JP2013208602A - 硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法 - Google Patents
硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法 Download PDFInfo
- Publication number
- JP2013208602A JP2013208602A JP2012082299A JP2012082299A JP2013208602A JP 2013208602 A JP2013208602 A JP 2013208602A JP 2012082299 A JP2012082299 A JP 2012082299A JP 2012082299 A JP2012082299 A JP 2012082299A JP 2013208602 A JP2013208602 A JP 2013208602A
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- sulfuric acid
- waste liquid
- acid waste
- gas
- liquid
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Images
Landscapes
- Heat Treatment Of Water, Waste Water Or Sewage (AREA)
- Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
Abstract
【課題】過酸化水素を含む硫酸廃液を工業規模で長時間連続して処理することができる硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法を提供する。
【解決手段】半導体製造プロセスで洗浄液などとして用いられた過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱するリボイラ１２を備え、リボイラ１２による加熱によって硫酸廃液に含まれる過酸化水素を熱分解し、熱分解によって発生する分解ガスを含むガスを硫酸廃液から分離する熱分解気液分離部１と、熱分解気液分離部１でガスの分離を行った硫酸廃液を加熱するリボイラ３３を備え、リボイラ３３で加熱された硫酸廃液を減圧下で蒸留する蒸留部２とを有し、過酸化水素を含む硫酸廃液を、工業規模で長時間連続して処理することを可能とする。
【選択図】図１
【解決手段】半導体製造プロセスで洗浄液などとして用いられた過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱するリボイラ１２を備え、リボイラ１２による加熱によって硫酸廃液に含まれる過酸化水素を熱分解し、熱分解によって発生する分解ガスを含むガスを硫酸廃液から分離する熱分解気液分離部１と、熱分解気液分離部１でガスの分離を行った硫酸廃液を加熱するリボイラ３３を備え、リボイラ３３で加熱された硫酸廃液を減圧下で蒸留する蒸留部２とを有し、過酸化水素を含む硫酸廃液を、工業規模で長時間連続して処理することを可能とする。
【選択図】図１
Description
本発明は、半導体製造プロセスで洗浄液などとして用いられた、過酸化水素を含む硫酸廃液を処理する硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法に関する。
