JP2006528062A - 酸性ガス含有処理流体の再生 - Google Patents

Abstract

再生器から出てくる分離された酸性ガス流を圧縮し、地表下の貯蔵場所に注入する方法であり、その改良が、前記酸性ガスの分離を、５０ｐｓｉａを超え、３００ｐｓｉａを超えない圧力下の再生器中で実施することを含んでなる、改善された酸性ガスの再生及び注入方法。

Description

酸性ガス（acid gas）は、天然ガス流、合成ガス流及び精油所ガス流中でしばしば遭遇する。酸性ガスは、炭素質の物質、例えば石炭、天然ガス又はその他の炭素質燃料の燃焼によっても発生しうる。酸性ガス、特に二酸化炭素及び硫化水素を、それらを含む気体又は液体の流れから吸収するために、種々の化学系の処理剤を使用することが一般的である。そのような薬剤が酸性ガスに富むようになったときには、典型的には、除去工程（吸収工程ともいう）に引き続いて、処理剤の活性薬剤から酸性ガスを分離するため、再生工程（脱離工程ともいう）が行われる。

これらの一般的技術の概観は、酸性ガス処理用の多数の化学吸収剤と共に、非特許文献１に見出すことができる。

本発明は、酸性ガスを再生工程から収集し、次いで圧縮する流体処理方法の、再生及び廃棄工程の局面に関する。分離された酸性ガスは、大気汚染を避けるため、圧縮して地下の天然ガスもしくは石油地質層（通常は枯渇した）、又は大洋底又は海底に投入して廃棄してきた。本発明の大きな利点の１つは、そのような廃棄計画にしばしば必要とされる圧力を達成するために必要な、圧縮装置における資本投資を減らすことである。

Ａｌｂｅｒｔａ州における、地表下の貯蔵場所中への注入による酸性ガス廃棄についての現行の実施研究が、論文に記載されている（非特許文献２）。４つの事例の履歴が提出され、その３つには酸性ガスの再生に続いてその圧縮が含まれている。これら３つの事例（彼らの図５．１、５．２及び５．４）において、酸性ガス（主として二酸化炭素及び硫化水素）は、圧力８０〜９０ｋＰａｇ（２６〜２８ｐｓｉａ）の間、温度２０〜２８℃（６８〜８２゜Ｆ）の間のアミン再生装置の還流アキュムレータ部分から回収された。この酸性ガスは、次いで圧縮され、２，３００〜２６，９００ｋＰａｇ（３５０〜３，９００ｐｓｉａ）の範囲の圧力で地表下の構造中（subsurface formation）に注入された。

水性モノエタノールアミン（ＭＥＡ）を用いたＣＯ₂の除去、再生及び圧縮に関するコンピュータによる研究が論文（非特許文献３）に記載されている。

酸性ガスの除去と廃棄における全体としてのエネルギー消費を減らすことを意図して、多段階の圧縮器（コンプレッサー）及びストリッパーの組合せの様々な形状について論じられている。ガスの排気口（off-take）が、温度及び圧力を１０７〜１１７℃（２２５〜２４２゜Ｆ）及び２〜５気圧（３０〜７５ｐｓｉａ）に変動させて示されている。次いでストリッピングされたＣＯ₂の４段又は５段での圧縮が示されているが、圧縮器の必要性を減らすことついてはなんの示唆もない。

Ａｒｔｈｕｒ Ｋｏｈｌ及びＲｉｃｈａｒｄ Ｎｉｅｌｓｅｎ、"Ｇａｓ Ｐｕｒｉｆｉｃａｔｉｏｎ"（Ｇｕｌｆ Ｐｕｂｌｉｓｈｉｎｇ Ｃｏ．，第５版、１９９７年） Ｎｅｉｌ Ｂｏｓｃｈにより、２００２年４月５日、Ａｌｂｅｒｔａ州、Ｃａｌｇａｒｙでのカナダ気体処理器供給業協会第１４回年次協議会に提出された「酸性ガスの注入−カナダにおける１０年間の操業史」（Ｎｅｉｌ Ｂｏｓｃｈ，"Ａｃｉｄ Ｇａｓ Ｉｎｊｅｃｔｉｏｎ−Ａ Ｄｅｃａｄｅ ｏｆ Ｏｐｅｒａｔｉｎｇ Ｈｉｓｔｏｒｙ ｉｎ Ｃａｎａｄａ"，１４th Ａｎｎｕａｌ Ｃｏｎｆｅｒｅｎｃｅ ｏｆ ｔｈｅ Ｃａｎａｄｉａｎ Ｇａｓ Ｐｒｏｃｅｓｓｏｒｓ Ｓｕｐｐｌｉｅｒｓ Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ，Ｃａｌｇａｒｙ，Ａｌｂｅｒｔａ，ｏｎ Ａｐｒｉｌ ５，２００２．） Ｇａｒｙ Ｔ．Ｒｏｃｈｅｌｌｅ教授により、Ｖｉｒｇｉｎｉａ州Ａｌｅｘａｎｄｒｉａでの第２回炭素封止年次協議会に提供された「ＣＯ2捕獲のエネルギーコストを削減する革新的抜取器の形状」（Ｐｒｏｆ．Ｇａｒｙ Ｔ．Ｒｏｃｈｅｌｌｅ，"Ｉｎｎｏｖａｔｉｖｅ Ｓｔｒｉｐｐｅｒ Ｃｏｎｆｉｇｕｒａｔｉｏｎｓ ｔｏ Ｒｅｄｕｃｅ ｔｈｅ Ｅｎｅｒｇｙ Ｃｏｓｔ ｏｆ ＣＯ2 Ｃａｐｔｕｒｅ"，ｔｈｅ Ｓｅｃｏｎｄ Ａｎｎｕａｌ Ｃａｒｂｏｎ Ｓｅｑｕｅｓｔｒａｔｉｏｎ Ｃｏｎｆｅｒｅｎｃｅ，Ａｌｅｘａｎｄｒｉａ，ＶＡ、Ｍａｙ ５〜８，２００３）

