WO2019107136A1 - ガス処理方法及びガス処理装置 - Google Patents

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秋山　勝哉
洋 町田
山口　毅
丈裕 江▲崎▼
行庸 則永
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株式会社神戸製鋼所
国立大学法人名古屋大学
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Definitions

  • the present invention relates to a gas treatment method and a gas treatment apparatus.
  • a gas treatment method in which an acidic compound is separated by bringing an acidic compound contained in a gas to be treated into contact with a treatment liquid.
  • a gas treatment apparatus provided with an absorber and a regenerator is used.
  • the absorber the treatment gas is brought into contact with the treatment liquid, and the acid compound in the treatment gas is absorbed into the treatment liquid.
  • the regenerator the acidic compound is separated from the treatment liquid by heating the treatment liquid.
  • An object of the present invention is to reduce the energy required to separate and recover an acidic compound.
  • a gas treatment method comprises an absorption step of bringing a treatment gas containing an acidic compound into contact with a treatment liquid that absorbs the acidic compound in an absorber, and the treatment liquid having absorbed the acidic compound. And d) regenerating the solution which is sent to the regenerator to heat the treatment solution to separate the acid compound from the treatment solution.
  • a gas which is substantially insoluble in the treatment liquid is supplied to the regenerator, and a gas which is substantially insoluble in the treatment liquid is brought into contact with the treatment liquid.
  • a gas processing apparatus is a gas processing apparatus for separating an acid compound from the gas to be processed using a gas to be treated containing an acid compound and a treatment liquid that absorbs the acid compound.
  • An absorber for bringing the gas to be treated into contact with the treatment liquid; a regenerator for heating the treatment solution in contact with the gas to be treated in the absorber to separate an acidic compound; And a gas supply unit that supplies a gas that is substantially insoluble in the processing solution.
  • the gas processing apparatus 10 is used to separate an acid compound from a gas to be treated containing an acid compound using a treatment liquid.
  • the gas processing apparatus 10 includes an absorber 12, a regenerator 14, a circulation path 16, and a heat exchanger 18.
  • the circulation path 16 includes a first flow path 21 for extracting the treatment liquid from the absorber 12 and introducing it into the regenerator 14 and a second flow path 22 for extracting the treatment liquid from the regenerator 14 and refluxing it to the absorbing liquid.
  • the heat exchanger 18 can be omitted.
  • a second flow path 22 for returning the treatment liquid from the regenerator 14 to the absorber 12 is connected.
  • the introduction path 24 is connected to the lower end of the absorber 12.
  • the gas discharge passage 26 is connected to the upper end of the absorber 12.
  • the first flow path 21 is connected to the lower end portion or the vicinity of the lower end portion of the absorber 12. That is, the first flow path 21 is connected to the absorber 12 at a position where the processing liquid accumulated in the absorber 12 can be extracted.
  • the second flow passage 22 is connected to the upper end portion or the vicinity of the upper end portion of the absorber 12. That is, the second flow path 22 is connected to the absorber 12 at a position where the processing solution returned from the regenerator 14 can flow down from above.
  • the acidic compound in the gas to be treated is separated from the gas to be treated and absorbed in the treatment liquid by the treatment gas being in contact with the treatment liquid.
  • the gas from which the acid compound has been removed is discharged from the absorber 12.
  • Such an absorber 12 may have any configuration as long as the gas to be treated and the treatment liquid can be continuously contacted, for example, a structure to spray the treatment solution to the flow passage of the treatment gas, a flow passage for the treatment gas
  • the treatment liquid and the treatment liquid are introduced into a large number of fine flow paths, respectively, to transfer the treatment liquid and the treatment liquid and the fine flow path of the treatment liquid. It is possible to use a reactor having a configuration such as to join each other.
  • the absorption of the acidic compound in the absorber 12 is an exothermic reaction.
  • the acidic compound is carbon dioxide
  • the calorific value per ton of absorbed amount of carbon dioxide is about 1.8 GJ.
  • the heat of reaction generated in the absorber 12 raises the temperatures of the processing gas and the processing solution.
  • a first flow passage 21 and a second flow passage 22 are connected to the regenerator 14.
  • the first flow path 21 is connected to the upper portion of the regenerator 14, and introduces the processing liquid derived from the absorber 12 into the regenerator 14.
  • a pump 40 is provided in the first flow path 21.
  • the second flow path 22 is connected to the lower end portion or the vicinity of the lower end portion of the regenerator 14 and allows the processing liquid stored in the regenerator 14 to be discharged.
  • a pump 28 is provided in the second flow path 22.
  • the regenerator 14 stores the treatment liquid that has absorbed the acidic compound.
  • the acid compound is released by heating the stored processing solution.
  • the elimination of the acidic compound from the treatment solution is an endothermic reaction.
  • the regenerator 14 when the treatment liquid is heated, not only the acidic compound is eliminated but also the water in the treatment liquid is evaporated.
  • the supply path 30 and the heating flow path 32 are connected to the regenerator 14.
  • the supply path 30 supplies the acidic compound obtained in the regenerator 14 to the supply destination.
  • the supply path 30 is provided with a condenser 34 for cooling a mixed gas of an acid compound gas evaporated from the processing liquid and water vapor. As the gas mixture cools, the water vapor condenses. Therefore, the water vapor is separated in the condenser 34. The separated steam is returned to the regenerator 14.
  • a heat exchanger using inexpensive cooling water such as river water can be used.
  • One end of the heating channel 32 is connected to the second channel 22, but instead, one end may be connected to the lower end or the vicinity of the lower end of the regenerator 14. The other end of the heating channel 32 is connected to the lower part of the regenerator 14.
  • the heating flow path 32 is provided with a reboiler 36 which heats the processing liquid stored in the regenerator 14.
  • the reboiler 36 may be disposed to heat the processing liquid inside the regenerator 14, but as illustrated, it may be configured to heat the processing liquid extracted from the regenerator 14 to the outside. Good.
  • the reboiler 36 can be disposed in the heating flow passage 32 which is returned to the regenerator 14 after heating.
  • what heats a process liquid directly or indirectly by arbitrary heat sources, such as electricity, steam, a burner, for example can be used.
  • the heat exchanger 18 is connected to the first flow path 21 and the second flow path 22 and exchanges heat between the processing liquid flowing in the first flow path 21 and the processing liquid flowing in the second flow path 22.
  • the heat exchanger 18 is configured by, for example, a plate heat exchanger or the like.
  • the present invention is not limited to this, and the heat exchanger 18 may be configured by a microchannel heat exchanger capable of heat exchange between fluids having a relatively small temperature difference. This can improve energy efficiency.
  • the gas processing apparatus 10 includes a gas supply unit 42 that supplies a gas (hereinafter, referred to as a separation promoting gas) for promoting separation of an acidic compound to the regenerator 14.
  • the gas supply unit 42 includes a gas path 42 a connected to the lower end portion or the vicinity of the lower end portion of the regenerator 14.
  • the gas passage 42a is connected to, for example, a supply source 42b of the separation promoting gas.
  • the separation promoting gas supplied to the regenerator 14 by the gas supply unit 42 is a gas that is substantially insoluble in the processing liquid.
