(57)【要約】【課題】  混合ガスから酸性ガスを高効率かつ低コストで分離回収し、吸収液の単位体積当りの酸性ガス吸収量を増大し、吸収液の循環量を低減し、循環エネルギを節約する。【解決手段】  所定の温度及び所定の圧力に維持した吸収塔１３の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液を供給し、吸収塔１３の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、吸収液に混合ガスを接触させる。これにより酸性ガスを吸収液に吸収させて、非酸性ガスを酸性ガスから分離して吸収塔１３から回収する。吸収塔１３内の温度と同一又は高い温度に維持しかつ吸収塔１３の圧力より低い圧力に維持した再生塔１６の上部に、酸性ガスを吸収した吸収液を供給する。これにより酸性ガスを放散させて吸収液から分離して再生塔１６から回収するとともに、吸収液を再生する。この再生された吸収液を吸収塔１３の上部に供給する。【選択図】  図１
2006305544.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔(13)の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液を供給し、前記吸収塔(13)の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、前記吸収液に前記混合ガスを接触させることにより、前記酸性ガスを前記吸収液に吸収させて前記非酸性ガスと前記酸性ガスとを分離し前記非酸性ガスを前記吸収塔(13)から回収する工程と、
前記吸収塔(13)内の温度と同一又は高い温度に維持しかつ前記吸収塔(13)内の圧力より低い圧力に維持した再生塔(16)の上部に、前記酸性ガスを吸収した吸収液を供給することにより、前記酸性ガスを放散させて前記吸収液から分離し前記再生塔(16)から回収するとともに前記吸収液を再生する工程と、
前記再生された吸収液を前記吸収塔(13)の上部に供給する工程と
を含むガスの精製方法。
【請求項２】
所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔(13)の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液(42)を供給し、前記吸収塔(13)の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、前記吸収液(42)に前記混合ガスを接触させることにより、前記酸性ガスを前記吸収液(42)に吸収させて前記非酸性ガスと前記酸性ガスとを分離し前記非酸性ガスを前記吸収塔(13)から回収する工程と、
所定の圧力に維持しかつ前記吸収塔(13)内の温度より低い温度に維持した分離再生器(46)に、前記酸性ガスを吸収した吸収液を供給することにより、前記酸性ガスを液化しこの液体酸性ガス(41)と前記吸収液(42)の相互不溶解性及び比重差により前記吸収液(42)から前記液体酸性ガス(41)を分離して前記分離再生器(46)から回収するとともに前記吸収液(42)を再生する工程と、
前記再生された吸収液を前記吸収塔(13)の上部に供給する工程と
を含むガスの精製方法。
【請求項３】
多孔質膜にイオン性液体を主成分とする吸収液を含浸した液体膜(51)を膜分離器(52)内に張設して前記膜分離器(52)を第１室(52a)と第２室(52b)とに区画し、前記第１室(52a)を前記第２室(52b)より高圧に設定して、前記第１室(52a)に酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを導入することにより、前記非酸性ガスを前記第１室(51a)に残留させたまま、前記酸性ガスを前記液体膜(51)に透過させて低圧の前記第２室(52b)へ移動させ、前記第１室(52a)から非酸性ガスを回収するとともに前記第２室(52b)から酸性ガスを回収するガスの精製方法。
【請求項４】
酸性ガスがＣＯ2，Ｈ2Ｓ，ＣＯＳ，ＳＯ2，ＳＯ3，ＮＯ2，ＣＳ2，ＨＣＮ，ＮＨ3及びメルカプタンからなる群より選ばれた１種又は２種以上のガスであり、非酸性ガスがＨ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｏ2，Ｎ2及び炭素数２〜１０までの炭化水素化合物からなる群より選ばれた１種又は２種以上のガスである請求項１ないし３いずれか１項に記載のガスの精製方法。
【請求項５】
イオン性液体がカチオン及びアニオンを有し、
前記カチオンが、[Ｒ,Ｒ’−Ｎ2Ｃ3Ｈ3]+（N,N’-ジアルキルイミダゾリウム）、[ＮＲXＨ4-X]+（アルキルアンモニウム）、[Ｒ−ＮＣ5Ｈ5]+（N-アルキルピリジニウム）、[Ｒ−ＮＣ4Ｈ8]+（N-アルキルピロリジニウム）及び[ＰＲXＨ4-X]+（アルキルフォスフォニウム）からなる群より選ばれた１種又は２種以上のカチオンであり、
前記アニオンが、ＰＦ6-、ＢＦ4-、ＮＯ3-、ＥｔＳＯ4-、ＡｌＣｌ4-及びＡｌＢｒ4-からなる群より選ばれた１種又は２種以上のアニオンであり、
前記カチオン中のＲ及びＲ’が炭素数１〜１８のアルキル基又は水素であり、
前記カチオン中のＸが１〜３である請求項１ないし３いずれか１項に記載のガスの精製方法。
【請求項６】
イオン性液体を主成分とする吸収液(42)が中性又はアルカリ性である請求項１ないし３いずれか１項に記載のガスの精製方法。
【請求項７】
混合ガスを吸収塔(13)に供給する前に前記混合ガスを除湿する工程を更に含む請求項１又は２記載のガスの精製方法。
【請求項８】
混合ガスを膜分離器(52)に導入する前に前記混合ガスを除湿する工程を更に含む請求項３記載のガスの精製方法。
【請求項９】
吸収塔(13)内の温度を０〜１００℃に維持しかつ圧力を１〜２５ＭＰａに維持し、再生塔(16)内の温度を前記吸収塔(13)内の温度と同一又は前記吸収塔(13)内の温度より高い３０〜２００℃に維持した状態で圧力を前記吸収塔(13)内の圧力より低い０．１〜５ＭＰａに維持する請求項１記載のガスの精製方法。
【請求項１０】
吸収塔(13)内の圧力を４〜２５ＭＰａに維持しかつ温度を０〜１００℃に維持し、分離再生器(46)内の圧力を４〜２５ＭＰａに維持した状態で温度を前記吸収塔(13)内の温度より低い−３０〜３０℃に維持する請求項２記載のガスの精製方法。
【請求項１１】
吸収塔(13)から排出されかつ前記吸収塔(13)内の温度より低い温度に冷却された酸性ガスを含む吸収液を、分離再生器(46)に供給する前に、遠心分離或いは撹拌する工程を更に含む請求項２記載のガスの精製方法。
【請求項１２】
イオン性液体を主成分とする吸収液(42)が磁性を有し、分離再生器(46)の下部に磁石(61)を設けた請求項２記載のガスの精製方法。
【請求項１３】
水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤(71)を吸収液(42)に添加する請求項１又は２記載のガスの精製方法。
【請求項１４】
水、アルコール類及びエーテル類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤(71)を分離再生器(46)に供給するとともに、前記分離再生器(46)内の圧力及び温度を調整することにより、前記分離再生器(46)内で液体酸性ガス(41)と添加剤含有吸収液(75)とに比重差分離する工程と、前記分離再生器(46)から排出された添加剤含有吸収液(75)を蒸留分離器(83)に供給するとともに、前記蒸留分離器(83)内を所定の温度に加熱することにより、前記添加剤含有吸収液(75)中の添加剤(71)を吸収液(42)から蒸留分離する工程とを更に含む請求項２記載のガスの精製方法。
【請求項１５】
凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加する請求項２記載のガスの精製方法。
【請求項１６】
酸性ガスがＣＯ2ガスであり、４〜２５ＭＰａの圧力に保った分離再生器(46)内の液体ＣＯ2(41)を含む吸収液(42)中に水を供給する請求項２記載のガスの精製方法。
【請求項１７】
酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを除湿する除湿器(11)と、
前記除湿された混合ガスを圧縮する圧縮機(12)と、
下部に前記圧縮された混合ガスが供給されかつ上部にイオン性液体を主成分とする吸収液(42)が供給されて前記吸収液(42)に前記混合ガスを接触させることにより前記酸性ガスを前記吸収液(42)に吸収させて前記非酸性ガスを前記酸性ガスから分離し回収する吸収塔(13)と、
前記酸性ガスを吸収した吸収液(42)を冷却する冷却器(47)と、
前記冷却された吸収液(42)が供給され液体酸性ガス(41)と前記吸収液(42)の相互不溶解性及び比重差により前記吸収液(42)から前記液体酸性ガス(41)を分離して回収するとともに前記吸収液(42)を再生し再利用する分離再生器(46)と、
前記分離再生器(46)から排出された前記吸収液(42)を高圧のまま前記吸収塔(13)の上部に供給する循環ポンプ(17)と
を備えたガスの精製装置。
【請求項１８】
吸収塔(13)と冷却器(47)と分離再生器(46)が一体的に設けられた請求項１７記載のガスの精製装置。
【請求項１９】
冷却器(47)と分離再生器(46)との間に遠心分離器(48)或いは撹拌機が設けられた請求項１７又は１８記載のガスの精製装置。
【請求項２０】
イオン性液体を主成分とする吸収液(42)が磁性を有し、分離再生器(46)の下部に磁石(61)が設けられた請求項１７ないし１９いずれか1項に記載のガスの精製装置。
【請求項２１】
水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤(71)を添加した吸収液(42)が貯留されこの添加剤含有吸収液(75)を吸収塔(13)に供給するための吸収液貯留槽(72)が設けられた請求項１７ないし２０いずれか1項に記載のガスの精製装置。
【請求項２２】
水、アルコール類及びエーテル類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤(71)が貯留され分離再生器(46)の上部に接続された添加剤貯留槽(81)と、前記分離再生器(46)に設けられ前記分離再生器(46)内の圧力を調節する圧力調節手段(82)と、前記分離再生器(46)の下部に接続され前記分離再生器(46)で比重差分離されてその下相に移行した添加剤含有吸収液(75)を貯留する蒸留分離器(83)と、前記蒸留分離器(83)に設けられ前記蒸留分離器(83)内を所定の温度に加熱する加熱手段(84)とを更に備えた請求項１７ないし２０いずれか１項に記載のガスの精製装置。
【請求項２３】
凝集剤を貯留する凝集剤槽が分離再生器に接続された請求項１７ないし２０いずれか１項に記載のガスの精製装置。
【請求項２４】
酸性ガスがＣＯ2ガスであり、分離再生器(46)内の圧力を４〜２５ＭＰａに保つ圧力調整手段(82)が前記分離再生器(46)に設けられ、水が貯留された水貯留槽(91)が前記分離再生器(46)の下部に接続された請求項１７ないし２０いずれか１項に記載のガスの精製装置。
【請求項２５】
請求項１ないし１６いずれか１項に記載されたガスの精製方法に用いられ或いは請求項１７ないし２４いずれか１項に記載されたガスの精製装置に用いられる酸性ガスの吸収液。
【請求項２６】
脱硫ガソリン、ナフサ、灯油、メタノール、ジメチルエーテル、液化石油ガス及び天然ガスからなる群より選ばれた１種又は２種以上の燃料を改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを請求項１ないし１６いずれか１項に記載されたガスの精製方法を用いて或いは請求項１７ないし２４いずれか１項に記載されたガスの精製装置を用いてＨ2及びＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を水素ステーションに供給するとともに、前記分離回収されたＣＯ2を断熱膨張させてドライアイスを製造するシステム。
【請求項２７】
