JP2021510621A - エジェクタを用いた費用効率の高いガス精製方法及びシステム - Google Patents

Abstract

本発明は、物理的又は化学的吸収剤を使用するガス精製プロセスの費用及びエネルギー消費を低減するための方法及びシステムを提供する。これらの方法及びシステムは、ガス精製プロセス内にエジェクタ技術を最適に統合することによって、熱力学的非能率及び廃熱を含むプロセスエネルギー廃棄物を付加価値化するための新規手法を提供する。これらの方法及びシステムは、容器間で流体を再循環させるため、又はガス精製プロセスに関連した冷却システムの部分として、機械的圧縮機又はポンプの代替として単相及び／又は二相エジェクタを使用する。【選択図】図５

Description

発明の詳細な説明

［発明の分野］
本発明は、液体吸収剤を用いて、ＣＯ_２若しくはＨ_２Ｓ若しくはＳＯ_２若しくはＣＯＳ又はこれらの成分のうちの少なくとも２つの組合せを含む酸性成分を除去するためのガス精製プロセスに関する。

［発明の背景］
本発明は、液体吸収剤を用いて、ＣＯ_２若しくはＨ_２Ｓ若しくはＳＯ_２若しくはＣＯＳ又はこれらの成分のうちの少なくとも２つの組合せを含む酸性成分を除去するためのガス精製プロセスに関する。これらの酸性成分を含有するガスの例は、ガス化ガス、合成ガス、コークス炉ガス、燃焼ガス、及び天然ガスである。

合成ガス（シンガス）中又は工業オフガス中の酸性ガスは、多くの場合は環境に良いものではなく、これらはまた、液体燃料又は付加価値製品の生産のために多くの場合使用される下流の触媒を汚染し得、また電力生産のために使用されるタービンの腐食を促進し得ることから、ガス精製プロセスは重要なステップである。例えば、硫黄化合物種の限度は、フィッシャー・トロプシュ（ＦＴ）合成プロセスに使用される触媒の場合は５０ｐｐｂ（十億分率、１０^−９）、及びガスタービンの場合は５０ｐｐｍ（百万分率、１０^−６）である。

ガス流中の酸性ガス及び不純物は、吸収塔内の物理的吸収剤又は化学的吸収剤のいずれかによって除去され得ることが既存の先行技術に開示されている。本明細書で使用される場合、塔という用語は、液相及び気相が、例えば、塔内に取り付けられた一連の上下に離間したトレイ若しくはプレート上、又は構造充填物若しくはランダム充填物などの充填要素上での気相及び液相の接触によって、流体混合物を分離するために並流又は向流で接触される。その後、吸収剤は、フラッシュ塔、ストリッピング塔、及び／又は再生塔を備える容器内で再生され得る。

全体として、ガス精製プロセスと関連付けられた設備資金及び運転資金は、著しく高く、何百万ドルにもなる。

とりわけ、これらのプロセスエネルギーを集約的にするのには３つの主な理由がある。
（１）圧縮目的のために典型的には機械的圧縮機及びポンプがこれらのプロセスで使用され、これらは高品質のエネルギー源である電気を使用する。
（２）多くの場合、膨大な量の高品質のスチームが、リボイラのデューティを満足するために、吸収剤再生塔のリボイラにおいて使用される。
（３）吸収は発熱現象であるため、エネルギー集約的な冷却が、これらのガス精製プロセスの効率を維持するために必要とされる。

近年では、機械的蒸気再圧縮（ＭＶＲ）又は従来型の熱ポンプがこれらのシステムの効率を改善するために使用されている。

現在の手法には多数の欠点がある。例えば、ＭＶＲシステムは、圧縮機を運転するために高品質のエネルギー（電気）を使用する。さらには、これらの技術は、複数の可動部品を使用することにより、数ある他の要因の中でも動作不良及び費用のかかる修理に陥りやすい。吸収、吸着、及び化学熱ポンプ技術は、廃エネルギー回収を使用することができるが、これらの技術は、複雑で、費用がかかり、また適度の性能で動作するのに扱いにくく、したがって、これまでのところ、信頼できないことが分かっている。

しかしながら、例えば、動作上のボトルネックを理解すること、プロセス又はシステム内の実際のエネルギー分布を規定すること、熱エネルギー回収プロセスにおける高度な知識を有することなど、ガス精製プロセス及びシステムを費用効率の高いものにするいくつかの要因が存在するが、これらの要因は、共通の最適化問題に十分に反映することはできない。

この文脈において、多様な設計を有するエジェクタが、主に真空環境並びにさらに空調及び冷蔵システムを作り出すために、ガス精製などの、工業プロセスにおいて機械的圧縮機の代わりに、過去に使用されてきた。

エジェクタは、異なるエネルギーレベルにある２つの流体流間の相互作用の原理に基づいて動作する。ガス又は液体であり得る一次又は原動力流は、より高い総エネルギーレベルを有する一方、二次又は被動流は、より低い総エネルギーを有する。一次流から二次流への機械的エネルギー転送は、二次流に圧縮効果を与える。

エジェクタの全体的な効率は、機械的圧縮機などの代替技術よりも概して低いにもかかわらず、エジェクタは、それらの設計の単純さ、及び、可動部品なしでの構築、並びに低い製造及び保守費用などの大きな利点を有する。それらの主な利点は、プロセスの廃熱又は熱力学的無駄を、高品質エネルギーを保全しながら、動作するための原動力エネルギーとして回収することができる能力である。

したがって、これらのプロセスにおけるエジェクタ技術の最適統合を使用したガス精製システムのエネルギー及び設備支出管理の方法が必要とされている。

［発明の概要］
本開示の１つの態様によると、本発明は、ガス精製プロセス内に存在する高圧ガス流の、１つ又は複数の単相エジェクタ（複数可）内の原動力フローとしての使用を開示し、こうして先行技術で使用される機械的圧縮機の高い設備及び運転費用を排除又は低減する。吸収器へのフィードガス、クリーンなシンガス、又は高純度のＣＯ_２流は、上記エジェクタを起動するための高圧流として使用される。この高圧流は、下流の設備の設計仕様を妨害しない方式で使用される。単相エジェクタは、ガスを圧縮して、物理的な吸収剤の吸収塔（複数可）などの上流の高圧力容器に送り返されるようにするか、又は下流の圧縮機若しくはポンプの圧縮仕事を減少させる。

本発明の別の態様によると、本発明は、ガス精製プロセス内の高圧液体流の、１つ又は複数の液体−ガスエジェクタ（複数可）内の原動力フローとしての使用を開示し、先行技術で使用されるＭＶＲシステム内の機械的圧縮機で生じる高い費用を排除又は低減する。吸収済みの又は部分的に吸収済みの吸収剤は、ガスを圧縮して、圧力上昇したガス−液体混合物を産出するために使用される。この混合物は、次いで、下流の設備の設計仕様を妨害しない方式で脱離塔（例えば、ストリッパ）に送られる。