  • the separation promoting gas hydrogen gas, oxygen gas, methane gas and the like can be mentioned.
  • separation of the acidic compound in the regenerator 14 can be promoted.
  • “almost not soluble” in the treatment liquid may indicate that the solubility in the treatment liquid is equal to or less than a predetermined value.
  • the separation promoting gas is, for example, a gas according to Henry's law, and may be a gas having a solubility of 1 mol or less in 100 g of the treatment liquid under the conditions of 0 ° C. and 100 kPa.
  • the solubility of oxygen in water is 1.3 ⁇ 10 -4 mol / 100 g
  • the solubility of methane in water is 8 ⁇ 10 -4 mol / 100 g
  • the solubility of hydrogen in water is 9.5 ⁇ 10 -5 It is mol / 100 g.
  • the solubility of ammonia in water is 6 mol / 100 g and thus does not apply.
  • the acidic compound separated by the gas treatment apparatus 10 is not particularly limited as long as the aqueous solution is acidic, and examples thereof include hydrogen chloride, carbon dioxide, sulfur dioxide, carbon disulfide and the like.
  • a to-be-processed gas containing an acidic compound industrial waste gas, natural gas, hydrogen gas etc. are mentioned, for example. That is, the gas processing apparatus 10 according to the present embodiment can be used for the purpose of removing harmful substances from the gas discharged to the atmosphere, or for the purpose of removing impurities in the gas used as fuel, for example.
  • an absorbent capable of reversibly absorbing and desorbing an acidic compound is used as the treatment liquid (absorbent) used in the gas treatment apparatus 10.
  • the treatment liquid is, for example, an alkaline absorbent containing water, an amine compound and an organic solvent.
  • the amine compound may be 30 wt%
  • the organic solvent may be 60 wt%
  • the water may be 10 wt%.
  • the treatment liquid is preferably phase-separated by absorption of an acidic compound that dissolves in water to generate an acid, but is not limited thereto.
  • the processing solution may be an aqueous solution of an amine compound without using an organic solvent.
  • the treatment liquid may be an amine compound, an organic solvent, an ionic liquid, a mixture thereof, an aqueous solution or the like.
  • the treatment liquid is separated into two phases, a phase having a high content of the acid compound and a phase having a low content of the acid compound by absorption of the acid compound. Be done.
  • the solubility parameter is represented by the following equation (1).
  • ⁇ H is the molar heat of vaporization
  • R is the gas constant
  • T is the absolute temperature
  • V is the molar volume.
  • the solubility parameters of the amine compounds EAE and MAE and the organic solvent DEGDME are calculated to be 10.94, 11.58 and 7.75, respectively, using the formula (1).
  • the value obtained by subtracting the solubility parameter of the organic solvent from the solubility parameter of the amine compound is 1.1 (cal / cm 3 ) 1
  • the combination of the amine compound and the organic solvent is selected so as to be 1/2 or more and 4.2 (cal / cm 3 ) 1/2 or less
  • the treatment liquid has a high content of the acidic compound due to the absorption of the acidic compound.
  • the two phases are separated into a phase and a phase with a low content of acidic compounds. If the solubility parameter is less than the above lower limit value, there is a possibility that the treatment liquid does not separate into two phases even if it absorbs the acid compound.
  • the treatment liquid separates into two phases before absorbing the acid compound.
  • the contact state between the treatment liquid and the gas to be treated may become nonuniform, and the absorption efficiency may be lowered.
  • "Good” in Table 1 means that it is a single liquid phase before absorption of carbon dioxide, and is separated into two liquid phases by absorption of carbon dioxide.
  • “not miscible” in Table 1 means that a single liquid phase was not formed in the two liquid phase state before absorption of carbon dioxide.
  • “do not separate” in Table 1 means that it was a single liquid phase even after absorption of carbon dioxide.
  • the absorption condition in the absorber 12 is set in a region where a large amount of carbon dioxide dissolves while the treatment liquid separates into two phases, and the regeneration condition in the regenerator 14 is that the treatment liquid does not separate in two phases and carbon dioxide It is desirable to set in a region that does not dissolve very much. That is, the absorption condition and the regeneration condition are adjusted by the partial pressure of carbon dioxide, the absorption temperature and the regeneration temperature. As a result, the processing liquid is easily phase-separated, and it is possible to suppress the temperature difference between the regeneration temperature and the absorption temperature to a low level. That is, it utilizes the fact that the equilibrium of carbon dioxide absorption concentration is shifted by changing the degree of carbon dioxide absorption depending on the temperature to change the ease of phase separation.
  • the gas treatment method includes an absorption step, a liquid transfer step, and a regeneration step.
  • the absorption step is a step of bringing the treatment gas into contact with the treatment liquid in the absorber 12.
  • a gas to be treated such as a process gas containing at least carbon dioxide is supplied to the absorber 12 through the introduction passage 24.
  • the absorbent is introduced into the absorber 12 through the second flow path 22 of the circulation path 16.
  • the absorbing liquid flows down in the absorber 12, contacts the carbon dioxide contained in the gas to be treated, and absorbs the carbon dioxide.
  • the processing liquid which absorbed the carbon dioxide is stored.
  • the processing liquid which phase separates is used, the processing liquid which contacted carbon dioxide is a phase to the 1st phase part with high content rate of carbon dioxide, and the 2nd phase part with low content rate of carbon dioxide separation.
  • the treated gas after the carbon dioxide is separated is discharged from the absorber 12 through the gas discharge passage 26.
  • the liquid transfer step is a step of transferring the treatment liquid stored in the absorber 12 from the absorber 12 to the regenerator 14.
  • the entire amount of the processing liquid sent out from the absorber 12 is introduced into the regenerator 14.
  • the treatment liquid flowing through the first flow passage 21 is heated by the treatment liquid flowing through the second flow passage 22 in the heat exchanger 18 and then introduced into the regenerator 14. Since the pump 40 is provided in the first flow path 21, even if the processing liquid is in a phase-separated state in the absorber 12, the first phase portion and the second phase portion are introduced when introduced into the regenerator 14. In some cases, the phase portions are in a mixed state.
  • the regeneration step is a step of separating carbon dioxide from the treatment liquid by heating the treatment liquid introduced into the regenerator 14.
  • the processing liquid is heated while flowing down.
  • the separation promoting gas that has flowed into the regenerator 14 from the supply source 42b through the gas path 42a rises in the regenerator 14 and contacts the processing solution. That is, in the regeneration step, the treatment liquid and the separation promoting gas flow in the direction opposite to each other and make contact.
  • the treatment liquid is heated in the state where the separation promoting gas is interposed, so the carbon dioxide regeneration temperature can be suppressed low.
  • water vapor evaporated from the treatment liquid may be obtained. The carbon dioxide and water vapor separated from the processing solution flow through the supply passage 30.
  • the water vapor condenses in the condenser 34 and is returned to the regenerator 14. Therefore, only carbon dioxide separated from the processing solution is supplied to the supply destination.
  • the processing liquid stored in the regenerator 14 flows through the second flow path 22 and returns to the absorber 12. During this process, the treatment liquid heats the treatment liquid flowing through the first flow passage 21 in the heat exchanger 18, so the temperature drops.
