气体处理方法以及气体处理装置与流程

本发明涉及一种气体处理方法以及气体处理装置。

背景技术

以往，已知有使包含在被处理气体中的酸性化合物与处理液接触来分离酸性化合物的气体处理方法。作为此种气体处理方法，例如，文献1(富川隆志，另外2名，“二液相分离的二氧化碳吸收剂的探索研究”，化学工学会年度大会，福冈，2004)以及文献2(raynal，l.,etal.，thedmxtmprocess：anoriginalsolutionforloweringthecostofpost-combustioncarboncapture，energyprocedia，4，779-786，2011)所公开，已知有使用液相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分的处理液(吸收剂)的方法。

实施文献1所公开的方法的气体处理装置如图10所示具备吸收器71、液分离器72、换热器73以及再生器74。在吸收器71，包含二氧化碳的排出气体(被处理气体)与由mea(单乙醇胺)、添加剂及水形成的吸收剂接触。吸收剂液相分离为二氧化碳的含有率高的第一相部分(co2富相)和co2的含有率低的第二相部分(co2贫相)。在该状态下，吸收剂被输送到液分离器72。被贮存在液分离器72内的吸收剂具有第一相部分存在的下侧的区域和第二相部分存在的上侧的区域。下侧的区域的吸收剂由于二氧化碳的含有率高而被输送到再生器74。此时，吸收剂在换热器73被预热。另一方面，上侧的区域的吸收剂由于二氧化碳的含有率低而被返送到吸收器71。吸收剂通过在再生器74被加热而分离二氧化碳。从吸收剂分离的二氧化碳通过回收通道而被回收，另一方面，释放了二氧化碳的吸收剂经由换热器73而被返送到吸收器71。文献1示出了使用2-(甲胺)乙醇(mae)作为胺化合物的情况下的单位能耗为2.7gj/t－co2。

文献2公开的气体处理装置如图11所示液分离器72的位置配置在换热器73与再生器74之间，虽然与图10所示的装置不同，但是其以外的结构与图10所示的装置一样。

作为实施所述气体处理方法的装置，还已知不使用液相分离为第一相部分和第二相部分的处理液(吸收剂)，而如文献3(日本专利公开公报特开2011-213494号)所公开的那样具备热泵的结构。通过使用热泵，能够将在吸收器的发热反应中产生的热作为再生器中的吸热反应的热源而利用。因此，能够抑制从外部的热输入量。

在所述文献1及2公开的气体处理方法中，包含二氧化碳的含有率高的第一相部分的吸收剂被输送到再生器，另一方面，包含二氧化碳的含有率低的第二相部分的吸收剂被返送到吸收器。这基于如下技术构思：通过去除二氧化碳的含有率低的第二相部分，从而在被导入到再生器的处理液中所占的水的比例降低，则用于在再生器中加热处理液所需的能量降低。另一方面，要求使分离回收酸性化合物所需的能量进一步降低。

技术实现要素：

本发明的目的在于，在使用相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分的处理液使酸性化合物分离的方法及装置中，进一步降低用于分离回收酸性化合物所需的能量。

本发明人为了达到所述的目的而反复进行了专心研究。在以往方法中，对于酸性化合物的含有率低的第二相部分，不是导入再生器，而是返送到吸收器。但是，反复进行各种研究的结果，本发明人发现了比起去除酸性化合物的含有率低的第二相部分，将第二相部分与第一相部分一起导入再生器，能够进一步降低分离酸性化合物所需的能量，并想到了本发明。

本发明一方面所涉及的气体处理方法包括以下工序：吸收工序，使包含溶解于水而生成酸的酸性化合物的被处理气体和通过吸收所述酸性化合物而相分离的处理液在吸收器内接触，让包含在所述被处理气体中的所述酸性化合物被吸收在所述处理液中；送液工序，将吸收了包含在所述被处理气体中的所述酸性化合物的所述处理液从所述吸收器输送到再生器；以及再生工序，在所述再生器加热所述处理液，将酸性化合物从该处理液分离，其中，在所述吸收工序，与所述被处理气体中的所述酸性化合物接触后的所述处理液被相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分，在所述送液工序，将所述相分离的所述第一相部分和所述第二相部分被混合的状态的所述处理液导入到所述再生器内。