半導体製造プロセスにおけるバッチ式洗浄工程では、硫酸と過酸化水素水との混合液であるＳＰＭ（Sulfuric acid Hydrogen Peroxide Mixture）が洗浄液として用いられている。バッチ式洗浄工程では、ＳＰＭを洗浄に使用した後、循環して該ＳＰＭに過酸化水素を追加添加して酸化力を再生し、再び洗浄液として使用することが多い。しかしながら、循環しつつ再生して洗浄に使用されるＳＰＭは、過酸化水素に由来する水の含有量が経時的に増加して硫酸濃度が低下し、洗浄力が低下するため、液交換を適宜行う必要がある。液交換の際に系から排出されるＳＰＭの廃液は、硫酸濃度が概ね７０質量％程度である。このような硫酸濃度の硫酸溶液を産業廃棄物として廃棄する際には、一般的に、硫酸廃液をアルカリ性の薬剤で中和した後に濃縮して得られた塩類を回収して固体廃棄物とする。この方法では、中和のための薬剤費が嵩むという問題がある。
また、半導体製造工程で洗浄液として用いられたＳＰＭは、過酸化水素濃度が２質量％以上の場合があり、このようなＳＰＭ廃液は、他の廃液と混合した場合の危険性が高まるので、産業廃棄物として処理できず引き取り業者がいないという問題が発生する。
一方、硫酸溶液を濃縮するには、従来から蒸留法が用いられている。しかしながら、ＳＰＭの廃液の一般的な性状は、硫酸濃度が概ね７０質量％、過酸化水素濃度が概ね２質量％程度である。これを蒸留にかけると、過酸化水素が分解して酸素ガスやオゾンガスが発生し、蒸留塔内部で発泡し、蒸留操作の妨げになるという問題がある。
上記の問題を回避するため、マントルヒーターで覆った過酸化水素分解反応器で気液分離も兼ねる方法（特許文献１参照）や、テフロン（登録商標）製のガス分離膜を用いる方法（特許文献２参照）が提案されている。
特許文献１には、蒸留部に、過酸化水素を含む廃硫酸を収容、加熱して含有過酸化水素を分解する脱気塔を設けた廃硫酸精製装置が記載されている。該精製装置では、蒸留部で廃硫酸を蒸留する前に、脱気塔で廃硫酸をマントルヒータなどにより加熱処理して廃硫酸に含有される過酸化水素を分解する。蒸留部では、脱気後の廃硫酸が常法にて蒸留精製される。
特許文献１には、蒸留部に、過酸化水素を含む廃硫酸を収容、加熱して含有過酸化水素を分解する脱気塔を設けた廃硫酸精製装置が記載されている。該精製装置では、蒸留部で廃硫酸を蒸留する前に、脱気塔で廃硫酸をマントルヒータなどにより加熱処理して廃硫酸に含有される過酸化水素を分解する。蒸留部では、脱気後の廃硫酸が常法にて蒸留精製される。
また、特許文献２には、硫酸廃液を蒸留する濃縮塔に硫酸廃液を供給する前に、加熱された硫酸廃液から過酸化水素や酸素を分離する疎水性膜を有するフィルタを備えた硫酸廃液精製装置が記載されている。該精製装置では、濃縮塔の塔頂部に設けられたコンデンサの冷却媒体として蒸留前の硫酸廃液が用いられる。コンデンサでは、蒸留前の硫酸廃液が濃縮塔内の蒸気と熱交換されて昇温され、該硫酸廃液中に含まれる過酸化水素は気化され、または水および酸素に分解される。気化された過酸化水素や、過酸化水素の分解により生じた酸素は、疎水性膜を有するフィルタにより、濃縮塔に供給される硫酸廃液から分離される。
しかし、特許文献１、２に記載された技術は、極めて小規模の廃液処理に適したものであり、工業規模の廃液処理に適用した場合には種々の問題点がある。例えば、マントルヒータは、実験用フラスコ内の加熱対象を加熱するのに用いられるが、規模が大きくなると、容量のわりに伝熱面積が小さく、十分な伝熱速度を得ることが困難になる。また、疎水性膜を有するフィルタを用いる技術は、大型の装置に適用することが困難であり、また、フィルタの目詰まりなどのために例えば２４時間のような長時間にわたる連続運転に適さないという問題がある。
本発明は、上記事情を背景としてなされたものであり、過酸化水素を含む硫酸廃液を工業規模で長時間連続して処理することができる硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法を提供することを目的とする。