  • FIG. 2 and FIG. 3 show the regeneration rate (%) when the regeneration temperature is changed using an aqueous solution of an amine compound as the treatment liquid.
  • the treatment liquid is an aqueous solution of 30% by weight of monoethanolamine (MEA) and 70% by weight of water.
  • the absorption temperature is 40 ° C.
  • the partial pressure of carbon dioxide in the gas to be treated is 0.2 atm.
  • Hydrogen gas was used as the separation promoting gas.
  • the gas-liquid ratio is indicated by the volume (liter) of the separation promoting gas per unit weight (1 gram) of the treatment liquid.
  • the regeneration rate of carbon dioxide is improved at any regeneration temperature when the separation promoting gas is introduced. Further, if the regeneration temperature is set high, the regeneration rate is improved, and if the gas-liquid ratio is increased, the regeneration rate is also improved. If the separation promoting gas is not introduced, carbon dioxide can not be eliminated unless the regeneration temperature is set to 70 ° C. or higher, but the regeneration temperature is lowered to, for example, 40 ° C. by introducing the separation promoting gas. Even carbon dioxide can be eliminated.
  • FIG. 4 and FIG. 5 show the results in the case of using a treatment liquid that undergoes phase separation when carbon dioxide is absorbed as the treatment liquid.
  • the amine compound contained in the treatment liquid is 2- (ethylamino) ethanol (EAE), and the organic solvent is diethylene glycol diethyl ether (DEGDEE).
  • EAE 2- (ethylamino) ethanol
  • DEGDEE diethylene glycol diethyl ether
  • the processing solution contains 30% by weight of EAE, 60% by weight of DEGDEE, and 10% by weight of water.
  • the absorption temperature is 40 ° C.
  • the partial pressure of carbon dioxide in the gas to be treated is 0.2 atm. Hydrogen gas was used as the separation promoting gas.
  • 6 and 7 show the regeneration rate when the absorption temperature and the regeneration temperature are 40 ° C. and the partial pressure of carbon dioxide in the gas to be treated is 0.2 atm.
  • the separation promoting gas is hydrogen gas.
  • the gas-liquid ratio is low (about 0.05)
  • the process of phase separation compared to MEA The liquid improves the carbon dioxide regeneration rate.
  • the difference spreads as the gas-liquid ratio increases. This tendency is the same even when the absorption temperature and the regeneration temperature are 60 ° C., as shown in FIGS. 8 and 9.
  • the separation promoting gas is brought into contact with the treatment liquid in the regeneration step.
  • the acidic compound dissolved in the treatment liquid is more easily separated from the treatment liquid, and the separated acidic compound is accompanied by the gas and expelled from the treatment liquid. Therefore, separation of the acidic compound from the processing solution is promoted. For this reason, it is possible to set a lower temperature as the regeneration temperature in the regenerator 14 and to separate the acid compound with lower energy.
  • FIG. 10 shows a second embodiment of the present invention.
  • the same components as those of the first embodiment are denoted by the same reference numerals, and the detailed description thereof is omitted.
  • the gas processing apparatus 10 includes a heat transport means (heat pump) 50 for thermally transporting the reaction heat of the absorber 12 to the regenerator 14.
  • the heat transport means 50 includes a closed loop-like circulation flow passage 50a in which a refrigerant is sealed, and a compressor 50b, an evaporator 50c, an expansion mechanism 50d, a pump 50e and a condenser 50f respectively provided in the circulation flow passage 50a. Is equipped.
  • the evaporator 50 c is constituted by, for example, a heat transfer tube, and is disposed in the absorber 12. In the absorber 12, an exothermic reaction occurs in which the treatment liquid absorbs carbon dioxide.
  • the liquid refrigerant flowing in the evaporator 50c is heated and evaporated by this heat.
  • the gaseous refrigerant is compressed by the compressor 50b and flows into the condenser 50f.
  • the condenser 50 f is constituted by, for example, a heat transfer tube, and is disposed in the regenerator 14. In the regenerator 14, an endothermic reaction in which carbon dioxide is desorbed from the treatment liquid is generated.
  • the gaseous refrigerant flowing in the condenser 50 f is condensed by this endothermic reaction.
  • the condensed liquid refrigerant is expanded by the expansion mechanism 50d, sent by the pump 50e, and flows into the evaporator 50c.
  • the reaction heat of the absorber 12 is thermally transferred to the regenerator 14 by the circulation of the refrigerant.
  • the heat of reaction in the absorber 12 can be used for the regeneration of the treatment liquid, so that the energy required for the regeneration of the treatment liquid can be further reduced.
  • the processing liquid when the gas-liquid ratio of the separation promoting gas is high, the processing liquid can be regenerated even if the regeneration temperature is substantially the same as the absorption temperature.
  • the regeneration temperature can be set lower than the absorption temperature.
  • the heat of reaction of the absorber 12 can be transferred to the regenerator 14 by direct heat exchange between the absorber 12 and the regenerator 14. In this process, the energy unit is 0 GJ / ton-CO2.
  • the absorber 12 and the regenerator 14 are in direct contact with each other. Therefore, the wall surfaces in contact with each other in the absorber 12 and the regenerator 14 become heat transfer surfaces. The reaction heat of the absorber 12 is transferred to the regenerator 14 via the heat transfer surface. In addition, since the temperature of the process liquid in the absorber 12 becomes higher by pressurizing the inside of the absorber 12, the heat transfer from the absorber 12 to the regenerator 14 can be performed more effectively.
  • the heat of reaction in the absorber can be used for the regeneration of the treatment liquid, the energy required for the regeneration of the treatment liquid can be further reduced. And since the motive power for heat transport like heat pump is unnecessary, the energy which regeneration requires can be reduced more.
  • FIG. 12 shows a fourth embodiment of the present invention.
  • the fourth embodiment is configured to directly exchange heat between the absorber 12 and the regenerator 14 as in the third embodiment, but in the fourth embodiment, it has a double-pipe structure. ing. That is, the regenerator 14 is formed in a cylindrical shape, and the absorber 12 is disposed inside the cylinder. The outer peripheral surface of the absorber 12 and the inner peripheral surface of the regenerator 14 are in contact with each other, and this contact surface is a heat transfer surface.
  • the absorber 12 may be formed in a cylindrical shape, and the regenerator 14 may be disposed inside the cylinder.
  • a gas which is substantially insoluble in the treatment liquid is supplied to the regenerator, and a gas which is substantially insoluble in the treatment liquid is brought into contact with the treatment liquid.
  • a gas which is substantially insoluble in the treatment liquid is brought into contact with the treatment liquid.
  • the acidic compound dissolved in the treatment liquid is more easily separated from the treatment liquid, and the separated acidic compound is accompanied by the gas and expelled from the treatment liquid. Therefore, separation of the acidic compound from the processing solution is promoted. For this reason, it is possible to set a lower temperature as the regeneration temperature in the regenerator and to separate the acid compound with lower energy.
  • a heat transport means may be used to transport the heat of reaction generated by the absorber to the regenerator.
