，需要开发能够以更低的能耗分离回收酸性化合物的技术。
现有技术文献
专利文献
专利文献1：日本专利公开公报特开2011-213494号
发明内容
本发明的目的在于：降低分离回收酸性化合物所需要的能量。
本发明一个方面涉及气体处理方法，其包括：吸收工序，使包含酸性化合物的被处理气体与吸收上述酸性化合物的处理液在吸收器内接触；和，再生工序，将吸收了上述酸性化合物的上述处理液送到再生器，对上述处理液进行加热，从该处理液分离酸性化合物。在上述再生工序中，向上述再生器供应几乎不溶于上述处理液的气体，使几乎不溶于上述处理液的气体与上述处理液接触。
本发明另一个方面涉及气体处理装置，其为使用包含酸性化合物的被处理气体和吸收上述酸性化合物的处理液从上述被处理气体中分离酸性化合物的气体处理装置，上述气体处理装置具备：吸收器，使上述被处理气体与上述处理液接触；再生器，对在上述吸收器中与上述被处理气体接触后的上述处理液进行加热，以便分离酸性化合物；和，气体供应部，向上述再生器供应几乎不溶于上述处理液的气体。
附图说明
图1为简要示出第1实施方式的气体处理装置的整体构成的图。
图2为示出使用MEA水溶液且改变再生温度时的再生率(％)的一览的图。
图3为示出使用MEA水溶液且改变再生温度时的再生率(％)的变化的图。
图4为示出使用通过吸收二氧化碳而进行相分离的处理液、且改变再生温度时的再生率(％)的一览的图。
图5为示出使用通过吸收二氧化碳而进行相分离的处理液、且改变再生温度时的再生率(％)的变化的图。
图6为示出吸收温度及再生温度为40℃时的、进行相分离的处理液和MEA水溶液的再生率(％)的一览的图。
图7为示出吸收温度及再生温度为40℃时的、进行相分离的处理液和MEA水溶液的再生率(％)的变化的图。
图8为示出吸收温度及再生温度为60℃时的、进行相分离的处理液和MEA水溶液的再生率(％)的一览的图。
图9为示出吸收温度及再生温度为60℃时的、进行相分离的处理液和MEA水溶液的再生率(％)的变化的图。
图10为简要示出第2实施方式的气体处理装置的整体构成的图。
图11为简要示出第3实施方式的气体处理装置的整体构成的图。
图12为简要示出第4实施方式的气体处理装置的整体构成的图。
具体实施方式
以下，参照附图说明本发明的实施方式。需要说明的是，以下的实施方式为将本发明具体化而成的一例，并非对本发明的技术范围进行限定。
(第1实施方式)
第1实施方式的气体处理装置10被用于使用处理液从包含酸性化合物的被处理气体中分离酸性化合物。如图1所示，气体处理装置10具备吸收器12、再生器14、循环路16和换热器18。循环路16包含：从吸收器12抽出处理液并导入再生器14的第1流路21；和，从再生器14抽出处理液并使其回流至吸收液的第2流路22。需要说明的是，换热器18可以省略。
吸收器12连接有供应工艺气体等被处理气体的导入路24、排出处理后的气体的气体排出路26、用于将处理液输送至再生器14的第1流路21、用于使处理液从再生器14返回到吸收器12的第2流路22。导入路24连接于吸收器12的下端部。气体排出路26连接于吸收器12的上端部。第1流路21连接于吸收器12的下端部或下端部附近。即，第1流路21连接于吸收器12中的能够抽出积存在吸收器12中的处理液的位置。第2流路22连接于吸收器12的上端部或上端部附近。即，第2流路22连接于吸收器12中的能够使从再生器14回流的处理液从上方流下的位置。