本発明は、酸性ガス用の少なくとも１種の化学吸収剤を含む、水性の酸性ガス吸収流体の再生方法であって、その吸収流体が、典型的には、その流体を、ａ）硫化水素、ｂ）二酸化炭素、又はｃ）前記両方のガスを含む気体又は液体の流れと接触させることにより得られた、化学的に吸収された酸性ガスを含有し、その再生方法が：１）約５０ｐｓｉａを超えるが、約３００ｐｓｉａは超えない圧力下の圧力容器中で、酸性ガスに富んだ流体から１種又はそれ以上の酸性ガスをストリッピングし、その後２）前記圧力容器から酸性ガスに富んだ気体の流れを、その気体の流れを、前記圧力下に保持しつつ、回収し、３）前記気体の流れを圧縮装置に導入して、そして４）前記気体の流れの容積を圧縮により減少させる方法である。

本発明はまた、少なくとも１種の化学的に吸収された酸性ガス及び、少なくとも１種の酸性ガス吸収性化学薬剤を含む、水性処理流体から吸収された酸性ガスの除去及び回収方法、その処理流体からの少なくとも１種の前記化学薬剤の再生方法であって、その再生が吸熱分離工程により実施される方法であって、その流体を、ａ）吸収性薬剤に富んだ少なくとも１つの液相流れＡ及びｂ）酸性ガスに富んだ少なくとも１つの気相流れＢに分離し、そしてその流れＢをその後回収し、圧縮装置で圧縮する方法において；
その改良が、１）その分離工程を、約５０ｐｓｉａを超えるが、約３００ｐｓｉａは超えない圧力下、その流体に、液相流れＡから気相流れＢを分離するのに十分な熱を供給しながら、圧力容器中で実施し、そして２）続いて、前記圧力下に流れＢを圧縮器の入口に導入することを含んでなる方法である。

好ましくは、本発明は、回収された酸性ガスの環境的に受容可能な廃棄のための必要に応じての高圧での注入の前に、その酸性ガス圧縮の１つの段階又はそれ以上の段階を取り除くという利点を達成するために、約５５ｐｓｉａより高い圧力、より好ましくは約１３０ｐｓｉａより高い圧力であって、好ましくは約２００ｐｓｉａより低い圧力、より好ましくは約１５５ｐｓｉａより低い圧力で実施する。また好ましくは、酸性ガス流の圧縮の後で、引き続いて大洋底又は海底（ocean-or sea-bed）への注入又は地表下の地質層（subsurface geological formation）に注入される。

酸性ガス
「酸性ガス（acid gas）」なる用語は、「サワー（sour）」天然ガス流、合成ガス流、精油所ガス流もしくは液体流、油層もしくは石炭層（seams）又は炭素質物質（例えば石炭、天然ガス又はその他の炭素質燃料）の燃焼により発生するものに遭遇する気体を指すのに用いられる。これらの物質はしばしば硫黄質成分を含んでいる。炭素の空気燃焼は、その他の気体の中でも、二酸化炭素を発生させる。サワーガス又は液体の流れからもっとも一般的に除去される気体は、二酸化炭素（ＣＯ₂）と硫化水素（Ｈ₂Ｓ）である。その他の酸性ガスの例には、硫化カルボニル、メルカプタン及びその他の硫化物が含まれる。

処理薬剤
本発明で使用される処理薬剤は、気体流又は液体流から酸性ガスを、部分的に又は全体的に、選択的に又は非選択的に除去するために、一般的に使用されるものである。１種又はそれ以上の酸性ガスを選択的に除去し、必要に応じての別の工程で、同じ流れから１種又はそれ以上の別の酸性ガスを除去することが、しばしば望ましく、またよく知られている。