燃料電池を駆動源とする車上改質型車両に搭載され、脱硫ガソリン、ナフサ、灯油、メタノール、ジメチルエーテル、液化石油ガス及び天然ガスからなる群より選ばれた１種又は２種以上の燃料を車上で改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを請求項２、４、５、６、７、１０ないし１６いずれか１項に記載されたガスの精製方法を用いて或いは請求項１７ないし２４いずれか１項に記載されたガスの精製装置を用いてＨ2及び液体ＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を前記燃料電池に供給するとともに、前記液体ＣＯ2を一時的に前記車両に貯留し後でまとめて降ろすシステム。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、ＣＯ2，Ｈ2Ｓ，ＣＯＳ，ＳＯ2，ＳＯ3，ＮＯ2，ＣＳ2，ＨＣＮ，ＮＨ3，メルカプタン等の酸性ガスと、Ｈ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｏ2，Ｎ2，炭素数２〜１０までの炭化水素化合物等の非酸性ガスが含まれる混合ガスから上記酸性ガスを分離回収するガスの精製方法及びその装置と、その酸性ガスの分離回収に用いられる酸性ガスの吸収液に関する。更に詳しくは、化石燃料のガス化、改質又は部分酸化による合成ガス、天然ガス等に含まれる酸性ガスや、火力発電所、セメントプラント、鉄鋼プラント、化学プラント等の排ガス中に含まれる酸性ガスを分離回収するガスの精製方法及びその装置並びにこれに用いられる酸性ガスの吸収液に関する。更に水素ステーションや燃料電池自動車に供給される水素ガスの精製システムや、ＣＯ2などの酸性ガスを直接液体状態で分離回収する方法及び装置に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
従来、天然ガス、製油所ガス、アンモニア合成ガスなどを精製するときに、ＣＯ2などの酸性ガスが分離回収され、この分離回収方法としては、酸性ガスを吸収する方法、混合ガスを蒸留する方法、酸性ガスを吸着する方法、混合ガスを膜分離により分離する方法及びこれらの方法を組合せた方法が挙げられる。これらのうちレクチゾールプロセスとメチルジエチルアミンプロセス（以下、ＭＤＥＡプロセスという。）は工業的によく用いられる方法である（例えば、非特許文献１参照。）。
【０００３】
レクチゾールプロセスは物理吸収プロセスであり、メタノールを吸収液として用い、化石燃料のガス化、改質又は部分酸化による合成ガス、アンモニア合成ガス、天然ガスなどの各種ガス中に含まれるＣＯ2などの酸性ガスを吸収分離する方法である。なお、酸性ガスの吸収温度は−１０〜−７５℃の範囲に設定され、吸収圧力は７〜８ＭＰａの範囲に設定される。このレクチゾールプロセス（物理吸収プロセス）はＭＤＥＡプロセス（化学吸収プロセス）に比べて吸収液の再生エネルギが少なくて済むという特徴を有する。
このレクチゾールプロセスでは、その吸収機構が吸収液へのガスの溶解によるため、酸性ガスの溶解量が吸収塔内の酸性ガス分圧に比例する。このため吸収塔と再生塔内の酸性ガスの分圧の差によって混合ガス中の酸性ガスを分離する。またメタノールが安価でかつ酸性ガスに対する吸収能力が他の物理吸収プロセスにおける酸性ガスに対する吸収能力の３〜６倍であり、大量の酸性ガスを物理吸収によって高圧下で処理できるようになっている。
【０００４】
一方、ＭＤＥＡプロセスは化学吸収プロセスであり、吸収液として３０重量％の三級アミンのメチルジエチルアミン水溶液を単独で或いは活性剤とともに用い、化石燃料の燃焼による排ガス、天然ガスなど各種ガス中に含まれる酸性ガスを吸収分離する方法である。なお、酸性ガスの吸収温度は３０〜６０℃の範囲に設定され、吸収圧力は２〜３ＭＰａの範囲に設定される。
上記ＭＤＥＡプロセスでは、吸収機構が酸性ガスと吸収液の可逆反応であり、低温かつ高圧で化合物を作り（吸収塔内で吸収液が酸性ガスを吸収する方向に進む。）、高温かつ低圧で酸性ガスと吸収液に分解する（再生塔内で吸収液が酸性ガスを放出する方向に進む。）。ＭＤＥＡプロセスは、吸収液の再生エネルギが他の化学吸収プロセスの１／７〜１／２と少なく、また酸性ガスの吸収能力が高いという特徴を有する。
【非特許文献１】編者：社団法人石油学会，編集：株式会社講談社サイエンティフィク，「石油精製プロセス」，株式会社講談社，１９９８年５月，ｐ．３６０−３６１）
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００５】
しかし、上記従来の非特許文献１に示されたレクチゾールプロセス及びＭＤＥＡプロセスでは、吸収液の単位体積当りの酸性ガスの吸収量が少ないため、吸収液の循環量及び循環エネルギが多く、装置が大型化し、また吸収液の再生に蒸留塔を用いているため、再生工程が複雑となり、更に高温で再生しているため、再生エネルギを多く使用する不具合があった。
また、上記従来の非特許文献１に示されたレクチゾールプロセスでは、メタノール損失を抑え、かつ吸収液の単位体積当りの酸性ガスの吸収量を増大するために、吸収温度が低く設定しなければならず、冷凍機を必要とし、吸収液が蒸気圧を有するため、吸収液の蒸発ロスが多く、更に酸性ガスがＣＯ2である場合、メタノール（吸収液）の比重が液体ＣＯ2の比重と殆ど変わらないため、比重による分相・分離ができず、ＣＯ2を液体の状態で分離回収できない問題点もあった。
また、上記従来の非特許文献１に示されたレクチゾールプロセス及びＭＤＥＡプロセスでは、分離回収した酸性ガス中に吸収液が少量残ってしまい、例えば、酸性ガスが食品添加用に用いられるＣＯ2である場合、純度９９．９９体積％以上の高純度ＣＯ2が得られず、更なる精製が必要となる問題点もあった。
更に、上記従来の非特許文献１に示されたＭＤＥＡプロセスでは、化学吸収であるため、吸収液が劣化することがあり、低圧・高温条件下で吸収液を再生して酸性ガスを分離回収するため、酸性ガスを液体の状態で分離回収できない問題点もあった。
【０００６】
本発明の第１の目的は、混合ガスから酸性ガスを高効率かつ低コストで分離回収でき、また吸収液の単位体積当りの酸性ガス吸収量を増大でき、更に吸収液の循環量を低減できるとともに、循環エネルギを節約できる、ガスの精製方法及びその装置を提供することにある。
本発明の第２の目的は、蒸気圧のない吸収液を用いることにより、再生塔を比較的簡単な構造にすることができ、比較的簡単にかつ低コストで吸収液を再生でき、また従来法より低い温度で吸収液を再生でき、吸収液の再生エネルギを低減できる、ガスの精製方法及びその装置を提供することにある。
本発明の第３の目的は、蒸気圧のない吸収液を用いることにより、吸収液の蒸発ロスをなくすことができるとともに、分離回収したＣＯ2ガス中に吸収液が残存せず、高純度のＣＯ2ガスを容易に製造できる、ガスの精製方法及びその装置を提供することにある。
本発明の第４の目的は、効率良くＣＯ2を液体の状態で回収でき、従来より工程を簡略化でき、また全工程中での温度及び圧力の大きな変動がなく、再生された吸収液を高圧のまま吸収塔に戻すことにより、吸収液の循環エネルギが少なくて済み、かつ吸収液を再生するエネルギを不要にすることにより、省エネルギ化を図ることができる、ガスの精製方法及びその装置を提供することにある。
本発明の第５の目的は、室温以上の温度で酸性ガスを吸収することにより、冷凍機や冷凍エネルギを不要にでき、低コスト化、省エネルギ化及び小型化を図ることができる、ガスの精製装置を提供することにある。
【課題を解決するための手段】
【０００７】
イオン性液体とは、常温でも結晶化せずに溶融している有機塩である。近年、このような室温で液状の塩は注目を浴びている。イオン性液体は、液体でありながら蒸気圧がなく、耐熱性が高く（４００℃以上でも熱的に安定である。）、また液体である温度範囲が広く（−１００〜３００℃）、低粘性かつ高極性であって、更に化学的に安定であり、非燃性である等の特異な性質を有する。本発明者らは、加圧下におけるイオン性液体の単位体積当りのＣＯ2などの酸性ガスの吸収量がメタノールやメチルジエチルアミン等より多く、かつ非酸性ガス（Ｈ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｎ2など）に対して溶解度が非常に小さいことを見出し、本発明をなすに至った。
【０００８】
請求項１に係る発明は、図１に示すように、所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔１３の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液を供給し、吸収塔１３の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、吸収液に混合ガスを接触させることにより、酸性ガスを吸収液に吸収させて非酸性ガスと酸性ガスとを分離し非酸性ガスを吸収塔１３から回収する工程と、吸収塔１３内の温度と同一又は高い温度に維持しかつ吸収塔１３内の圧力より低い圧力に維持した再生塔１６の上部に、酸性ガスを吸収した吸収液を供給することにより、酸性ガスを放散させて吸収液から分離し再生塔１６から回収するとともに吸収液を再生する工程と、この再生された吸収液を吸収塔１３の上部に供給する工程とを含むガスの精製方法である。
この請求項１に記載されたガスの精製方法では、所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔１３の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液を供給し、吸収塔１３の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給すると、吸収液に混合ガスが接触して酸性ガスが吸収液に吸収されるので、非酸性ガスと酸性ガスとに分離されて非酸性ガスが吸収塔１３から回収される。上記吸収塔１３内の温度と同一又は高い温度に維持しかつ吸収塔１３内の圧力より低い圧力に維持した再生塔１６の上部に、上記酸性ガスを吸収した吸収液を供給すると、再生塔１６で酸性ガスが放散するので、酸性ガスが吸収液から分離し再生塔１６から回収されるとともに、吸収液が再生されて再利用される。即ち、高圧下で酸性ガスに対する溶解度が非常に大きくなり、低圧下で酸性ガスに対する溶解度が非常に小さくなるという特性を利用することにより、混合ガスから非酸性ガスと酸性ガスとを効率良く分離回収する。
【０００９】
請求項２に係る発明は、図２に示すように、所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔１３の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液４２を供給し、吸収塔１３の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、吸収液４２に混合ガスを接触させることにより、酸性ガスを吸収液４２に吸収させて非酸性ガスと酸性ガスとを分離し非酸性ガスを吸収塔１３から回収する工程と、所定の圧力に維持しかつ吸収塔１３内の温度より低い温度に維持した分離再生器４６に、酸性ガスを吸収した吸収液を供給することにより、酸性ガスを液化しこの液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差により吸収液４２から液体酸性ガス４１を分離して分離再生器４６から回収するとともに吸収液４２を再生する工程と、この再生された吸収液４２を吸収塔１３の上部に供給する工程とを含むガスの精製方法である。
この請求項２に記載されたガスの精製方法では、所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔１３の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液４２を供給し、吸収塔１３の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給すると、吸収液４２に混合ガスが接触して酸性ガスが吸収液４２に吸収されるので、非酸性ガスと酸性ガスとに分離され非酸性ガスが吸収塔１３から回収される。上記吸収塔１３内の圧力と同一の圧力、吸収塔１３内の圧力より僅かに高い圧力、或いは吸収塔１３内の圧力より僅かに低い圧力に維持しかつ吸収塔１３内の温度より低い温度に維持した分離再生器４６に、酸性ガスを吸収した吸収液を供給すると、分離再生器４６で酸性ガスが液化され、この液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差により吸収液４２から液体酸性ガス４１が分離されて分離再生器４６から回収されるとともに、吸収液４２が再生されて再利用される。即ち、加圧下かつ所定の温度範囲で酸性ガスに対する溶解度が非常に大きくなり、加圧下かつ上記所定の温度範囲より低い温度範囲で酸性ガスが液化され、この液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差により吸収液４２から液体酸性ガス４１が分かれるという特性を利用することにより、酸性ガスをガスとして回収した後に加圧冷却して液体にするのではなく、酸性ガスを直接液体状態で回収するので、混合ガスから非酸性ガスと液体酸性ガス４１とを効率良く分離回収できる。
【００１０】
請求項３に係る発明は、図４に示すように、多孔質膜にイオン性液体を主成分とする吸収液を含浸した液体膜５１を膜分離器５２内に張設して膜分離器５２を第１室５２ａと第２室５２ｂとに区画し、第１室５２ａを第２室５２ｂより高圧に設定して、第１室５２ａに酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを導入することにより、非酸性ガスを第１室５２ａに残留させたまま、酸性ガスを液体膜５１に透過させて低圧の第２室５２ｂへ移動させ、第１室５２ａから非酸性ガスを回収するとともに第２室５２ｂから酸性ガスを回収するガスの精製方法である。