在吸收器12中，被处理气体与处理液接触，从而被处理气体中的酸性化合物从被处理气体中分离且被吸收到处理液中。由此，除去了酸性化合物的气体从吸收器12排出。作为这样的吸收器12，只要为使被处理气体与处理液连续接触的构成即可，例如可以使用下述构成的反应器，所述构成为：将处理液喷雾到被处理气体的流路的构成；使处理液沿着配置在被处理气体的流路中的填充剂而流下的构成；将被处理气体及处理液分别导入多个微细流路，并且使被处理气体的微细流路与处理液的微细流路分别汇流的构成；等。需要说明的是，吸收器12中的酸性化合物的吸收为放热反应。在酸性化合物为二氧化碳的场合下，每1吨二氧化碳吸收量的放热量为约1.8GJ。吸收器12中产生的该反应热会使被处理气体及处理液的温度上升。
再生器14连接有第1流路21和第2流路22。第1流路21连接于再生器14的上部，将从吸收器12导出的处理液导入再生器14内。第1流路21中设置有泵40。第2流路22连接于再生器14的下端部或下端部附近，将积存于再生器14内的处理液导出。第2流路22中设置有泵28。
再生器14中积存有吸收了酸性化合物的处理液。在再生器14中，该积存的处理液被加热，从而酸性化合物脱离。酸性化合物从该处理液的脱离为吸热反应。在再生器14中加热处理液时，不仅酸性化合物会脱离，而且处理液中的水也蒸发。
再生器14连接有供应路30和加热流路32。供应路30将再生器14内得到的酸性化合物供应至供应对象。供应路30中设置有冷凝器34，所述冷凝器34对由处理液蒸发的酸性化合物的气体与水蒸气的混合气体进行冷却。当混合气体被冷却时，水蒸气会凝结。因此，在冷凝器34中水蒸气被分离。分离出的水蒸气被回流到再生器14。作为冷凝器34，可以使用利用河水等廉价的冷却水的换热器。
加热流路32的一端部连接于第2流路22，代替该方式，也可以是一端部连接于再生器14的下端部或下端部附近。加热流路32的另一端部连接于再生器14的下部。
加热流路32中设置有再沸器36，所述再沸器36对积存于再生器14的处理液进行加热。再沸器36可以以在再生器14的内部加热处理液的方式而配设，也可以如图示那样，以加热从再生器14抽出到外部的处理液的方式来构成。在该情况下，再沸器36可以配设于使其在加热后回流到再生器14的加热流路32。需要说明的是，作为再沸器36，可以使用例如利用电、蒸气、燃烧器等任意热源来直接或间接地加热处理液的结构。
换热器18连接于第1流路21及第2流路22，在流经第1流路21的处理液与流经第2流路22的处理液之间进行热交换。换热器18例如由板式换热器等构成。但是不限于此，换热器18可以由能够在温差较小的流体间进行热交换的微通道换热器构成。由此，可以提高能量效率。
气体处理装置10具备气体供应部42，所述气体供应部42向再生器14供应用于促进酸性化合物的分离的气体(以下称为分离促进气体)。气体供应部42具备气体路42a，所述气体路42a连接于再生器14的下端部或下端部附近。气体路42a连接于例如分离促进气体的供应源42b。
由气体供应部42向再生器14供应的分离促进气体为几乎不溶于处理液的气体。作为分离促进气体，可列举氢气、氧气、甲烷气等。通过向再生器14供应几乎不溶于处理液的气体，可以促进再生器14中的酸性化合物的分离。在此，“几乎不溶于”处理液可以表示在处理液中的溶解度为指定值以下。分离促进气体为例如符合亨利定律、并且在0℃且100kPa的条件下相对于100g处理液的溶解度为1mol以下的气体即可。需要说明的是，氧气相对于水的溶解度为1.3×10-4mol/100g，甲烷相对于水的溶解度为8×10-4mol/100g，氢气相对于水的溶解度为9.5×10-5mol/100g。与此相对地，氨气相对于水的溶解度为6mol/100g，因此不符合。