化学溶媒薬剤
酸性ガス吸収用に本発明で使用されるいわゆる「化学溶媒」は、その酸性ガスと化学的塩又は錯体を形成することにより、その酸性ガスに対して親和力をもたらすような薬剤の群から選択される。そのような「化学溶媒」の再生及びその「吸収された」酸性ガスの回収は、次いで化学的相互作用を逆行させることにより、最も一般的には減圧下での熱の適用によってもたらされる。

そのような化学溶媒の好ましい種類は、一般に窒素系溶媒として記載されることができ、特に、第一級、第二級及び第三級アルカノールアミン；第一級及び第二級及びアミン；立体的に封鎖された（sterically hindered）アミン；及び米国特許第４，４０５，５８５号明細書に定義されたような厳格な立体的に封鎖された第二級アミノエーテルアルコールであることができる。一般的に使用されている溶媒の具体例には：モノエタノールアミン（ＭＥＡ）；ジエタノールアミン（ＤＥＡ）；ジイソプロパノールアミン（ＤＩＰＡ）；Ｎ−メチルエタノールアミン（ＭＭＥＡ）；トリエタノールアミン（ＴＥＡ）；Ｎ−メチルジエタノールアミン（ＭＤＥＡ）；ピペラジン；Ｎ−メチルピペラジン（ＭＰ）；Ｎ−ヒドロキシエチルピペラジン（ＨＥＰ）；２−アミノ−2−メチル−1−プロパノール（ＡＭＰ）；２−（２−アミノエトキシ）エタノール（ジエチレングリコールアミン又はＤＥＧＡともいう）；２−（２−ｔ−ブチルアミノプロポキシ）エタノール；２−（２−ｔ−ブチルアミノエトキシ）エタノール（ＴＢＥＥ）；２−（２−ｔ−アミルアミノエトキシ）エタノール；２−（２−イソプロピルアミノプロポキシ）エタノール；及び２−［２−（１−メチル−１−エチルプロピルアミノ）エトキシ］エタノール；がある。これらはそれぞれ単独で、又は組合せて使用することができ、またその他の共溶媒、例えば下記の「物理的」溶媒と共に、又はそれらなしで使用することができる。

使用される化学溶媒の量は、サワーガス処理技術における当業者により容易に決定される。一般には、化学溶媒の量は、液体処理流体のほぼ１５〜７０重量％であり、腐食、粘度、分解、炭化水素の共吸収、泡立ち及び、それぞれの化学組成及びサワーガス組成に独特のその他の制約を条件として、それらの最高の実施濃度で使用される。好ましくは、それらは約２０重量％より多く、より好ましくは約４０重量％より多く、約７０重量％まで、より好ましくは約６０重量％までの量で使用される。

酸性ガス処理として一般に使用される窒素系化学溶媒のうち、本発明の使用には、ＭＥＡ、ＤＥＡ、ＴＥＡ、ＤＩＰＡ、ＭＤＥＡ、ピペラジン、ＭＰ、ＨＥＰ、ＤＥＧＡ、ＡＭＰ及びＴＢＥＥが好ましい。より好ましくは、ＭＥＡ、ＤＥＡ、ＴＥＡ、ＭＤＥＡ、ピペラジン、ＤＥＧＡ及びＴＢＥＥである。

その他の共溶媒薬剤
本発明では、酸性ガスに対する、いわゆる「物理的」溶媒（又は「共溶媒」）が、上記の化学溶媒の効果を補うために、必要に応じて用いられる。それらは、真の溶媒／溶質の相互作用により、酸性ガスに対してそれらの親和力をもたらすような薬品の群から選ばれる。そのような処理剤は、当該酸性ガスの複合（即ち化学及び物理溶媒）処理流体において、溶解度が上昇する限り有効である。そのような複合流体の再生と、「物理的及び化学的に」吸収された酸性ガスの回収が、次いで行われる。

適切に使用するための「物理的」共溶媒の具体例には：メタノール；エチレングリコールのＣ₁〜Ｃ₃アルキルモノ−及びジ−エーテル、そして、好ましくはより高次のポリオキシアルキレン（例えば、ジエチレン、トリエチレン、テトラエチレン、ペンタエチレン、ヘキサエチレン、ヘプタエチレン、オクタエチレン、ノナエチレン、ウンデカエチレン等）グリコールのＣ₁〜Ｃ₃アルキルモノ−及びジ−エーテル、特にそのジメチルエーテル；シクロテトラメチレンスルホン誘導体（その非置換種は一般にスルホランと称される）；炭酸プロピレン；Ｎ−置換アルキルピリミジノン、例えば１，３−ジメチル−３，４，５，６−テトラヒドロ−２（１Ｈ）−ピリミジノン（ＤＭＰＵ）；Ｎ−置換アルキルピロリジノン、例えば１−メチル−２−ピロリジノン（ＮＭＰ）；モルホリン；脂肪酸アミド、例えばアセトアミド、ジメチルホルムアミド、ジメチルアセトアミド、Ｎ−ホルミルモルホリン及びＮ−アセチルモルホリン；がある。そのような物理的共溶媒は、上記の化学溶媒と共に、それぞれ単独で又は組み合わせて使用することができる。それら成分の組合せ及びそれぞれの成分の量は、処理されるサワーガス流の性質に従って、当業者により適宜選択される。