この請求項３に記載されたガスの精製方法では、液体膜５１を張設した膜分離器５２の高圧の第１室５２ａに酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを導入すると、非酸性ガスが第１室５２ａに残留しかつ酸性ガスが液体膜５１を透過して低圧の第２室５２ｂに流入するので、混合ガスが液体膜５１で酸性ガス及び非酸性ガスに分離されて膜分離器５２から回収される。
【００１１】
請求項６に係る発明は、請求項１ないし３いずれか１項に係る発明であって、更にイオン性液体を主成分とする吸収液が中性又はアルカリ性であることを特徴とする。
この請求項６に記載されたガスの精製方法では、吸収液が中性又はアルカリ性であるので、酸性ガスが吸収液に溶け込み易くなり、その溶解度も酸性の吸収液より大きくなる。
請求項７に係る発明は、請求項１又は２に係る発明であって、更に図１に示すように、混合ガスを吸収塔１３に供給する前に混合ガスを除湿する工程を更に含むことを特徴とする。
請求項８に係る発明は、請求項３に係る発明であって、更に図４に示すように、混合ガスを膜分離器５２に導入する前に混合ガスを除湿する工程を更に含むことを特徴とする。
これら請求項７又は８に記載されたガスの精製方法では、酸性ガスの吸収液への溶解度又は液体膜５１への透過率を小さくしてしまう水分を混合ガスから予め除去することにより、酸性ガスの吸収液への溶解度又は液体膜５１への透過率を大きくする。また酸性ガスを吸収した吸収液から酸性ガスを液体の状態で分離するために０℃より低くしても、水分が凍ってしまうことがなく、酸性ガスが吸収液から速やかに分離される。
【００１２】
請求項１１に係る発明は、請求項２に係る発明であって、更に図２に示すように、吸収塔１３から排出されかつ吸収塔１３内の温度より低い温度に冷却された酸性ガスを含む吸収液４２を、分離再生器４６に供給する前に、遠心分離或いは撹拌する工程を更に含むことを特徴とする。
この請求項１１に記載されたガスの精製方法では、酸性ガスを含む吸収液４２を吸収塔１３内の温度より低い温度に冷却することにより、吸収液４２内の酸性ガスが液化するけれども、この液体酸性ガス４１は吸収液４２中に分散しているため、分離再生器４６に供給する前に遠心分離或いは撹拌することにより、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２が分離再生器４６内で速やかに液体酸性ガスと吸収液に分相される。
請求項１２に係る発明は、請求項２に係る発明であって、更に図５に示すように、イオン性液体を主成分とする吸収液４２が磁性を有し、分離再生器４６の下部に磁石６１を設けたことを特徴とする。
この請求項１２に記載されたガスの精製方法では、吸収塔１３内の圧力とほぼ同一の圧力、即ち吸収塔１３内の圧力と同一の圧力、吸収塔１３内の圧力より僅かに高い圧力、或いは吸収塔１３内の圧力より僅かに低い圧力に維持し、かつ吸収塔１３内の温度より低い温度に維持した分離再生器４６に、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２が供給されると、液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差と、磁性を有する吸収液４２の磁石６１による吸引力とにより、吸収液４２と液体酸性ガス４１とに速やかに分離される。
【００１３】
請求項１３に係る発明は、請求項１又は２に係る発明であって、更に図６に示すように、水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤７１を吸収液４２に添加することを特徴とする。
この請求項１３に記載されたガスの精製方法では、上記添加剤７１を吸収液４２に添加することにより、吸収液４２の粘性を低下させることができる。これにより添加剤含有吸収液７５が吸収塔１３に供給されるので、添加剤含有吸収液７５が酸性ガスを吸収する能力を殆ど低下させずに吸収塔１３で酸性ガスを吸収できるとともに、添加剤含有吸収液７５がスムーズに流れ、添加剤含有吸収液７５の取扱いが容易になる。
請求項１４に係る発明は、請求項２に係る発明であって、更に図７に示すように、水、アルコール類及びエーテル類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤７１を分離再生器４６に供給するとともに、分離再生器４６内の圧力及び温度を調整することにより、分離再生器４６内で液体酸性ガス４１と添加剤含有吸収液７５とに比重差分離する工程と、分離再生器４６から排出された添加剤含有吸収液７５を蒸留分離器８３に供給するとともに、蒸留分離器８３内を所定の温度に加熱することにより、添加剤含有吸収液７５中の添加剤７１を吸収液４２から蒸留分離する工程とを更に含むことを特徴とする。
この請求項１４に記載されたガスの精製方法では、分離再生器４６内の圧力及び温度が調整された状態で、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２とともに添加剤７１を分離再生器４６に供給すると、液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差と、吸収液４２に対して相互溶解性を有しかつ液体酸性ガス４１に対して相互不溶解性を有する添加剤７１の添加による吸収液４２中に分散する液体酸性ガス４１の添加剤７１への置換とにより、液体酸性ガス４１と添加剤含有吸収液７５とが速やかに分離される。次に蒸留分離器８３内を所定の温度に加熱した状態で、分離再生器４６から排出された添加剤含有吸収液７５を蒸留分離器８３に供給すると、添加剤含有吸収液７５中の添加剤７１が吸収液４２から蒸留分離される。これにより添加剤７１が除去された吸収液４２が吸収塔１３に供給されるので、吸収液４２が酸性ガスを吸収する能力を全く低下させずに吸収塔１３で酸性ガスを吸収できる。
【００１４】
請求項１５に係る発明は、請求項２に係る発明であって、更に凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加することを特徴とする。
この請求項１５に記載されたガスの精製方法では、凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加することにより、吸収液中に分散している液体酸性ガス（分散液体）を凝集させることができるので、分離再生器内で凝集剤含有吸収液と液体酸性ガスとの比重差により凝集剤含有吸収液と液体酸性ガスとに速やかに分離される。その後、凝集剤含有吸収液を蒸留分離すれば、凝集剤と吸収液とに更に分離される。
請求項１６に係る発明は、請求項２に係る発明であって、更に図８に示すように、酸性ガスがＣＯ2ガスであり、４〜２５ＭＰａの圧力に保った分離再生器４６内の液体ＣＯ2４１を含む吸収液４２中に水を供給することを特徴とする。
この請求項１６に記載されたガスの精製方法では、分離再生器４６内を４〜２５ＭＰａという高圧に保った状態で、分離再生器４６内の液体ＣＯ2４１を含む吸収液４２中に水を供給すると、液体ＣＯ2４１の一部がハイドレート化（雪状又はシャーベット状に固化）するため、分離再生器４６内で液体ＣＯ2４１とＣＯ2ハイドレートと吸収液４２とに分離する。
【００１５】
請求項１７に係る発明は、図２に示すように、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを除湿する除湿器１１と、除湿された混合ガスを圧縮する圧縮機１２と、下部に圧縮された混合ガスが供給されかつ上部にイオン性液体を主成分とする吸収液４２が供給されて吸収液４２に混合ガスを接触させることにより酸性ガスを吸収液４２に吸収させて非酸性ガスを酸性ガスから分離し回収する吸収塔１３と、酸性ガスを吸収した吸収液を冷却する冷却器４７と、冷却された吸収液４２が供給され液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差により吸収液４２から液体酸性ガス４１を分離して回収するとともに吸収液４２を再生し再利用する分離再生器４６と、分離再生器４６から排出された吸収液４２を高圧のまま吸収塔１３の上部に供給する循環ポンプ１７とを備えたガスの精製装置である。
この請求項１７に記載されたガスの精製装置では、所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔１３の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液４２を供給し、吸収塔１３の下部に、除湿器１１にて除湿した酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを圧縮機１２で圧縮して供給すると、吸収液４２に混合ガスが接触して酸性ガスが吸収液４２に吸収されるので、非酸性ガスが酸性ガスから分離して吸収塔１３から回収される。上記吸収塔１３内の圧力と同一の圧力、又は吸収塔１３内の圧力より僅かに低い圧力、或いは吸収塔１３内の圧力より僅かに高い圧力に維持した分離再生器４６に、酸性ガスを吸収した吸収液を冷却器４７で冷却した後に供給すると、分離再生器４６で酸性ガスが液化され、この液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差より吸収液４２から液体酸性ガス４１が分離されて分離再生器４６から回収される。また液体酸性ガスが取除かれて再生された吸収液４２は循環ポンプ１７により吸収塔１３の上部に供給されて再利用される。
請求項１８に係る発明は、請求項１７に係る発明であって、更に図３に示すように、吸収塔１３と冷却器４７と分離再生器４６が一体的に設けられたことを特徴とする。
この請求項１８に記載されたガスの精製装置では、吸収塔１３と冷却器４７と分離再生器４６を一体的に設けたので、装置を小型化できる。
【００１６】
請求項１９に係る発明は、請求項１７又は１８に係る発明であって、更に図２に示すように、冷却器４７と分離再生器４６との間に遠心分離器４８或いは撹拌機が設けられたことを特徴とする。
この請求項１９に記載されたガスの精製装置では、酸性ガスを含む吸収液４２を冷却器４７にて吸収塔１３内の温度より低い温度に冷却することにより、吸収液４２内の酸性ガスが液化するけれども、この液体酸性ガス４１は吸収液中に分散しているため、分離再生器４６に供給する前に遠心分離器４８或いは撹拌機により遠心分離或いは撹拌することにより、液体酸性ガス４１が含む吸収液４２が分離再生器４６内で速やかに液体酸性ガス４１と吸収液４２に分相される。
請求項２０に係る発明は、請求項１７ないし１９いずれか1項に係る発明であって、更に図５に示すように、イオン性液体を主成分とする吸収液４２が磁性を有し、分離再生器４６の下部に磁石６１が設けられたことを特徴とする。
この請求項２０に記載されたガスの精製装置では、吸収塔１３内の圧力とほぼ同一の圧力、即ち吸収塔１３内の圧力と同一の圧力、吸収塔１３内の圧力より僅かに高い圧力、或いは吸収塔１３内の圧力より僅かに低い圧力に維持し、かつ吸収塔１３内の温度より低い温度に維持した分離再生器４６に、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２が供給されると、液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差と、磁性を有する吸収液４２の磁石６１による吸引力とにより、吸収液４２と液体酸性ガス４１とに速やかに分離される。
【００１７】
請求項２１に係る発明は、請求項１７ないし２０いずれか1項に係る発明であって、更に図６に示すように、水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤７１を添加した吸収液４２が貯留されこの添加剤含有吸収液７５を吸収塔１３に供給するための吸収液貯留槽７２が設けられたことを特徴とする。
この請求項２１に記載されたガスの精製装置では、吸収液貯留槽７２内で吸収液４２に添加剤７１を添加すると、吸収液４２の粘性を低下させることができる。これにより添加剤含有吸収液７５が吸収塔１３に供給されるので、添加剤含有吸収液７５が酸性ガスを吸収する能力を殆ど低下させずに吸収塔１３で酸性ガスを吸収できるとともに、添加剤含有吸収液７５がスムーズに流れ、添加剤含有吸収液７５の取扱いが容易になる。
請求項２２に係る発明は、請求項１７ないし２０いずれか１項に係る発明であって、更に図７に示すように、水、アルコール類及びエーテル類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤７１が貯留され分離再生器４６の上部に接続された添加剤貯留槽８１と、分離再生器４６に設けられ分離再生器４６内の圧力を調節する圧力調節手段８２と、分離再生器４６の下部に接続され分離再生器４６で比重差分離されてその下相に移行した添加剤含有吸収液７５を貯留する蒸留分離器８３と、蒸留分離器８３に設けられ蒸留分離器８３内を所定の温度に加熱する加熱手段８４とを更に備えたことを特徴とする。