作为气体处理装置10所分离的酸性化合物，只要是水溶液呈酸性者就没有特别限定，可列举例如氯化氢、二氧化碳、二氧化硫、二硫化碳等。作为包含酸性化合物的被处理气体，可列举例如产业排气、天然气、氢气等。即，本实施方式的气体处理装置10可以用于：从要排放到大气中的气体中除去有害物质的目的；或者，除去例如作为燃料等使用的气体中的杂质的目的。
本实施方式中，作为气体处理装置10中使用的处理液(吸收剂)，使用能够可逆地吸收酸性化合物和使酸性化合物脱离的吸收剂。处理液为例如包含水、胺化合物及有机溶剂的碱性的吸收剂。胺化合物可以设为30wt％，有机溶剂可以设为60wt％，水可以设为10wt％。处理液优选为通过吸收因溶解于水而产生酸的酸性化合物从而进行相分离的处理液，但不限于此。例如，也可以为不使用有机溶剂而使用了胺化合物的水溶液的处理液。另外，处理液可以为胺化合物、有机溶剂、离子液体以及它们的混合物、水溶液等。
作为胺化合物，可列举：例如1，3-二氨基丙烷(DAP：溶解度参数＝14.6(cal/cm3)1/2)、2-氨基乙醇(MEA：溶解度参数＝14.3(cal/cm3)1/2)、DL-2-氨基-1-丙醇(AP：溶解度参数＝13.3(cal/cm3)1/2)、2-(2-氨基乙氧基)乙醇(AEE：溶解度参数＝12.7(cal/cm3)1/2)、(R)-4-氨基-2-甲基-1-丁醇(AMB)等伯胺；例如2-(甲基氨基)乙醇(MAE)、2-(乙基氨基)乙醇(EAE)、2-(丁基氨基)乙醇(BAE)等仲胺；例如三乙醇胺(TEA)、N-甲基二乙醇胺(MDEA)、四甲基乙二胺(TEMED)、五甲基二乙三胺(PMDETA)、六甲基三乙四胺、双(2-二甲基氨基乙基)醚等叔胺等。
作为有机溶剂，可列举：例如1-丁醇(溶解度参数＝11.3(cal/cm3)1/2)、1-戊醇(溶解度参数＝11.0(cal/cm3)1/2)、辛醇、二乙二醇二乙醚(DEGDEE)、二乙二醇二甲醚(DEGDME)等，可以将这些中的多种混合使用。
当胺化合物及有机溶剂各自的溶解度参数处于指定范围时，处理液会因吸收酸性化合物而分离为两相，即酸性化合物的含有率高的相和酸性化合物的含有率低的相。在此，溶解度参数如以下的式(1)所示。
Figure BDA0002503719180000051
ΔH为摩尔气化潜热，R为气体常数，T为绝对温度，V为摩尔体积。若使用式(1)计算作为胺化合物的EAE、MAE及作为有机溶剂的DEGDME的溶解度参数，则分别为10.94、11.58、7.75。
表1
Figure BDA0002503719180000052
如表1所示，对于包含水、胺化合物及有机溶剂的吸收剂(处理液)而言，当按照从胺化合物的溶解度参数减去有机溶剂的溶解度参数而得的值成为1.1(cal/cm3)1/2以上且4.2(cal/cm3)1/2以下的方式来选择胺化合物与有机溶剂的组合时，则处理液通过吸收酸性化合物而二相分离成酸性化合物的含有率高的相和酸性化合物的含有率低的相。当溶解度参数不满足上述下限值时，则有即使处理液吸收酸性化合物也不会发生二相分离之虞。另一方面，当溶解度参数超过上述上限值时，则在处理液吸收酸性化合物之前就已经分离为两相。在该情况下，在使处理液与包含酸性化合物的被处理气体接触的工序中，处理液与被处理气体的接触状态变得不均匀，有吸收效率下降之虞。需要说明的是，表1中的“良好”是指：在吸收二氧化碳之前为一液相，通过吸收二氧化碳而分离为二液相。另外，表1中的“不混溶”是指：在吸收二氧化碳之前为二液相状态，未形成一液相。另外，表1中的“不分离”是指：在吸收二氧化碳后也为一液相。