処理装置
酸性ガス吸収用の装置は、比較的に標準的な設計のものであり、気体処理技術では周知である。例えば前記Ｋｏｈｌ及びＮｉｅｌｓｅｎによる非特許文献１の第２章を参照されたい。この装置は、通常、しばしば「吸収装置（absorber）」と呼ばれる吸収容器で構成される。その中では、トレー又は充填物を用いて、１種又はそれ以上の酸性ガスを含む、未反応の（即ち「サワー」な）気体流を処理流体と接触させる。向流接触が好ましく用いられる。

気体浄化工程においては、通常、吸収操作に引き続いて、「脱離」工程又は「ストリッピング」工程とも称される再生工程を実施する。再生工程の目的は、吸収段階で処理流体により取り込まれた、溶解し反応している酸性ガスを除去することにより、その薬剤を再使用のため準備することである。再生は、通常、最初の吸収工程とほとんど同じタイプの装置の中、即ち用いられる温度及び圧力に耐え、維持するように作製された容器中で実施される。そのような再生用容器は、望ましくは、酸性ガス及び処理流体の成分の腐食効果に耐え、用いられる温度及び圧力で正常に稼動する、鉄鋼又はその他の適当な構造材料で造られた管状の容器である。トレー及び／又は充填物は、密接な気−液接触を与えるように適切に指定される。

再生用容器についての多くの設計が提案され、用いられてきた。酸性ガスを吸収し、次いでその処理流体を再生する操作のための、１つの簡単な装置の設計及び配列が、米国特許第４，４５２，７６３号明細書に、また別の米国特許第４，４０５，５８５号明細書の図１に記載され、示されている。選択された稼動環境に耐えるために適した構造材料を適用することで、それらの装置は本発明での使用に適したものとなるであろう。本発明方法の再生用容器としては、その他の一般的な設計が用いられる。例えば循環ラインが用いられるなら、そのような配管及び連結は、稼動条件、例えばｐＨレベル、流速、温度及び圧力などに耐えるように規定され構成されるであろう。

処理流体から酸性ガスを除去するため圧力低下（即ち「フラッシュ」）が唯一採用される設計は、本発明の実施に適当ではないであろう。そのような設計は、典型的には、熱の入力装置、例えば再沸騰器（リボイラー）を含まない。

処理流体
本発明の方法で使用される処理流体は、流れの中の個々の酸性ガス及び生成流の所望の純度レベルに対して処方される。所望の結果の為に処方された水性化学処理流体内の「サワー」ガス流から酸性ガスを化学的に除去する為に典型的に使用される薬剤が用いられる。例えば、ＣＯ₂の存在下でＨ₂Ｓを選択的に除去することを望むのなら、ＭＤＥＡを使用するのがよい。或いはその他の薬剤、例えばＭＥＡ、ＤＥＡ、ピペラジン、ＤＩＰＡ等は、単独で又はそれらを組合せて、Ｈ₂Ｓ、ＣＯ₂及びその他の汚染物質を種々の度合で除去するために使用することができる。

別の除去対象に対しては、別の化学薬剤又は薬剤の組合せが、酸性ガス吸収技術の当業者によって、当該技術分野では公知の、広汎な薬剤から容易に選択することができる。吸収工程は、処理流体流れ中の化学薬剤の性質及びそれが吸収する酸性ガスの性質が、処理流体の再生及び関連する酸性ガスの分離の望ましい度合を達成するために、稼動圧力と温度とのどのような組合せが最善のものとして使用されるかを決定するという程度でのみ、本発明にとって重要である。

使用される溶媒及び共溶媒の沸点は、それらから分離される酸性ガスの沸点より相当に高いので、個々の溶媒の選択は、本発明の実施にとって大きなことではない。それらの選択は、主にその処理方法の最初の吸収工程におけるその個々の有効性に基づいてなされうる。意図された処理流体の化学組成の知識によって、酸性ガスの吸収と再生に経験を有する化学技術者は、どのような稼動条件かを容易に決定することができる。