この請求項２２に記載されたガスの精製装置では、冷却器４７及び圧力調整手段８２により分離再生器４６内の温度及び圧力を調整した状態で、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２とともに添加剤７１を分離再生器４６に供給すると、液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差と、吸収液４２に対して相互溶解性を有しかつ液体酸性ガス４１に対して相互不溶解性を有する添加剤７１の添加による吸収液４２中に分散する液体酸性ガス４１の添加剤７１への置換とにより、分離再生器４６の上相の液体酸性ガス４１が移行しかつ分離再生器４６の下相に添加剤含有吸収液７５が移行して、液体酸性ガス４１と添加剤含有吸収液７５とが速やかに分離される。次に加熱手段８４により蒸留分離器８３内を所定の温度に加熱した状態で、分離再生器４６の下部から排出された添加剤含有吸収液７５を蒸留分離器８３に供給すると、添加剤含有吸収液７５中の添加剤７１が吸収液４２から蒸留分離される。これにより添加剤７１が除去された吸収液４２が吸収塔１３に供給されるので、吸収液４２が酸性ガスを吸収する能力を全く低下させずに吸収塔１３で酸性ガスを吸収できる。
【００１８】
請求項２３に係る発明は、請求項１７ないし２０いずれか１項に係る発明であって、更に凝集剤を貯留する凝集剤槽が分離再生器に接続されたことを特徴とする。
この請求項２３に記載されたガスの精製装置では、凝集剤槽に貯留された凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加することにより、吸収液中に分散している液体酸性ガス（分散液体）を凝集させることができるので、分離再生器内で凝集剤含有吸収液と液体酸性ガスとの比重差により凝集剤含有吸収液と液体酸性ガスとに速やかに分離される。その後、凝集剤含有吸収液を蒸留分離すれば、凝集剤と吸収液とに更に分離される。
請求項２４に係る発明は、請求項１７ないし２０いずれか１項に係る発明であって、更に図８に示すように、酸性ガスがＣＯ2ガスであり、分離再生器４６内の圧力を４〜２５ＭＰａに保つ圧力調整手段８２が分離再生器４６に設けられ、水が貯留された水貯留槽９１が分離再生器４６の下部に接続されたことを特徴とする。
この請求項２４に記載されたガスの精製装置では、圧力調整手段８２により分離再生器４６内を４〜２５ＭＰａという高圧に保った状態で、水貯留槽９１から水を分離再生器４６内の液体ＣＯ2４１を含む吸収液４２中に供給すると、液体ＣＯ2４１の一部がハイドレート化（雪状又はシャーベット状に固化）するので、分離再生器４６内で液体ＣＯ2４１とＣＯ2ハイドレートと吸収液４２とに分離する。
【００１９】
請求項２６に係る発明は、図９に示すように、脱硫ガソリン、ナフサ、灯油、メタノール、ジメチルエーテル、液化石油ガス及び天然ガスからなる群より選ばれた１種又は２種以上の燃料を改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを請求項１ないし１６いずれか１項に記載されたガスの精製方法を用いて或いは請求項１７ないし２４いずれか１項に記載されたガスの精製装置を用いてＨ2及びＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を水素ステーションに供給するとともに、分離回収されたＣＯ2を断熱膨張させてドライアイスを製造するシステムである。
この請求項２６に記載されたシステムでは、種々の燃料から高圧のＨ2を製造しながら、ＣＯ2を効率良く回収できる。
【００２０】
請求項２７に係る発明は、図１０に示すように、燃料電池を駆動源とする車上改質型車両に搭載され、脱硫ガソリン、ナフサ、灯油、メタノール、ジメチルエーテル、液化石油ガス及び天然ガスからなる群より選ばれた１種又は２種以上の燃料を車上で改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを請求項２、４、５、６、７、１０ないし１６いずれか１項に記載されたガスの精製方法或いは請求項１７ないし２４いずれか１項に記載されたガスの精製装置を用いてＨ2及び液体ＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を燃料電池に供給するとともに、液体ＣＯ2を一時的に上記車両に貯留し後でまとめて降ろすシステムである。
この請求項２７に記載されたシステムでは、車両に搭載できる程度に小型化でき、種々の燃料から高圧のＨ2を製造しながら、液体ＣＯ2を効率良く回収できる。即ち、ＣＯ2を液状で回収し、一時的に車上に貯留することにより、ＣＯ2ゼロエミッション自動車を実現できる。
【発明の効果】
【００２１】
以上述べたように、本発明によれば、所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液を供給し、吸収塔の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、吸収液に混合ガスを接触させて酸性ガスを吸収液に吸収させ、上記吸収塔内の温度と同一又は高い温度に維持しかつ吸収塔内の圧力より低い圧力に維持した再生塔の上部に、上記酸性ガスを吸収した吸収液を供給したので、吸収塔で非酸性ガスを酸性ガスから分離して吸収塔から回収でき、再生塔で酸性ガスを放散させて吸収液から分離して再生塔から回収できるとともに、吸収液を再生でき、この再生された吸収液を吸収塔の上部に供給することにより、吸収液を再利用できる。即ち、高圧下で酸性ガスに対する溶解度が非常に大きくなり、低圧下で酸性ガスに対する溶解度が非常に小さくなるという特性を利用することにより、混合ガスから非酸性ガスと酸性ガスとを効率良くかつ低コストで分離回収することができるとともに、吸収液の単位体積当りの酸性ガス吸収量を増大でき、更に吸収液の循環量を低減できるとともに、循環エネルギを節約できる。また蒸気圧のない吸収液を用いることにより、再生塔を比較的簡単な構造にすることができ、比較的簡単にかつ低コストで吸収液を再生でき、従来法より低い温度で吸収液を再生でき、吸収液の再生エネルギを低減できる。また蒸気圧のない吸収液を用いることにより、吸収液の蒸発ロスをなくすことができるとともに、分離回収した酸性ガス中に吸収液が残存せず、高純度の酸性ガスを容易に製造でき、酸性ガスがＣＯ2であれば、そのまま食品添加用ガスに用いることができる。
【００２２】
また所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持した吸収塔の上部に、イオン性液体を主成分とする吸収液を供給し、吸収塔の下部に、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを供給して、吸収液に混合ガスを接触させて酸性ガスを吸収液に吸収させ、所定の圧力に維持しかつ吸収塔内の温度より低い温度に維持した分離再生器に、酸性ガスを吸収した吸収液を供給すれば、吸収塔で非酸性ガスを酸性ガスから分離して吸収塔から回収でき、分離再生器で液体酸性ガスと吸収液の相互不溶解性及び比重差により吸収液から液体酸性ガスを分離して分離再生器から回収できるとともに、吸収液を再生でき、この再生された吸収液を高圧のまま吸収塔の上部に供給することにより、吸収液を再利用できる。即ち、加圧下かつ所定の温度範囲で酸性ガスに対する溶解度が非常に大きくなり、加圧下かつ上記所定の温度範囲より低い温度範囲で酸性ガスが液化され、この液体酸性ガスと吸収液の相互不溶解性及び比重差により吸収液から液体酸性ガスが分かれるという特性を利用することにより、酸性ガスをガスとして回収した後に加圧冷却して液体にするのではなく、酸性ガスを直接液体状態で回収するので、混合ガスから非酸性ガスと液体酸性ガスとを効率良くかつ低コストで分離回収することができる。また従来より工程を簡略化でき、全工程中での温度及び圧力の大きな変動がなく、かつ吸収液の再生エネルギや再生した吸収液を吸収塔に戻すときの再圧縮エネルギを不要にすることにより、省エネルギ化を図ることができる。
【００２３】
また多孔質膜にイオン性液体を主成分とする吸収液を含浸した液体膜を膜分離器内に張設して膜分離器を第１室と第２室とに区画し、第１室を第２室より高圧に設定して、第１室に酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを導入すれば、非酸性ガスが第１室に残留したまま、酸性ガスが液体膜を透過して低圧の第２室に流入するので、混合ガスを酸性ガス及び非酸性ガスに分離して膜分離器から回収できる。
またイオン性液体を主成分とする吸収液が中性又はアルカリ性であれば、酸性ガスが吸収液に溶け込み易くなり、その溶解度も酸性の吸収液より大きくなる。
また混合ガスを吸収塔に供給する前に、混合ガスを除湿すれば、酸性ガスの吸収液への溶解度を大きくすることができ、混合ガスを膜分離器に導入する前に、混合ガスを除湿すれば、酸性ガスの液体膜への透過率を大きくすることができる。
また吸収塔から排出されかつ吸収塔内の温度より低い温度に冷却された酸性ガスを含む吸収液を、分離再生器に供給する前に、遠心分離或いは撹拌すれば、吸収液中に分散している液体酸性ガスが分離再生器に供給される前に液体酸性ガスと吸収液にほぼ分離されるので、分離再生器内で速やかに液体酸性ガスと吸収液に分相できる。この結果、液体酸性ガスと吸収液との分相時間を短縮でき、効率良く液体酸性ガスを回収できる。
【００２４】
またイオン性液体を主成分とする吸収液が磁性を有し、分離再生器の下部に磁石を設ければ、吸収塔内の圧力とほぼ同一の圧力に維持しかつ吸収塔内の温度より低い温度に維持した分離再生器に、液体酸性ガスを含む吸収液を供給すると、液体酸性ガスと吸収液の相互不溶解性及び比重差と、磁性を有する吸収液の磁石による吸引力とにより、吸収液と液体酸性ガスとに速やかに分離される。この結果、液体酸性ガスを分離再生器から速やかに回収できるとともに、吸収液を速やかに再生して再利用できる。
また水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤を吸収液に添加すれば、吸収液の粘性を低下させることができる。この結果、添加剤含有吸収液が吸収塔に供給されるので、添加剤含有吸収液が酸性ガスを吸収する能力を殆ど低下させずに吸収塔で酸性ガスを吸収できるとともに、添加剤含有吸収液がスムーズに流れ、添加剤含有吸収液の取扱いが容易になる。
【００２５】
また上記添加剤を分離再生器に供給するとともに、分離再生器内の圧力及び温度を調整することにより、分離再生器内で液体酸性ガスと添加剤含有吸収液とに比重差分離すれば、吸収液に対して相互溶解性を有しかつ液体酸性ガスに対して相互不溶解性を有する添加剤の添加による吸収液中に分散する液体酸性ガスの添加剤への置換により、分離再生器の上相に液体酸性ガスが移行しかつ分離再生器の下相に添加剤含有吸収液が移行して、液体酸性ガスと添加剤含有吸収液とが速やかに分離される。そして蒸留分離器内を所定の温度に加熱した状態で、分離再生器から排出された添加剤含有吸収液を蒸留分離器に供給することにより、添加剤含有吸収液中の添加剤を吸収液から蒸留分離すれば、添加剤と吸収液を分離した状態で回収することができる。この結果、添加剤が除去された吸収液が吸収塔に供給され、吸収液が除去された添加剤が添加剤貯留槽に供給されるので、吸収液及び添加剤をそれぞれ直ぐに再利用できるとともに、吸収液が酸性ガスを吸収する能力を全く低下させずに吸収塔で酸性ガスを吸収できる。
また凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加すれば、吸収液中に分散している液体酸性ガス（分散液体）を凝集させることができる。この結果、分離再生器内で液体酸性ガスと凝集剤含有吸収液との比重差分離を速やかに進行させることができ、その後、凝集剤含有吸収液を蒸留分離すれば、凝集剤と吸収液とに更に分離できる。
また酸性ガスがＣＯ2ガスであり、４〜２５ＭＰａの圧力に保った分離再生器内の液体ＣＯ2を含む吸収液中に水を供給すれば、液体ＣＯ2の一部がハイドレート化（雪状又はシャーベット状に固化）するので、分離再生器内で液体ＣＯ2とＣＯ2ハイドレートと吸収液とに分離する。この結果、固液分離及び比重差分離の操作により、液体ＣＯ2とＣＯ2ハイドレートと吸収液をそれぞれ分離して回収できる。従って、より速やかに液体ＣＯ2を吸収液から分離できる。
【００２６】
