(57)【要約】【課題】本発明の目的は、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減して、プロセスで発生するＣＯ2を回収・液化することができるＣＯ2回収プロセスを提供することにある。【解決手段】本発明は、予め混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離し、次いでＣＯ2濃縮ガスを熱交換器に供給した後、冷却器，多重熱交換器，冷凍機の順で冷却し、気液分離槽で液化ＣＯ2と非凝縮ガスとに分離し、液化ＣＯ2は液体ポンプで昇圧して多重熱交換器へ移送するとともに、非凝縮ガスは多重熱交換器及び熱交換器でＣＯ2濃縮ガスと熱交換することを特徴とする。【効果】本発明によれば、ＣＯ2回収プロセスにおいて、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減して、プロセスで発生するＣＯ2を回収・液化することができる。【選択図】  図１
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【特許請求の範囲】
【請求項１】
少なくとも水素とＣＯ2を含む混合ガスからＣＯ2を液化ＣＯ2として回収するＣＯ2回収方法において、
予め前記混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離し、次いで前記ＣＯ2濃縮ガスを熱交換器に供給した後、冷却器，多重熱交換器，冷凍機の順で冷却し、気液分離槽で液化ＣＯ2と非凝縮ガスとに分離し、
前記液化ＣＯ2は液体ポンプで昇圧して前記多重熱交換器へ移送するとともに、前記非凝縮ガスは前記多重熱交換器及び前記熱交換器で前記ＣＯ2濃縮ガスと熱交換することを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項２】
請求項１記載のＣＯ2回収方法において、
前記ＣＯ2濃縮ガスを前記熱交換器に供給する前に、前記ＣＯ2濃縮ガスを圧縮することを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項３】
請求項１から２記載のＣＯ2回収方法において、
予め前記混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離する方法が圧力スイング吸着法によることを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項４】
請求項３記載のＣＯ2回収方法において、前記圧力スイング吸着法の吸着剤が活性炭であることを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項５】
請求項４記載のＣＯ2回収方法において、前記吸着剤が活性炭素繊維であることを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項６】
請求項１記載のＣＯ2回収方法において、予め前記混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離する方法が、水素透過膜を用いた膜分離法によることを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項７】
請求項６記載のＣＯ2回収方法において、前記膜分離法の水素透過膜がＰｄ薄膜もしくはＰｄ合金薄膜であることを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項８】
請求項１から７記載のＣＯ2回収方法において、前記冷凍機の後流側で、前記ＣＯ2濃縮ガスをノズルから噴出させて超音速流を形成させ、超音速流中に液化ＣＯ2を生成することを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項９】
請求項８記載のＣＯ2回収方法において、前記ＣＯ2濃縮ガスを前記ノズルから噴出させる前に、前記ＣＯ2濃縮ガスから回収した液化ＣＯ2の一部を混合することを特徴とするＣＯ2回収方法。