本発明のさらなる態様によると、本発明は、ガス精製プロセス内のより高圧の液体流の、１つ又は複数の液体−ガスエジェクタ内の原動力フローとしての使用を開示し、先行技術で使用されるリボイラで生じる高費用の負担を排除又は低減する。吸収済みの又は部分的に吸収済みの吸収剤は、ガスを圧縮して、圧力上昇したガス−液体混合物を産出するために使用される。この混合物は、次いで、下流の設備の設計仕様を妨害しない方式で脱離塔（例えば、ストリッパ）に送られる。

本発明のさらなる態様によると、本発明は、リボイラの負担を排除又は低減するために任意の種類の廃熱によって起動される少なくとも２つのエジェクタを開示する。エジェクタの数は、ガス精製プロセスにおける条件及び必要性に応じて様々である。例えば、吸収は、発熱プロセスであり、発生した熱は、吸収塔内の中間冷却器によって除去されなければならない。この熱は、次いで、単相エジェクタを起動するために使用され、次いで、リボイラから完全に又は部分的に引き込まれる液体は、フラッシュされ、気化され、再圧縮されてストリッパ塔に戻る。

本発明の１つの態様によると、ガス精製システムにおけるエジェクタの使用であって、ガス精製システム内の高圧ガス又は液体流が、エジェクタ内の原動力フローとして使用され、エジェクタが、次いで、ガス流を圧縮して、上流の高圧力容器に送り返されるようにする、使用が提供される。

本発明の別の態様によると、酸性ガスを含む生ガスのフィードが、吸収塔内で、吸収塔内に入り上記酸性ガスと接触するリーンな吸収剤によって処理され、上記リーンな吸収剤が、酸性ガスを吸収して、吸収済みの吸収剤をもたらし、酸性ガスを有する上記吸収済みの吸収剤が、次いで、弁によって減圧され、酸性ガスと共に吸収される揮発性燃料種を分離器内で分離して、別の吸収済みの吸収剤をもたらし、この別の吸収済みの吸収剤が、エジェクタを使用してフィードガス内へ注入されることにより、吸収塔内へ戻される、ガス精製システムが提供される。

本発明のさらなる態様によると、酸性ガスを含む生ガスのフィードが、吸収塔内で、吸収塔内に入り上記酸性ガスと接触するリーン(lean)な吸収剤によって処理され、上記リーンな吸収剤が、酸性ガスを吸収して、吸収済みの吸収剤をもたらし、酸性ガスを有する上記吸収済みの吸収剤が、次いで、第１の弁によって減圧され、酸性ガスと共に吸収される揮発性燃料種を分離器内で分離して、この別の吸収済みの吸収剤をもたらし、この吸収済みの吸収剤が、第２の弁を使用して減圧され、エジェクタを使用して吸収剤再生ユニットに供給される、ガス精製システムが提供される。

単に例として、本発明の好ましい実施形態が、添付の図面を参照して以後説明される。

ガス精製プロセスの概要を示す図である（先行技術）。 エジェクタの部分断面図の概略を示す図である（先行技術）。 ガス精製プロセスの吸収セクション：１セクション吸収を示す図である（先行技術）。 ガス精製プロセスの吸収セクション：２セクション吸収を示す図である（先行技術）。 エジェクタが、燃料種をリサイクルして吸収塔内へ戻すために、高費用の機械的蒸気圧縮機の代わりに使用される、本発明に従うプロセスフロー図である。 ガス精製プロセスの脱離セクションを示す図である（先行技術）。 ガス精製プロセスの代替的な脱離セクションを示す図である（先行技術）。 ＭＶＲシステムがリボイラの費用を低減するために使用されるガス精製プロセスの脱離セクションを示す図である（先行技術）。 エジェクタが、リボイラの費用を低減するためにＭＶＲシステム内の高費用の機械的蒸気圧縮機の代わりに使用される、ガス精製プロセスの脱離セクションについての本発明に従うプロセスフロー図である。 エジェクタが、リボイラの使用を排除するために使用される、ガス精製プロセスの脱離セクションについての本発明に従うプロセスフロー図である。 化学的吸収剤を使用し、統合されたＭＶＲシステムを有する典型的なガス精製プロセスを示す図である（先行技術）。 エジェクタが、廃熱を利用することによってリボイラの費用を低減するために使用される、本発明に従うプロセスフロー図である。

［発明の詳細な説明］
本発明は、これより、本発明のすべてではないがいくつかの実施形態が示される添付の図面を参照して説明される。

図１は、ガス精製プロセスの概要である。１〜９０モル％のＣＯ_２、１モルｐｐｍ〜５０モル％のＨ_２Ｓ、及び他の種類の不純物（例えば、ＣＯＳ、ＳＯ_ｘなど）をさらに含む酸性ガスを含む生ガス１は、吸収塔（複数可）２内で処理され、上記酸性ガスは、リーン(lean)な吸収剤５と接触しており、上記リーンな吸収剤は、物理的吸収剤（例えば、レクチゾール（Ｒｅｃｔｉｓｏｌ）（登録商標）、セレクソール（Ｓｅｌｅｘｏｌ）（商標）、プリソール（Ｐｕｒｉｓｏｌ）（商標））、化学的吸収剤（例えば、ＭＥＡ、ＭＤＥＡ、ＤＥＡ、熱い炭酸カリウム、炭酸ナトリウム、シェルカンソルブ（Ｓｈｅｌｌ Ｃａｎｓｏｌｖ）（商標）など）、若しくは両方（例えば、シェルスルフィノール（Ｓｈｅｌｌ Ｓｕｌｆｉｎｏｌ）（商標））、及び／又は他の化学物質を含み得る。

これらのリーンな吸収剤５は、（１）吸収速度を促進するため、（２）化学溶剤分解を防ぐため（阻害剤）、（３）腐食を防ぐために使用される。リーンな吸収剤の最適選択は、フィードガス組成、圧力、及び性質、並びに酸性成分の濃度に依存する。

上記リーンな吸収剤５は、多くの場合、吸収塔（複数可）２に送られる前に、冷却機又は冷却装置６、例えば、熱交換器を使用して、冷やされる。酸性成分は、吸収塔（複数可）２内の溶媒に吸収される。酸性ガスは、単一又はいくつかの吸収塔（複数可）２内で処理され得る。吸収塔（複数可）２は、使用される吸収剤に応じて、それぞれ１〜１１０バール及び−６０〜１１０℃の範囲内の圧力及び温度を有し得る。次いで、精製ガス３が、吸収塔（複数可）２の上部、かつ、フレッシュな吸収剤が上記吸収塔（複数可）に導入されるセクションより上から取りだされる。次いで、酸性ガスを有する吸収済みの吸収剤４が、吸収ゾーン（複数可）の下部において取り出される。