本发明另一方面所涉及的气体处理装置使用包含溶解于水而生成酸的酸性化合物的被处理气体和通过吸收所述酸性化合物而相分离的处理液，将酸性化合物从所述被处理气体分离，所述气体处理装置包括：吸收器，使所述被处理气体接触于所述处理液；再生器，加热与所述被处理气体接触后的所述处理液来使酸性化合物分离；以及送液部，将在所述吸收器与所述被处理气体接触后的所述处理液输送到所述再生器，其中，在所述吸收器，与所述被处理气体接触后的所述处理液被相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分，所述送液部在所述相分离的所述第一相部分和所述第二相部分被混合的状态下，将所述处理液导入到所述再生器内。

根据本发明，能够进一步降低用于分离回收酸性化合物所需的能量。

附图说明

图1是概略地表示第一实施方式所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图2是用于说明处理液相分离的条件的图。

图3是用于说明处理液相分离的条件的图。

图4是概略地表示第二实施方式所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图5是概略地表示第二实施方式的变形例所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图6是概略地表示第三实施方式所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图7是概略地表示第三实施方式的变形例所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图8是概略地表示第三实施方式的变形例所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图9是概略地表示第四实施方式所涉及的气体处理装置的整体结构的图。

图10是概略地表示以往的气体处理装置的整体结构的图。

图11是概略地表示以往的气体处理装置的整体结构的图。

具体实施方式

下面，参照附图详细说明本发明的实施方式。

(第一实施方式)

第一实施方式所涉及的气体处理装置10是使用通过吸收溶解于水而生成酸的酸性化合物而相分离的处理液，从包含所述酸性化合物的被处理气体分离酸性化合物的气体处理装置。

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以及换热器18。循环路16包含从吸收器12抽出处理液并导入到再生器14的第一流路21和从再生器14抽出处理液并使该处理液回流至吸收器12的第二流路22。另外，换热器18可省略。

在吸收器12连接有供应工艺气体等被处理气体的气体供应路24、排出处理后的气体的气体排出路26、用于将处理液输送到再生器14的第一流路21以及用于将处理液从再生器14返送至吸收器12的第二流路22。气体供应路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。第一流路21连接于吸收器12的下端部或下端部附近。即，第一流路21连接于吸收器12中的能够抽出贮存在吸收器12内的处理液的位置。第二流路22连接于吸收器12的上端部或上端部附近。即，第二流路22连接于吸收器12中的能够使从再生器14回流的处理液从上流下的位置。

在吸收器12，通过被处理气体与处理液接触，被处理气体中的酸性化合物被处理液吸收，去除了酸性化合物的气体从吸收器12排出。作为此种吸收器12，可以是使被处理气体与处理液连续接触的结构。例如，可以采用使处理液喷雾到被处理气体的流路的结构、使处理液顺着配置在被处理气体的流路的填充材料而流下的结构、将被处理气体和处理液分别导入到多个微细的流路并使被处理气体的微细流路和处理液的微细流路分别汇流的结构等的吸收器。另外，吸收器12中的酸性化合物的吸收是发热反应。在酸性化合物为二氧化碳的情况下，二氧化碳的吸收量每1t的发热量为约1.8gj。在吸收器12产生的该反应热使被处理气体及处理液的温度上升。

在再生器14连接有第一流路21和第二流路22。第一流路21连接于再生器14的上部，使从吸收器12导出的处理液导入到再生器14内。第二流路22连接于再生器14的下端部或下端部附近，导出被贮存在再生器14内的处理液。在第二流路22设有泵28。

在再生器14贮存有处理液。在再生器14中，该被贮存的处理液被加热，从而酸性化合物脱离。从该处理液的酸性化合物的脱离是吸热反应。如果再生器14加热处理液，不仅酸性化合物脱离，而且，处理液中的水蒸发。