本発明の硫酸廃液処理装置のうち、第１の本発明は、過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱する熱分解用加熱部を備えるとともに、前記熱分解用加熱部による加熱によって前記硫酸廃液に含まれる前記過酸化水素を熱分解し、前記熱分解によって発生する分解ガスを含むガスを前記硫酸廃液から分離する熱分解気液分離部と、前記熱分解気液分離部で前記ガスの分離を行った前記硫酸廃液を加熱する蒸留用加熱部を備えるとともに、前記蒸留用加熱部で加熱された前記硫酸廃液を減圧下で蒸留する蒸留部と、を有することを特徴とする。
第２の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１の本発明において、前記熱分解気液分離部は、減圧を行うことなく前記ガスの分離を行うものであることを特徴とする。
第３の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１または第２の本発明において、前記熱分解用加熱部は、前記硫酸廃液を沸騰しない温度に加熱するものであることを特徴とする。
第４の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第３の本発明のいずれかにおいて、前記熱分解気液分離部は、前記硫酸廃液が滞留して気液分離が行われる熱分解気液分離部本体を有し、さらに該熱分解気液分離部本体内の前記硫酸廃液の一部を取り出して、加熱後、前記熱分解気液分離部本体内に戻す熱分解用加熱循環ラインを有し、前記熱分解気液分離用加熱循環ラインに前記熱分解用加熱部が介設されていることを特徴とする。
第５の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第４の本発明のいずれかにおいて、前記熱分解気液分離部のガス排出側に気液分離凝縮器が接続されており、該気液分離凝縮器の凝縮液を前記熱分解気液分離部に環流する凝縮液環流ラインを備えることを特徴とする。
第６の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第５の本発明のいずれかにおいて、前記蒸留部は、前記硫酸廃液の蒸発が行われる蒸留部本体と、該蒸留部本体内を減圧する減圧部と、前記蒸留部本体で蒸発した蒸気を凝縮する凝縮部とを有することを特徴とする。
第７の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第６の本発明において、前記蒸留部本体が棚段を有するものであることを特徴とする。
第８の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第７の本発明のいずれかにおいて、前記蒸留部は、前記蒸留用加熱部による前記硫酸廃液の加熱によって発生する蒸気を断熱圧縮して凝縮液を得る断熱圧縮部を有し、前記蒸留用加熱部は、前記凝縮液の顕熱を熱源の一部または全部とすることを特徴とする。
第９の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第８の本発明のいずれかにおいて、前記蒸留部により濃縮された硫酸廃液の顕熱によって前記熱分解気液分離部で熱分解される前記硫酸廃液を予熱する予熱部を備えることを特徴とする。
第１０の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第９の本発明のいずれかにおいて、前記熱分解気液分離部で気液分離されて該熱分解気液分離部から排出された前記ガスに空気を混合して前記ガスを希釈するガス希釈部を有することを特徴とする。
第１１の本発明の硫酸廃液処理装置は、前記第１〜第１０の本発明のいずれかにおいて、前記蒸留部を多段に備え、前段側の蒸留部で蒸留によって気相中の硫酸蒸気濃度が低減された前記硫酸廃液を、後段側の蒸留部で蒸留してさらに濃縮された前記硫酸廃液を得ることを特徴とする。