また上記混合ガスを除湿器で除湿しかつ圧縮機で圧縮して吸収塔の下部に供給し、かつ吸収塔の上部からイオン性液体を主成分とする吸収液を供給して、吸収液に混合ガスを接触させることにより酸性ガスを吸収液に吸収させ、この酸性ガスを吸収した吸収液を冷却器で冷却して分離再生器に供給すれば、吸収塔で非酸性ガスを酸性ガスから分離して吸収塔から回収でき、分離再生器で酸性ガスを液化した状態で吸収液から分離して分離再生器から回収できるとともに、吸収液を再生して再利用でき、室温以上の温度で酸性ガスを吸収すれば、冷凍機を不要にできる。
また吸収塔と冷却器と分離再生器を一体的に設ければ、装置を小型化できる。
また冷却器と分離再生器との間に遠心分離器或いは撹拌機を設ければ、酸性ガスを含む吸収液を冷却器にて吸収塔内の温度より低い温度に冷却することにより、吸収液中の酸性ガスが液化して吸収液中に分散するので、この液体酸性ガスを含む吸収液を遠心分離器或いは撹拌機により遠心分離或いは撹拌することにより、分離再生器に供給される前に液体酸性ガスと吸収液にほぼ分離される。この結果、分離再生器内で速やかに液体酸性ガスと吸収液に分相できるので、液体酸性ガスと吸収液との分相時間を短縮でき、効率良く液体酸性ガスを回収できる。
【００２７】
またイオン性液体を主成分とする吸収液が磁性を有し、分離再生器の下部に磁石を設ければ、吸収塔内の圧力とほぼ同一の圧力に維持しかつ吸収塔内の温度より低い温度に維持した分離再生器に、液体酸性ガスを含む吸収液を供給すると、液体酸性ガスと吸収液の相互不溶解性及び比重差と、磁性を有する吸収液の磁石による吸引力とにより、吸収液と液体酸性ガスとに速やかに分離される。この結果、液体酸性ガスを分離再生器から速やかに回収できるとともに、液体酸性ガスが取除かれて再生された吸収液が循環ポンプにより吸収塔の上部に供給されて速やかに再利用できる。
また水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤を添加した吸収液が貯留されこの添加剤含有吸収液を吸収塔に供給するための吸収液槽を設ければ、吸収液槽内で吸収液に添加剤を添加することにより、吸収液の粘性を低下させることができる。この結果、添加剤含有吸収液が酸性ガスを吸収する能力を殆ど低下させずに吸収塔で酸性ガスを吸収できるとともに、添加剤含有吸収液がスムーズに流れ、添加剤含有吸収液の取扱いが容易になる。
【００２８】
また上記添加剤が貯留された添加剤貯留槽を分離再生器の上部に接続し、分離再生器内の圧力を調節する圧力調節手段を分離再生器に設け、分離再生器で比重差分離されてその下相に移行した液体を貯留する蒸留分離器を分離再生器の下部に接続し、蒸留分離器内を所定の温度に加熱する加熱手段を蒸留分離器に設ければ、冷却器及び圧力調整手段により分離再生器内の温度及び圧力を調整した状態で、液体酸性ガスを含む吸収液とともに添加剤を分離再生器に供給すると、液体酸性ガスと吸収液の相互不溶解性及び比重差と、吸収液に対して相互溶解性を有しかつ液体酸性ガスに対して相互不溶解性を有する添加剤の添加による吸収液中に分散する液体酸性ガスの添加剤への置換とにより、分離再生器の上相に液体酸性ガスが移行しかつ分離再生器の下相に添加剤含有吸収液が移行して、液体酸性ガスと添加剤含有吸収液とが速やかに分離される。そして加熱手段により蒸留分離器内を所定の温度に加熱した状態で、分離再生器の下部から排出された添加剤含有吸収液を蒸留分離器に供給すると、添加剤含有吸収液中の添加剤が吸収液から蒸留分離される。この結果、添加剤と吸収液を分離した状態で回収することができるので、添加剤が除去された吸収液が吸収塔に供給され、吸収液が除去された添加剤が添加剤貯留槽に供給されて、吸収液及び添加剤をそれぞれ直ぐに再利用できるとともに、吸収液が酸性ガスを吸収する能力を全く低下させずに吸収塔で酸性ガスを吸収できる。
【００２９】
また凝集剤を貯留する凝集剤槽を分離再生器に接続すれば、凝集剤槽に貯留された凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加することにより、吸収液中に分散している液体酸性ガス（分散液体）を凝集させることができる。この結果、分離再生器内で液体酸性ガスと凝集剤含有吸収液との比重差分離を速やかに進行させることができ、その後、凝集剤含有吸収液を蒸留分離すれば、凝集剤と吸収液とに更に分離できる。
また酸性ガスがＣＯ2ガスであり、分離再生器内の圧力を４〜２５ＭＰａに保つ圧力調整手段を分離再生器に設け、水が貯留された水貯留槽を分離再生器の下部に接続すれば、圧力調整手段により分離再生器内を４〜２５ＭＰａという高圧に保った状態で、水貯留槽から水を分離再生器内の液体ＣＯ2を含む吸収液中に供給すると、液体ＣＯ2の一部がハイドレート化（雪状又はシャーベット状に固化）する。この結果、固液分離及び比重差分離の操作により、液体ＣＯ2とＣＯ2ハイドレートと吸収液をそれぞれ分離して回収できる。従って、より速やかに液体ＣＯ2を吸収液から分離できる。
【００３０】
また燃料を改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを上記ガスの精製方法或いはガスの精製装置を用いてＨ2及びＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を水素ステーションに供給するとともに、分離回収されたＣＯ2を断熱膨張させてドライアイスを製造すれば、種々の燃料から高圧のＨ2を製造しながら、ＣＯ2を効率良く回収できる。
更に燃料電池を駆動源とする車上改質型車両に搭載されたシステムであって、燃料を車上で改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを上記ガスの精製方法或いはガスの精製装置を用いてＨ2及び液体ＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を燃料電池に供給するとともに、液体ＣＯ2を一時的に車両に貯留し後でまとめて降ろせば、車両に搭載できる程度に小型化でき、種々の燃料から高圧のＨ2を製造しながら、ＣＯ2を効率良く回収できる。即ち、ＣＯ2を液状で回収し、一時的に車上に貯留することにより、ＣＯ2ゼロエミッション自動車を実現できる。
【発明を実施するための最良の形態】
【００３１】
次に本発明を実施するための最良の形態を図面に基づいて説明する。
＜第１の実施の形態＞
図１に示すように、精製装置は、酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスを除湿する除湿器１１と、除湿された混合ガスを圧縮する圧縮機１２と、鉛直方向に延びて設けられ下部に圧縮された混合ガスが供給されかつ上部に吸収液が供給されて吸収液に混合ガスを接触させることにより酸性ガスを吸収液に吸収させて非酸性ガスを酸性ガスから分離し回収する吸収塔１３と、酸性ガスを吸収した吸収液を膨張・減圧させる膨張タービン１４と、この膨張・減圧された吸収液が供給されこの吸収液から酸性ガスを放散させて吸収液から分離し回収するとともに吸収液を再生する再生塔１６と、この再生された吸収液を吸収塔１３の上部に供給する循環ポンプ１７とを備える。
【００３２】
混合ガスは、化石燃料のガス化、改質又は部分酸化による合成ガス、天然ガス等の燃料ガスや、火力発電所、セメントプラント、鉄鋼プラント、化学プラント等から排出される排ガスである。酸性ガスはＣＯ2，Ｈ2Ｓ，ＣＯＳ，ＳＯ2，ＳＯ3，ＮＯ2，ＣＳ2，ＨＣＮ，ＮＨ3及びメルカプタンからなる群より選ばれた１種又は２種以上のガスであり、非酸性ガスはＨ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｏ2，Ｎ2及び炭素数２〜１０までの炭化水素化合物からなる群より選ばれた１種又は２種以上のガスである。ここで、炭素数２〜１０までの炭化水素化合物としては、Ｃ2Ｈ4、Ｃ2Ｈ6、Ｃ3Ｈ6、Ｃ3Ｈ8、Ｃ4Ｈ8、Ｃ4Ｈ10などが挙げられる。また吸収液はイオン性液体を主成分とする組成物であり、イオン性液体はカチオン及びアニオンを有する。カチオンは、[Ｒ,Ｒ’−Ｎ2Ｃ3Ｈ3]+（N,N’-ジアルキルイミダゾリウム）、[ＮＲXＨ4-X]+（アルキルアンモニウム）、[Ｒ−ＮＣ5Ｈ5]+（N-アルキルピリジニウム）、[Ｒ−ＮＣ4Ｈ8]+（N-アルキルピロリジニウム）及び[ＰＲXＨ4-X]+（アルキルフォスフォニウム）からなる群より選ばれた１種又は２種以上のカチオンであり（カチオン中のＲ及びＲ’は炭素数１〜１８のアルキル基又は水素であり、カチオン中のＸが１〜３である。）、好ましくは[Ｒ,Ｒ’−Ｎ2Ｃ3Ｈ3]+（アルキル基炭素数１〜１０のN,N’-アルキルイミダゾリウム）又は[Ｒ−ＮＣ5Ｈ5]+（N-アルキルピリジニウム）のいずれか一方又は双方である。またアニオンは、ＰＦ6-、ＢＦ4-、ＮＯ3-、ＥｔＳＯ4-、ＡｌＣｌ4-及びＡｌＢｒ4-からなる群より選ばれた１種又は２種以上のアニオンであり、好ましくはＰＦ6-又はＢＦ4-のいずれか一方又は双方である。
【００３３】
圧縮機１２と吸収塔１３を連通接続するガス供給管１８にはプリ冷却器１９が設けられ、上記圧縮機１２及びプリ冷却器１９により、混合ガスが所定の温度及び所定の圧力にそれぞれ維持された状態で吸収塔１３の下部に供給される。具体的には、吸収塔１３に供給される混合ガスの温度、即ち吸収塔１３内の温度は０〜１００℃、好ましくは３０〜５０℃に設定され、吸収塔１３に供給される混合ガスの圧力、即ち吸収塔１３内の圧力は１〜２５ＭＰａ、好ましくは４〜１０ＭＰａに設定される。ここで、吸収塔１３内の温度を０〜１００℃の範囲に限定したのは、０℃未満では冷凍機が必要になり、１００℃を越えると昇温に必要なエネルギが増大し酸性ガスの吸収液による吸収量が少なくなるからである。また吸収塔１３内の圧力を１〜２５ＭＰａの範囲に限定したのは、１ＭＰａ未満では酸性ガスの吸収液による吸収量が少なくなり、２５ＭＰａを越えると耐圧性の高い吸収塔１３が必要になり設備費が増大するからである。吸収塔１３は吸収ドラム缶でもよいが、酸性ガスの吸収効率を向上するために、多段の吸収塔１３を用いることが望ましく、再生塔１６は再生ドラム缶でもよいが、吸収液の再生効率を向上するために、多段の再生塔１６を用いることが望ましい。
【００３４】
吸収塔１３の下端と膨張タービン１４とを連通接続する第１連通管２１には、吸収塔１３側から順に減圧弁２３、フラッシュドラム２４及び熱交換器２６が設けられる。減圧弁２３及びフラッシュドラム２４により吸収塔１３の下端から排出された酸性ガスを含む吸収液が所定の圧力だけ、例えば吸収塔１３内の圧力より０．１〜０．５ＭＰａだけ減圧される。これは吸収液に含まれるＨ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｏ2，Ｎ2などの非酸性ガスのみを放散して吸収塔１３に戻すためである。フラッシュドラム２４の上端と吸収塔１３の下部とは第１戻り管３１により連通接続され、この第１戻り管３１には補助圧縮機２７が設けられる。また熱交換器２６は、フラッシュドラム２４の下端から排出された酸性ガスを含む低温の吸収液に、再生塔１６の下端から排出された高温の吸収液が熱を与えるように構成される。即ち、熱交換器２６は、上記フラッシュドラム２４の下端から排出された酸性ガスを含む吸収液を加熱し、かつ再生塔１６の下端から排出された高温の吸収液を冷却するように構成される。
【００３５】
膨張タービン１４と再生塔１６を連通接続する第２連通管２２には加熱器２８が設けられ、上記膨張タービン１４及び加熱器２８により、酸性ガスを含む吸収液が吸収塔１３内の温度と同一又は吸収塔１３内の温度より高い温度に維持されかつ吸収塔１３内の圧力より低い圧力に維持された状態で再生塔１６の上部に供給される。具体的には、再生塔１６に供給される吸収液の温度、即ち再生塔１６内の温度は３０〜２００℃、好ましくは３０〜１００℃に設定され、再生塔１６に供給される吸収液の圧力、即ち再生塔１６内の圧力は０．１〜５ＭＰａ、好ましくは０．１〜３ＭＰａに設定される。ここで、再生塔１６内の温度を３０〜２００℃の範囲に限定したのは、３０℃未満では酸性ガスの放散に不利になり、２００℃を越えると昇温エネルギが増大するからである。また再生塔１６内の圧力を０．１〜５ＭＰａの範囲に限定したのは、０．１ＭＰａ未満では再生塔１６内が負圧になり装置が複雑になってコストが増大し、５ＭＰａを越えると酸性ガスの放散に不利なるからである。
【００３６】
なお、再生塔１６の下端は第２戻り管３２により吸収塔１３の上部に接続され、上記循環ポンプ１７は第２戻り管３２に設けられる。循環ポンプ１７の吐出口と吸収塔１３の上部とを連通接続する第２戻り管３２にはアフタ冷却器２９が設けられ、このアフタ冷却器２９により吸収液の温度が所定の温度になるように調整される。また吸収液は中性又はアルカリ性であることが好ましい。これは、吸収液が酸性であると、単位体積当たりの酸性ガス吸収量、即ち酸性ガスの溶解度が低下してしまうためである。吸収液をアルカリ性にするには、アルカリ性のイオン性液体を用いたり、或いはアルカリを吸収液に添加することにより行われる。
【００３７】
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