【請求項１０】
少なくとも水素とＣＯ2を含む混合ガスからＣＯ2を液化ＣＯ2として回収するＣＯ2回収装置において、
予め前記混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離する吸着塔と、前記ＣＯ2濃縮ガスが供給される熱交換器及び冷却器と、前記冷却器で冷却された前記ＣＯ2濃縮ガス中のＣＯ2を液化する多重熱交換器及び冷凍機と、液化ＣＯ2と非凝縮ガスとに分離する気液分離槽と、
前記液化ＣＯ2を昇圧して前記多重熱交換器へ移送する液体ポンプとを備え、前記非凝縮ガスは前記多重熱交換器及び前記熱交換器で前記ＣＯ2濃縮ガスと熱交換することを特徴とするＣＯ2回収装置。
【請求項１１】
請求項１０記載のＣＯ2回収装置において、
前記ＣＯ2濃縮ガスを圧縮する圧縮機と、前記圧縮機と同軸に接続され、前記非凝縮ガスを膨張させる膨張機とを備え、前記熱交換器は前記圧縮機で圧縮された前記ＣＯ2濃縮ガスと前記膨張機で膨張した前記非凝縮ガスとを熱交換させることを特徴とするＣＯ2回収装置。
【請求項１２】
請求項１０から１１に記載のＣＯ2回収装置において、予め前記混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離する前記吸着塔の代わりに、圧力スイング吸着装置を用いることを特徴とするＣＯ2回収装置。
【請求項１３】
請求項１０から１１に記載のＣＯ2回収装置において、予め前記混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離する前記吸着塔の代わりに、水素透過膜を用いた膜分離装置を用いることを特徴とするＣＯ2回収装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、ＣＯ2回収方法及びＣＯ2回収装置に関する。特に本発明は、原料としてメタンなどの炭素含有化合物を用い、原料を改質して水素を生成するプロセスのＣＯ2回収方法に関する。
【背景技術】
【０００２】
工業的規模の水素製造方法は、主に石炭，石油および天然ガスなどの化石燃料を改質して水素を得る方法である。特に、水蒸気改質法は、天然ガス（メタン）を原料にしており、以下の反応で示される。
【０００３】
ＣＨ4＋Ｈ2Ｏ → ＣＯ＋３Ｈ2  ΔＨ（２５℃）＝２０６.２ｋＪ／mol      （１）
ＣＯ＋Ｈ2Ｏ → ＣＯ2＋Ｈ2  ΔＨ（２５℃）＝−４１.２ｋＪ／mol        （２）
【０００４】
反応式（１）は改質反応である。改質反応は、反応進行を進行させるため過剰の水蒸気を供給しながら高温下で行われる。典型的な反応条件はＨ2Ｏ／ＣＨ4＝３，温度８００℃，圧力２ＭＰａである。また、天然ガスには不純物として硫化物を含んでいる。硫化物が改質反応で用いられる触媒を劣化させることを防ぐため、事前に脱硫器により硫化物を取り除く。
【０００５】
反応式（２）はシフト反応を示す。シフト反応は、水素製造効率を上げるために改質反応後に行われる。シフト反応は発熱反応であるため、低温で実施する方が望ましい。そして、反応活性との兼ね合いで高温シフト（反応温度３００〜５００℃）と低温シフト（反応温度１８０〜３００℃）の二段階で行われることが多い。シフト反応が終了したガス成分は水素とＣＯ2となる。ただし、未反応のＣＯを少量、通常は濃度１％以下、含んでいる。
【０００６】
そして、ＣＯ2やＣＯを除去して高純度水素を精製するため、ＰＳＡ（圧力スイング吸着）などが用いられる。その結果、シフト反応後のガスに含まれる水素のうちの約８５％を純度９９.９９９％程度の水素として得ることができる。従って、ＰＳＡのオフガスは生成された水素のうちの約１５％とＣＯ2やＣＯの混合物となる。
【０００７】
改質反応の高温維持や水蒸気発生には多量のエネルギーを必要とする。そのため、ＰＳＡで生成したオフガスを燃焼させて必要なエネルギーの一部に充当させている。ＰＳＡで生成したオフガスを燃焼させる際には、ＣＯが燃焼してＣＯ2が生成される。したがって燃焼排ガスを大気中に放出すると、シフト反応で生成されたＣＯ2と燃焼で生成されたＣＯ2が大気中に放出される。