第１２の本発明の硫酸廃液処理方法は、過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱して前記硫酸廃液中の過酸化水素を熱分解しつつ、前記熱分解により生成された分解ガスを含むガスを前記硫酸廃液から気液分離する熱分解気液分離工程と、前記ガスが分離された前記硫酸廃液を加熱して減圧下で蒸留し、前記硫酸廃液を濃縮する蒸留工程と、を有することを特徴とする。
第１３の本発明の硫酸廃液処理方法は、前記１２の本発明において、前記熱分解気液分離工程では、減圧することなく前記気液分離を行うことを特徴とする。
第１４の本発明の硫酸廃液処理方法は、前記第１２または第１３の本発明において、前記熱分解気液分離工程では、前記硫酸廃液を沸騰させることなく加熱することを特徴とする。
第１５の本発明の硫酸廃液処理方法は、前記第１２〜第１４の本発明のいずれかにおいて、前記蒸留工程では、２５０〜３５０Ｔｏｒｒの減圧下で前記蒸留を行うことを特徴とする。
第１６の本発明の硫酸廃液処理方法は、前記第１２〜第１５の本発明のいずれかにおいて、前記蒸留工程によって、前記硫酸廃液を硫酸濃度８０質量％以上９６質量％以下に濃縮することを特徴とする。
すなわち本発明によれば、過酸化水素を含む硫酸廃液が加熱されて硫酸廃液中の過酸化水素が熱分解する。熱分解により生成された分解ガスは気液分離され、一方、ガスが分離された硫酸廃液は減圧下で蒸留され硫酸廃液の濃縮がなされる。
硫酸廃液の蒸留に先立ち分解ガスを硫酸廃液から分離するため、ガスの発泡により蒸留操作が妨げられることはなく、また、減圧下で蒸留するため、比較的低温の蒸留温度で高濃度に硫酸を濃縮することができる。
硫酸廃液の蒸留に先立ち分解ガスを硫酸廃液から分離するため、ガスの発泡により蒸留操作が妨げられることはなく、また、減圧下で蒸留するため、比較的低温の蒸留温度で高濃度に硫酸を濃縮することができる。
本発明が処理対象とする硫酸廃液は、過酸化水素を含む硫酸廃液であれば特に限定されるものではない。例えば、処理対象の硫酸廃液としては、半導体製造プロセスにおけるバッチ洗浄工程その他の洗浄工程で使用された後の硫酸と過酸化水素水との混合液であるＳＰＭの廃液を挙げることができる。なおＳＣ１洗浄廃液（アンモニア＋過酸化水素）、ＳＣ２洗浄廃液（塩酸＋過酸化水素）が混合していると、熱分解に伴ってアンモニアや塩素が揮発するのでＳＰＭ廃液単独であることが無難である。
本発明の硫酸廃液処理装置は、上記分解ガスの分離を実現するため、過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱する熱分解用加熱部を備える熱分解気液分離部を有している。なお、硫酸廃液に含まれる過酸化水素の熱分解によって発生する分解ガスとしては、酸素ガス、オゾンガスが挙げられる。
上記熱分解気液分離部は、減圧を行うことなくガスの分離を行うものが好ましい。減圧下で分解ガスを含むガスの分離を行った場合、分解ガスにより大きな気泡が発生し、液面が不安定になるおそれがある。このような状態になると、硫酸ミストが発生したり、気液分離障害になるという問題がある。減圧を行うことなく気液分離を行うことにより、分解ガスによる気泡の発生を抑えることができる。圧力の高い方が気泡は小さくなり、泡立ちが少ない。雰囲気圧力としては常圧でよい。
また、熱分解気液分離部に備える熱分解用加熱部は、硫酸廃液を沸騰しない温度に加熱するものが好ましい。硫酸廃液を沸騰させると発生するガス量が増えて、加熱・冷却に要するエネルギーを大きくなる上に気液分離がより困難になる。硫酸廃液を沸騰させない上限温度は、硫酸廃液の沸点未満であるが、硫酸廃液の沸点−１０℃以下が望ましい。
さらに、硫酸廃液の加熱温度は、１５０℃以上であることが好ましい。１５０℃未満では、過酸化水素の熱分解の反応速度が小さいため反応容積を大きくする必要がある。
さらに、硫酸廃液の加熱温度は、１５０℃以上であることが好ましい。１５０℃未満では、過酸化水素の熱分解の反応速度が小さいため反応容積を大きくする必要がある。
硫酸廃液は、過酸化水素の熱分解と気液分離のため熱分解気液分離部に滞留させるのが望ましい。