在再生器14连接有供应路30和加热流路32。供应路30向供应对象供应在再生器14内获得的酸性化合物。在供应路30设有冷却从处理液蒸发的酸性化合物的气体和水蒸气的混合气体的冷凝器34。如果混合气体被冷却，水蒸气被冷凝，因此，能够分离水蒸气。被分离的水蒸气回流到再生器14。作为冷凝器34，可采用使用河水等廉价的冷却水的换热器。

加热流路32的一端部连接于第二流路22，但是，加热流路32的一端部可连接于再生器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。在加热流路32设有加热被贮存在再生器14的处理液的再沸器36。再沸器36可配设成在再生器14的内部加热处理液。此外，再沸器36可采用如图所示那样加热从再生器14抽出到外部的处理液的结构。此时，再沸器36能够配设在加热后使处理液回流到再生器14的加热流路32。另外，作为再沸器36可采用例如利用电、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连接于第一流路21及第二流路22。在换热器18，在第一流路21流动的处理液与在第二流路22流动的处理液之间进行换热。换热器18例如由板换热器等形成，但是，可由能够进行温度差比较小的流体间的换热的微通道换热器形成。此时，能量效率能够进一步提高。

作为气体处理装置10分离的酸性化合物，只要水溶液为酸性的化合物则并不特别限定，例如可举出氯化氢、二氧化碳、二氧化硫、二硫化碳等。

在气体处理装置10中使用的处理液(吸收剂)是可将酸性化合物可逆地吸收脱离的吸收剂。处理液例如是包含水、胺化合物及有机溶剂的碱性吸收剂。优选胺化合物为30wt％，有机溶剂为60wt％，水为10wt％。

作为胺化合物，可举出一级胺、二级胺、三级胺等。一级胺为例如1，3-二氨基丙烷(dap：溶解度参数＝14.6(cal/cm³)^1/2)、2-乙醇胺(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。二级胺是例如2-(甲氨基)乙醇(mae)、2-(乙氨基)乙醇(eae)、2-(丁氨基)乙醇(bae)等。三级胺例如是三乙醇胺(tea)、n-甲基二乙醇胺(mdea)、四甲基乙二胺(temed)、五甲基二乙烯三胺(pmdeta)、六甲基三亚乙基四胺、双(2-二甲基氨基乙基)醚等。

作为有机溶剂，可举出例如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。可混合使用它们之中的多种。

优选胺化合物以及有机溶剂各自的溶解度参数收敛在规定范围。溶解度参数用以下的式(1)表示。

δh是摩尔蒸发潜热，r是气体常数，t是绝对温度，v是摩尔体积。根据式(1)计算作为胺化合物的eae、mae以及作为有机溶剂的degdme的溶解度参数，则分别为10.94、11.58、7.75。

表1

如表1所示，在包含水、胺化合物以及有机溶剂的吸收剂中，可以使胺化合物的溶解度参数减去有机溶剂的溶解度参数的值成为1.1(cal/cm³)^1/2以上且4.2(cal/cm³)^1/2以下的方式，选择胺化合物以及有机溶剂的组合。此时，通过酸性化合物的吸收而二相分离为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。在溶解度参数小于所述下限值的情况下，即使处理液吸收酸性化合物，也有可能不能分离为二相。另一方面，在溶解度参数超过所述上限值的情况下，在处理液吸收酸性化合物之前就有可能分离为二相。此时，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，有可能处理液与被处理气体的接触状态不均匀而吸收效率降低。另外，表1中的“良好”意味着二氧化碳的吸收前为单一液相，通过二氧化碳的吸收而分离为二液相。此外，表1中的“不混合”意味着从吸收二氧化碳之前就为二液相状态，未形成单一液相。另外，表1中的“不分离”意味着在吸收二氧化碳后也为单一液相。

在本实施方式所涉及的气体处理装置10中，使用在吸收器12内二相分离的处理液，另一方面，设有在导入到再生器14内之前使相分离的二相混合的混合部40。在第一实施方式中，由第一流路21和混合部40构成在相分离的第一相部分和第二相部分被混合的状态下将处理液导入到再生器14内的送液部42。