【０００８】
このＣＯ2は従来、大気中に放出されてきた。しかし、大気中のＣＯ2ガスは温室効果ガスである。そのため、地球温暖化を防止するため、大気中のＣＯ2ガス濃度を増加させない対策が必要である。そして、今日では様々な工業プロセスの排出ガスからＣＯ2ガスを分離して、ＣＯ2ガスを大気中に放出しないように、対策がなされている。水素製造プロセスにおいても、ＣＯ2ガスを分離して、ＣＯ2ガスを大気中に放出しないことが求められている。
【０００９】
現在実用化されている、燃焼排ガスからＣＯ2を回収する処理方法はアミン化合物を利用した化学吸収法である。ＣＯ2吸収液はアミン化合物の溶解液を用いる。燃焼排ガスは、比較的低温，高圧の吸収塔で吸収液と接触させてＣＯ2を吸収液に吸収させる。次いで、吸収液は比較的高温、低圧の再生塔へ送られ、吸収液が加熱・減圧されることでＣＯ2を吸収液から回収する。使用するアミン化合物の種類によって異なるが、モノエタノールアミン（ＭＥＡ）の例を記すと、単位吸収液当たりのＣＯ2吸収量は１６〜２２Ｎｍ3／ｍ3、供給ガスに残留するＣＯ2濃度は５〜１００ppm、ＣＯ2の回収に必要な熱量は４.３〜６.４ＧＪ／ton−ＣＯ2である。このようにＣＯ2回収には多大な熱量が必要であり、水素製造コストが高くなる。また、回収したＣＯ2を貯蔵したり、輸送するために液化する必要があり、その費用も水素製造コストを上昇させる。ＣＯ2回収と液化の費用は約７ｋ￥／ton−ＣＯ2との試算がある（例えば、非特許文献１参照）。
【００１０】
反応式（１）および反応式（２）から、生成される水素とＣＯ2のモル比は４：１となる。１tonのＣＯ2は約２２７００モルなので同時に生成される水素は約９０８００モル、換算すると約２０００ｍ3である。ＣＯ2回収を行わない水蒸気改質法による水素製造コストは約１０￥／ｍ3−水素である。そのため、ＣＯ2回収を行う場合とＣＯ2回収を行わない場合を比べると、水素製造コストが（２００００＋７０００）／２００００＝１.３５倍となる。
【００１１】
そこで、ＣＯ2回収に必要な熱量の少ないアミン化合物の探索や、ＣＯ2回収に必要となる熱量または電力が少なくて済む化学吸収法とは原理の異なるＣＯ2ガス分離方法の開発が進められている（例えば、非特許文献２参照）。
【００１２】
化学吸収法と原理の異なるＣＯ2回収および液化方法の一つには、液化天然ガスを原料に水素を製造し、液化天然ガスの冷熱を利用して空気の深冷分離によって酸素や窒素を製造するという方法がある。この方法では、酸素を燃焼に使用したり、窒素を精製された後の水素の液化に利用することで水素製造コストを下げている。また、同時に液化天然ガスの冷熱を利用して、回収したＣＯ2を液化している（例えば、特許文献１参照）。
【先行技術文献】
【特許文献】
【００１３】
【特許文献１】特開２００３−８１６５０５号公報（要約）
【非特許文献】
【００１４】
【非特許文献１】新エネルギー・産業技術総合開発機構  平成４年度調査報告書  ＮＥＤＯ−Ｐ−９２１０  第７.３−３表（第１５５頁）
【非特許文献２】経済産業省  技術戦略マップ２００７  ＣＯ2固定化・有効利用分野（ＣＯ2固定化・有効利用分野の技術マップ（技術リスト）（分離・回収））
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【００１５】
上記特許文献１に記載の技術は、液化天然ガスの冷熱を利用してＣＯ2回収プロセスのコスト低減を図っている。しかし、原料となる化石燃料は天然ガスに限られない。また、天然ガスの製品形態についても、天然ガスを精製して液化天然ガスを製造するには大規模なプラントを必要とする。そのため、液化天然ガスより安価に製造できる天然ガスハイドレートなどもあり、液化天然ガスに限定されない。従って、液化天然ガスの冷熱を利用しない方法により、ＣＯ2回収プロセスのコスト低減が求められている。
【００１６】