再生又は脱離工程
再生工程は、酸性ガスの濃度が高い処理流体を吸収装置から再生用容器の入口、好ましくは垂直なカラムの頂部に導き、その流体が、そのようなカラムの長さ方向を自由落下するようにすることにより実施する。カラムの底部で、典型的にはそこに付設された再沸騰器に熱を供給することにより、熱が酸性ガス濃度の高い処理流体に伝えられて、蒸気、通常は水蒸気を発生させる。その蒸気はこのストリッパーカラムを通って上昇して、脱離された酸性ガスをそのカラムの頂部空間に運ぶ。その点から、その気体の流れは、そのカラムから適宜の配管を通して導かれる。酸性ガスと共に残留するいくらかの低沸点蒸気を除去するには、凝縮段階を必要とするであろう。このことは、そのカラムの近傍の又は、再生用容器の下流にある還流コンデンサーの中のクーリングジャケットにより達成することができる。

本発明において、再生用容器（「ストリッパー」）は、処理流体から脱離され、再生カラムの出口に運ばれる気体の圧力の上昇を調節するため、１つ又はそれ以上の圧力制御装置を備えている。そのような制御装置を使用することによって、その容器の出口での圧力は約５０ｐｓｉａを超え、好ましくは５５ｐｓｉａを超え、より好ましくは１３０ｐｓｉａを超えて上昇するが、約３００ｐｓｉａより低く、好ましくは約２００ｐｓｉａより低く、より好ましくは約１５５ｐｓｉａより低く保持する。稼動圧力の最高値は、再生が実施される典型的な流速、熱の付加／温度及びその他の装置稼動条件の下で、公知の処理流体及び酸性ガスに所望の最高圧まで供給し、適切な安全率を加味するようなやり方で出口配管のサイズを決めることにより、再生用容器の設計の中に工作される。そのような出口のサイズ決めは、技術者が標準工業設計計算を用いることにより達成されることができる。稼動圧力の制御は、次いで、ストリッパーカラムの気体流出口の下流に設置された、１つ又はそれ以上の標準工程流体流制御バルブを用いることにより適切に維持される。最も一般的には、そのバルブは、典型的には、そのカラム出口直後の凝縮段階に続く還流アキュムレータタンクの出口ラインの中に見られる。その制御バルブは、通常、圧力変換器を通って、ストリッパーからの出口に装備された圧力センサーに結合されている。従って、所望の稼動圧力は、そのような圧力制御バルブのサーボ機構によって維持することができる。

驚くべきことには、個々の態様の実施例でより詳細に見られるように、圧力の上昇に伴って、所望の稼動温度が、従来、正常な稼動条件と考えられてきた条件で運転するときよりも、あまり多くの熱を加えなくても達成されることである。そのような従来の条件は、１０〜２５ｐｓｉａ及び出口温度約１０５〜１２０℃（２２０〜２５０゜Ｆ）であった。

回収及び廃棄工程
再生用容器からの回収後、含有物の少ない処理流体は、任意の適当な補充溶媒又は共溶媒と共に、吸収工程に適宜再循環し、再使用する。回収された酸性ガス流は、５０〜３００ｐｓｉａ、好ましくは５５〜２００ｐｓｉａの指定された圧力に保持して、再生用容器の出口から、圧力上昇のための第一段圧縮器に導き、次いで任意の次の圧縮段階に導いて、酸性ガスの体積を減少させ、それが適切に永久廃棄用空所に注入されうる点まで昇圧し、又は所望なら他の目的に利用する。典型的には、最終的な所望圧力は、それが注入される地下の廃棄空洞もしくは構造の流体静力学的な圧力、又は海洋／海の底の深さにより支配されることになる。もし再生用容器から来る回収された酸性ガス流の中に、相当の残留する水又は、軽質炭化水素、例えばプロパン及びブタン、又はその他の凝縮性気体が存在するなら、圧縮段階の前にその気体流を凝縮工程に供して、そのような他の高沸点凝縮性蒸気を除去し、それによって全体としての圧縮器の負荷を効果的に軽減することが望ましい。

以下に記載の全ての百分率は、別段の記載がない限り重量による。例Ａは、前記Ｂｏｓｃｈ論文からの４つの事例履歴の１つに関するものである。例１及び２は、Ｂｏｓｃｈの再生についてのＷｅｓｔ Ｐｅｍｂｉｎａ再生履歴に見られる注入条件及び流体を用いるが、本発明の圧力の必要条件を適用する本発明の態様である。３つの実施例のプロセス条件及び全体としての再生エネルギー要件の比較が、Ｗｅｓｔ Ｐｅｍｂｉｎａの構造への処理された気体を注入するための準備におけるその後の圧縮段階に関する比較と共に、表１に見られ、１つ又はそれ以上の圧縮段階が、記載された全体としての注入工程から割愛できることを示している。

例Ａ（比較）
前記の背景技術の節で引用したＢｏｓｃｈ論文における第四の歴史として記載された、Ｗｅｓｔ Ｐｅｍｂｉｎａ酸性ガス注入施設の再生及び圧縮条件が、比較の目的で採用される。Ａｌｂｅｒｔａ州Ｗｅｓｔ Ｐｅｍｂｉｎａで処理された、天然ガス流から吸収された、アミンのモル当り酸性ガス０．３５モルを含む酸性ガスの濃度が高い、ＭＤＥＡ４３重量％、水５７重量％（気体を含まないものとして）の１８０゜Ｆの処理流体が、交差交換（cross exchange）により加熱され再生される。得られた酸性ガスは冷却され、乾燥され、そして四段圧縮及び冷却を用いて約１０６５ｐｓｉａに圧縮される。（操作パラメータはＢｏｓｃｈの表５．４に報告されたものに従う）。