混合部40被设置在第一流路21，在从吸收器12输送到再生器14的途中混合处理液。另外，在图1中，混合部40配置在第一流路21中的换热器18的上游侧，但是，也可配置在第一流路21中的换热器18的下游侧。

在第一实施方式中，混合部40由泵形成。作为泵，可采用例如具有叶片状的转子的泵(离心泵、轴流泵等)、齿轮泵、螺杆泵、往复运动泵等。处理液在泵内被混合并从泵喷出。

在此，说明混合输送到再生器14的处理液(吸收液)的理由。图2是为了说明处理液的吸收条件及再生条件而制作的图。图2中示出了处理液相分离的区域和不相分离的区域的边界(图中的实线a)。图的横轴是温度t，纵轴是大气压下的酸性化合物的分压p。图2示出了使用eae作为胺化合物，使用degdee作为有机溶剂的处理液的情况下的相分离边界。此外，图3中，对于相分离边界，不仅示出了使用eae作为胺化合物，使用degdee作为有机溶剂的处理液的情况，而且一并示出了使用mae作为胺化合物，使用degdme作为有机溶剂的情况。

相对于图2中的实线a，左上侧的区域是通过二氧化碳的吸收而处理液分离为二相的区域，右下的区域是二氧化碳不被吸收而处理液不分离为二相的区域。如图2所示，隔着相分离边界而存在处理液引起相分离而分离为较多地吸收二氧化碳的区域和处理液不相分离而不怎么溶解二氧化碳的区域。并且，在吸收器12中，优选进入二相分离的区域中沿边界线a的区域b的条件下运转。

图2及图3是表示使混合了二氧化碳和氮的气体流通到处理液时进行处理液的相分离的观察的结果。试验设处理液的温度为20℃～90℃的范围、二氧化碳分压为0.01气压～1气压而进行。

对eae和degdee的组合进行了试验，在作为吸收条件而设定的温度为40℃、二氧化碳分压为0.2气压的情况下，分离成二氧化碳浓缩相和二氧化碳稀薄相。此时的二氧化碳吸收量示出了0.44mol-co2/mol-amine。另一方面，在温度为90℃、二氧化碳分压为1气压的情况下，处理液未引起相分离。此时的二氧化碳吸收量示出了0.12mol-co2/mol-amine。

吸收器12中的吸收条件设定在处理液二相分离并较多地溶解二氧化碳的区域，再生器14中的再生条件设定在处理液不二相分离而二氧化碳不怎么溶解的区域。据此，能够将再生温度与吸收温度的温度差抑制得较低。即，利用根据温度而二氧化碳的吸收程度变化而相分离容易性变化，从而失去二氧化碳吸收浓度的平衡的现象。据此，可将再生温度与吸收温度的温度差抑制得较低。

表2中示出了各处理液的情况下的运转温度条件。表2中的再生温度的“混合”意味着如本实施方式那样，相分离的处理液被导入到再生器14的情况，“不混合”意味着如以往技术那样，二氧化碳含有率低的第二相部分被返送到吸收器12，而只有二氧化碳含有率高的第一相部分被导入到再生器14的情况。

表2

在eae+degdee的情况下，“不混合”时的吸收温度为50℃，再生温度为120℃，因此，温度差为70℃。相对于此，“混合”时的吸收温度为50℃，再生温度为90℃，因此，温度差为40℃。因此，可知在“混合”的情况下，成为以往的约一半的温度差。由此，在吸收器12内，处理液相分离，另一方面，被导入再生器14的吸收液成为相分离的二相被混合的状态，从而能够降低单位能耗。“混合”的情况下的单位能耗例如为1.43gj/t－co2。

由此，处理液通过酸性化合物的吸收而容易二相分离。因此，在吸收器12，酸性化合物的含有率高的第一相部分以及酸性化合物的含有率低的第二相部分容易分离。另一方面，在再生器14，不仅酸性化合物的含有率高的第一相部分，而且酸性化合物的含有率低的第二相部分被混合而被导入到再生器14并被加热。因此，能够降低从处理液分离酸性化合物所需的能量。