本発明の目的は、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減して、プロセスで発生するＣＯ2を回収・液化することができるＣＯ2回収プロセスを提供することにある。
【課題を解決するための手段】
【００１７】
本発明は、予め混合ガスから水素とＣＯ2濃縮ガスとに分離し、次いでＣＯ2濃縮ガスを熱交換器に供給した後、冷却器，多重熱交換器，冷凍機の順で冷却し、気液分離槽で液化ＣＯ2と非凝縮ガスとに分離し、液化ＣＯ2は液体ポンプで昇圧して多重熱交換器へ移送するとともに、非凝縮ガスは多重熱交換器及び熱交換器でＣＯ2濃縮ガスと熱交換することを特徴とする。
【発明の効果】
【００１８】
本発明によれば、ＣＯ2回収プロセスにおいて、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減して、プロセスで発生するＣＯ2を回収・液化することができる。
【図面の簡単な説明】
【００１９】
【図１】本発明によるＣＯ2回収方法の実施例１におけるプロセスを示す図である。
【図２】圧力６ＭＰａの場合のＣＯ2液化割合と温度及びＣＯ2濃度との関係を示す図である。
【図３】活性炭のＣＯ2吸着容量のＣＯ2分圧依存性を示す図である。
【図４】本発明によるＣＯ2ガス分離方法の実施例２におけるプロセスを示す図である。
【図５】本発明によるＣＯ2ガス分離方法の実施例３におけるプロセスを示す図である。
【発明を実施するための形態】
【００２０】
以下、図面を参照して、ＣＯ2回収方法及び装置の実施例を説明する。
【実施例１】
【００２１】
図１は、ＣＯ2回収方法の実施例１におけるプロセスを示す図である。
【００２２】
反応式（２）のシフト反応後のＣＯ2を含む圧力Ｐ１のガスは、冷却機１により常温まで温度を下げ、吸着塔２へ送られる。吸着塔２の内部には、Ｈ2を吸着せず、ＣＯ2を吸着する吸着材、例えば活性炭が充填されている。吸着塔２は、ガス中のＣＯ2を吸着し、高純度のＨ2を透過して排出する。吸着材に吸着できるＣＯ2量は限られているため、バルブを操作することで、所定の時間で他の吸着塔２ａにガスを流通させる。ガスの流通を止めた後、吸着塔２の圧力を減圧ポンプ３により低下させる。その結果、吸着材からＣＯ2が脱離し、ＣＯ2濃度６０％以上のＣＯ2濃縮ガスを得る。ＣＯ2濃縮ガスは圧縮機４により圧力Ｐ２へ昇圧される（Ｐ２＞Ｐ１）。ＣＯ2濃縮ガスは昇圧に伴い過熱される。そのため、熱交換器５及び冷却機６はＣＯ2濃縮ガスを冷却して常温とし、多重熱交換器７及び冷凍機８によりＣＯ2の液化温度Ｔまで更に冷却する。気液分離槽９は、ＣＯ2濃縮ガスを液化ＣＯ2と一部含まれていたＨ2等の非凝縮ガスとに分離させる。液化ＣＯ2は、液体ポンプ１０により常温で液化ＣＯ2が維持される圧力、例えば１１ＭＰａまで昇圧して送液される。温度Ｔの非凝縮ガスと液化ＣＯ2は多重熱交換器７に流通され、常温となる。非凝縮ガスと液化ＣＯ2の冷熱は、常温のＣＯ2濃縮ガスを冷却する際に利用される。常温となった液化ＣＯ2はタンク１１に保管される。一方、常温となった非凝縮ガスは、圧縮機４と同軸の膨張機１２により圧力Ｐ２からＰ１へ膨張する。この非凝縮ガスは膨張に伴い温度が常温より低下する。非凝縮ガスは熱交換器５へ供給する。熱交換器５は、非凝縮ガスをＣＯ2濃縮ガスの冷却に利用する。熱交換器５を経た非凝縮ガスは、吸着塔２から排出されたＨ2と合わせて製品Ｈ2として用いる。
【００２３】
図２は、Ｈ2とＣＯ2を含んだガスを冷却した際のＣＯ2液化割合を示した図である。液化割合はＣＯ2濃度、温度及び圧力に依存する。このため、図２は圧力６ＭＰａ及び３つの温度（−３５，−４５及び−５５℃）の場合の例である。本実施例のＣＯ2回収方法では、液化割合がＣＯ2回収率と等しくなる。従って、高い液化割合であることが望ましい。例えば、ＣＯ2回収率９０％のシステムとするためには、温度−３５〜−５５℃の場合にはＣＯ2濃度６０〜７０％のガスにする必要がある。シフト反応した後のガスは、ＣＨ4を原料とした場合、Ｈ2／ＣＯ2モル比が４であり、ＣＯ2濃度は２０％に過ぎない。