优选：将吸收器12的吸收条件设定为处理液分离为二相、且溶解较多二氧化碳的区域，并且将再生器14的再生条件设为处理液不发生二相分离、且不怎么溶解二氧化碳的区域。即，通过二氧化碳的分压、吸收温度及再生温度来调整吸收条件及再生条件。由此，处理液容易进行相分离，因此能够将再生温度与吸收温度的温度差控制为较低。即，利用的是以下现象：根据温度改变二氧化碳的吸收程度，改变相分离的容易程度，使二氧化碳吸收浓度的平衡移动。因此，能够将再生温度与吸收温度的温度差抑制为较小。而且，由于向再生器14供应难溶于处理液的气体，因此可以进一步将再生温度与吸收温度的温度差抑制为较小。
在此，对使用第1实施方式的气体处理装置10的气体处理方法进行说明。气体处理方法包括吸收工序、送液工序和再生工序。
吸收工序为在吸收器12中使被处理气体和处理液接触的工序。通过导入路24将至少包含二氧化碳的工艺气体等被处理气体供应到吸收器12。另外，通过循环路16的第2流路22将吸收液导入吸收器12。吸收液在吸收器12内流下，与被处理气体所含的二氧化碳接触并吸收该二氧化碳。吸收器12内积存有吸收了二氧化碳的处理液。在使用发生相分离的处理液的情况下，与二氧化碳接触后的处理液会发生相分离，分离为二氧化碳的含有率高的第1相部分和二氧化碳的含有率低的第2相部分。分离二氧化碳后的处理后气体通过气体排出路26从吸收器12排出。
送液工序为将吸收器12内积存的处理液从吸收器12输送到再生器14的工序。在该送液工序中，将由吸收器12送出的处理液的总量导入到再生器14内。此时，流经第1流路21的处理液在换热器18中被流经第2流路22的处理液加热，然后被导入再生器14内。在第1流路21中设置有泵40，因此即使处理液在吸收器12内为相分离状态，在被导入再生器14时，有时也变成第1相部分与第2相部分混合的状态。
再生工序为对导入到再生器14内的处理液进行加热、从而从处理液中分离二氧化碳的工序。在再生器14内，处理液一边流下一边被加热。另外，从供应源42b通过气体路42a而流入再生器14内的分离促进气体在再生器14内上升，并且与处理液接触。即，在再生工序中，处理液和分离促进气体沿着彼此相向的方向流动并接触。在再生器14内，处理液在夹杂有分离促进气体的状态下被加热，因此可以将二氧化碳的再生温度抑制为较低。在再生器14内，存在加热处理液时会得到由处理液蒸发出的水蒸气的情况。由处理液分离的二氧化碳及水蒸气流经供应路30。在供应路30中，水蒸气在冷凝器34处凝结并被返送到再生器14。因此，仅从处理液中分离的二氧化碳被供应到供应对象。积存在再生器14内的处理液流经第2流路22并回流到吸收器12。在该过程中，处理液在换热器18处加热流经第1流路21的处理液，因此温度降低。
接着，由于确认了将分离促进气体供应到再生器14内则二氧化碳的再生率提高，因此对这一点进行说明。首先，图2及图3示出使用胺化合物的水溶液作为处理液且改变再生温度时的再生率(％)。处理液为单乙醇胺(MEA)30重量％、水70重量％的水溶液。吸收温度为40℃，被处理气体中的二氧化碳的分压为0.2atm。作为分离促进气体，使用氢气。用分离促进气体的体积(升)相对于处理液的单位重量(1g)来表示气液比。
与不导入分离促进气体的情况(气液比＝0)相比，导入分离促进气体的情况下，在任一再生温度下二氧化碳的再生率均提高。另外，如果将再生温度设定为较高，则再生率提高，另外，如果提高气液比，则再生率也会提高。在不导入分离促进气体的情况下，若将再生温度设为70℃以上，则不能够使二氧化碳脱离，但是通过导入分离促进气体，即使再生温度降低到例如40℃也可以使二氧化碳脱离。