交差交換（即ち、再生された流体中の熱を用いて酸性ガス負荷処理流体を脱離工程の入口で予熱すること）は、３５゜Ｆ「近接」（即ちストリッパー入口における温度よりも低い再沸騰器装置の温度）を提供するため、標準の希薄−濃厚交換器サイズで達成される。得られる交換器の負荷（duty）は５．９ＭＭＢＴＵ／時であり、得られる抜取器供給温度は２０７°Ｆである。再生は、再沸騰器、コンデンサー及び還流アキュムレータを装備した２０トレー再生カラム中で実施する。再沸騰器の負荷（duty）は２４．８ＭＭＢＴＵ／時、トレーを通る圧力低下は２ｐｓｉ、そして還流冷却器を通る圧力低下は１ｐｓｉである。Ｂｏｓｃｈに従って、還流冷却器から出てくる蒸気相は、分離室（そこで水と凝縮された気体が除去される）を通り、次いで第一段階の圧縮器に導き、そこで圧力が２３ｐｓｉａから５０ｐｓｉａに上昇する。この蒸気は冷却し、二番目の分離室に通し、そして第二段階の圧縮器に導いて、そこで圧力が４９ｐｓｉａから１２９ｐｓｉａに上昇する。この蒸気は冷却され、三番目の分離室に通され、そして第三段階の圧縮器に導かれて、そこで圧力が１２８ｐｓｉａから３９０ｐｓｉａに上昇する。この蒸気は冷却され、四番目の分離室に通され、そして第四段階の圧縮器に導かれて、そこで圧力が３８４ｐｓｉａから１０６５ｐｓｉａに上昇する。この最後の蒸気は、地下の構造に注入するため液体の形体に冷却される。３１２ ｌｂモル／時の酸性ガスを廃棄するためには、４つの圧縮段階に亘って、合計でほぼ７８７ＨＰの圧縮が必要である。

例１（本発明例）（１つの圧縮段階の削除）
例Ａに記載された方法において、還流アキュムレータ内の圧力を５２．４ｐｓｉａに上昇することを除いて、酸性ガス濃度が高い同じ処理流体の再生を実施する。同じ３ｐｓｉ圧力低下が、組合された還流冷却器及び２０再生トレー越しに維持されるので、再沸騰器の圧力は例Ａにおける２９．３ｐｓｉａから５５．４ｐｓｉａに上昇する。この再沸騰器圧力の上昇が再沸騰器温度を約２９４°Ｆに上昇させる。希薄−濃厚交差交換器近接が３５°Ｆで一定のままであり、また再沸騰器の負荷（duty）が２４．８ＭＭＢＴＵ／時で一定のままなので、希薄−濃厚交換器の効率は、例Ａにおける５．９ＭＭＢＴＵ／時から１８ＭＭＢＴＵ／時に上昇する。これらの条件の下で、還流温度は８０．６°Ｆで一定のままであるが、還流冷却器の負荷は、例Ａにおける９．１ＭＭＢＴＵ／時から１２ＭＭＢＴＵ／時に上昇する。

還流アキュムレータから５２．４ｐｓｉａで出てくる蒸気流は、分離室を通り、次いで第一段階の圧縮器に導かれ、そこで圧力が４９ｐｓｉａから１２９ｐｓｉａまで上昇する。この蒸気は冷却し、二番目の分離室に通し、そして第二段階の圧縮器に導かれて、そこで圧力が１２８ｐｓｉａから３８９ｐｓｉａに上昇する。この蒸気は冷却され、三番目の分離室に通され、そして第三段階の圧縮器に導かれて、そこで圧力が３８４ｐｓｉａから１０６５ｐｓｉａに上昇する。例Ａにおけるのと同様に、最後の蒸気は、地下の構造に注入するため液体の形態に冷却される。３１４ ｌｂモル／時の酸性ガスを廃棄するためには、３つの圧縮段階に亘って、合計でほぼ６１８ＨＰの圧縮が必要である。