例えば、過酸化水素を含む硫酸廃液として、硫酸濃度７０質量％、過酸化水素濃度２質量％のＳＰＭの廃液を想定する。このＳＰＭの廃液を１５０℃に加熱すると、下記式にしたがって過酸化水素が熱分解する。
Ｈ２Ｏ２→Ｈ２Ｏ＋（１／２）Ｏ２
過酸化水素の半減期は、１５０℃では１分以下であるので、上記滞留の滞留時間を１０分間とすれば、過酸化水素濃度は、（１／２）１０＜（１／１０００）となり、０．００２質量％程度まで低下すると考えられる。
したがって、熱分解用加熱部における硫酸廃液の加熱温度は、１５０℃以上が好ましい。また、熱分解気液分離部に硫酸廃液が滞留する滞留時間は、５分間以上であれば十分であるが、１０分間以上が好適である。
例えば、過酸化水素を含む硫酸廃液として、硫酸濃度７０質量％、過酸化水素濃度２質量％のＳＰＭの廃液を想定する。このＳＰＭの廃液を１５０℃に加熱すると、下記式にしたがって過酸化水素が熱分解する。
Ｈ２Ｏ２→Ｈ２Ｏ＋（１／２）Ｏ２
過酸化水素の半減期は、１５０℃では１分以下であるので、上記滞留の滞留時間を１０分間とすれば、過酸化水素濃度は、（１／２）１０＜（１／１０００）となり、０．００２質量％程度まで低下すると考えられる。
したがって、熱分解用加熱部における硫酸廃液の加熱温度は、１５０℃以上が好ましい。また、熱分解気液分離部に硫酸廃液が滞留する滞留時間は、５分間以上であれば十分であるが、１０分間以上が好適である。
なお、過酸化水素の熱分解の反応熱は、９８．０５ｋＪ／ｍｏｌである。例えばＳＰＭの廃液に含まれる２質量％の過酸化水素の全量が熱分解したとすると、その際の熱量は、ＳＰＭの廃液の液温を３０℃上昇させる熱量に相当する。この熱を利用して硫酸廃液をさらに昇温させることができる。
熱分解用加熱部の設置箇所や加熱方法は、本発明としては、特定のものに限定されるものではない。硫酸廃液が滞留して気液分離が行われる熱分解気液分離部本体から硫酸廃液の一部を取り出し、加熱後、熱分解気液分離部本体内に戻す熱分解用加熱循環ラインを設け、熱分解用加熱循環ラインに熱分解用加熱部を介設して、硫酸廃液を加熱するようにしてもよい。この構成によれば、硫酸廃液を高温に保持することができるとともに、循環によって温度の均等化、ガス分離の効率化を図ることができる。
また、熱分解気液分離部のガス排出側には、気液分離凝縮器を接続し、気液分離凝縮器の凝縮液を熱分解気液分離部に環流する凝縮液環流ラインを設けるようにしてもよい。熱分解気液分離部から排出されるガスには、過酸化水素の熱分解によって発生する分解ガスのみならず、蒸気などが含まれている。熱分解気液分離部から排出されるガスを気液分離凝縮器で凝縮して凝縮液を凝縮液環流ラインを通して熱分解気液分離部に環流することで、熱分解気液分離部から排出されるガスに含まれる蒸気成分を回収することができる。
また、本発明の硫酸廃液処理装置は、熱分解気液分離部で分離され、熱分解気液分離部から排出されるガスに空気を混合してガスを希釈するガス希釈部を設けてもよい。熱分解気液分離部で排出されるガスには、過酸化水素の分解により発生した酸素ガス、オゾンガスが含まれている。酸素は、燃焼や爆発を促進する性質を有している。また、オゾンは、強い酸化力を有しており、高濃度で毒性を示す。排出ガスに空気を混合して該ガスを希釈、冷却することにより、安全性を高めることができる。
また、熱分解気液分離部でガスを分離した硫酸廃液は、蒸留部において減圧下で蒸留される。この際に、硫酸廃液は蒸留用加熱部で加熱される。
上記蒸留部は、硫酸廃液の蒸発が行われる蒸留部本体と、蒸留部本体内を減圧する減圧部と、蒸留部本体で蒸発した蒸気を凝縮する凝縮部とを有するもので構成できる。
蒸留部本体の構造は、特定の構造に限定されるものではないが、硫酸の回収効率や凝縮液処理の容易性の観点から、蒸留部本体は棚段を有するものが好ましい。減圧部により減圧しつつ蒸留部本体内で硫酸廃液の蒸留を行うことにより、比較的低温で、硫酸廃液の硫酸濃度を高くして硫酸の回収効率を向上するとともに、凝縮液の硫酸濃度を低くして凝縮液の処理を容易にすることができる。