次いで、吸収済みの吸収剤４は、ＣＯ又はＨ_２を含む酸性ガスと共に吸収されているいくつかの揮発性燃料種を気化し、リサイクルして塔入口へ戻すために、任意選択的に、吸収塔（複数可）よりも低い圧力を有するフラッシュドラムのセットへ送られ得るということが先行技術に開示されている。これらの容器の動作圧力は、酸性ガスが、吸収済みの溶媒内に残る範囲で維持される。機械的圧縮機のセットは、これらの燃料種をより高い圧力で動作する吸収塔（複数可）内へ送るために、これらの燃料種の圧力を上昇させるために使用される。機械的圧縮機は、一般的には、ポリエチレングリコールのジメチルエーテル（ＤＭＰＥＧ）、メタノール、Ｎ−ホルミル及びＮ−アセチルモルフィンの混合物、Ｎ−メチル−２−ピロリドン、並びにスルホランなどの物理的溶媒のために使用される。

吸収済みの吸収剤４は、多くの場合、１つ又はいくつかの加熱装置７、例えば、熱交換器によって加熱され、次いで、用いられた吸収剤に応じてフラッシュドラム（複数可）又はストリッパ（複数可）などの吸収剤再生ユニット（複数可）８のセットに送られてそこで酸性成分が酸性ガス９として選択的又は同時にいくつかの吸収剤回収ステップにおいて除去されることを必要とする。その後、結果として生じる低濃度の酸性成分を有するリーンな吸収剤は、多くの場合、１つ又はいくつかの冷却装置６、例えば、熱交換器を使用して冷却され、次いで吸収塔（複数可）２に戻される必要がある。

リボイラを備えたストリッパ塔（図示せず）が、溶媒から酸性ガス９を分離するために使用され得ることが先行技術においてさらに開示されている。いくつかの先行技術では、特に物理的溶媒が吸収剤として使用されたとき、不活性ガス（例えば、窒素）が、酸性ガス９をストリッピングし、リーンな吸収剤又は溶媒を産出するために使用され、酸性ガス吸収済みの溶媒のスチームストリッピング及び加熱などのエネルギー集約的なステップは、結果的に、低減又は排除された。

図２は、エジェクタの部分断面図を示す。原動力流体は、入口端１０においてエジェクタへ送達され、集束ノズル１２及び発散ノズル１３の両方、又は、集束ノズル１２のみ、のいずれかを通って、高速及び低圧流へと広がる。この高速及び低圧流は、吸込ノズル１１を通る吸込流体を巻き込む。原動力流体及び吸込流体は、次いで、二次ノズルセクション１４及び一定断面１５を含む混合セクション又はチャンバ内で混合される。その後、結果として生じた高速混合フローは、ディフューザ１６内で減速され、静圧が回復され、圧力増加１７がエジェクタにわたって吸込流に提供されることを結果としてもたらす。

図３は、非常に低レベルの酸性ガスを有するリーンな吸収剤５が冷却装置６によって冷やされる、先行技術において知られているガス精製プロセスの吸収セクションを示す。冷やされたリーンな吸収剤は、次いで、吸収塔（複数可）２に入り、圧力及び温度がガス圧縮機１８及びガス冷却器１９をそれぞれ使用して満足のいくレベルに達してから吸収塔（複数可）２に入る生ガス１のフィード（又は別の精製ユニットからのガス）と接触する。吸収塔（複数可）２は、吸収剤液体流を冷却することによって、吸収熱（相変化の結果として酸性ガスによって放出される熱）のごく一部を除去するために１つ又は複数の側方冷却器（図示せず）を有し得る。吸収済みの吸収剤４は、次いで、弁２０を使用して減圧されて、酸性ガスと共に吸収される揮発性燃料種２３が分離器２１内で分離され、揮発性燃料種は機械的圧縮機２２を使用してフィードガス内へ注入されることによって吸収塔（複数可）２内へ戻される。残りの別の吸収済みの吸収剤（例えば、吸収済みの溶媒）２４は、他の不純物を除去するために別の吸収剤ユニットに送られるか、又は再生されるように送られるかのいずれかである。精製ガス３は、吸収塔（複数可）２の上部から出る。

図４に示されるように、硫黄含有酸性ガス（例えば、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、ＣＯＳなど）及びＣＯ_２が、生ガス１中に同時に存在するとき、吸収塔（複数可）２は、本質的にすべての硫黄含有酸性ガスが除去される下部分、及び残りのＣＯ_２がガスから除去される上部分という２つのセクションに分割され得る。これは、設計仕様を満たすために単一又は複数の塔内で獲得され得る。この設計構成は、ＣＯ_２が厳密な純度要件（例えば、食品グレードのＣＯ_２、又は増加石油回収に使用される必要があるＣＯ_２）を有する他のプロセスに利用される予定であるときが、当業者に知られている。吸収済みの吸収剤４’（ＣＯ_２の濃度がより高い）及び吸収済みの吸収剤４（Ｈ_２Ｓの濃度がより高い）は、次いで、酸性ガスと共に吸収されるそれぞれ揮発性燃料種２３’及び２３をそれぞれ分離器２１’及び２１内で分離するために、弁２０’及び２０をそれぞれ使用して減圧され、揮発性燃料種は機械的圧縮機２２’及び２２をそれぞれ使用してフィードガス内へ注入されることによって、吸収塔（複数可）２内へ戻される。残りの別の吸収済みの吸収剤（例えば、吸収済みの溶媒）２４’及び２４はそれぞれ、他の不純物を除去するために別の吸収剤ユニットに送られるか又は再生されるように送られるかのいずれかである。精製ガス３は、吸収塔（複数可）２の上部から出る。

図５は、エジェクタが、燃料種をリサイクルして吸収塔内へ戻すために高費用の機械的圧縮機の代わりに使用される、本発明に従うプロセスフロー図である。

図５を参照すると、エジェクタは、酸性ガスと共に吸収されている揮発性燃料種を塔入口に戻すために、高費用の機械的ガス圧縮機の代わりに使用される。生ガス／フィードガス１（又は他の精製ユニットからのガス）は、有利には、その圧力及び温度がガス圧縮機１８及びガス冷却器１９をそれぞれ使用して満足のいくレベルに達した後に、吸収塔（複数可）２の下部内へ入る。非常に低レベルの酸性ガスを有するリーンな吸収剤５は、冷却装置６によって冷やされ、次いで、吸収塔（複数可）２内へ入って生ガス１に接触する。吸収塔（複数可）２は、吸収剤液体流を冷却することによって、吸収熱（即ち、相変化に起因して酸性ガスから放出される熱）のごく一部を除去するために１つ又は複数の側方冷却器（図示せず）を有し得る。吸収済みの吸収剤４’（ＣＯ_２の濃度がより高い）及び吸収済みの吸収剤４（Ｈ_２Ｓの濃度がより高い）は、揮発性燃料種をそれぞれ分離器２１’及び２１内で分離するために、それぞれ弁２０’及び２０を使用して減圧される。別の吸収済みの吸収剤２４’及び２４は、ガス−ガスエジェクタ（２５’及び２５）をそれぞれ使用してフィードガス内へ注入することによって吸収塔（複数可）２内へ戻される。