图4及图5示出使用吸收二氧化碳则发生相分离的处理液作为处理液时的结果。处理液所含的胺化合物为2-(乙基氨基)乙醇(EAE)，有机溶剂为二乙二醇二乙醚(DEGDEE)。处理液含有EAE 30重量％、DEGDEE 60重量％、水10重量％。吸收温度为40℃，被处理气体中的二氧化碳的分压为0.2atm。作为分离促进气体，使用氢气。
发生相分离的处理液也与MEA同样，导入分离促进气体的情况与未导入分离促进气体的情况(气液比＝0)相比，在任一再生温度下二氧化碳的再生率均提高。并且，若将再生温度设为较高则再生率提高，另外，若提高气液比，再生率也会提高。并且，若气液比为0.2以上，即使再生温度为60℃也可以得到100％的再生率。因此，若使用发生相分离的处理液，则可以进一步提高再生率，可以将再生温度抑制为较低。
接着，对发生相分离的处理液与MEA的比较进行说明。图6及图7示出吸收温度及再生温度分别为40℃、且被处理气体中的二氧化碳的分压为0.2atm时的再生率。分离促进气体为氢气。如图6及图7所示，在气液比低(0.05程度)的情况下，两者没有差异，但是在气液比高的情况下，发生相分离的处理液的二氧化碳再生率与MEA相比提高。并且，气液比越提高则其差值越大。如图8及图9所示，该倾向在吸收温度及再生温度为60℃时也同样。
如以上所说明那样，根据本实施方式，在再生工序中使分离促进气体与处理液接触。由此，溶解在处理液中的酸性化合物容易从处理液中分离，并且分离出的酸性化合物会随着该气体被赶出处理液。因此，促进了酸性化合物从处理液中的分离。故此，可以将再生器14中的再生温度设为更低的温度，并且能够以更低的能量分离酸性化合物。
另外，在使用通过吸收二氧化碳而进行相分离的处理液时，在再生工序中，在不仅使分离促进气体接触处理液、而且夹着酸性化合物的含有率低的相部分的状态下从处理液中分离二氧化碳。因此，可以进一步降低处理液的再生所需要的能量。
(第2实施方式)
图10示出本发明的第2实施方式。需要说明的是，在此，对与第1实施方式相同的构成要素标记相同的符号，并且省略其详细说明。
第2实施方式的气体处理装置10具备热输送单元(热泵)50，其将吸收器12的反应热送热到再生器14。热输送单元50具备：封入了冷媒的闭环状的循环流路50a；分别设置在循环流路50a上的压缩机50b、蒸发器50c、膨胀机构50d、泵50e及凝结器50f。蒸发器50c例如由传热管构成，配置在吸收器12内。在吸收器12内，处理液发生吸收二氧化碳的放热反应。流经蒸发器50c内的液状冷媒由该热量被加热而蒸发。气体状的冷媒由压缩机50b被压缩，流入凝结器50f内。凝结器50f例如由传热管形成，配置在再生器14内。在再生器14内，发生二氧化碳从处理液脱离的吸热反应。流经凝结器50f内的气体状的冷媒因该吸热反应而凝结。该凝结的液状的冷媒由膨胀机构50d而膨胀，被泵50e输送而流入蒸发器50c。由此，通过冷媒循环而将吸收器12的反应热送热至再生器14。
根据第2实施方式，能够将吸收器12中的反应热用于处理液的再生，因此能够进一步降低处理液的再生所需要的能量。
需要说明的是，省略了其它构成、作用及效果的说明，这些与上述第1实施方式相同。
(第3实施方式)
如第1实施方式中所说明那样，在分离促进气体的气液比高的情况下，即使再生温度与吸收温度几乎相同也能够使处理液再生。并且，在进一步提高气液比的情况下，还能够将再生温度设为比吸收温度更低。这种情况下，通过吸收器12与再生器14之间的直接的热交换，能够将吸收器12的反应热传热至再生器14。该工艺中，能量消耗率(energyconsumption rate)为0GJ/ton-CO2。