  • heat may be directly exchanged between the absorber and the regenerator. It is possible to make the temperature of the absorber and the regenerator equal to the temperature or to make the temperature of the regenerator smaller than the temperature of the absorber by increasing the supply amount of the gas which is hardly dissolved in the treatment liquid to the regenerator. It becomes. In this case, the heat of reaction generated by the absorber can be directly heat-exchanged to the regenerator. As a result, the reaction heat in the absorber can be used for the regeneration of the treatment liquid without utilizing the power of the pump or the like, and the energy required for the regeneration of the treatment liquid can be further reduced.
  • the temperature difference between the temperature of the absorber and the temperature of the regenerator may be ⁇ 20 ° C. to 30 ° C.
  • 0.05 liter or more of the gas may be introduced into the regenerator per 1 g of the treatment liquid.
  • the separation promoting effect of the acidic compound from the treatment liquid can be exhibited more effectively.
  • the treatment liquid may be a treatment liquid which is phase-separated into phases having different contents of the acid compound by absorbing the acid compound.
  • the acid compound is separated from the treatment liquid not only by contacting the treatment liquid with a gas which is not substantially soluble in the treatment liquid, but interposing a phase portion having a low content of the acid compound. Therefore, the energy required to regenerate the treatment liquid can be further reduced.
  • the embodiment is a gas processing apparatus for separating an acid compound from the gas to be treated using a gas to be treated containing an acid compound and a treatment liquid that absorbs the acid compound, wherein the treatment liquid is used as the treatment liquid
  • the absorber is brought into contact with the gas to be treated, a regenerator for heating the treatment liquid in contact with the gas to be treated in the absorber to separate acidic compounds, and the regenerator is substantially insoluble in the treatment liquid
  • a gas supply unit for supplying a gas.
  • reaction heat generated in the absorber may be transported to the regenerator.
  • the absorber and the regenerator may be configured to exchange heat directly with each other.
  • a temperature difference between the temperature of the absorber and the temperature of the regenerator may be ⁇ 20 ° C. to 30 ° C.
  • the gas supply unit may supply 0.05 liter or more of the gas per 1 g of the treatment liquid to the regenerator.
  • the treatment liquid may be a treatment liquid which is phase-separated into phases having different contents of the acidic compound by absorbing the acidic compound.
  • the energy required to separate and recover the acidic compound can be reduced.

Abstract

ガス処理方法は、二酸化炭素等の酸性化合物を含む被処理ガスと酸性化合物を吸収する処理液とを吸収器（１２）内で接触させる吸収工程と、酸性化合物を吸収した処理液を再生器（１４）に送り、処理液を加熱して当該処理液から酸性化合物を分離する再生工程と、を含む。再生工程において、水素ガス等の処理液にほぼ溶解しないガスと処理液とを接触させる。

Description

ガス処理方法及びガス処理装置
　本発明は、ガス処理方法及びガス処理装置に関する。
　従来、被処理ガスに含まれる酸性化合物を処理液と接触させることによって、酸性化合物を分離させるガス処理方法が知られている。例えば、下記特許文献１に開示されたガス処理方法では、吸収器と再生器とを備えたガス処理装置が用いられる。吸収器において、被処理ガスと処理液とを接触させて、被処理ガス中の酸性化合物を処理液に吸収させる。再生器において、処理液を加熱することにより、処理液から酸性化合物を分離させる。
　従来のガス処理方法により、吸収器において二酸化炭素を処理液と接触させて吸収させ、その後、再生器において処理液を加熱することによって二酸化炭素を回収する。その際に必要となるエネルギーは、例えば、４ＧＪ／ｔｏｎ－ＣＯ２となる。本発明者等は、二酸化炭素吸収時に相分離する吸収剤を用いることにより、従来より低い温度で二酸化炭素の再生を行う技術を開発している。また、ヒートポンプを組み合わせることにより、エネルギーを１．５ＧＪ／ｔｏｎ－ＣＯ２まで低減させることができることを確認している。