本システムは、任意選択的に、複数の超音速エジェクタ（図示せず）を備えることができ、それらは目的の最終用途及びシステムの動作環境に従って動作上の配置をすることができ、直列に、並列に、又はそれらの組合せで配置されることができる。これらのエジェクタは、ごくわずかの加圧フィード／生ガスによって起動され、それ故に、エジェクタの出口における混合物の背圧は、フィード／生ガスの圧力をわずかに上回る。エジェクタは、図２に示されるものと同じ幾何学的形状を有し得る。この原動力フロー（加圧フィード／生ガス）は、一次集束ノズル１２内で加速され、ここで原動力フローは超音速に達し、二次ノズルセクション１４において降下を生み出し、より低い圧力にある分離器から来る二次フローを引き込む。両方のフローは、混合チャンバの一定断面１５に達する前に接触し、ここで２つの速度は、一定圧力で等しくなり、著しい圧力上昇を伴って一連の衝撃波が発生すると同時に、速度は減少して亜音速になる。その後、フローは、ディフューザ１６に入り、ここでフローは、さらに速度を落とし、これが残留速度の静圧への変換を可能にし、混合フローは、フィードガスの圧力をわずかに上回る中間圧力に達する。残りの別の吸収済みの吸収剤（２４’及び２４）は、他の不純物を除去するために別の吸収剤ユニットに送られるか、又は再生されるように送られる。精製ガス３は、吸収塔（複数可）２の上部から出る。

図６は、別の吸収済みの吸収剤（例えば、２４／２４’）が、弁２０を使用して減圧され、吸収剤再生ユニット（複数可）８の上部に供給されると、ユニット（複数可）の内側でフラッシュされて、蒸気状態にある不純物を放出し、再生された溶媒が流れ落ちてユニットの下方部分を洗浄する、先行技術において知られている脱離セクションを示す。ユニット（複数可）の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスをさらに除去し、リーンな吸収剤５を、吸収剤のさらなる精製のために吸収ユニット又は別の脱離ユニットに送ることができる。

図７は、別の吸収済みの吸収剤（例えば、２４／２４’）が、弁２０を使用して減圧され、吸収剤再生ユニット（複数可）８の中央に供給され、ここで不純物が、蒸気状態で放出され、再生された溶媒が、流れ落ちてユニット（複数可）の下方部分を洗浄する、先行技術において開示される別の設計脱離セクションを示す。この構成では、凝縮器２７は、吸収剤再生ユニット（複数可）８の上部で使用され、ここで蒸気状態にあるすべての吸収剤が凝縮され、ユニット（複数可）に戻って、ユニット（複数可）の上方部分を洗浄する。ユニット（複数可）の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスをさらに除去し、リーンな吸収剤５を、吸収剤のさらなる精製のために吸収ユニット又は別の脱離ユニットに送ることができる。

図８は、ＭＶＲシステムが図７に示されるシステムのエネルギー管理のために使用される、先行技術において開示される脱離セクションの別の設計修正形態を示す。吸収済みの吸収剤（例えば、２４／２４’）は、弁２０を使用して減圧され、吸収剤再生ユニット（複数可）８の上部に供給され、ここで不純物は、蒸気状態で放出され、再生された溶媒が流れ落ちてユニット（複数可）の下方部分を洗浄する。ユニット（複数可）の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスをさらに除去し、リーンな吸収剤５を、吸収剤のさらなる精製のために吸収ユニット又は別の脱離ユニットに送ることができる。ユニット（複数可）の下部から引き込まれる液体の一部分は、次いで、膨張弁２８へ導かれ、次いで温度が、熱交換器２９内で調節される。機械的圧縮機２２は、分離器２１から蒸気を引き込み、蒸気を吸収剤再生ユニット（複数可）８に送る。この戦略は、リボイラ２６のエネルギー消費を減少させることが示された。

図９は、エジェクタが、リボイラの費用を低減するために図８に描写されるようなＭＶＲシステム内の高費用の機械的圧縮機の代わりに使用される、ガス精製プロセスの脱離セクションの本発明に従う実施形態のプロセスフロー図である。

図９を参照すると、エジェクタは、ＭＶＲシステム内の高費用ガス圧縮機の代わりに使用される。別の吸収済みの吸収剤（例えば、２４／２４’）は、弁２０を使用して減圧され、吸収剤再生ユニット（複数可）８の上部に供給され、ここで不純物は、蒸気状態で放出され、再生された溶媒が流れ落ちてユニット（複数可）の下方部分を洗浄する。ユニット（複数可）の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスをさらに除去し、リーンな吸収剤５を、吸収剤のさらなる精製のために吸収ユニット又は別の脱離ユニットに送る。ユニット（複数可）の下部から引き込まれる液体の一部分は、膨張弁２８へ導かれ、次いで温度が、熱交換器２９内で調節される。液体−ガスエジェクタ（複数可）３０は、より低い圧力にある分離器２１から蒸気を引き込み、蒸気を比較的より高い圧力を有する吸収剤再生ユニット（複数可）８に送る。この戦略を使用して、本システムは再生された吸収剤流を冷却することができ、冷蔵エネルギー要件（例えば、冷却装置６における、図示せず）を著しく低減することができる。吸収剤再生ユニット（複数可）８と比べて比較的より高い圧力を有する吸収ユニット又は他の脱離ユニットからくる吸収済みの液体吸収剤のごく一部が、液体−ガスエジェクタ（複数可）３０を起動するために使用され得る。

液体−ガスエジェクタ３０は、図２に示されるものと同じ幾何学的形状を有し得る。液体−ガスエジェクタの動作機序は、一次流体（高圧）が液体であり、二次流体（低圧）が蒸気であることを除いては、ガス−ガスエジェクタ２５のものと原則的に類似している。原動力フロー（高圧液体）は、比較的高圧力でノズル１２及び／又は１３内に入る。ノズル１２及び／又は１３内の液体の圧力の低減は、液体の運動エネルギーへの変換のためのポテンシャルエネルギーをもたらす。駆動フローは、分離器２１から出る蒸気を巻き込む。液相及び気相は、二次ノズルセクション１４及び一定断面１５からなる混合チャンバ内で混ざり、ディフューザ１６における圧力の回復後に一定断面１５から出る。結果として、中間圧力の二相混合物が得られ、これが吸収剤再生ユニット（複数可）８へ注入され得る。