在此，说明使用第一实施方式所涉及的气体处理装置10的气体处理方法。气体处理方法包含吸收工序、送液工序以及再生工序。

吸收工序是在吸收器12中使被处理气体与处理液接触的工序。通过气体供应路24向吸收器12中供应至少包含二氧化碳的工艺气体等被处理气体。此外，通过循环路16的第二流路22向吸收器12中导入处理液(吸收液)。吸收液在吸收器12内流下，与被处理气体中所含的二氧化碳接触而吸收该二氧化碳。在吸收器12内贮存吸收了二氧化碳的处理液。与二氧化碳接触后的处理液相分离为二氧化碳的含有率高的第一相部分和二氧化碳的含有率低的第二相部分。

送液工序是将贮存在吸收器12内的处理液从吸收器12输送到再生器14的工序。在该送液工序，以相分离的第一相部分和第二相部分被混合的状态，处理液的全量被导入到再生器14内。即，从吸收器12导出的处理液在第一流路21流动的途中被混合部40混合。处理液以该状态在换热器18被在第二流路22中流动的处理液加热，然后被导入到再生器14内。

再生工序是通过加热被导入到再生器14内的处理液而从处理液分离二氧化碳的工序。在再生器14内，第一相部分和第二相部分被混合的状态的处理液一边流下一边被加热。此时，处理液在存在二氧化碳的含有率低的第二相部分的状态下被加热。因此，能够将二氧化碳分离的温度抑制得较低。在再生器14内，如果处理液被加热，则有时获得从处理液蒸发的水蒸气。从处理液分离的二氧化碳及水蒸气在供应路30流动。在供应路30，水蒸气在冷凝器34被冷凝，并被返送到再生器14。因此，只有从处理液分离的二氧化碳被供应到供应对象。被贮存在再生器14内的处理液在第二流路22流动并回流到吸收器12。在途中，处理液在换热器18加热在第一流路21中流动的处理液，因此，温度下降。

如以上说明，在本实施方式中，在吸收工序，通过使包含二氧化碳的被处理气体与处理液接触，处理液相分离为二氧化碳的含有率高的第一相部分和二氧化碳的含有率低的第二相部分。该相分离的处理液以第一相部分和第二相部分被混合的状态被导入到再生器14内。即，在二氧化碳的含有率大的第一相部分混合有二氧化碳的含有率小的第二相部分的状态的处理液被导入到再生器14。因此，在再生工序，在存在第二相部分的状态下二氧化碳从处理液(吸收液)分离。因此，与将第二相部分从第一相部分分离后的处理液导入到再生器的方法相比较，处理液的再生(即，从处理液的二氧化碳的释放)所需的再生能量降低。

而且，在第一实施方式中，由于在第一流路21设有混合部40，因此，利用混合部40能够可靠地成为第一相部分和第二相部分被混合的状态。因此，能够使降低处理液的再生所需的能量的效果稳定。

另外，在第一实施方式中，虽然在第一流路21设有混合部40，但是利用第一流路21的配管结构或者向再生器14的流入形状等能够让第一相部分和第二相部分混合，则可省略混合部40。

(第二实施方式)

图4表示本发明的第二实施方式。另外，此处，对与第一实施方式相同的构成要素附上相同的符号而省略其详细的说明。

第二实施方式在送液工序混合第一相部分和第二相部分的比率互不相同的多个处理液。在第一实施方式中，采用了从吸收器12的上下方向的一个部位抽出处理液的结构。也就是说，第一流路21的端部不分支而连接于吸收器12。相对于此，在第二实施方式中，第一流路21的流入端被分支为两个分支流路21b、21c，各分支流路21b、21c分别连接于吸收器12中上下分离的位置。并且，在该分支流路21b，21c汇流的部位配置有作为混合部40的泵。因此，吸收器12内的处理液在吸收器12的上下方向的两个部位从吸收器12流出，并在第一流路21内汇流。此时，第一流路21包含一端部连接于再生器14的主流路21a和连接于主流路21a的另一端部的两个分支流路21b、21c。