上記蒸留部は、硫酸廃液の蒸発が行われる蒸留部本体と、蒸留部本体内を減圧する減圧部と、蒸留部本体で蒸発した蒸気を凝縮する凝縮部とを有するもので構成できる。
蒸留部本体の構造は、特定の構造に限定されるものではないが、硫酸の回収効率や凝縮液処理の容易性の観点から、蒸留部本体は棚段を有するものが好ましい。減圧部により減圧しつつ蒸留部本体内で硫酸廃液の蒸留を行うことにより、比較的低温で、硫酸廃液の硫酸濃度を高くして硫酸の回収効率を向上するとともに、凝縮液の硫酸濃度を低くして凝縮液の処理を容易にすることができる。
また、蒸留部において蒸留を行う際の圧力は、２５０〜３５０Ｔｏｒｒに設定するのが望ましい。この程度の圧力に減圧すれば、例えば１７０〜１８０℃の実現容易な蒸留温度で硫酸廃液を８０質量％以上に濃縮することができる。
また、蒸留部は、濃縮液の再利用を可能にする観点から、硫酸濃度８０質量％以上に硫酸廃液を濃縮するものであることが好ましい。
また、蒸留部は、蒸留用加熱部による硫酸廃液の加熱によって発生する蒸気を断熱圧縮して凝縮液を得る断熱圧縮部を有するものとしてもよい。この場合、蒸留用加熱部は、断熱圧縮部により得られた凝縮液の顕熱を、硫酸廃液を加熱するための熱源の一部または全部とすることができる。硫酸廃液を加熱するための熱源の一部または全部として凝縮液の顕熱を用いることにより、高いエネルギー効率で硫酸廃液を処理することができ、省エネルギー化を図ることができる。
また、本発明の硫酸廃液処理装置は、蒸留部により濃縮された硫酸廃液の顕熱によって熱分解気液分離部で加熱される硫酸廃液を予熱する予熱部を備えるようにしてもよい。蒸留部において濃縮された硫酸廃液は、蒸留温度に応じて高い温度になっているため、その顕熱を熱源として硫酸廃液を予熱することができる。
また、上記蒸留部を多段に設けて、前段側の蒸留部で気相中の硫酸濃度を低くして凝縮液中の硫酸濃度を下げ、後段側の上流部で液相中の硫酸濃度を高くして濃縮された硫酸廃液を得ることもできる。これにより、高純度の硫酸を凝縮液として回収することができる。
以上、説明したように、本発明によれば、過酸化水素を含む硫酸廃液を工業規模で長時間連続して処理することができる。
（実施形態１）
以下、本発明の一実施形態の硫酸廃液処理装置を図１に基づいて説明する。
硫酸廃液処理装置は、熱分解気液分離部１と、蒸留部２とを有し、熱分解気液分離部１で処理した硫酸廃液を蒸留部２に導入可能になっている。
熱分解気液分離部１は、硫酸廃液を収容する密閉容器形状の熱分解気液分離部本体１０と、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液を熱分解気液分離部本体１０の底部側から取り出して熱分解気液分離部本体１０の中央部に戻して硫酸廃液を環流させる熱分解用加熱循環ライン１１と、熱分解用加熱循環ライン１１に介設されて熱分解用加熱循環ライン１１を流れる硫酸廃液を加熱するリボイラ１２とを備えている。リボイラ１２は、本発明の熱分解用加熱部に相当する。
以下、本発明の一実施形態の硫酸廃液処理装置を図１に基づいて説明する。
硫酸廃液処理装置は、熱分解気液分離部１と、蒸留部２とを有し、熱分解気液分離部１で処理した硫酸廃液を蒸留部２に導入可能になっている。
熱分解気液分離部１は、硫酸廃液を収容する密閉容器形状の熱分解気液分離部本体１０と、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液を熱分解気液分離部本体１０の底部側から取り出して熱分解気液分離部本体１０の中央部に戻して硫酸廃液を環流させる熱分解用加熱循環ライン１１と、熱分解用加熱循環ライン１１に介設されて熱分解用加熱循環ライン１１を流れる硫酸廃液を加熱するリボイラ１２とを備えている。リボイラ１２は、本発明の熱分解用加熱部に相当する。