混合ガスを吸収塔１３に供給する前に、予め循環ポンプ１７及び補助圧縮機２７を作動させ、プリ冷却器１９及びアフタ冷却器２９に水や空気やアンモニアなどの冷媒を流し、加熱器２８のヒータに通電して、吸収液を循環させるとともに、吸収塔１３及び再生塔１６に供給される吸収液の温度をそれぞれ所定の温度にしておく。先ず混合ガスは除湿器１１で除湿される。これにより酸性ガスの吸収液への溶解度を小さくしてしまう水分を混合ガスから予め除去することができ、酸性ガスの吸収液への溶解度を大きくすることができる。この除湿された混合ガスは圧縮機１２及びプリ冷却器１９により所定の温度に加熱又は冷却されかつ所定の圧力に昇圧された状態で吸収塔１３の下部に供給される。これにより吸収液に混合ガスが接触して酸性ガスが吸収液に吸収されるので、非酸性ガスが酸性ガスから分離されて吸収塔１３の上端から回収される。この回収された非酸性ガスの圧力がユーザ側に必要な圧力より高い場合、例えば上記非酸性ガス（Ｈ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｏ2，Ｎ2などの混合ガス）をガスタービンに用いる場合、現状では３ＭＰａ程度の低圧であるため、上記非酸性ガスを一旦膨張タービン又は断熱膨張弁を用いて減圧する。このとき減圧後の非酸性ガスの温度は低くなるので、この低温の非酸性ガスをプリ冷却器１９又はアフタ冷却器２９の冷媒として用いることができる。なお、上記非酸性ガスの減圧に膨張タービンを用いた場合、この膨張タービンで発電できるので、その電力はこの実施の形態の精製装置の設置されている所内の消費に用いることができる。
【００３８】
一方、吸収塔１３の下端から排出された多量の酸性ガスと微量の非酸性ガスを含む吸収液は減圧弁２３及びフラッシュドラム２４で所定の圧力だけ減圧される。これにより吸収液に含まれるＨ2，ＣＨ4，ＣＯ，Ｏ2，Ｎ2などの非酸性ガスのみが放散されて、酸性ガスを含む吸収液と分離される。この放散された非酸性ガスはフラッシュドラム２４の上端から排出され更に補助圧縮機２７により加圧されて再び吸収塔１３に戻される。フラッシュドラム２４の下端から排出された酸性ガスを含む吸収液は熱交換器２６で再生吸収液により加熱された後に、膨張タービン１４で膨張・減圧され、更に加熱器２８で所定の温度に加熱されて、再生塔１６の上部に供給される。即ち、熱交換器２６で加熱された吸収液は膨張タービン１４及び加熱器２８により吸収塔１３内の温度と同一又は吸収塔１３内の温度より高い温度に維持しかつ吸収塔１３内の圧力より低い圧力に維持した状態で再生塔１６の上部に供給される。吸収液をこのような圧力及び温度に設定すると、吸収液に含まれる酸性ガスが第２連通管２２内又は再生塔１６内で放散するので、酸性ガスが吸収液から分離されて再生塔１６の上端から回収される。一方、再生塔１６の下端から排出された酸性ガスを含まない再生された吸収液は、循環ポンプ１７により搬送され、熱交換器２６及びアフタ冷却器２９で所定の温度に冷却された後に、吸収塔１３の上部に供給されて再利用される。なお、酸性ガスがＣＯ2ガスである場合、回収されたＣＯ2ガスを加圧して液体ＣＯ2にした後に、この液体ＣＯ2の一部或いは全部を減圧弁の開放にて断熱膨張させることにより、製品として販売可能なドライアイス（固体ＣＯ2）を製造できる。
【００３９】
＜第２の実施の形態＞
図２は第２の実施の形態を示す。図２において図１と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、第１の実施の形態の再生塔に代えて分離再生器４６が設けられ、第１の実施の形態の膨張タービン及び加熱器に代えて冷却器４７が設けられる。また第２戻り管３２には第１の実施の形態のアフタ冷却器は設けられない。圧縮機１２及びプリ冷却器１９により、混合ガスが所定の温度に加熱又は冷却されかつ所定の圧力に昇圧された状態で吸収塔１３の下部に供給される。具体的には、吸収塔１３に供給される混合ガスの温度、即ち吸収塔１３内の温度は０〜１００℃、好ましくは３０〜５０℃に設定され、吸収塔１３に供給される混合ガスの圧力、即ち吸収塔１３内の圧力は４〜２５ＭＰａ、好ましくは６〜１０ＭＰａに設定される。ここで、吸収塔１３内の温度を０〜１００℃の範囲に限定したのは、０℃未満では冷凍機が必要になり、１００℃を越えると昇温に必要なエネルギが増大し酸性ガスの吸収液４２による吸収量が少なくなるからである。また吸収塔１３内の圧力を４〜２５ＭＰａの範囲に限定したのは、４ＭＰａ未満では酸性ガスの吸収液４２による吸収量が少なく、２５ＭＰａを越えると耐圧性の高い吸収塔１３が必要になり設備費が増大するからである。
【００４０】
一方、冷却器４７により、酸性ガスを含む吸収液４２が吸収塔１３内の圧力とほぼ同一に保ちかつ吸収塔１３内の温度より低い温度に冷却した状態で分離再生器４６に供給される。具体的には、分離再生器４６に供給される吸収液４２の圧力、即ち分離再生器４６内の圧力は吸収塔１３内の圧力と同一の圧力、吸収塔１３内の圧力より僅かに高い圧力、或いは吸収塔１３内の圧力より僅かに低い圧力の４〜２５ＭＰａ、好ましくは６〜１０ＭＰａに設定され、分離再生器４６に供給される吸収液４２の温度、即ち分離再生器４６内の温度は吸収塔１３内の温度より低い−３０〜３０℃、好ましくは０〜２０℃に設定される。ここで、分離再生器４６内の圧力を吸収塔１３内の圧力と同一の圧力、吸収塔１３内の圧力より僅かに高い圧力、或いは吸収塔１３内の圧力より僅かに低い圧力の４〜２５ＭＰａの範囲に限定したのは、酸性ガスを液化するためと吸収液４２の循環エネルギの消費を低減するためである。また分離再生器４６内の温度を−３０〜３０℃の範囲に限定したのは、−３０℃未満では冷却エネルギが増大し、３０℃を越えるとＣＯ2などの酸性ガスが液化し難くなるからである。なお、分離再生器４６内の圧力を吸収塔１３内の圧力より高くする場合、その圧力差は上記温度低下により酸性ガスを液化できる０．１〜３ＭＰａの範囲内であることが好ましく、分離再生器４６内の圧力を吸収塔１３内の圧力より低くする場合、その圧力差は上記温度低下により酸性ガスを液化できる０．１〜３ＭＰａの範囲内であることが好ましい。
【００４１】
このように分離再生器４６内の圧力及び温度を調整することにより、分離再生器４６内で液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差により吸収液４２から液体酸性ガス４１が分離される。具体的には、液体酸性ガスが液体ＣＯ2であり、分離再生器４６内の圧力が８ＭＰａである場合、液体ＣＯ2が吸収液に対して不溶性となるとともに、吸収液の比重が１．２〜１．６であり、液体ＣＯ2の比重が０．８であるため、液体ＣＯ2及び吸収液の相互不溶解性及び比重差により吸収液が沈み液体ＣＯ2が浮いて分離される。また熱交換器２６は、フラッシュドラム２４の下端から排出された酸性ガスを含む低温の吸収液から、分離再生器４６の下端から排出された更に低温の吸収液４２が熱を奪うように構成される。即ち、熱交換器２６は、上記フラッシュドラム２４の下端から排出された酸性ガスを含む吸収液４２を更に冷却し、かつ分離再生器４６の下端から排出された更に低温の吸収液４２を加熱するように構成される。更に冷却器４７と分離再生器４６との間の第２連通管２２には遠心分離器４８が設けられる。なお、遠心分離器ではなく、撹拌機を設けてもよい。上記以外は第１の実施の形態と同一に構成される。
【００４２】
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
吸収塔１３内における動作は第１の実施の形態と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。フラッシュドラム２４の下端から排出された酸性ガスを含む吸収液は熱交換器２６で再生吸収液により冷却された後に、冷却器４７で更に冷却される。このとき吸収液中の酸性ガスが液化して吸収液４２中に分散する。この液体酸性ガス４１を含む吸収液４２は遠心分離器４８で液体酸性ガス４１と吸収液４２との比重差により液体酸性ガス４１と吸収液４２にほぼ分離された後に、分離再生器４６に供給される。通常、吸収液４２より液体酸性ガス４１の方が比重が小さいので、液体酸性ガス４１が遠心分離器４８の回転中心から離れる方向に移動し、吸収液４２が遠心分離器４８の回転中心に近付く方向に移動する。即ち、吸収液４２は、熱交換器２６及び冷却器４７で吸収塔１３内の圧力とほぼ同一に保たれかつ吸収塔１３内の温度より低くされることにより吸収液４２中のガスが液化され、更に遠心分離器４８で液体酸性ガス４１と吸収液４２にほぼ分離された状態で、分離再生器４６に供給される。液体酸性ガス４１と吸収液４２にほぼ分離された状態で分離再生器４６に供給された液体酸性ガス４１を含む吸収液４２は、液体酸性ガス４１と吸収液４２との相互不溶解性及び比重差により液体酸性ガス４１と吸収液４２に速やかに分相される。通常、吸収液４２より液体酸性ガス４１の方が比重が小さいので、液体酸性ガス４１が速やかに浮いて上相に移行し、吸収液４２が速やかに沈んで下相に移行する。これにより液体酸性ガス４１が吸収液４２から分離されて分離再生器４６の上部から比較的短時間に効率良く回収される。また分離再生器４６の下端から排出された酸性ガスを含まない再生された吸収液４２は、循環ポンプ１７により搬送され、熱交換器２６で所定の温度に加熱された後に、吸収塔１３の上部に供給されて再利用される。なお、液体酸性ガス４１が液体ＣＯ2である場合、回収された液体ＣＯ2の一部或いは全部を減圧弁の開放にて断熱膨張させることにより、製品として販売可能なドライアイス（固体ＣＯ2）を製造できる。
【００４３】
＜第３の実施の形態＞
図３は第３の実施の形態を示す。図３において図２と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、第２の実施の形態の減圧弁、フラッシュドラム、補助圧縮機及び熱交換器が用いられず、吸収塔１３、冷却器４７、遠心分離器４８及び分離再生器４６がこの順に上方から下方に向って鉛直方向に並んだ状態で一体的に設けられる。上記以外は第２の実施の形態と同一に構成される。
このように構成された精製装置では、吸収塔１３と冷却器４７と遠心分離器４８と分離再生器４６を一体的に設けたので、装置を小型化できることを除いて、動作は第２の実施の形態と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。なお、液体酸性ガス４１が液体ＣＯ2である場合、回収された液体ＣＯ2の一部或いは全部を減圧弁の開放にて断熱膨張させることにより、製品として販売可能なドライアイス（固体ＣＯ2）を製造できる。
【００４４】
＜第４の実施の形態＞
図４は第４の実施の形態を示す。図４において図１と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、多孔質膜にイオン性液体を主成分とする吸収液を含浸して液体膜５１が形成され、この液体膜５１が膜分離器５２内に張設されて膜分離器５２が第１室５２ａと第２室５２ｂとに区画され、第１室５２ａが第２室５２ｂより高圧に設定され、更に第１室５２ａに酸性ガス及び非酸性ガスを含む混合ガスが導入されるように構成される。またガス供給管１８には圧縮機１２及びプリ冷却器１９が設けられる。
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
先ず混合ガスは圧縮機１２及びプリ冷却器１９により所定の圧力に昇圧された状態で膜分離器５２の第１室５２ａに導入される。このとき非酸性ガスは第１室５２ａに残留し、かつ酸性ガスは液体膜５１を透過して第２室５２ｂに流入するので、混合ガスは酸性ガス及び非酸性ガスに分離される。
【００４５】
＜第５の実施の形態＞
図５は第５の実施の形態を示す。図５において図２と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、イオン性液体を主成分とする吸収液４２が磁性を有し、分離再生器４６の下部に磁石６１が設けられる。磁性を有する吸収液４２としては、アニオン中にＦｅ元素を含む低温溶融塩又は常温溶融塩からなるイオン性液体が挙げられる。また磁石６１は分離再生器４６の下部内面に設けることが好ましく、分離再生器４６は磁石６１の影響を受けないように非磁性材料で形成されることが好ましい。上記以外は第２の実施の形態と同一に構成される。
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