また、高次炭化水素を原料とした場合でも、シフト反応した後のガスのＣＯ2濃度も６０％以上となることはない。したがって、本実施例に示すように、シフト反応後のＣＯ2を含むガスを冷却する前に、吸着塔２，２ａにより予めＣＯ2濃度を高めることで、ＣＯ2回収率９０％といった高い回収率を得ることができる。例えば、吸着塔２，２ａによりＣＯ2濃度６０〜７０％とし、比較的高い温度−３５〜−５５℃に冷却することでＣＯ2回収率９０％といった高い回収率を得ることができる。勿論、本実施例はＣＯ2回収率９０％に限定されることはなく、望みの回収率となるように、吸着塔２，２ａ、圧縮機４及び冷凍機８の性能を定めればよい。なお、−５６℃より低い温度にすると、ＣＯ2は液体ではなく、固体が安定形態となる。そのため、−５５℃より低い温度にしてＣＯ2回収率を向上することは、回収したＣＯ2を移送する上で好ましくない。
【００２４】
また、本実施例１に用いる吸着塔２の吸着材として活性炭を利用することができる。図３は、本実施例で用いた活性炭のＣＯ2吸着容量を示す。シフト反応した後のＣＯ2を含むガスの圧力Ｐ１は数ＭＰａであり、ＣＯ2濃度は２０〜４０％程度の場合が多い。したがって、ＣＯ2分圧は０.４〜１ＭＰａ程度であり、比表面積２０００ｍ2／ｇの活性炭のＣＯ2吸着容量は２５０〜３５０kg−ＣＯ2／ｔ−活性炭であり、比表面積１０００ｍ2／ｇの活性炭のＣＯ2吸着容量は２５０〜３００kg−ＣＯ2／ｔ−活性炭である。シフト反応した後のＣＯ2を含むガスの流量、ＣＯ2濃度から必要な活性炭の重量を定めることができる。比表面積が大きいほどＣＯ2吸着容量は高くなる。望ましくは、比表面積が大きな活性炭素繊維を利用することで、ＣＯ2吸着に必要となる活性炭の重量を少なくすることができる。
【００２５】
吸着塔２の活性炭に吸着したＣＯ2を脱離させＣＯ2濃縮ガスを得るために、圧力Ｐ１より低い圧力Ｐ２のキャリアガスを吸着塔２に流通させる。キャリアガスは、活性炭を透過した水素を用いれば、キャリアガスとして別途ガスを用意する必要がなく、低コスト化が図れる。ＣＯ2濃縮ガスの圧力、ＣＯ2濃度は１ＭＰａ程度、６０％以上となっている。高いＣＯ2回収率を得るためには、予めＣＯ2濃縮ガスとするだけではなく、ＣＯ2濃縮ガスを高い圧力にする必要がある。例えば、ＣＯ2回収率を９０％とするとき、ＣＯ2濃度６０〜７０％のＣＯ2濃縮ガスでは６ＭＰａとする必要がある。圧縮機４により、例えば１ＭＰａから６ＭＰａに圧縮されたＣＯ2濃縮ガスは、温度２５０℃を超える。一方、非凝縮性ガスは膨張機１２により膨張して冷却されている。そのため、熱交換器５で両者を熱交換させることで、ＣＯ2濃縮ガスを冷却できる。また、ＣＯ2濃縮ガスを常温まで冷却する下流側の冷却機６の設備容量を小さくできる。そして、圧縮機４と膨張機１２を同軸とすることで、圧縮に必要な所要動力の一部を膨張仕事で補うことができ、所要動力の低減、すなわちプロセスの低コスト化が図れる。
【００２６】
常温まで冷却されたＣＯ2濃縮ガスは、多重熱交換器７により、液化ＣＯ2と非凝縮ガスを用いてさらに冷却された後、冷凍機８によりＣＯ2の液化温度まで冷却される。多重熱交換器７を設けたことにより、冷凍機８が必要とする冷凍能力を低減できる。そのため、冷凍機８の小型化や所要動力の低減、すなわちプロセスの低コスト化が図れる。
【００２７】
気液分離槽９から液化ＣＯ2を移送するため、液体ポンプ１０を用いる。その際、液体ポンプ１０は、送液に必要な圧力まで昇圧するのではなく、常温でＣＯ2が液化している圧力、例えば１１ＭＰａまで昇圧する。液体ポンプの昇圧に要する所要動力は、圧縮機による気体の昇圧に要する所要動力と比べて桁違いに少ない。このため、液体ポンプの昇圧による所要動力の増加、すなわちプロセスのコストアップは殆どない。
【００２８】
ここで、液体ポンプ１０が液化ＣＯ2を昇圧させる圧力の上限値・下限値を説明する。気液分離槽９の液化ＣＯ2は、多重熱交換器７で常温まで暖めても液体状態を維持する必要がある。そのため、温度−３５℃における上限圧力は約１１０ＭＰａとなり、温度−５５℃における上限圧力は約９ＭＰａとなる。また、ＣＯ2の液化割合が低い（ＣＯ2回収率が低い）場合も考慮すると、温度−２０℃における上限圧力である約２００ＭＰａとすればよい。