被贮存在吸收器12内的处理液根据其上下方向的位置而第一相部分和第二相部分的比率不同。例如，越是下部则第一相部分的比率就越高。或者，在第一相部分的上侧存在第二相部分，其间存在界面。因此，被导入到再生器14的处理液中的第一相部分和第二相部分的比率根据从吸收器12的低位置抽出的处理液与从比其高的位置抽出的处理液的流量比率以及各自被抽出的高度而被决定。因此，通过使这些处理液汇流，能够将包含在处理液中的第一相部分和第二相部分的构成比率收敛在适当的范围。

因此，在第二实施方式中，被导入到再生器14的处理液中第一相部分和第二相部分可以一定范围内的比率被包含。即，通过将吸收器12中的分支流路21b、21c的连接位置设定在适当的位置，能够将第一相部分和第二相部分的比率调整在适当的范围。据此，能够使降低处理液的再生所需的能量的效果稳定。另外，并不限定于从上下方向的两个部位抽出的结构，可为从三个以上的部位抽出并使它们汇流的结构。

另外，如图5所示，可采用在第一流路21配置液分离器44，两个分支流路21b、21c连接于液分离器44的结构。此时，第一流路21包含：一端部连接于再生器14的第一主流路21d；连接第一主流路21d的另一端部和液分离器44的两个分支流路21b、21c；以及连接液分离器44与吸收器12的第二主流路21e。并且，在第一主流路21d设有混合部40。两个分支流路21b、21c连接于液分离器44中彼此上下分离的位置上。此外，液分离器44内的处理液与吸收器12内的处理液同样，根据其上下方向的位置而第一相部分和第二相部分的比率不同，但是在第一相部分的上侧存在第二相部分，其间存在界面。

因此，在其中之一分支流路21b流动的处理液和在另一分支流路21c流动的处理液中，第一相部分和第二相部分的构成比率不同。因此，此时也与图4所示的方式同样，能够将第一相部分和第二相部分的比率调整在适当的范围，能够使降低处理液的再生所需的能量的效果稳定。

另外，在图4及图5所示的结构中，可省略混合部40。

(第三实施方式)

图6表示本发明的第三实施方式。另外，在此，对与第一实施方式相同的构成要素附上相同的符号而省略其详细的说明。

在该第三实施方式中，设有当混合第一相部分和第二相部分的比率互相不同的多个处理液时调整其混合比例的调整部48。第三实施方式也与第二实施方式同样，第一流路21包含具有连接于再生器14的一端部的主流路21a和连接于主流路21a的另一端部的两个分支流路21b、21c。调整部48包含设置在各分支流路21b、21c的可调整开度的调整阀48a、48b。通过调整各调整阀48a、48b的开度，能够调整来自各流出部位的处理液的混合比例。因此，在第三实施方式中，能够将第一相部分和第二相部分的比例调整为对应于状况的最适合的比例。另外，调整阀48a、48b可由图略的控制器来控制，或者也可手动调整开度。

另外，如图7所示，调整部48可由设置在分支流路21b、21c的泵48c、48d而构成。此时，通过用图略的控制器或手动调整各泵48c、48d的转速，能够调整在各分支流路21b、21c流动的处理液的混合比例。此时，能够省略主流路21a的泵。

另外，如图8所示，在设有液分离器44的情况下，也可采用在各分支流路21b、21c分别设置作为调整部48的泵48c、48d的结构。

虽然省略其他的构成、作用及效果的说明，但是与所述第一及第二实施方式一样。

(第四实施方式)

图9表示本发明的第四实施方式。另外，在此，对与第一实施方式相同的构成要素附上相同的符号而省略其详细的说明。

第四实施方式所涉及的气体处理装置10具备将吸收器12的反应热热输送到再生器14的热输送部(热泵)50。热输送部50具备封入了制冷剂的闭环状的循环流路50a以及分别设置在循环流路50a的压缩机50b、蒸发器50c、膨胀机构50d、泵50e及冷凝器50f。蒸发器50c例如由传热管形成，被配置在吸收器12内。在吸收器12内，产生处理液吸收二氧化碳的发热反应。在蒸发器50c内流动的液态的制冷剂通过该热被加热而蒸发。气态的制冷剂被压缩机50b压缩并流入冷凝器50f内。冷凝器50f例如由传热管形成，被配置在再生器14内。在再生器14内，产生二氧化碳从处理液脱离的吸热反应。在冷凝器50f内流动的气态的制冷剂通过该吸入反应而冷凝。该冷凝的液态的制冷剂通过膨胀机构50d而膨胀，通过泵50e被输送而流入蒸发器50c。由此，通过制冷剂的循环，吸收器12的反应热被热输送到再生器14。