吸収塔１３内における動作は第１の実施の形態と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。また液体酸性ガス４１を含む吸収液４２が吸収塔１３から分離再生器４６に供給されるまでの動作は第２の実施の形態と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。吸収塔１３内の圧力とほぼ同一の圧力に維持しかつ吸収塔１３内の温度より低い温度に維持した分離再生器４６に、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２が供給されると、吸収液４２より液体酸性ガス４１の方が比重が小さいので、液体酸性ガス４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差と、磁性を有する吸収液４２の磁石６１による吸引力とにより、吸収液４２と液体酸性ガス４１とに速やかに分離される。即ち、液体酸性ガス４１が速やかに上相に移行し、吸収液４２が速やかに下相に移行する。この結果、液体酸性ガス４１を分離再生器４６から速やかに回収できるとともに、液体酸性ガス４１が取除かれて再生された吸収液４２が循環ポンプ１７により吸収塔１３の上部に供給されて速やかに再利用できる。
【００４６】
＜第６の実施の形態＞
図６は第６の実施の形態を示す。図６において図２と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、添加剤７１を添加した吸収液４２が貯留された吸収液貯留槽７２が設けられる。添加剤７１としては、極性溶剤、即ち、水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤が挙げられる。具体的には、アルコール類としては、メタノール、エタノール等が例示され、エーテル類としては、ジメチルエーテル、エチルエーテル等が例示され、フェノール類としては、フェノール等が例示される。これらの添加剤７１は吸収液４２の酸性ガスを吸収する能力を殆ど妨げない。また吸収液貯留槽７２内の吸収液４２には、吸収液１００重量％に対して添加剤が１〜５０重量％、好ましくは５〜１０重量％添加される。ここで添加剤を１〜５０重量％の範囲に限定したのは、１重量％未満では吸収液４２の粘性を低減する効果があまり得られず、５０重量％を越えると吸収液４２による酸性ガスの吸収性能に悪影響を及ぼすからである。吸収液貯留槽７２には、添加剤７１を吸収液４２に均一に分散させるために撹拌機７３が設けられる。また吸収液貯留槽７２の下部は吸収液供給管７４により吸収塔１３の上部に接続される。更に吸収液供給管７４には、吸収液貯留槽７２内の添加剤含有吸収液７５を吸収塔１３の上部に供給する吸収液供給ポンプ７６と、吸収液供給管７４を開閉する開閉弁７７とが設けられる。上記以外は第２の実施の形態と同一に構成される。
【００４７】
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
先ず吸収液貯留槽７２内で吸収液４２に添加剤７１を添加して攪拌機７３により混合すると、吸収液４２に添加剤７１が分散されて、吸収液４２の粘性が低下する。次に開閉弁７７を開いて添加剤含有吸収液７５を吸収液供給ポンプ７６により吸収塔１３の上部に所定量だけ供給した後に、開閉弁７７を閉じる。更に循環ポンプ１７により、第２の実施の形態の吸収液に代えて、添加剤含有吸収液７５を吸収塔１３と分離再生器４６との間を循環させる。この結果、添加剤含有吸収液７５が酸性ガスを吸収する能力を殆ど低下させずに吸収塔１３で酸性ガスを吸収することができる。また粘度の低い添加剤含有吸収液７５が吸収塔１３と分離再生器４６との間をスムーズに循環するので、吸収液の取扱いが容易になる。なお、添加剤７１として水を用いる場合には、吸収塔１３に添加剤７１としての水が循環されるため、吸収塔１３に供給する前に、ＣＯ2ガスを含む酸性ガスを除湿器１１で除湿しなくてもよい。但し、除湿器１１を設けないと、吸収塔１３に循環される吸収液４２中の水の量が上記添加剤の添加量の範囲を越えて増大する場合には、除湿器１１を設けた方がよい。これにより吸収液４２によるＣＯ2の吸収能力の著しい低下を防止できる。上記以外の動作は第２の実施の形態の動作と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。
【００４８】
＜第７の実施の形態＞
図７は第７の実施の形態を示す。図７において図６と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、極性溶剤、即ち、水、アルコール類及びエーテル類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤７１が貯留された添加剤貯留槽８１が分離再生器４６の上部に接続され、分離再生器４６に圧力調整手段８２が設けられ、分離再生器８２の下部に蒸留分離器８３が接続され、蒸留分離器８３の下面に加熱手段８４が設けられる。また蒸留分離器８３の下部は第２戻り管３２により循環ポンプ１７の吸入口に接続される。圧力調整手段８２により分離再生器４６内の圧力が４〜２５ＭＰａ、好ましくは６〜１０ＭＰａに調整される。また加熱手段８４により蒸留分離器８３内の温度が５０〜２５０℃、好ましくは１００〜１５０℃に調整される。ここで、圧力調整手段８２により調整される分離再生器４６内の圧力を４〜２５ＭＰａの範囲に限定したのは、４ＭＰａ未満では気相が生成されるおそれがあり、２５ＭＰａを越えると設備コストが高くなり液体酸性ガス４１の密度が吸収液４２の密度に近づいてしまうからである。また加熱手段８４により調整される蒸留分離器８３内の温度を５０〜２５０℃の範囲に限定したのは、５０℃未満では添加剤７１の完全分離が難しく、２５０℃を越えると多くのエネルギが必要となるからである。更に遠心分離器４８と分離再生器４６との間の第２連通管２２には逆止弁８６が設けられる。この逆止弁８６は、添加剤含有吸収液７５の遠心分離器４８から分離再生器４６への流れを許容し、添加剤含有吸収液７５の分離再生器４６から遠心分離器４８への流れを阻止するように構成される。なお、第６の実施の形態のフェノール類がこの第７の実施の形態の添加剤から除かれているのは、フェノール類の沸点が高く、蒸留操作で分離する場合、かなりの高温（２５０℃程度）に加熱しないと完全に分離できないからである。上記以外は第６の実施の形態と同一に構成される。
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
冷却器４７により分離再生器４６内の温度を０〜３０℃の範囲に調整し、圧力力調整手段８２により分離再生器４６内の圧力を４〜２５ＭＰａの範囲に調整した状態で、液体酸性ガス４１を含む吸収液４２とともに添加剤７１を分離再生器４６に供給すると、液体酸性ガス４１と添加剤含有吸収液７５の相互不溶解性及び比重差と、吸収液４２に対して相互溶解性を有しかつ液体酸性ガス４１に対して相互不溶解性を有する添加剤７１の添加による吸収液４２中に分散する液体酸性ガス４１の添加剤７１への置換とにより、分離再生器４６の上相に液体酸性ガス４１が移行しかつ分離再生器４６の下相に添加剤含有吸収液７５が移行して、液体酸性ガス４１と添加剤含有吸収液７５とが速やかに分離される。次に加熱手段８４により蒸留分離器８３内を５０〜２５０℃、好ましくは１００〜１５０℃の温度に加熱した状態で、分離再生器４６の下部から排出された添加剤含有吸収液７５を蒸留分離器８３に供給すると、添加剤含有吸収液７５中の添加剤７１が吸収液４２から蒸留分離される。この結果、添加剤７１と吸収液４２を分離した状態で回収できるので、添加剤７１の除去された吸収液４２が吸収塔１３に供給され、吸収液４２が除去された添加剤７１が添加剤貯留槽８１に供給されて、吸収液４２及び添加剤７１をそれぞれ直ぐに再利用できるとともに、吸収液４２が酸性ガスを吸収する能力を全く低下させずに吸収塔１３で酸性ガスを吸収することができる。上記以外の動作は第２の実施の形態の動作と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。
【００４９】
＜第８の実施の形態＞
図８は第８の実施の形態を示す。図８において図７と同一符号は同一部品を示す。
この実施の形態では、酸性ガスがＣＯ2ガスであり、分離再生器４６内の圧力を４〜２５ＭＰａ、好ましくは６〜１０ＭＰａに保つ圧力調整手段８２が分離再生器４６に設けられ、水が貯留された水貯留槽９１が分離再生器４６の下部に接続される。また分離再生器４６には固液分離器９２が接続され、固液分離器９２の上部にはサブ分離再生器９３が接続される。サブ分離再生器９３の下部は第２戻り管３２により循環ポンプ１７の吸入口に接続される。ここで、圧力調整手段８２により調整される分離再生器４６内の圧力を４〜２５ＭＰａの範囲に限定したのは、４ＭＰａ未満ではＣＯ2ハイドレートを生成し難く、２５ＭＰａを越えると設備コストが高くなり液体ＣＯ2４１の密度が吸収液４２の密度に近づいてしまうからである。また固液分離器９２としては、フィルタ、遠心分離器等が挙げられる。上記以外は第７の実施の形態と同一に構成される。
このように構成された精製装置を用いてガスを精製する方法を説明する。
圧力調整手段８２により分離再生器４６内を４〜２５ＭＰａという高圧に保った状態で、水貯留槽９１から水を分離再生器４６内の液体ＣＯ2を含む吸収液中に供給すると、液体ＣＯ2の一部がハイドレート化する、即ち雪状又はシャーベット状に固化する。このＣＯ2ハイドレート及び液体ＣＯ2を含む吸収液を固液分離器９２に供給すると、ＣＯ2ハイドレートと液体ＣＯ2と吸収液とに分離され、ＣＯ2ハイドレートは固液分離器９２の下部から排出される。一方、固液分離器９２内の液体ＣＯ2と吸収液をサブ分離再生器９３に供給すると、液体ＣＯ2４１と吸収液４２の相互不溶解性及び比重差により、液体ＣＯ2４１と吸収液４２とに分離される。このようにＣＯ2ハイドレートを生成させることにより、より速やかに液体ＣＯ2４１を吸収液４２から分離することができる。上記以外の動作は第２の実施の形態の動作と略同様であるので、繰返しの説明を省略する。
【００５０】
＜第９の実施の形態＞
図９は第９の実施の形態を示す。
この実施の形態では、燃料を改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを上記第１〜第８の実施の形態のガスの精製方法又はガスの精製装置のいずれかを用いてＨ2及びＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を水素ステーションに供給するとともに、分離回収されたＣＯ2を断熱膨張させてドライアイス（固体ＣＯ2）を製造するように構成される。燃料としては、脱硫ガソリン、ナフサ、灯油、メタノール、ジメチルエーテル、液化石油ガス及び天然ガスからなる群より選ばれた１種又は２種以上の燃料が挙げられる。この燃料の改質はスチーム改質、部分酸化、或いは超臨界水改質であり、上記改質により燃料がＨ2及びＣＯに改質される。またＣＯ変成により大部分のＣＯがＣＯ2に変成され、ＣＯ除去により僅かに残ったＣＯが除去される。そして残ったＨ2及びＣＯ2の混合ガスは上記第１〜第８の実施の形態のガスの精製方法又はガスの精製装置のいずれかを用いて高圧Ｈ2及び気体状態又は液体状態のＣＯ2に分離される。更に高圧Ｈ2は水素ステーションに供給され、水素燃料電池自動車の燃料となる。一方、ＣＯ2を液体状態で回収する場合、この回収された液体ＣＯ2の一部或いは全部を減圧弁の開放にて断熱膨張させることにより、製品として販売可能なドライアイスを製造できる。またＣＯ2を気体状態で回収する場合、この回収されたＣＯ2ガスを加圧して液体ＣＯ2にした後に、この液体ＣＯ2の一部或いは全部を減圧弁の開放にて断熱膨張させることにより、製品として販売可能なドライアイス（固体ＣＯ2）を製造できる。
【００５１】
＜第１０の実施の形態＞
図１０は第１０の実施の形態を示す。
この実施の形態では、燃料を車上で改質、ＣＯ変成及びＣＯ除去してＨ2及びＣＯ2の混合ガスとした後に、この混合ガスを上記第２〜第８の実施の形態のガスの精製方法又はガスの精製装置のいずれかを用いてＨ2及びＣＯ2に分離回収し、更にこの分離回収されたＨ2を燃料電池に供給するシステムが、燃料電池を駆動源とする車上改質型車両に搭載される。燃料としては、脱硫ガソリン、ナフサ、灯油、メタノール、ジメチルエーテル、液化石油ガス及び天然ガスからなる群より選ばれた１種又は２種以上の燃料が挙げられる。この燃料の改質はスチーム改質であり、このスチーム改質により燃料がＨ2及びＣＯに改質される。またＣＯ変成により大部分のＣＯがＣＯ2に変成され、ＣＯ除去により僅かに残ったＣＯが除去される。そして残ったＨ2及びＣＯ2の混合ガスは上記第２〜第８の実施の形態のガスの精製方法又はガスの精製装置のいずれかを用いて高圧Ｈ2及び液体ＣＯ2に分離される。更に高圧Ｈ2は燃料電池に供給されるとともに、液体ＣＯ2は一時的に車両に貯留され後でまとめて降ろされる。この結果、種々の燃料から高圧のＨ2を製造しながら、液体ＣＯ2を効率良く回収できる。即ち、ＣＯ2を液状で回収し、一時的に車上に貯留することにより、ＣＯ2ゼロエミッション自動車を実現できる。
【００５２】
なお、水、アルコール類、エーテル類及びフェノール類からなる群より選ばれた１種又は２種以上の添加剤を第１の実施の形態に示す精製装置の吸収液に添加してもよい。この場合、吸収液の酸性ガスを吸収する能力を低下させることなく、吸収液がスムーズに流れて吸収液の取扱いが容易になるとともに、添加剤により粘性の低下した吸収液から酸性ガスをスムーズに蒸留分離できる。