如图11所示，吸收器12与再生器14直接地相互接触。因此，吸收器12与再生器14中的相互接触的壁面成为传热面。介由该传热面，吸收器12的反应热传递给再生器14。需要说明的是，吸收器12内的处理液的温度会因对吸收器12内加压而进一步升高，因此可以更有效地进行从吸收器12向再生器14的传热。
在第3实施方式中，能够将吸收器中的反应热用于处理液的再生，因此可以进一步降低处理液的再生所需要的能量。并且不需要热泵之类的用于送热的动力，因此能够进一步降低再生所需要的能量。
需要说明的是，省略了其它构成、作用及效果的说明，这些与上述第1实施方式相同。
(第4实施方式)
图12示出本发明的第4实施方式。第4实施方式与第3实施方式同样地采用了在吸收器12与再生器14之间直接进行热交换的结构，但是第4实施方式中为双层管结构。即，再生器14形成为圆筒状，并且吸收器12配置在该圆筒的内侧。于是，吸收器12的外周面与再生器14的内周面相互接触，该接触面成为传热面。需要说明的是，也可以将吸收器12形成为圆筒状、并且将再生器14配置在该圆筒的内侧。
需要说明的是，省略了其它构成、作用及效果的说明，这些与上述第3实施方式相同。
在此，对上述实施方式进行概括。
(1)上述实施方式为气体处理方法，其包括：吸收工序，使包含酸性化合物的被处理气体与吸收上述酸性化合物的处理液在吸收器内接触；和，再生工序，将吸收了上述酸性化合物的上述处理液送到再生器，对上述处理液进行加热，从该处理液分离酸性化合物。在上述再生工序中，向上述再生器供应几乎不溶于上述处理液的气体，使几乎不溶于上述处理液的气体与上述处理液接触。
在上述实施方式中，在再生工序中，使几乎不溶于处理液的气体与处理液接触。由此，更容易从处理液中分离溶解在处理液中的酸性化合物，并且分离出的酸性化合物随着该气体而被赶出处理液。因此，促进酸性化合物从处理液的分离。故此，可以将再生器中的再生温度设定为更低的温度，并且能够以更低的能量分离酸性化合物。
(2)在上述气体处理方法中，可以使用将在上述吸收器中产生的反应热送热到上述再生器的热输送单元。在该方式中，能够将吸收器中的反应热用于处理液的再生，因此可以进一步降低处理液的再生所需要的能量。
(3)在上述气体处理方法中，可以在上述吸收器与上述再生器之间直接进行热交换。通过增大几乎不溶于处理液的气体向再生器的供应量，能够将吸收器和再生器的温度设为相同温度、或者将再生器的温度设为比吸收器的温度更低。在该情况下，能够使吸收器中产生的反应热直接热交换给再生器。由此，能够不利于泵等的动力而将吸收器中的反应热用于处理液的再生，能够进一步降低处理液的再生所需要的能量。
(4)在上述气体处理方法中，上述吸收器的温度相对于上述再生器的温度的温度差可以为-20℃～30℃。
(5)在上述气体处理方法中，在上述再生工序中，可以将相对于1g上述处理液为0.05升以上的上述气体导入上述再生器。在该方式中，可以更有效地发挥促进酸性化合物从处理液分离的效果。
(6)在上述气体处理方法中，上述处理液可以为通过吸收上述酸性化合物而进行分离为酸性化合物的含有率不同的相的相分离的处理液。在该方式中，在再生工序中，在不仅使几乎不溶于处理液的气体与处理液接触、而且夹着酸性化合物的含有率低的相部分的状态下从处理液分离酸性化合物。因此，可以进一步降低处理液的再生所需要的能量。
(7)上述实施方式为气体处理装置，其为使用包含酸性化合物的被处理气体和吸收上述酸性化合物的处理液从上述被处理气体分离酸性化合物的气体处理装置，所述气体处理装置具备：吸收器，使上述被处理气体与上述处理液接触；再生器，对在上述吸收器中与上述被处理气体接触后的上述处理液进行加热，以便分离酸性化合物；和，气体供应部，对上述再生器供应几乎不溶于上述处理液的气体。