　地球環境への関心の高まりから、より少ない消費エネルギーで酸性化合物を分離回収できる技術の開発が求められている。
特開２０１１－２１３４９４号公報
　本発明の目的は、酸性化合物を分離回収するために必要なエネルギーを低減させることである。
　本発明の一局面に係るガス処理方法は、酸性化合物を含む被処理ガスと前記酸性化合物を吸収する処理液とを吸収器内で接触させる吸収工程と、前記酸性化合物を吸収した前記処理液を再生器に送り、前記処理液を加熱して当該処理液から酸性化合物を分離する再生工程と、を含む。前記再生工程において、前記処理液にほぼ溶解しないガスを前記再生器に供給し、前記処理液にほぼ溶解しないガスと前記処理液とを接触させる。
　本発明の他の一局面に係るガス処理装置は、酸性化合物を含む被処理ガスと、前記酸性化合物を吸収する処理液とを用い、前記被処理ガスから酸性化合物を分離するガス処理装置であって、前記処理液に前記被処理ガスを接触させる吸収器と、前記吸収器において前記被処理ガスと接触した前記処理液を加熱して酸性化合物を分離させる再生器と、前記再生器に、前記処理液にほぼ溶解しないガスを供給するガス供給部と、を備えている。
第１実施形態に係るガス処理装置の全体構成を概略的に示す図である。 ＭＥＡの水溶液を用いて、再生温度を変化させたときの再生率（％）の一覧を示す図である。 ＭＥＡの水溶液を用いて、再生温度を変化させたときの再生率（％）の変化を示す図である。 二酸化炭素を吸収すると相分離する処理液を用いて、再生温度を変化させたときの再生率（％）の一覧を示す図である。 二酸化炭素を吸収すると相分離する処理液を用いて、再生温度を変化させたときの再生率（％）の変化を示す図である。 吸収温度及び再生温度が４０℃の場合における、相分離する処理液とＭＥＡの水溶液とにおいて再生率（％）の一覧を示す図である。 吸収温度及び再生温度が４０℃の場合における、相分離する処理液とＭＥＡの水溶液とにおいて再生率（％）の変化を示す図である。 吸収温度及び再生温度が６０℃の場合における、相分離する処理液とＭＥＡの水溶液とにおいて再生率（％）の一覧を示す図である。 吸収温度及び再生温度が６０℃の場合における、相分離する処理液とＭＥＡの水溶液とにおいて再生率（％）の変化を示す図である。 第２実施形態に係るガス処理装置の全体構成を概略的に示す図である。 第３実施形態に係るガス処理装置の全体構成を概略的に示す図である。 第４実施形態に係るガス処理装置の全体構成を概略的に示す図である。
　以下、添付図面を参照しながら、本発明の実施の形態について説明する。なお、以下の実施の形態は、本発明を具体化した一例であって、本発明の技術的範囲を限定する性格のものではない。
　（第１実施形態）
　第１実施形態に係るガス処理装置１０は、処理液を用いて酸性化合物を含む被処理ガスから酸性化合物を分離するために利用される。図１に示すように、ガス処理装置１０は、吸収器１２と、再生器１４と、循環路１６と、熱交換器１８とを備えている。循環路１６は、吸収器１２から処理液を抜き出して再生器１４に導入させる第１流路２１と、再生器１４から処理液を抜き出して吸収液に還流させる第２流路２２とを含む。なお、熱交換器１８は省略することが可能である。
　吸収器１２には、プロセスガス等の被処理ガスを供給する導入路２４と、処理後のガスを排出するガス排出路２６と、処理液を再生器１４に送るための第１流路２１と、再生器１４から処理液を吸収器１２に戻すための第２流路２２と、が接続されている。導入路２４は、吸収器１２の下端部に接続されている。ガス排出路２６は、吸収器１２の上端部に接続されている。第１流路２１は、吸収器１２の下端部又は下端部近傍に接続されている。すなわち、第１流路２１は、吸収器１２内に溜まった処理液を抜き出すことができる位置において吸収器１２に接続されている。第２流路２２は、吸収器１２の上端部又は上端部近傍に接続されている。すなわち、第２流路２２は、再生器１４から還流された処理液を上から流下させることができる位置において吸収器１２に接続されている。
　吸収器１２では、被処理ガスと処理液とが接触することにより、被処理ガス中の酸性化合物が被処理ガスから分離されるとともに処理液に吸収される。これにより、酸性化合物が除去されたガスが吸収器１２から排出される。このような吸収器１２としては、被処理ガスと処理液とを連続的に接触させられる構成であればよく、例えば被処理ガスの流路に処理液を噴霧する構成、被処理ガスの流路に配置される充填剤を伝って処理液を流下させる構成、被処理ガス及び処理液をそれぞれ多数の微細な流路に導入して被処理ガスの微細流路と処理液の微細流路とをそれぞれ合流させる構成等の反応器を用いることができる。なお、吸収器１２における酸性化合物の吸収は発熱反応である。酸性化合物が二酸化炭素である場合、二酸化炭素の吸収量１ｔ当たりの発熱量は約１．８ＧＪである。吸収器１２において発生するこの反応熱は、被処理ガス及び処理液の温度を上昇させる。
　再生器１４には、第１流路２１と、第２流路２２とが接続されている。第１流路２１は、再生器１４の上部に接続されており、吸収器１２から導出された処理液を再生器１４内に導入させる。第１流路２１には、ポンプ４０が設けられている。第２流路２２は、再生器１４の下端部又は下端部近傍に接続されており、再生器１４内に貯留された処理液を導出させる。第２流路２２には、ポンプ２８が設けられている。
　再生器１４には、酸性化合物を吸収した処理液が貯留される。再生器１４では、この貯留された処理液が加熱されることによって、酸性化合物が脱離する。この処理液からの酸性化合物の脱離は、吸熱反応である。再生器１４では、処理液が加熱されると、酸性化合物が脱離するだけでなく、処理液中の水が蒸発する。
　再生器１４には、供給路３０と加熱流路３２とが接続されている。供給路３０は、再生器１４内で得られた酸性化合物を供給先に供給する。供給路３０には、処理液から蒸発した酸性化合物のガスと水蒸気との混合気体を冷却するコンデンサ３４が設けられている。混合気体が冷却されると、水蒸気が凝縮する。したがって、コンデンサ３４において水蒸気が分離される。分離された水蒸気は再生器１４に還流される。コンデンサ３４としては、川水等の安価な冷却水を用いた熱交換器を用いることができる。
　加熱流路３２の一端部は第２流路２２に接続されているが、これに代え、一端部は再生器１４の下端部又は下端部近傍に接続されていてもよい。加熱流路３２の他端部は再生器１４の下部に接続されている。
　加熱流路３２には、再生器１４に貯留される処理液を加熱するリボイラ３６が設けられている。リボイラ３６は、再生器１４の内部で処理液を加熱するよう配設されてもよいが、図示するように、再生器１４から外部に抜き出された処理液を加熱するように構成されてもよい。この場合、リボイラ３６は、加熱後に再生器１４に還流させる加熱流路３２に配設することができる。なお、リボイラ３６としては、例えば電気、蒸気、バーナー等任意の熱源により直接又は間接的に処理液を加熱するものを用いることができる。
　熱交換器１８は、第１流路２１及び第２流路２２に接続され、第１流路２１を流れる処理液と第２流路２２を流れる処理液との間で熱交換させる。熱交換器１８は、例えばプレート熱交換器等によって構成される。ただしこれに限られず、熱交換器１８は、温度差が比較的小さい流体間での熱交換が可能なマイクロチャネル熱交換器によって構成され得る。これにより、エネルギー効率を向上することができる。
　ガス処理装置１０は、酸性化合物の分離を促進するためのガス（以下、分離促進ガスと称する）を再生器１４に供給するガス供給部４２を備えている。ガス供給部４２は、再生器１４の下端部又は下端部近傍に接続されたガス路４２ａを備えている。ガス路４２ａは、例えば、分離促進ガスの供給源４２ｂに接続されている。