また、凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加してもよい。この場合、凝集剤を貯留する凝集剤槽を分離再生器に接続する。凝集剤槽に貯留された凝集剤を分離再生器内の液体酸性ガスを含む吸収液に添加することにより、吸収液中に分散している液体酸性ガスの微小液体させることができる。このため、分離再生器の下部を循環ポンプの吸入口に接続し、分離再生器内の圧力を４〜２５ＭＰａに設定しかつ温度を０〜３０℃に設定すれば、分離再生器内で液体酸性ガスと凝集剤含有吸収液との比重差分離が速やかに進行するので、液体酸性ガスと凝集剤含有吸収液とに速やかに分離され、凝集剤含有吸収液が蒸留分離器に供給される。一方、分離再生器の下部を加熱手段付きの蒸留分離器に接続し、蒸留分離器の下部を循環ポンプの吸入口に接続し、更に蒸留分離器の上部を凝集剤槽に接続すれば、分離再生器内で液体酸性ガスと凝集剤含有吸収液との比重差分離が速やかに進行するとともに、蒸留分離器内で凝集剤が吸収液から蒸留分離されるので、液体酸性ガスと凝集剤と吸収液とに速やかに分離され、吸収液のみが吸収塔に供給される。
更に、上記第２、３、５〜８の実施の形態の精製方法又は精製装置を、石油精製プラントやアンモニアプラントから排出される高圧ガス源、ＣＯ2の高い鉄鋼排ガス（ＣＯ2濃度：約２７％）や発酵ガス（ＣＯ2濃度：約３０〜４０％）等の低圧ガス源に適用して、即ち、これらのガス源を上記第２、３、５〜８の実施の形態の精製方法又は精製装置の吸収塔に供給して、液体ＣＯ2又はドライアイスを製造してもよい。上記第２、３、５〜８の実施の形態の精製方法又は精製装置は、基本的には物理吸収法を用いているため、従来（既存）の液体ＣＯ2生産プラントのランニングコストの７０〜８０％を占めている再生エネルギコスト、再生ガス（ＣＯ2）圧縮コスト、再生ガス（ＣＯ2）の冷凍コスト及び再生吸収液の再圧縮コスト等をほぼ不要にできる。この結果、減価償却がある程度済んだ液体ＣＯ2製造設備に対しては、このまま現有設備を運転し続けるより、上記第２、３、５〜８の実施の形態の精製方法又は精製装置を採用した設備に置き換えた方がコストの上でメリットがある。
【実施例】
【００５３】
次に本発明の実施例を詳しく説明する。
＜実施例１＞
イオン性液体のみからなる吸収液を用いた。具体的には、イオン性液体として1-n-デシル-3-メチルイミダゾリウム・ヘキサフルオロリン酸塩（1-n-decyl-3-methylimidazolium hexafluorophosphate）[DMIM][PF6]を用いた。この吸収液を１×１０-4Ｐａの真空中で７０℃に加熱して乾燥・脱気した。脱気後の吸収液中の水分量は０．２重量％以下であった。この吸収液を実施例１とした。
＜実施例２＞
イオン性液体のみからなる吸収液を用いた。具体的には、イオン性液体として1-n-デシル-3-メチルイミダゾリウム・四フッ化ホウ酸塩（（1-n-decyl-3-methylimidazolium tetrafluoroborate）[DMIM][BF4]を用いた。この吸収液を１×１０-4Ｐａの真空中で７０℃に加熱して乾燥・脱気した。脱気後の吸収液中の水分量は０．２重量％以下であった。この吸収液を実施例２とした。
【００５４】
＜実施例３＞
イオン性液体のみからなる吸収液を用いた。具体的には、イオン性液体として（1-n-オクチル-3-メチルイミダゾリウム・硝酸塩（1-n-octyl-3-methylimidazolium nitrate）[OMIM][NO3]を用いた。この吸収液を１×１０-4Ｐａの真空中で７０℃に加熱して乾燥・脱気した。脱気後の吸収液中の水分量は０．２重量％以下であった。この吸収液を実施例３とした。
＜実施例４＞
イオン性液体のみからなる吸収液を用いた。具体的には、イオン性液体としてN-エチル-ピリジニウム・四フッ化ホウ酸塩（N-ethyl-pyridinium tetrafluoroborate）[N-ETPY][PF6]を用いた。この吸収液を１×１０-4Ｐａの真空中で７０℃に加熱して乾燥・脱気した。脱気後の吸収液中の水分量は０．２重量％以下であった。この吸収液を実施例４とした。
【００５５】
＜試験１及び評価＞
実施例１〜４の吸収液に純度９９．９９体積％の高純度のＣＯ2ガス（酸性ガス）を接触させた。具体的には、高圧気液平衡測定装置を用いて、ＣＯ2ガスの吸収液への溶解度を測定した。測定温度は３５℃、４５℃及び５５℃にそれぞれ一定にし、圧力は大気圧〜１０ＭＰａに段階的に変化させた。原料ガスであるＣＯ2ガスの総量や吸収されなかったＣＯ2ガスの量から、ＣＯ2ガスの吸収液への溶解度をモル分率で算出し、その結果を図１１〜図１３に示す。
吸収液に溶け込んだＣＯ2を減圧操作によって回収することにより、回収されたＣＯ2ガス中には吸収液は検出されず、純粋なＣＯ2ガスであることを確認できた。また図１１〜図１３から明らかなように、ＣＯ2ガスの吸収液への溶解度は、圧力が上昇するに従って増大することが分かった。
【００５６】
＜試験２及び評価＞
実施例１の吸収液を用いて、Ｈ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスの各種ガス（非酸性ガス）との気液平衡試験を、各種ガスの種類毎にそれぞれ別々に行った。上記Ｈ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスの純度は、それぞれ９９．９９体積％、９９．９７体積％、９９．９７体積％及び９９．９９９体積％であった。具体的には、高圧気液平衡測定装置を用いて、上記Ｈ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスの各種ガスの吸収液への溶解度をそれぞれ測定した。測定温度は３５℃に一定にし、圧力は大気圧〜１０ＭＰａに段階的に変化させた。各種ガスの量や吸収されなかった各種ガスの量から、Ｈ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスの各種ガスの吸収液への溶解度をモル分率でそれぞれ算出し、その結果を図１４に示す。
吸収液に溶け込んだＨ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスの各種ガスを減圧操作によってそれぞれ回収することにより、回収されたＨ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガス中には吸収液が検出されず、純粋なＨ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスであることを確認できた。また図１４から明らかなように、吸収液にはＨ2ガス，ＣＨ4ガス，ＣＯガス及びＮ2ガスは殆ど吸収されないことが分かった。
【００５７】
＜試験３及び評価＞
実施例１の吸収液を用いて、ＣＯ2ガス、Ｈ2Ｓガス及びＣＯＳガスの各種ガス（酸性ガス）との気液平衡試験を、各種ガスの種類毎にそれぞれ別々に行った。上記ＣＯ2ガス、Ｈ2Ｓガス及びＣＯＳガスの純度は全て９９．９体積％以上と高純度であった。具体的には、高圧気液平衡測定装置を用いて、上記ＣＯ2ガス、Ｈ2Ｓガス及びＣＯＳガスの各種ガスの吸収液への溶解度をそれぞれ測定した。測定温度は３５℃に一定にし、圧力は大気圧〜１０ＭＰａに段階的に変化させた。各種ガスの量や吸収されなかった各種ガスの量から、ＣＯ2ガス、Ｈ2Ｓガス及びＣＯＳガスの各種ガスの吸収液への溶解度を単位体積当たりの溶解度（Ｎｍ3／ｍ3）でそれぞれ算出し、その結果を図１５に示す。
図１５から明らかなように、ＣＯ2ガス、Ｈ2Ｓガス及びＣＯＳガスの各種ガスの吸収液への単位体積当たりの溶解度は圧力が上昇するに従って増大し、Ｈ2Ｓガスの溶解度が最も大きく、ＣＯＳガスの溶解度が次に大きく、ＣＯ2ガスの溶解度が最も小さいことが分かった。
【００５８】
＜試験４及び評価＞
実施例１の吸収液（イオン性液体）を用いて、液体ＣＯ2との相互不溶解性及び比重差による相分離の度合いを確認するために、温度２０℃で圧力７ＭＰａに設定した高圧容器（外部から視認可能な透明部材により形成される。）に、上記吸収液と液体ＣＯ2をそれぞれ注入した。注入した吸収液（比重１．３７）と液体ＣＯ2（比重０．８１）は相互不溶解性及び比重差により２液相になっていた。次に上記高圧容器内の吸収液と液体ＣＯ2を、攪拌機により５分間撹拌し均一相になった後に、攪拌機を停止し、１０分間静置した。この静置した後の高圧容器内の吸収液と液体ＣＯ2の様子を図１６に示す。
図１６から明らかなように、撹拌した後に静置することにより、吸収液と液体ＣＯ2は再び分相することが分かった。これは、吸収液と液体ＣＯ2が、相互に不溶解でありかつ比重差が大きいために、速やかに２液相に分離されたものと考えられる。また撹拌する前の２液相の液面と、撹拌して静置した後の２液相の液面はそれぞれ全く同じレベルであった。
【図面の簡単な説明】
【００５９】
【図１】本発明第１実施形態のガスの精製方法及びその装置の断面構成図である。
【図２】本発明の第２実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図３】本発明の第３実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図４】本発明の第４実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図５】本発明の第５実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図６】本発明の第６実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図７】本発明の第７実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図８】本発明の第８実施形態を示す図１に対応する断面構成図である。
【図９】本発明の第９実施形態のシステムを示す構成図である。
【図１０】本発明の第１０実施形態のシステムを示す構成図である。
【図１１】測定温度３５℃における実施例１〜４の吸収液中へのＣＯ2の溶解度の圧力変化に伴う変化を示す図である。
【図１２】測定温度４５℃における実施例１〜４の吸収液中へのＣＯ2の溶解度の圧力変化に伴う変化を示す図である。
【図１３】測定温度５５℃における実施例１〜４の吸収液中へのＣＯ2の溶解度の圧力変化に伴う変化を示す図である。
【図１４】測定温度３５℃における実施例１の吸収液中への非酸性ガスの溶解度の圧力変化に伴う変化を示す図である。
【図１５】測定温度３５℃における実施例１の吸収液中へのＣＯ2，Ｈ2Ｓ及びＣＯＳの溶解度の圧力変化に伴う変化を示す図である。
【図１６】吸収液（イオン性液体）と液体ＣＯ2との相分離の様子を示す写真図である。
【符号の説明】
【００６０】
１１  除湿器
１２  圧縮機
１３  吸収塔
１６  再生塔
１７  循環ポンプ
４１  液体酸性ガス、液体ＣＯ2
４２  吸収液
４６  分離再生器
４７  冷却器
４８  遠心分離器
５１  液体膜
５２  膜分離器
５２ａ  第１室
５２ｂ  第２室
６１  磁石
７１  添加剤
７２  吸収液貯留槽
７５  添加剤含有吸収液
８１  添加剤貯留槽
８２  圧力調整手段
８３  蒸留分離器
８４  加熱手段
９１  水貯留槽
【図１】
2006305544.tif 000003
【図２】
2006305544.tif 000004
【図３】
2006305544.tif 000005
【図４】
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【図５】
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【図６】
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【図７】
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【図８】
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【図９】
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【図１０】
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【図１１】
2006305544.tif 000013
【図１２】
2006305544.tif 000014
【図１３】
2006305544.tif 000015
【図１４】
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【図１５】
2006305544.tif 000017
【図１６】
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