例２（本発明例）（２つの圧縮段階の削除）
例２に記載されたのと同じ方法で、同じ処理流体の再生を実施する。しかしながら、この実施例では、還流アキュムレータ内の圧力は１３２ｐｓｉａに高められる。同じ３ｐｓｉ圧力低下が、組み合わされた還流冷却器及び２０再生トレー越しに維持されるので、再沸騰器の圧力は、従って例Ａにおける２９．３ｐｓｉａから１３５ｐｓｉａに上昇する。この再沸騰器圧力の上昇が再沸騰器温度を約３５８°Ｆに上昇させる。希薄−濃厚交差交換器近接が３５°Ｆで一定のままであり、また再沸騰器の負荷が２４．８ＭＭＢＴＵ／時で一定のままなので、希薄−濃厚交換器の負荷は、例Ａにおける５．９ＭＭＢＴＵ／時から３６ＭＭＢＴＵ／時に上昇する。これらの条件の下で、還流温度は８０．６°Ｆで一定のままであるが、還流冷却器の負荷は、例Ａにおける９．１ＭＭＢＴＵ／時から１６ＭＭＢＴＵ／時に上昇する。

還流アキュムレータから１３２ｐｓｉａで出てくる蒸気流は、分離室を通し、次いで第一段階の圧縮器に導き、そこで圧力が１２８ｐｓｉａから３９０ｐｓｉａに上昇する。この蒸気は冷却され、二番目の分離室に通され、そして第二段階の圧縮器に導かれて、そこで圧力が３８４ｐｓｉａから１０６５ｐｓｉａに上昇する。例Ａにおけるのと同様に、最後の蒸気は、地下の構造に注入するため液体の形体に冷却される。３１５ ｌｂモル／時の酸性ガスを廃棄するためには、２つの圧縮段階に亘って、合計でほぼ４０６ＨＰの圧縮が必要である。

上記の実施例と表１を検証することにより、上記のような再生工程を実施することが、非常に少ない圧縮で、同じ量の酸性ガスを再生し、圧縮し、廃棄することを可能にする。もし所望であれば、希薄−濃厚交換器のサイズを大きくすることにより（by allowing the lean-rich exchanger size to grow）、再沸騰器の熱入力効率（reboiler duty heat input）をほぼ一定に保持することができる。希薄−濃厚交換器に付帯する資本及び操業コストは、圧縮に付帯する資本及び操業コストに比べて一般に小さいので、本発明の使用は酸性ガスの、よりコスト効率のよい再生及び廃棄を可能にする。

比較例を作成するために、再沸騰器の効率は、全ての事例で２４．８ＭＭＢＴＵ／時で一定に保持し、希薄−濃厚交換器の接近は３５°Ｆに保持する。しかしながら、表１の検査から、再生後の「残留」熱の尺度である冷却器の効率が、還流アキュムレータの圧力増加に従って増加することが示される。驚くべきことに、再生が高い圧力及び高い温度であればあるほど、エネルギーの導入を少ししか必要としない。当業者による日常的な最適化によって、再沸騰器の熱の導入を減らし（操業コストの節約）、及び／又は希薄−濃厚交換器での３５°Ｆ接近を上昇させる（その交換器のサイズを小さくすることによる資本コストの節約）ことによる更なる節約が獲得される。

前記実施例のそれぞれの、関連する稼動パラメータは以下の表１にまとめられる。

表１の検討により、第１段の圧縮の省略に関する以下の観測が与えられる（例２対例Ａ）：
・第１段の圧縮の省略により、合計の要求圧縮が７８７ＨＰから６１８ＨＰに低減するが、これは約２１％の低減である。
・第１段の圧縮の省略により、再沸騰器圧力を２９．３ｐｓｉａから５５．４ｐｓｉａに高めることが必要になる。このことは、順に、再沸騰器温度を２５５°Ｆから２９４°Ｆに高めることになる。
・必要な３５°Ｆ近接と組み合わされて、その高めの再沸騰器温度は、交換器の効率を５．９ＭＭＢＴＵ／時から１８ＭＭＢＴＵ／時に向上させる。
・驚くべきことには、もし再沸騰器の負荷を２４．８ＭＭＢＴＵ／時で一定に保持すれば、上記の温度及び圧力の大きな変化にもかかわらず、コンデンサーの負荷は９．１ＭＭＢＴＵ／時から１２ＭＭＢＴＵ／時に上昇する。コンデンサーの効率が「残留」再生熱に反映する限り、日常的な最適化によって、より低い再沸騰器の効率及び／又はより小さい希薄−濃厚交換器が可能になろう。
・第１段の圧縮の省略はまた、蒸気相冷却約０．５ＭＭＢＴＵ／時の需要をも取り除く。

表１の検討により、第１段圧縮及び第２段圧縮の省略に関する以下の観測が生じる（例３対例Ａ）：
・初めの２段の圧縮の省略により、合計の要求圧縮が７８７ＨＰから４０６ＨＰに低減するが、これは約４８％の低減である。
・初めの２段の圧縮の省略により、再沸騰器圧力を２９．３ｐｓｉａから１３５ｐｓｉａに高めることが必要になる。このことは、順に、再沸騰器温度を２５５°Ｆから３５８°Ｆに高めることになる。