　ガス供給部４２によって再生器１４に供給される分離促進ガスは、処理液にほぼ溶解しないガスである。分離促進ガスとして、水素ガス、酸素ガス、メタンガス等を挙げることができる。処理液にほぼ溶解しないガスを再生器１４に供給することにより、再生器１４における酸性化合物の分離を促進することができる。ここで、処理液に「ほぼ溶解しない」は、処理液への溶解度が所定値以下であることを表していてもよい。分離促進ガスは、例えば、ヘンリーの法則に従うガスであって、０℃、１００ｋＰａの条件下において、処理液１００ｇに対する溶解度が１ｍｏｌ以下の溶解度であるガスであればよい。なお、水に対する酸素の溶解度は、１．３×１０－４ｍｏｌ／１００ｇ、水に対するメタンの溶解度は、８×１０－４ｍｏｌ／１００ｇ、水に対する水素の溶解度は、９．５×１０－５ｍｏｌ／１００ｇである。これに対し、水に対するアンモニアの溶解度は、６ｍｏｌ／１００ｇであるので、該当しない。
　ガス処理装置１０が分離する酸性化合物としては、水溶液が酸性となるものであれば特に限定されないが、例えば塩化水素、二酸化炭素、二酸化硫黄、二硫化炭素等が挙げられる。酸性化合物を含む被処理ガスとしては、例えば産業排ガス、天然ガス、水素ガス等が挙げられる。つまり、本実施形態に係るガス処理装置１０は、大気に排出されるガスから有害物質を除去する目的や、例えば燃料等として使用されるガス中の不純物を除去する目的で使用することができる。
　本実施形態においては、ガス処理装置１０に用いる処理液（吸収剤）として、酸性化合物を可逆的に吸収脱離することが可能な吸収剤が用いられている。処理液は、例えば、水、アミン化合物及び有機溶剤を含むアルカリ性の吸収剤である。アミン化合物は３０ｗｔ％、有機溶剤は６０ｗｔ％、水は１０ｗｔ％としてもよい。処理液は、水への溶解で酸を生じる酸性化合物の吸収により相分離するのが好ましいが、これに限られるものではない。例えば、有機溶剤を用いないで、アミン化合物の水溶液とした処理液であってもよい。また、処理液は、アミン化合物、有機溶媒、イオン液体やそれらの混合物、水溶液などであってもよい。
　アミン化合物としては、例えば１，３－ジアミノプロパン（ＤＡＰ：溶解度パラメータ＝１４．６（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２）、２－アミノエタノール（ＭＥＡ：溶解度パラメータ＝１４．３（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２）、ＤＬ－２－アミノ－１－プロパノール（ＡＰ：溶解度パラメータ＝１３．３（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２）、２－（２－アミノエトキシ）エタノール（ＡＥＥ：溶解度パラメータ＝１２．７（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２）、（Ｒ）－４－アミノ－２－メチル－１－ブタノール（ＡＭＢ）等の１級アミン、例えば２－（メチルアミノ）エタノール（ＭＡＥ）、２－（エチルアミノ）エタノール（ＥＡＥ）、２－（ブチルアミノ）エタノール（ＢＡＥ）等の２級アミン、例えば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）、テトラメチルエチレンジアミン（ＴＥＭＥＤ）、ペンタメチルジエチレントリアミン（ＰＭＤＥＴＡ）、ヘキサメチルトリエチレンテトラミン、ビス（２－ジメチルアミノエチル）エーテル等の３級アミンなどが挙げられる。
　有機溶剤としては、例えば１－ブタノール（溶解度パラメータ＝１１．３（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２）、１－ペンタノール（溶解度パラメータ＝１１．０（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２）、オクタノール、ジエチレングリコールジエチルエーテル（ＤＥＧＤＥＥ）、ジエチレングリコールジメチルエーテル（ＤＥＧＤＭＥ）等が挙げられ、これらの複数種を混合して用いてもよい。
　アミン化合物及び有機溶剤のそれぞれの溶解度パラメータが所定範囲に収まっている場合、処理液は、酸性化合物の吸収により酸性化合物の含有率が高い相と酸性化合物の含有率が低い相とに二相分離される。ここで、溶解度パラメータは、以下の式（１）で示される。
Figure JPOXMLDOC01-appb-M000001
　ΔＨはモル蒸発潜熱、Ｒはガス定数、Ｔは絶対温度、Ｖはモル体積である。式（１）を用いて、アミン化合物であるＥＡＥ、ＭＡＥおよび有機溶剤であるＤＥＧＤＭＥの溶解度パラメータを計算すると、それぞれ１０．９４、１１．５８、７．７５となる。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000002
　表１に示すように、水、アミン化合物及び有機溶剤を含む吸収剤（処理液）において、アミン化合物の溶解度パラメータから有機溶剤の溶解度パラメータを減じた値が１．１（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２以上４．２（ｃａｌ／ｃｍ３）１／２以下となるように、アミン化合物及び有機溶剤の組合せを選択した場合、処理液は、酸性化合物の吸収により、酸性化合物の含有率が高い相と酸性化合物の含有率が低い相とに二相分離する。溶解度パラメータが前記下限値に満たない場合、処理液が酸性化合物を吸収しても二相に分離しないおそれがある。一方、溶解度パラメータが前記上限値を超える場合、処理液が酸性化合物を吸収する前から二相に分離する。この場合、処理液を酸性化合物を含む被処理ガスに接触させる工程において、処理液と被処理ガスとの接触状態が不均一となり、吸収効率が低下するおそれがある。なお、表１における「良好」とは、二酸化炭素の吸収前は単一液相であり、二酸化炭素の吸収により二液相に分離したことを意味する。また、表１における「混和せず」とは、二酸化炭素の吸収前から二液相状態で単一液相を形成しなかったことを意味する。また、表１における「分離せず」とは、二酸化炭素の吸収後でも単一液相であったことを意味する。
　吸収器１２における吸収条件を、処理液が二相に分離しながら二酸化炭素が多く溶解する領域に設定し、かつ、再生器１４における再生条件を、処理液が二相分離をせず二酸化炭素があまり溶解しない領域に設定することが望ましい。すなわち、二酸化炭素の分圧、吸収温度及び再生温度によって吸収条件及び再生条件を調整する。これにより、処理液が相分離し易くなるため、再生温度と吸収温度との温度差を低く抑えることが可能となる。すなわち、温度によって二酸化炭素の吸収度合いが変化して相分離し易さが変わることによって二酸化炭素吸収濃度の平衡がずれることを利用する。このため、再生温度と吸収温度との温度差を低く抑えることが可能となる。加えて、再生器１４に、処理液に溶解し難いガスを供給するため、さらに、再生温度と吸収温度との温度差を低く抑えることができる。
　ここで、第１実施形態に係るガス処理装置１０を使用したガス処理方法について説明する。ガス処理方法は、吸収工程と、送液工程と、再生工程とを含む。
　吸収工程は、吸収器１２において被処理ガスと処理液とを接触させる工程である。吸収器１２には、導入路２４を通して少なくとも二酸化炭素を含むプロセスガス等の被処理ガスが供給される。また、吸収器１２には、循環路１６の第２流路２２を通して吸収液が導入される。吸収液は、吸収器１２内を流下し、被処理ガスに含まれる二酸化炭素と接触して該二酸化炭素を吸収する。吸収器１２内には、二酸化炭素を吸収した処理液が貯留される。相分離する処理液が用いられている場合には、二酸化炭素と接触した処理液は、二酸化炭素の含有率が高い第１相部分と二酸化炭素分離の含有率が低い第２相部分とに相分離する。二酸化炭素が分離された後の処理済みガスはガス排出路２６を通して吸収器１２から排出される。