本システムは、任意選択的に、複数の液体−ガスエジェクタを備えることができ、目的の最終用途及びシステムの動作環境に従って動作上の配置をすることができ、直列に、並列に、又はそれらの組合せで配置されることができる。これらのエジェクタは、加圧液体によって起動され、それ故に、エジェクタの出口における混合物の背圧は、再生塔の圧力をわずかに上回る。ガス精製プロセスの脱離セクション内へのエジェクタ（複数可）の統合というこの戦略は、リボイラ２６のエネルギー消費を大幅に低減する。

図１０は、エジェクタが、リボイラを排除するために使用される、ガス精製プロセスの脱離セクションについての本発明に従う別の実施形態のプロセスフロー図である。

図１０を参照すると、別の吸収済みの吸収剤（例えば、２４／２４’）は、弁２０を使用して減圧され、吸収剤再生ユニット（複数可）８の上部に供給されると、ユニット（複数可）の内側でフラッシュされ、蒸気状態にある不純物を放出し、再生された溶媒が流れ落ちてユニット（複数可）の下方部分を洗浄する。ユニット（複数可）の下部から引き込まれる液体は、膨張弁２８へ導かれ、次いで温度が、熱交換器２９内で調節される。液体−ガスエジェクタ（複数可）３０は、より低い圧力にある分離器２１から蒸気を引き込み、蒸気を比較的より高い圧力を有する吸収剤再生ユニット（複数可）８に送る。この戦略を使用して、本システムは再生された吸収剤流を冷却することができ、冷蔵エネルギー要件（例えば、冷却装置６における、図示せず）を著しく低減することができる。吸収剤再生ユニット（複数可）８と比べて比較的より高い圧力を有する吸収ユニット又は他の脱離ユニットからくる別の吸収済みの液体吸収剤のごく一部が、液体−ガスエジェクタ（複数可）を起動するために使用され得る。

液体−ガスエジェクタ３０は、図２に示されるものと同じ幾何学的形状を有し得る。液体−ガスエジェクタの動作機序は、一次流体（高圧）が液体であり、二次流体（低圧）が蒸気であることを除いては、ガス−ガスエジェクタ２５のものと原則的に類似している。原動力流体（高圧液体）は、比較的高圧力でノズル１２及び／又は１３内に入る。ノズル１２及び／又は１３内の液体の圧力の低減は、液体の運動エネルギーへの変換のためのポテンシャルエネルギーをもたらす。駆動フローは、分離器２１から出る蒸気を巻き込む。液相及び気相は、二次ノズルセクション１４及び一定断面１５からなる混合チャンバ内で混ざり、ディフューザ１６における圧力の回復後に一定断面１５から出る。結果として、中間圧力の二相混合物が得られ、これが吸収剤再生ユニット（複数可）８へ注入され得る。

本システムは、任意選択的に、複数の液体−ガスエジェクタを備えることができ、目的の最終用途及びシステムの動作環境に従って動作上の配置をすることができ、直列に、並列に、又はそれらの組合せで配置されることができる。これらのエジェクタは、ごくわずかの加圧液体によって起動され、それ故に、エジェクタの出口における混合物の背圧は、再生塔の圧力をわずかに上回る。ガス精製プロセスの脱離セクション内へのエジェクタ（複数可）の統合というこの戦略は、先行技術におけるリボイラのエネルギー消費を排除することができる。

図１１は、先行技術に開示されるような化学的吸収剤を使用した典型的なガス精製プロセスを示す。フィードガス／生ガス１をブースターファン又はガス圧縮機１８に送って、それを下流の設備を通して吸収剤スタック及びガス冷却器１９（例えば、熱交換器）へ追い出すのに十分な圧力を提供し、フィードガス／生ガスの温度を満足のいくレベルにする。フィードガス／生ガス１からの酸性ガス吸収は、リーンな吸収剤（複数可）５（物理的又は化学的）との向流接触によって発生し、リーンな吸収剤（複数可）５は、冷却装置６を使用して冷やされる。冷やされたリーンな吸収剤は、次いで、吸収塔（複数可）２の上部に供給され、フィードガス／生ガスは、吸収塔２の下部に入る。酸性ガスは、フィードガス／生ガスから吸収剤へ吸収され、吸収済みの吸収剤（複数可）４が、吸収塔（複数可）２の下部から出てくる一方で、精製ガス３は、吸収塔（複数可）２の上部から出てくる。化学的吸収は、発熱反応である。吸収塔２内の蓄熱を防ぐため、及び吸収剤吸収能力を高めるため、熱い吸収剤は収集されて、中間冷却器３１へ圧送され、吸収塔（複数可）２の下部セクションにおける酸性ガス吸収を再び始めるために吸収塔（複数可）２へ戻される。吸収塔（複数可）２の上部から出る精製ガス３は、次いで、精製ガスからのいかなる揮発性の巻き込まれた吸収剤ミストも捕捉するために、洗浄セクション（図示せず）を通過する。吸収塔（複数可）２の下部からの吸収済みの吸収剤４は、リーンリッチな交換器３２内で加熱され、吸収剤再生ユニット（複数可）８に送られ、ここで吸収剤は、リボイラ２６によって及び機械的蒸気圧縮機（ＭＶＲ）によって提供される熱によって再生される。吸収剤再生ユニット（複数可）８の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスを除去し、リーンな吸収剤５を吸収ユニットに送る。吸収剤再生ユニット（複数可）８の下部から引き込まれる液体の一部分は、膨張弁２８へ導かれ、次いで温度が、熱交換器２９内で調節される。機械的圧縮機２２は、分離器２１から蒸気を引き込み、蒸気を吸収剤再生ユニット（複数可）８に送る。これは、酸性ガスのストリッピングに、及びスチーム要件を最小限にすることに寄与する。ＭＶＲシステムの分離器２１の下部からの再生されたリーンな吸収剤５は、吸収塔（複数可）２に送り返される。吸収剤再生ユニット（複数可）８からの塔頂蒸気は、凝縮器２７によって冷却され、二相混合物は分離され、還流は、再生器に戻される一方、蒸気（酸性ガス）は、他のプロセスユニット（例えば、ＣＯ_２圧縮システム、クラウス（Ｃｌａｕｓ）ユニット）に送られる。