・必要な３５°Ｆ近接と組み合わされて、その高めの再沸騰器温度は、交換器の効率を５．９ＭＭＢＴＵ／時から３６ＭＭＢＴＵ／時に向上させる。
・もし再沸騰器の効率が２４．８ＭＭＢＴＵ／時で一定に保持されれば、上記の温度及び圧力の大きな変化にもかかわらず、冷却器の効率は９．１ＭＭＢＴＵ／時から１６ＭＭＢＴＵ／時に上昇する。冷却器の効率が「残留」再生熱に反映する限り、日常的な最適化によって、より低い再沸騰器の効率及び／又はより小さい希薄−濃厚交換器が可能になろう。
・初めの２段の圧縮の省略は、蒸気相冷却の需要を約１．１ＭＭＢＴＵ／時まで減少させる。

Claims (10)

1. 少なくとも１種の化学的に吸収された酸性ガス及び少なくとも１種の酸性ガス吸収性化学薬剤を含む水性処理流体から吸収された酸性ガスを除去及び回収し、そしてその処理流体から少なくとも１種の前記薬剤を再生する方法であって、その再生を吸熱分離工程によって実施し、前記流体を、ａ）吸収性薬剤に富んだ少なくとも１つの液相流Ａ及びｂ）酸性ガスに富んだ少なくとも１つの気相流Ｂに分離し、そしてその後気相流Ｂを回収し、圧縮装置で圧縮する方法において；
   その改良が：１）その分離工程を、５０ｐｓｉａを超え、約３００ｐｓｉａを超えない圧力下に、その流体に、液相流Ａから気相流Ｂを分離するのに十分な熱を供給しながら、圧力容器中で実施し、そして２）続いて、前記圧力下に気相流Ｂを圧縮装置の入口に導入することを含んでなる方法。
2. 分離工程における圧力が５５ｐｓｉａを超える請求項１に記載の方法。
3. 分離工程における圧力が１３０ｐｓｉａを超える請求項１に記載の方法。
4. 分離工程の実施後であって、流れＢを圧縮装置の入口に導入する前に、流れＢを、コンデンサーを通して、酸性ガスのコンデンサーの通過は可能にするが、１種又はそれ以上の他の凝縮性ガスを流れＢから除去するのに十分に低い温度に冷却することにより、処理する請求項１に記載の方法。
5. 処理流体中の少なくとも１種の酸性ガス吸収性化学薬剤が炭素原子２〜６を含むアルカノールアミンである請求項１に記載の方法。
6. 少なくとも１種の酸性ガス吸収性化学薬剤がエタノールアミン；ジエタノールアミン；ジイソプロパノールアミン；トリエタノールアミン；Ｎ−メチルジエタノールアミン；ピペラジン；Ｎ−メチルピペラジン；Ｎ−ヒドロキシエチルピペラジン；２−（２−アミノエトキシ）エタノール；２−（２−ｔ−ブチルアミノエトキシ）エタノール及び２−アミノ−２−メチル−１−プロパノールよりなる群から選ばれる請求項１に記載の方法。
7. 処理流体中に含まれる、酸性ガスのための少なくとも１種の共溶媒が、
   ａ）メタノール；と
   ｂ）エチレングリコール、ジエチレングリコール、トリエチレングリコール、テトラエチレングリコール、ペンタエチレングリコール、ヘキサエチレングリコール、ヘプタエチレングリコール、オクタエチレングリコール、ノナエチレングリコール及びウンデカエチレングリコールのＣ₁〜Ｃ₃アルキルモノ−及びジ−エーテル；と
   ｃ）プロピレンカーボネート；１，３−ジメチル−３，４，５，６−テトラヒドロ−２（１Ｈ）−ピリミジノン；スルホラン；１−メチル−２−ピロリジノン；モルホリン；Ｎ−ホルミルモルホリン及びＮ−アセチルモルホリンと
   の群から選ばれる請求項５又は６に記載の方法。
8. 酸性ガス用の少なくとも１種の窒素系化学吸収性薬剤を含み、そしてａ）硫化水素、ｂ）二酸化炭素又はｃ）前記両方のガスを含む化学的に吸収された酸を含む、水性の酸性ガス吸収流体の再生方法であって、１）約５０ｐｓｉａを超え、約３００ｐｓｉａより低い圧力下の圧力容器中で、酸性ガスに富んだ吸収流体から酸性ガスをストリッピングし、その後、２）前記圧力容器から酸性ガスに富んだ気体流を、前記流れを前記圧力下に保持しつつ、回収し、そして３）前記気体の流れを圧縮装置に導入して、そして４）その後、前記気体流の容積を圧縮により減少させる方法。
9. 前記気体流を、圧縮後、大洋底又は海底への注入又は地下空洞もしくは地下の地質層中への注入により廃棄する請求項８に記載の方法。
10. 前記分離工程を、２８０゜Ｆを超え、４００゜Ｆより低い温度で、実施するのに十分な量の熱を、前記容器中の流体に供給する請求項１又は８に記載の方法。