　送液工程は、吸収器１２内に貯留された処理液を吸収器１２から再生器１４に送る工程である。この送液工程では、吸収器１２から送り出された処理液の全量を再生器１４内に導入させる。このとき、第１流路２１を流れる処理液は、熱交換器１８において、第２流路２２を流れる処理液によって加熱され、その上で再生器１４内に導入される。第１流路２１にポンプ４０が設けられているため、吸収器１２内で処理液が相分離した状態となっていたとしても、再生器１４に導入されるときには、第１相部分と第２相部分が混合された状態となっている場合もある。
　再生工程は、再生器１４内に導入された処理液を加熱することにより、処理液から二酸化炭素を分離する工程である。再生器１４内では、処理液が流下しながら加熱される。また、供給源４２ｂからガス路４２ａを通して再生器１４内に流入した分離促進ガスは、再生器１４内を上昇し、処理液に接触する。すなわち、再生工程では、処理液と分離促進ガスとが互いに対向する方向に流れて接触する。再生器１４内において、分離促進ガスを介在させた状態で処理液が加熱されるため、二酸化炭素の再生温度を低く抑えることができる。再生器１４内において、処理液が加熱されると処理液から蒸発した水蒸気が得られることがある。処理液から分離された二酸化炭素及び水蒸気は、供給路３０を流れる。供給路３０において、水蒸気はコンデンサ３４で凝縮し、再生器１４に戻される。したがって、処理液から分離された二酸化炭素のみが供給先に供給される。再生器１４内に貯留された処理液は、第２流路２２を流れて吸収器１２に還流する。この途中、処理液は、熱交換器１８において、第１流路２１を流れる処理液を加熱するので、温度が下がる。
　次に、分離促進ガスを再生器１４内に供給することによって二酸化炭素の再生率が向上することを確認したため、その点について説明する。まず、図２及び図３は、処理液として、アミン化合物の水溶液を用いて、再生温度を変化させたときの再生率（％）を示している。処理液は、モノエタノールアミン（ＭＥＡ）３０重量％、水７０重量％の水溶液である。吸収温度は４０℃であり、被処理ガスにおける二酸化炭素の分圧は、０．２ａｔｍである。分離促進ガスとして、水素ガスを用いた。気液比は、処理液の単位重量（１グラム）当たりの分離促進ガスの体積（リットル）で示している。
　分離促進ガスを導入しない場合（気液比＝０）に比べ、分離促進ガスを導入した場合には、何れの再生温度の場合においても、二酸化炭素の再生率が向上している。また、再生温度を高く設定すれば再生率が向上し、また、気液比を高くすればやはり再生率が向上する。分離促進ガスを導入しない場合には、再生温度を７０℃以上に設定しないと、二酸化炭素を脱離することはできないが、分離促進ガスを導入することにより、再生温度を例えば４０℃まで下げても二酸化炭素を脱離することができる。
　図４及び図５は、処理液として、二酸化炭素を吸収すると相分離する処理液を用いた場合の結果を示している。処理液に含まれるアミン化合物は、２－（エチルアミノ）エタノール（ＥＡＥ）であり、有機溶剤は、ジエチレングリコールジエチルエーテル（ＤＥＧＤＥＥ）である。処理液は、ＥＡＥを３０重量％、ＤＥＧＤＥＥを６０重量％、水を１０重量％含有している。吸収温度は４０℃であり、被処理ガスにおける二酸化炭素の分圧は、０．２ａｔｍである。分離促進ガスとして、水素ガスを用いた。
　相分離する処理液でも、ＭＥＡと同様に、分離促進ガスを導入しない場合（気液比＝０）に比べ、分離促進ガスを導入した場合には、何れの再生温度の場合においても、二酸化炭素の再生率が向上している。しかも、再生温度を高く設定すれば再生率が向上し、また、気液比を高くすればやはり再生率が向上する。そして、気液比が０．２以上であれば、再生温度６０℃でも１００％の再生率が得られている。したがって、相分離する処理液を用いれば、より再生率を向上でき、再生温度を低く抑えることができる。
　次に、相分離する処理液とＭＥＡの比較について説明する。図６及び図７は、吸収温度及び再生温度がそれぞれ４０℃であり、被処理ガスにおける二酸化炭素の分圧が０．２ａｔｍの場合の再生率を示している。分離促進ガスは水素ガスである。図６及び図７に示すように、気液比が低い場合（０．０５程度）には、両者に差異はないが、気液比が高い場合には、ＭＥＡに比べて、相分離する処理液の方が、二酸化炭素の再生率が向上する。しかも、その差は、気液比が高くなるほど広がる。この傾向は、図８及び図９に示すように、吸収温度及び再生温度が６０℃の場合でも同様である。
　以上説明したように、本実施形態によれば、再生工程において、分離促進ガスを処理液に接触させる。これにより、処理液に溶け込んでいる酸性化合物が処理液からより分離しやすくなり、しかも、分離された酸性化合物が当該ガスに随伴されて処理液から追い出される。したがって、処理液からの酸性化合物の分離が促進される。このため、再生器１４での再生温度として、より低い温度を設定することができ、かつより低いエネルギーで酸性化合物を分離することが可能となる。
　また、二酸化炭素を吸収することによって相分離する処理液が用いられる場合には、再生工程において、分離促進ガスを処理液に接触させるだけでなく、酸性化合物の含有率の低い相部分を介在させた状態で、処理液から二酸化炭素を分離する。このため、より一層、処理液の再生に要するエネルギーを低減することができる。
　（第２実施形態）
　図１０は本発明の第２実施形態を示す。尚、ここでは第１実施形態と同じ構成要素には同じ符号を付し、その詳細な説明を省略する。
　第２実施形態に係るガス処理装置１０は、吸収器１２の反応熱を再生器１４へ熱輸送する熱輸送手段（ヒートポンプ）５０を備えている。熱輸送手段５０は、冷媒が封入された閉ループ状の循環流路５０ａと、それぞれ循環流路５０ａに設けられた、圧縮機５０ｂ、蒸発器５０ｃ、膨張機構５０ｄ、ポンプ５０ｅ及び凝縮器５０ｆと、を備えている。蒸発器５０ｃは、例えば伝熱管によって構成され、吸収器１２内に配置されている。吸収器１２内では、処理液が二酸化炭素を吸収する発熱反応が生じている。蒸発器５０ｃ内を流れる液状の冷媒は、この熱によって加熱されて蒸発する。ガス状の冷媒は圧縮機５０ｂよって圧縮されて凝縮器５０ｆ内に流入する。凝縮器５０ｆは、例えば伝熱管によって構成され、再生器１４内に配置されている。再生器１４内では、処理液から二酸化炭素が脱離する吸熱反応が生じている。凝縮器５０ｆ内を流れるガス状の冷媒は、この吸熱反応により凝縮する。この凝縮した液状の冷媒は膨張機構５０ｄによって膨張し、ポンプ５０ｅによって送液されて蒸発器５０ｃに流れ込む。このように、冷媒の循環によって、吸収器１２の反応熱が再生器１４へ熱輸送される。
　第２実施形態によれば、吸収器１２での反応熱を処理液の再生に利用することが可能になるので、処理液の再生に要するエネルギーをより低減することができる。
　なお、その他の構成、作用及び効果はその説明を省略するが前記第１実施形態と同様である。
　（第３実施形態）
　第１実施形態で説明したように、分離促進ガスの気液比が高い場合には、再生温度が吸収温度とほぼ同じでも、処理液を再生することができる。そして、さらに気液比を高めた場合には、再生温度を吸収温度よりも低く設定することが可能となる。この場合、吸収器１２と再生器１４との間で直接的に熱交換することにより、吸収器１２の反応熱を再生器１４に伝熱させることが可能となる。このプロセスにおいては、エネルギー原単位は０ＧＪ／ｔｏｎ－ＣＯ２となる。
　図１１に示すように、吸収器１２と再生器１４とは、直接的に互いに接触している。このため、吸収器１２及び再生器１４において互いに接触する壁面が伝熱面となる。この伝熱面を介して吸収器１２の反応熱が再生器１４に伝熱される。なお、吸収器１２内を加圧することにより、吸収器１２内での処理液の温度がより高くなるため、吸収器１２から再生器１４への伝熱をより効果的に行うことができる。