【００２９】
次に、常温として２０℃〜３０℃とした場合、温度２０℃の下限圧力は約６ＭＰａ、温度３０℃の下限圧力は約７ＭＰａとなる。少なくとも、温度１０℃の下限圧力である約４ＭＰａとしておけばよい。
【００３０】
以上より、液体ポンプ１０が液化ＣＯ2を昇圧させる圧力は、４ＭＰａ〜２００ＭＰａとすることが望ましい。
【００３１】
以上説明したように、本実施例１によれば、冷却前に予めＣＯ2濃度を高め、熱交換器，多重熱交換器，液体ポンプ及び膨張機を設けたことにより、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減してＣＯ2を回収することができる。
【実施例２】
【００３２】
次に、図４を用いて、ＣＯ2回収方法の実施例２におけるプロセスを説明する。
【００３３】
本実施例２が実施例１と異なる点は、吸着塔２，２ａの替わりにＨ2を透過する膜を内部に持つ膜モジュール１３を設けた点にある。シフト反応した後のＣＯ2を含む圧力Ｐ１のガスは、膜モジュール１３へ流通される。膜モジュール１３を介した一方側は、圧縮機４に接続される。膜を介した他方は、減圧ポンプ３ａにより減圧されることで膜内部をＨ2が透過する。このＨ2はＨ2圧縮機１４で圧力Ｐ１に昇圧する。一方、膜を透過しなかったガスは圧縮機４にて昇圧され、実施例１と同様に液化ＣＯ2をタンク１１に回収する。
【００３４】
Ｈ2を透過する膜としては、Ｐｄ膜を用いることができる。膜温度が高いほど単位面積当たりのＨ2透過量が多くなる傾向がある。そのため、本実施例２では実施例１と異なり、冷却機１を設ける必要がない。但し、シフト反応の温度が１８０〜３００℃でなされるため、この温度範囲でＨ2透過量の多い、Ｐｄ−Ｃｕ合金膜を用いることが望ましい。
【００３５】
以上説明したように、本実施例２によれば、冷却前に予めＣＯ2濃度を高め、熱交換器，多重熱交換器，液体ポンプ及び膨張機を設けたことにより、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減してＣＯ2を回収することができる。
【実施例３】
【００３６】
次に、図５を用いて、ＣＯ2回収方法の実施例３におけるプロセスを説明する。
【００３７】
本実施例３が実施例２と異なる点は、多重熱交換器７の後に超音速ノズル１５を設けた点にある。多重熱交換器７から出たガスは超音速ノズル１５の内部で噴出させることで断熱冷却させ、ガス中のＣＯ2を液化ＣＯ2とする。超音速ノズル１５の出口までの間で壁面を流れる液化ＣＯ2は、配管等を介して気液分離槽９に回収する。本実施例３では、気液分離槽９の内部は液化ＣＯ2と気化したＣＯ2となる。液化ＣＯ2の一部は冷凍機８ａにより冷却され、超音速ノズル１５へ流入させる。このように、液化ＣＯ2を多重熱交換器７から出たガスと混合することで、冷媒とＣＯ2濃縮ガスが熱交換器８を介して間接的に接している冷却方法と異なり、冷却効率を高めることができる。
【００３８】
以上説明したように、本実施例３によれば、冷却前に予めＣＯ2濃度を高め、熱交換器，多重熱交換器，液体ポンプ及び膨張機を設けたことにより、冷凍機の冷却能力や圧縮機の動力を低減してＣＯ2を回収することができる。
【符号の説明】
【００３９】
１  冷却機
２  吸着塔
３  減圧ポンプ
４  圧縮機
５  熱交換器
６  冷却機
７  多重熱交換器
８  冷凍機
９  気液分離槽
１０  液体ポンプ
１１  タンク
１２  膨張機
１３  膜モジュール
１４  圧縮機
１５  超音速ノズル
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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【図５】
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