在此，考察利用热输送部50实现节能的条件。如果设冷凝温度为th、蒸发温度为tc，则卡诺循环的效率(卡诺效率)ηc可用下式表示。

ηc＝tc/(th－tc)+1

并且，如果设隔热效率为ηad、发电效率为ηe、热泵性能为copabs.th，则热泵的性能为卡诺效率÷隔热效率÷发电效率，因此为如下。

copabs.th＝ηc/ηad/ηe＝(tc/(th－tc)+1)/ηad/ηe

此外，作为热泵的性能在初次能量换算中，需要以使ηe×copabs.th达到1以上的方式运转。因此，热输送部50需要以使copabs.th/(1/ηe)达到1以上的方式运转。

另外，在以往方法中，例如以吸收器12内的温度为40℃、再生器14内的温度为120℃运转，因此，设想在处理液的温度与制冷剂的温度(蒸发温度、冷凝温度)的温度差为10℃的情况下，以tc＝303k(30℃)、th＝403k(130℃)运转。使用mea作为胺化合物的情况下，反应热为1.9gj/t－co2，蒸发潜热为2.1gj/t－co2。

卡诺效率ηc＝303/(403－303)+1＝4.03

隔热效率ηad＝0.7

在使用mea的情况下，cop，mea＝4.03×0.7＝2.8

此外，还考虑发电效率的情况下，如果设发电效率ηe为0.4，则如下。

cop，mea、th＝4.03×0.7×0.4＝1.13

因此，使用热输送部50的情况下的单位能耗为如下。

1.9/1.13+2.1＝3.8gj/t－co2

在此，计算出cop超过2.7的运转条件的温度差。

卡诺效率＝2.7/0.7＝3.86

固定吸收侧的温度，求出使卡诺效率ηc＝3.86为303/(δt)以上的温度差δt。计算此式，如果δt为78.4℃以下，则能够实现节能。例如，在吸收温度为40℃的情况下，如果再生温度为98.4℃以下，则与以往的蒸气加热相比，能够实现节能。

在第四实施方式中，通过使用热输送部50，能够发挥节能效果。因此，能够进一步降低处理液的再生所需的再生能量。

虽然省略其他的构成、作用及效果的说明，但是与所述第一及第二实施方式一样。

在此，概括说明所述实施方式。

(1)所述实施方式所涉及的气体处理方法包括以下工序：吸收工序，使包含溶解于水而生成酸的酸性化合物的被处理气体和通过吸收所述酸性化合物而相分离的处理液在吸收器内接触，让包含在所述被处理气体中的所述酸性化合物被吸收在所述处理液中；送液工序，将吸收了包含在所述被处理气体中的所述酸性化合物的所述处理液从所述吸收器输送到再生器；以及再生工序，在所述再生器加热所述处理液，将酸性化合物从该处理液分离，其中，在所述吸收工序，与所述被处理气体中的所述酸性化合物接触后的所述处理液被相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分，在所述送液工序，将所述相分离的所述第一相部分和所述第二相部分被混合的状态的所述处理液导入到所述再生器内。

在所述气体处理方法中，在吸收工序，通过包含酸性化合物的被处理气体与处理液接触，处理液相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分。该相分离的处理液以第一相部分和第二相部分被混合的状态被导入到再生器内。即，在酸性化合物的含有率大的第一相部分混合了酸性化合物的含有率小的第二相部分的状态的处理液被导入到再生器。因此，在再生工序，在存在第二相部分的状态下酸性化合物被分离。因此，与将第二相部分从第一相部分分离后的处理液导入到再生器的方法相比，能够降低处理液的再生(即，从处理液的酸性化合物的释放)所需的再生能量。