図１２は、エジェクタが、廃熱を利用することによってリボイラの費用を低減するために使用される、本発明に従う１つの実施形態のプロセスフロー図である。

図１２を参照すると、エジェクタは、図１１に示されるようなＭＶＲシステム内の高費用の機械的ガス圧縮機の代わりに使用される。フィードガス／生ガス１は、それを下流の設備を通して吸収器スタック及びガス冷却器１９（例えば、熱交換器）へ追い出すのに十分な圧力を提供して、フィードガス／生ガスの温度を満足のいくレベルにするために、ブースターファン又は圧縮機１８に送られる。フィードガス／生ガスからの酸性ガス吸収は、リーンな吸収剤（複数可）５（物理的又は化学的）との向流接触によって発生し、リーンな吸収剤（複数可）５は、冷却装置６を使用して冷やされる。冷やされたリーンな吸収剤は、次いで、上部に供給され、フィードガス／生ガスは、吸収塔（複数可）２の下部に入る。酸性ガスは、フィードガス／生ガスから吸収剤へ吸収され、吸収済みの吸収剤（複数可）４が、吸収塔（複数可）２の下部から出てくる一方で、精製ガス３は、吸収塔（複数可）２の上部から出てくる。化学的吸収は、発熱反応である。吸収塔（複数可）２内の蓄熱を防ぐため、及び吸収剤吸収能力を高めるため、熱い吸収剤は収集されて、中間冷却器３１へ圧送され、吸収塔（複数可）２の下部セクションにおける酸性ガス吸収を再び始めるために吸収塔（複数可）２へ戻される。吸収塔（複数可）２の上部から出る精製ガス３は、次いで、精製ガスからのいかなる揮発性の巻き込まれた吸収剤ミストも捕捉するために、洗浄セクション（図示せず）を通過する。吸収塔（複数可）２の下部からの吸収済みの吸収剤４は、リーンリッチな交換器３２内で加熱され、吸収剤再生ユニット（複数可）８に送られ、ここで吸収剤は、リボイラ２６によって及び本発明によって提供される熱によって再生される。塔の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスを除去し、リーンな吸収剤５を吸収ユニットに送る。吸収剤再生ユニット（複数可）８の下部から引き込まれる液体の一部分は、膨張弁２８へ導かれ、次いで温度が、熱交換器２９内で調節される。

単相ガス−ガスエジェクタ（複数可）２５は、分離器２１から蒸気を引き込み、蒸気を吸収剤再生ユニット（複数可）８に送る。

本システムは、任意選択的に、複数の超音速エジェクタを備えることができ、これらは目的の最終用途及びシステムの動作環境に従って動作上の配置をすることができ、直列に、並列に、又はそれらの組合せで配置することができる。吸収塔（複数可）２内の蓄熱を防ぐため、及び吸収剤吸収能力を高めるため、熱い吸収剤は、収集されて、中間冷却器熱交換器３３及び中間冷却器３１に圧送され、吸収塔（複数可）２の下部セクションにおける酸性ガス吸収を再び始めるために吸収塔（複数可）２へ戻され、その結果として、吸収塔（複数可）２内に発生する廃熱は、これらのエジェクタを起動するために、十分な圧力により相溶性のある流体（例えば、水）の蒸気形態を産出するために使用され、それ故にエジェクタの出口における混合物の背圧は、吸収剤再生ユニット（複数可）８の圧力をわずかに上回る。

エジェクタは、図２に示されるものと同じ幾何学的形状を有し得る。この原動力フロー（加圧フィード／生ガス）は、集束／発散ノズル内で加速され、ここで超音速に達し、ノズル出口において降下を生み出し、より低い圧力にある分離器からくる二次フローを引き込む。両方のフローは、二次ノズルセクション及び一定断面からなる混合チャンバの一定断面に達する前に接触し、ここで２つの速度は、一定圧力で等しくなり、著しい圧力上昇を伴って一連の衝撃波が発生すると同時に、速度は減少して亜音速になる。その後、フローは、ディフューザに入り、ここでフローは、さらに速度を落とし、これが残留速度の静圧への変換を可能にし、混合フローは、吸収剤再生ユニット（複数可）の圧力をわずかに上回る中間圧力に達する。これは、酸性ガスのストリッピングに、及びスチーム要件を最小限にすることに寄与する。さらには、この戦略を使用することにより、再生された吸収剤流を冷却することができ、冷蔵エネルギー要件（例えば、冷却装置における）を著しく低減することができる。本発明のストリッパ下部及び分離器からの再生されたリーンな吸収剤は、吸収塔（複数可）に送り返される。吸収剤再生ユニット（複数可）からの塔頂蒸気は、凝縮器によって冷却され、二相混合物は分離され、還流は、再生器に戻される一方、蒸気（酸性ガス）は、他のプロセスユニット（例えば、ＣＯ_２圧縮システム、クラウス（Ｃｌａｕｓ）ユニット）に送られる。

これより図５、図８、図９、図１０、及び図１２を参照すると、これらの図は、単一のエジェクタの使用を概略的に例証する。しかしながら、上で述べたように、本発明の実施形態の各々において、これらの図に示される単一のエジェクタは、有利には、多くの状況において、直列に、並列に、又は、いくつかは直列かつ残りは並列に設置される複数のエジェクタによって置き換えられ得る。それらの構成及びエジェクタの内部幾何形状は、特定のシステムに利用可能な特徴の組合せを最大限にするように様々に選択される。

［実施例］
実施例１
レクチゾール（登録商標）ガス浄化ユニットの吸収セクションの一般的に使用される設計構成の概要が図４に示される。

ガス化装置から生じるシンガス又は生ガス１は、典型的には、１０〜５０バールの圧力を有する。この流の圧力は、レクチゾール（登録商標）洗浄ユニットの吸収塔（複数可）２内へ送られるために、ガス圧縮機１８によって最大６０〜８０バールまで増加される必要がある。

図４に示されるように、吸収剤中に共に吸収される燃料種は、減圧弁（２０’及び２０）を用いて吸収済みの吸収剤（４’及び４）を減圧することによって回収され得る。ガスは、フラッシュドラム内で吸収済みの吸収剤から分離される。したがって、今やガス相にあるこれらの燃料種を吸収塔（複数可）のフィードに戻してリサイクルするため、圧縮機（２２’及び２２）のセットが使用されなければならない。ガス浄化ユニットの能力に応じて、これらの圧縮機は、非常に高い設置ＣＡＰＥＸを有し得る。例えば、９５００トン／日の酸性シンガスを処理することができるレクチゾール（登録商標）洗浄ユニットにおいて、これらの圧縮機のＣＡＰＥＸは、このユニットの合計ＣＡＰＥＸの５％を超過し得る。

本発明の実施形態によると、図５に示されるように、レクチゾール（登録商標）プロセスの一般的設計構成において燃焼種を吸収塔（複数可）へリサイクルするために使用される圧縮機（２２’及び２２）のセットは、単相ガス−ガスエジェクタ（２５及び２５’）によって置き換えられる。ごくわずか（２〜７質量％）の高圧流が、燃料種の圧力を上昇させ、それらを吸収器セクションのフィード流内へ戻すために、これらのエジェクタ（２５及び２５’）の原動力フローとして使用され得る。このエジェクタ統合戦略は、この酸性ガス除去ユニットの合計ＣＡＰＥＸの、少なくとも５％の低減をもたらし得る。さらには、機械的蒸気圧縮機（高品質のエネルギー源としての電気）の固有光熱費及びそれらの関連ＧＨＧ排出が排除される。