(8)在上述气体处理装置中，可以具备将上述吸收器中产生的反应热送热至上述再生器的单元。
(9)上述气体处理装置可以以便上述吸收器与上述再生器直接进行热交换的方式来构成。
(10)在上述气体处理装置中，上述吸收器的温度相对于上述再生器的温度的温度差可以为-20℃～30℃。
(11)在上述气体处理装置中，上述气体供应部可以向上述再生器供应相对于上述处理液1g为0.05升以上的上述气体。
(12)在上述气体处理装置中，上述处理液可以为通过吸收上述酸性化合物而进行分离为酸性化合物的含有率不同的相的相分离的处理液。
如以上所说明那样，根据上述实施方式，可以降低分离回收酸性化合物所需的能量。

Claims (12)

1.一种气体处理方法，其特征在于包括：
吸收工序，使包含酸性化合物的被处理气体和吸收所述酸性化合物的处理液在吸收器内接触；和，
再生工序，将吸收了所述酸性化合物的所述处理液送到再生器，对所述处理液进行加热，从该处理液分离酸性化合物，
在所述再生工序中，向所述再生器供应几乎不溶于所述处理液的气体，使几乎不溶于所述处理液的气体与所述处理液接触。
2.根据权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于：
使用热输送单元，所述热输送单元将所述吸收器中产生的反应热向所述再生器进行热输送。
3.根据权利要求1所述的气体处理方法，其特征在于：
在所述吸收器与所述再生器之间直接进行热交换。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的气体处理方法，其特征在于：
所述吸收器的温度相对于所述再生器的温度的温度差为-20℃～30℃。
5.根据权利要求1至3中任一项所述的气体处理方法，其特征在于：
在所述再生工序中，将相对于1g所述处理液为0.05升以上的所述气体导入所述再生器。
6.根据权利要求1至3中任一项所述的气体处理方法，其特征在于；
所述处理液为通过吸收所述酸性化合物而进行分离为酸性化合物的含有率不同的相的相分离的处理液。
7.一种气体处理装置，其特征是：使用包含酸性化合物的被处理气体和吸收所述酸性化合物的处理液从所述被处理气体中分离酸性化合物的气体处理装置，所述气体处理装置具备：
吸收器，使所述被处理气体与所述处理液接触；
再生器，对在所述吸收器中与所述被处理气体接触后的所述处理液进行加热，以便分离酸性化合物；和，
气体供应部，向所述再生器供应几乎不溶于所述处理液的气体。
8.根据权利要求7所述的气体处理装置，其特征在于具备：
热输送单元，所述热输送单元将所述吸收器中产生的反应热向所述再生器进行热输送。
9.根据权利要求7所述的气体处理装置，其特征在于：
以在所述吸收器与所述再生器之间直接进行热交换的方式构成。
10.根据权利要求7至9中任一项所述的气体处理装置，其特征在于：
所述吸收器的温度相对于所述再生器的温度的温度差为-20℃～30℃。
11.根据权利要求7至9中任一项所述的气体处理装置，其特征在于：
所述气体供应部向所述再生器供应相对于1g所述处理液为0.05升以上的所述气体。
12.根据权利要求7至9中任一项所述的气体处理装置，其特征在于：
所述处理液为通过吸收所述酸性化合物而进行分离为酸性化合物的含有率不同的相的相分离的处理液。
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