(2)在所述送液工序，也可以利用混合部混合所述第一相部分和所述第二相部分。在该方法中，能够利用混合部可靠地成为第一相部分和第二相部分被混合的状态。因此，能够使降低处理液的再生所需的能量的效果稳定。

(3)在所述送液工序，也可以让从所述吸收器的上下方向的多个部位流出的所述处理液混合后导入到所述再生器。在吸收器内，在上下不同的位置，第一相部分和第二相部分的存在比例不同。因此，通过使从吸收器的上下方向的多个部位流出的处理液导入再生器，能够使被导入再生器的处理液中包含一定比例的第一相部分和第二相部分。据此，能够使降低处理液的再生所需的能量的效果稳定。

(4)在所述送液工序，也可以让从所述吸收器流出的所述处理液贮存在液分离器，让从所述液分离器的上下方向的多个部位流出的处理液导入到所述再生器。在液分离器内，在上下不同的位置，第一相部分和第二相部分的存在比例不同。因此，通过使从液分离器的上下方向的多个部位流出的处理液导入再生器，能够使被导入再生器的处理液中包含一定比例的第一相部分和第二相部分。据此，能够使降低处理液的再生所需的能量的效果稳定。

(5)在所述送液工序，也可以调整来自各流出部位的处理液的混合比例。在该方法中，由于能够调整被导入到再生器的处理液中所包含的第一相部分和第二相部分的比例，因此，能将第一相部分和第二相部分的比例调整为对应于状况的最适合的比例。

(6)可还使用将所述吸收器的反应热向所述再生器热输送的热输送部。此时，当设所述热输送部的性能为copabs.th、发电效率为ηe时，该热输送部可以使copabs.th/(1/ηe)成为1以上的方式而运转。

在该方法中，通过使用热输送部能够发挥节能效果。因此，能够进一步降低处理液的再生所需的再生能量。

(7)所述实施方式所涉及的气体处理装置使用包含溶解于水而生成酸的酸性化合物的被处理气体和通过吸收所述酸性化合物而相分离的处理液，将酸性化合物从所述被处理气体分离，所述气体处理装置包括：吸收器，使所述被处理气体接触于所述处理液；再生器，加热与所述被处理气体接触后的所述处理液来使酸性化合物分离；以及送液部，将在所述吸收器与所述被处理气体接触后的所述处理液输送到所述再生器，其中，在所述吸收器，与所述被处理气体接触后的所述处理液被相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分，所述送液部在所述相分离的所述第一相部分和所述第二相部分被混合的状态下，将所述处理液导入到所述再生器内。

在所述气体处理装置中，在吸收器，与包含酸性化合物的被处理气体接触后的处理液相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分。该相分离的处理液通过送液部以第一相部分和第二相部分被混合的状态被导入再生器内。即，在酸性化合物的含有率大的第一相部分混合了酸性化合物的含有率小的第二相部分的状态的处理液被导入再生器。因此，在再生器，在存在第二相部分的状态下酸性化合物被分离。因此，与将第二相部分从第一相部分分离后的处理液导入再生器的结构相比较，能够降低处理液的再生(即，从处理液的酸性化合物的释放)所需的再生能量。

(8)所述送液部也可以具有混合所述相分离的所述第一相部分和所述第二相部分的混合部。

(9)所述送液部也可以混合从所述吸收器的上下方向的多个部位流出的所述处理液并将混合后的处理液导入到所述再生器。

(10)所述送液部也可具备贮存从所述吸收器流出的所述处理液的液分离器。此时，所述送液部也可以将从所述液分离器的上下方向的多个部位流出的处理液导入到所述再生器。

(11)所述送液部也可具备调整来自各流出部位的处理液的混合比例的调整部。

如以上说明，根据所述实施方式，在使用相分离为酸性化合物的含有率高的第一相部分和酸性化合物的含有率低的第二相部分的处理液使酸性化合物分离的方法以及装置中，进一步降低分离回收酸性化合物所需的能量。