シンガス及び精製ガスの典型的な組成及び動作条件は、表１に提示される。

実施例２
レクチゾール（登録商標）ガス浄化ユニットの吸収剤再生セクションの一般的に使用される設計構成の概要が図７に示される。

吸収済みの吸収剤（２４’又は２４）は、典型的には、それぞれ５〜２０モル％及び約１モル％でＣＯ_２及びＨ_２Ｓを吸収する。２４’又は２４の温度は、それぞれ−４５℃〜−１０℃の範囲にあり、２４’又は２４の圧力は、２〜２０バールの範囲にある。吸収セクションは高圧で動作されるため、この流れは、弁２０を使用して減圧され、吸収剤再生ユニット（複数可）８の中央に供給され、ユニット（複数可）の内側でフラッシュされ、蒸気状態にある不純物を放出し、再生された溶媒が流れ落ちてユニット（複数可）の下方部分を洗浄する。この構成では、凝縮器２７は、ユニット（複数可）の上部で使用され、ここで蒸気状態にあるすべての吸収剤は、凝縮され、ユニット（複数可）に戻って、ユニット（複数可）の上方部分を洗浄する。このユニット（複数可）において、Ｈ_２Ｓ及び残余ＣＯ_２は、ストリッピングされ、ＣＬＡＵＳプロセスなどの他の処理ユニットに送られ得る。ユニット（複数可）の下部にあるリボイラ２６（例えば、ケトルリボイラ）は、吸収剤中の酸性ガスをさらに除去し、ほぼ純のリーンな吸収剤５（例えば、メタノール）を吸収ユニットに送ることができる。酸性ガス９及びリーンな吸収剤５（例えば、メタノール）の典型的な組成及び動作条件は、以下の表２に提示される。

リボイラは、脱離の必要な熱を提供するために大量の生スチームを使用する。例えば、９５００トン／日の酸性シンガスを処理することができるレクチゾール（登録商標）洗浄ユニットにおいて、必要な生スチームは、ユニット全体の合計光熱費の約４５％を表す。

本発明の１つの実施形態によると、図９に示されるように、レクチゾール（登録商標）プロセスの新規改良戦略は、図８内の減圧弁２０を、高圧の別の吸収済みの液体吸収剤によって起動される二相液体−ガスエジェクタ（複数可）３０で置き換えることによってもたらされる。吸収済みの吸収剤の一部は、吸収剤再生ユニット（複数可）８の下部から取り出され、二相エジェクタ（複数可）を使用して、気化し、リサイクルして吸収剤再生ユニット（複数可）８内へ戻すためにフラッシュされる。

この新規構成は、生スチーム消費における少なくとも５％費用節約及びＣＯ_２排出における４０００トン／年の低減をもたらし得る。さらには、この新規設計構成において、フラッシュ蒸留は、吸収器のリボイラよりも低い温度で動作しており、それにより、再生されたリーンな吸収剤５（例えば、メタノール）を冷却することができ、これが冷蔵エネルギー要件を１０〜２０％低減し得る。

実施例３
ＭＶＲシステムを統合することによってアップグレードされる、化学的吸収剤（即ち、アミン系）を使用したガス精製プロセスのための一般的に使用される設計構成の概要が図１１に示される。

典型的には５〜１５％のＣＯ_２を含有するパワーボイラからの煙道ガスは、吸収塔（複数可）２を通される。吸収が発熱反応であるため、吸収塔は、塔内の蓄熱を防ぐため、及び吸収能力を高めるために冷却されなければならない。したがって、熱い吸収剤は、煙突トレイ上に収集され、中間冷却器３１へ圧送され、またそれは、吸収塔（複数可）２へと戻される。処理された煙道ガスは、大気に放出される。吸収器の下部からのＣＯ_２に富んだアミンは、リーンリッチな交換器３２内で加熱され、アミン再生器に送られる。アミンは、リボイラ２６及びＭＶＲによって提供される熱によって再生される。

図１１に見られるように、吸収剤再生ユニット（複数可）８の下部からのリーンなアミンの一部は、膨張弁２８及び熱交換器２９に送られ、水蒸気が生成されて分離器２１から放出される。機械的蒸気圧縮機２２からの圧縮された水蒸気は吸収剤再生ユニット（複数可）８（例えば、アミン再生器）の下部に導入され、ＣＯ_２のストリッピングに寄与し、流れ要件を最小限にする。

吸収剤再生ユニット（複数可）８（例えば、アミン再生器）の塔頂は、凝縮器２７によって冷却され、還流は、再生器に戻される一方、ＣＯ_２は、多くの場合、ガス圧縮システムに送られる。ＭＶＲシステムは、吸収剤再生ユニット（複数可）８（例えば、アミン再生器）のスチーム要件を減少させることができるが、このシステムで使用される機械的圧縮機は、高額であり、高品質エネルギー（即ち、電気）が消費される。約１，２００〜１，４００トン／日の煙道ガスを、そのＣＯ_２の９０％を除去することによって処理することができるアミン洗浄ユニットにおいて、平均スチーム消費は、約２〜３ＧＪ／ＣＯ_２捕捉トン数である。

本発明の１つの実施形態によると、図１２は、エジェクタ技術の統合の新規構成を開示する。この新規構成は、このプロセスのエネルギー消費における著しい低減をもたらし得る。

この構成では、吸収塔、並びにタール除去ユニット及び触媒反応器などの他の上流及び下流のプロセスユニットで発生する１６０〜１７０℃の温度での廃熱は、熱圧縮機として使用される単相エジェクタ２５を起動するために、中間冷却器熱交換器３３を通じて利用され得る。エジェクタ技術によるこの新規廃エネルギー管理を使用すると、ストリッパ塔のリボイラにおけるスチーム消費は最大１５％低減され得る。さらには、設備の高額な部分である既存の電気的又は機械的蒸気圧縮機は排除され得る。

実施例４
この例は、図１２に描写されるものと同じシステムを使用したシンガス／生ガスの精製に関する。

いわゆるシンガス／生ガスは、Ｈ_２（１３．１０、モル％）、ＣＯ_２（１９．４０、モル％）、ＣＯ（８．１０、モル％）、Ｈ_２Ｏ（５０．７０、モル％）、ＣＨ_４（７．８０、モル％）、Ｃ_２Ｈ_４（０．１０、モル％）、Ｃ_２Ｈ_６（０．２０、モル％）、Ｃ_１０Ｈ_８（０．１０、モル％）、ＮＨ_３（０．１０、モル％）、及びＨ_２Ｓ（０．０４、モル％）で構成される。