　第３実施形態では、吸収器での反応熱を処理液の再生に利用することが可能になるので、処理液の再生に要するエネルギーをより低減することができる。しかも、ヒートポンプのように熱輸送するための動力が不要であるので、より、再生に要するエネルギーを低減することができる。
　なお、その他の構成、作用及び効果はその説明を省略するが前記第１実施形態と同様である。
　（第４実施形態）
　図１２は本発明の第４実施形態を示す。第４実施形態は、第３実施形態と同様に、吸収器１２と再生器１４との間で直接的に熱交換する構成となっているが、第４実施形態では、二重管構造となっている。すなわち、再生器１４が円筒状に形成されるとともに、吸収器１２がこの円筒の内側に配置されている。そして、吸収器１２の外周面と再生器１４の内周面とが互いに接触していて、この接触面が伝熱面となっている。なお、吸収器１２が円筒状に形成されるとともに、再生器１４がこの円筒の内側に配置されていてもよい。
　なお、その他の構成、作用及び効果はその説明を省略するが前記第３実施形態と同様である。
　ここで、前記実施形態について概説する。
　（１）前記実施形態は、酸性化合物を含む被処理ガスと前記酸性化合物を吸収する処理液とを吸収器内で接触させる吸収工程と、前記酸性化合物を吸収した前記処理液を再生器に送り、前記処理液を加熱して当該処理液から酸性化合物を分離する再生工程と、を含むガス処理方法である。前記再生工程において、前記処理液にほぼ溶解しないガスを前記再生器に供給し、前記処理液にほぼ溶解しないガスと前記処理液とを接触させる。
　前記実施形態では、再生工程において、処理液にほぼ溶解しないガスを処理液に接触させる。これにより、処理液に溶け込んでいる酸性化合物が処理液からより分離しやすくなり、しかも、分離された酸性化合物が当該ガスに随伴されて処理液から追い出される。したがって、処理液からの酸性化合物の分離が促進される。このため、再生器での再生温度として、より低い温度を設定することができ、かつより低いエネルギーで酸性化合物を分離することが可能となる。
　（２）前記ガス処理方法において、前記吸収器で発生する反応熱を前記再生器へ熱輸送する熱輸送手段が用いられてもよい。この態様では、吸収器での反応熱を処理液の再生に利用することが可能になるので、処理液の再生に要するエネルギーをより低減することができる。
　（３）前記ガス処理方法において、前記吸収器と前記再生器との間で直接的に熱交換してもよい。処理液にほぼ溶解しないガスの再生器への供給量を増加させることにより、吸収器と再生器の温度を同温度にすること又は再生器の温度を吸収器の温度よりも小さくすることが可能となる。この場合、吸収器で発生する反応熱を再生器へ直接熱交換させることが可能となる。これにより、ポンプ等の動力を利用することなく吸収器での反応熱が処理液の再生に利用することが可能になり、処理液の再生に要するエネルギーをより低減することができる。
　（４）前記ガス処理方法において、前記再生器の温度に対する前記吸収器の温度の温度差が－２０℃～３０℃であってもよい。
　（５）前記ガス処理方法において、前記再生工程において、前記処理液１ｇ当たり０．０５リットル以上の前記ガスを前記再生器に導入してもよい。この態様では、処理液からの酸性化合物の分離促進効果をより有効に発揮させることができる。
　（６）前記ガス処理方法において、前記処理液は、前記酸性化合物を吸収することにより、酸性化合物の含有率の異なる相に相分離する処理液であってもよい。この態様では、再生工程において、処理液にほぼ溶解しないガスを処理液に接触させるだけでなく、酸性化合物の含有率の低い相部分を介在させた状態で、処理液から酸性化合物を分離する。このため、より一層、処理液の再生に要するエネルギーを低減することができる。
　（７）前記実施形態は、酸性化合物を含む被処理ガスと、前記酸性化合物を吸収する処理液とを用い、前記被処理ガスから酸性化合物を分離するガス処理装置であって、前記処理液に前記被処理ガスを接触させる吸収器と、前記吸収器において前記被処理ガスと接触した前記処理液を加熱して酸性化合物を分離させる再生器と、前記再生器に、前記処理液にほぼ溶解しないガスを供給するガス供給部と、を備えている、ガス処理装置である。
　（８）前記ガス処理装置において、前記吸収器で発生する反応熱を前記再生器へ熱輸送する手段を備えていてもよい。
　（９）前記ガス処理装置において、前記吸収器と前記再生器とを直接的に熱交換させるように構成されていてもよい。
　（１０）前記ガス処理装置において、前記再生器の温度に対する前記吸収器の温度の温度差が－２０℃～３０℃であってもよい。
　（１１）前記ガス処理装置において、前記ガス供給部は、前記処理液１ｇ当たり０．０５リットル以上の前記ガスを前記再生器に供給してもよい。
　（１２）前記ガス処理装置において、前記処理液は、前記酸性化合物を吸収することにより、酸性化合物の含有率の異なる相に相分離する処理液であってもよい。
　以上説明したように、前記実施形態によれば、酸性化合物を分離回収するために必要なエネルギーを低減することができる。

Claims (12)

  1. 　酸性化合物を含む被処理ガスと前記酸性化合物を吸収する処理液とを吸収器内で接触させる吸収工程と、
    　前記酸性化合物を吸収した前記処理液を再生器に送り、前記処理液を加熱して当該処理液から酸性化合物を分離する再生工程と、を含み、
    　前記再生工程において、前記処理液にほぼ溶解しないガスを前記再生器に供給し、前記処理液にほぼ溶解しないガスと前記処理液とを接触させる、ガス処理方法。
  2. 　請求項１に記載のガス処理方法において、
    　前記吸収器で発生する反応熱を前記再生器へ熱輸送する熱輸送手段が用いられる、ガス処理方法。
  3. 　請求項１に記載のガス処理方法において、
    　前記吸収器と前記再生器との間で直接的に熱交換する、ガス処理方法。
  4. 　請求項１から３の何れか１項に記載のガス処理方法において、
    　前記再生器の温度に対する前記吸収器の温度の温度差が－２０℃～３０℃である、ガス処理方法。
  5. 　請求項１から３の何れか１項に記載のガス処理方法において、
    　前記再生工程において、前記処理液１ｇ当たり０．０５リットル以上の前記ガスを前記再生器に導入する、ガス処理方法。
  6. 　請求項１から３の何れか１項に記載のガス処理方法において、
    　前記処理液は、前記酸性化合物を吸収することにより、酸性化合物の含有率の異なる相に相分離する処理液である、ガス処理方法。
  7. 　酸性化合物を含む被処理ガスと、前記酸性化合物を吸収する処理液とを用い、前記被処理ガスから酸性化合物を分離するガス処理装置であって、
    　前記処理液に前記被処理ガスを接触させる吸収器と、
    　前記吸収器において前記被処理ガスと接触した前記処理液を加熱して酸性化合物を分離させる再生器と、
    　前記再生器に、前記処理液にほぼ溶解しないガスを供給するガス供給部と、
    を備えている、ガス処理装置。
  8. 　請求項７に記載のガス処理装置において、
    　前記吸収器で発生する反応熱を前記再生器へ熱輸送する手段を備えている、ガス処理装置。
  9. 　請求項７に記載のガス処理装置において、
    　前記吸収器と前記再生器とを直接的に熱交換させるように構成されている、ガス処理装置。
  10. 　請求項７から９の何れか１項に記載のガス処理装置において、
    　前記再生器の温度に対する前記吸収器の温度の温度差が－２０℃～３０℃である、ガス処理装置。
  11. 　請求項７から９の何れか１項に記載のガス処理装置において、
    　前記ガス供給部は、前記処理液１ｇ当たり０．０５リットル以上の前記ガスを前記再生器に供給する、ガス処理装置。
  12. 　請求項７から９の何れか１項に記載のガス処理装置において、
    　前記処理液は、前記酸性化合物を吸収することにより、酸性化合物の含有率の異なる相に相分離する処理液である、ガス処理装置。
     
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