目標は、少なくとも９５％のＣＯ_２及び９９．９９％のＨ_２Ｓを除去することである。シンガス／生ガスの入口温度は１６９℃である。使用されるアミン吸収器は７７段で構成され、０．４８バールの平均圧力低下を有する。温度は、４０．６℃（１段に対応する）から６８．３℃に上昇する。アミン再生器は、２３段で構成され、リボイラ及び凝縮器を有し、０．７０バールの圧力低下を伴う。フラッシュタンクとアミン再生器との間でのエジェクタの統合は、リボイラにおける約１２％のスチーム節約を伴って９５％９５％のＣＯ_２及び９９．９９６％のＨ_２Ｓを除去することをもたらした。エジェクタ２５は、発生した６バールのスチームによって起動され、分離器２１からの引き込まれた二次フローの圧力を１から１．５バールへ上昇させる。

本発明は、その特定の好ましい実施形態を参照してかなり詳細に説明されているが、他の実施形態及び修正形態が可能である。したがって、添付の特許請求の範囲は、例に明記される好ましい実施形態によって制限されるべきではなく、全体として説明と一貫した広範な解釈が与えられるべきである。

［参照番号のリスト］
１ 生ガス／シンガス／フィードガス
２ 吸収塔（複数可）
３ 精製ガス
４ 吸収済みの吸収剤
５ リーンな吸収剤
６ 冷却装置
７ 加熱装置
８ 吸収剤再生ユニット（複数可）
９ 酸性ガス
１０ エジェクタの入口端
１１ エジェクタ内の吸込ノズル
１２ エジェクタ内の集束ノズル
１３ エジェクタ内の発散ノズル
１４ エジェクタ内の二次ノズルセクション
１５ エジェクタ内の一定断面
１６ エジェクタ内のディフューザ
１７ 圧力増加
１８ ガス圧縮機
１９ ガス冷却器
２０ 減圧するための弁
２１ 分離器
２２ 機械的圧縮機
２３ 揮発性燃料種
２４ 別の吸収済みの吸収剤
２５ ガス−ガスエジェクタ
２６ リボイラ
２７ 凝縮器
２８ 膨張弁
２９ 熱交換器
３０ 液体−ガスエジェクタ
３１ 中間冷却器
３２ リーンリッチな交換器
３３ 中間冷却器熱交換器

Claims (18)

1. ガス精製システムにおけるエジェクタの使用であって、前記ガス精製システム内の高圧ガス又は液体流が、前記エジェクタ内の原動力フローとして使用され、前記エジェクタが、次いで、ガス流を圧縮して、上流の高圧力容器に送り返されるようにする、使用。
2. 高圧ガス流が使用され、前記エジェクタが単相ガス−ガスエジェクタである、請求項１に記載の使用。
3. 高圧液体流が使用され、前記エジェクタが二相液体−ガスエジェクタである、請求項１に記載の使用。
4. 前記ガス精製システムが、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、ＣＯＳ、又はこれらの成分のうちの少なくとも２つの組合せを含む酸性成分を除去するためのものである、請求項１〜３のいずれか一項に記載の使用。
5. 複数のエジェクタが使用され、前記エジェクタが、直列に、並列に、又は、それらの組合せで、動作上の配置がなされた、請求項１〜４のいずれか一項に記載の使用。
6. 吸収済みの又は部分的に吸収済みの吸収剤が、ガスを圧縮して、圧力上昇したガス−液体混合物を産出するために使用される、請求項１〜５のいずれか一項に記載の使用。
7. 酸性ガスを含む生ガスのフィードが、吸収塔内で、前記吸収塔内に入り前記酸性ガスと接触するリーンな吸収剤によって処理され、
   前記リーンな吸収剤が、酸性ガスを吸収して、吸収済みの吸収剤をもたらし、
   酸性ガスを有する前記吸収済みの吸収剤が、次いで、弁によって減圧され、酸性ガスと共に吸収される揮発性燃料種を分離器内で分離して、別の吸収済みの吸収剤をもたらし、
   前記別の吸収済みの吸収剤が、エジェクタを使用して前記フィードされたガス内へ注入されることにより、前記吸収塔内へ戻される、ガス精製システム。
8. 前記エジェクタが、単相ガス−ガスエジェクタである、請求項７に記載のガス精製システム。
9. 前記エジェクタが、二相液体−ガスエジェクタである、請求項７に記載のガス精製システム。
10. 前記ガス精製システムが、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、ＣＯＳ、又はこれらの成分のうちの少なくとも２つの組合せを含む酸性成分を除去するためのものである、請求項７〜９のいずれか一項に記載のガス精製システム。
11. 複数のエジェクタが使用され、前記エジェクタが、直列に、並列に、又はそれらの組合せで、動作上の配置がなされた、請求項７〜１０のいずれか一項に記載のガス精製システム。
12. 吸収済みの又は部分的に吸収済みの吸収剤が、ガスを圧縮して、圧力上昇したガス−液体混合物を産出するために使用される、請求項７〜１１のいずれか一項に記載のガス精製システム。
13. 酸性ガスを含む生ガスのフィードが、吸収塔内で、前記吸収塔内に入り前記酸性ガスと接触するリーンな吸収剤によって処理され、
    前記リーンな吸収剤が、酸性ガスを吸収して、吸収済みの吸収剤をもたらし、
    酸性ガスを有する前記吸収済みの吸収剤が、次いで、第１の弁によって減圧され、酸性ガスと共に吸収される揮発性燃料種を分離器内で分離して、別の吸収済みの吸収剤をもたらし、
    前記別の吸収済みの吸収剤が、第２の弁を使用して減圧され、エジェクタを使用して吸収剤再生ユニットに供給される、ガス精製システム。
14. 前記エジェクタが、単相ガス−ガスエジェクタである、請求項１３に記載のガス精製システム。
15. 前記エジェクタが、二相液体−ガスエジェクタである、請求項１３に記載のガス精製システム。
16. 前記ガス精製システムが、ＣＯ_２、Ｈ_２Ｓ、ＳＯ_２、ＣＯＳ、又はこれらの成分のうちの少なくとも２つの組合せを含む酸性成分を除去するためのものである、請求項１３〜１５のいずれか一項に記載のガス精製システム。
17. 複数のエジェクタが使用され、前記エジェクタが、直列に、並列に、又はそれらの組合せで、動作上の配置がなされた、請求項１３〜１６のいずれか一項に記載のガス精製システム。
18. 吸収済みの又は部分的に吸収済みの吸収剤が、ガスを圧縮して、圧力上昇したガス−液体混合物を産出するために使用される、請求項１３〜１７のいずれか一項に記載のガス精製システム。

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