熱分解気液分離部本体１０内の上部側には、スプレーノズル１５が設置されており、スプレーノズル１５に熱分解気液分離部本体１０の外部から硫酸廃液が供給される廃液供給ライン１３が接続されている。廃液供給ライン１３には、バルブ１４が介設され、バルブ１４下流側に、廃液供給ライン１３を流れる硫酸廃液の流量を検知して前記バルブ１４の開度を調節する流量指示調節計１６が設けられている。
熱分解気液分離部本体１０内のスプレーノズル１５の上部側には、ミスト分離板１７が配設されている。ミスト分離板１７は多孔板や網などにより構成することができる。
熱分解気液分離部本体１０内のスプレーノズル１５の上部側には、ミスト分離板１７が配設されている。ミスト分離板１７は多孔板や網などにより構成することができる。
熱分解用加熱循環ライン１１では、リボイラ１２の上流側に循環ポンプ２０が介設されている。リボイラ１２は、加熱媒体が導入されて熱交換によって熱分解用加熱循環ライン１１の硫酸廃液を加熱する。この実施形態では、加熱媒体としてスチームが用いられている。リボイラ１２には、スチームが供給されるスチーム供給ライン２１が熱交換可能に接続されており、スチーム供給ライン２１には、リボイラ１２の上流側でバルブ２２が介設されている。また、熱分解気液分離部本体１０の貯液位置には、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液の液温を検知してバルブ２２の開度を調節する温度指示調節計２３が接続されている。
熱分解気液分離部本体１０の頂部にはガス排出ライン２４が接続されており、ガス排出ライン２４には、凝縮器２５が接続されている。凝縮器２５は、本発明の気液分離凝縮器に相当し、冷却液との熱交換によって排出ガスを冷却し凝縮液を得る。凝縮器２５の凝縮液排出側には、凝縮液環流ライン２６とガス排出ライン２８が接続されている。凝縮液環流ライン２６は、下方に伸長してＵ字状に配設されており、Ｕ字状の下端側で、向きを変えて熱分解気液分離部本体１０の上部側に接続されている。また、凝縮液環流ライン２６が熱分解気液分離部本体１０に接続されるように向きを変える位置には、上方に伸長してガス排出ライン２４の上流端近傍部に接続される均圧ライン２７が分岐している。
ガス排出ライン２８は上方に伸長し、空気供給ライン２９が合流している。空気供給ライン２９は、本発明のガス希釈部を構成する。合流点よりも下流側でガス排出ライン２８に、オゾンを分解するオゾン分解反応器３０が介設されている。
熱分解用加熱循環ライン１１では、循環ポンプ２０の上流側で硫酸廃液移送ライン３が分岐しており、硫酸廃液移送ライン３の下流側は蒸留部２側に接続されている。したがって、熱分解用加熱循環ライン１１の上流側は、硫酸廃液移送ラインと兼用されている。なお、熱分解用加熱循環ライン１１の一部を兼用することなく硫酸廃液移送ラインを直接熱分解気液分離部本体１０に接続してもよい。
硫酸廃液移送ライン３には、バルブ５が介設されており、熱分解気液分離部本体１０の貯液位置には、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液の液面の検知を行い、バルブ５の開度を調整する液面指示調節計４が設けられている。
硫酸廃液移送ライン３には、バルブ５が介設されており、熱分解気液分離部本体１０の貯液位置には、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液の液面の検知を行い、バルブ５の開度を調整する液面指示調節計４が設けられている。
蒸留部２は、上記硫酸廃液移送ライン３から供給される硫酸廃液を収容する塔形状の蒸留部本体３１と、蒸留部本体３１内の硫酸廃液を蒸留部本体３１の底部側から取り出して蒸留部本体３１の下方部に戻して硫酸廃液を環流させる蒸留用加熱循環ライン３２と、蒸留用加熱循環ライン３２に介設されて蒸留用加熱循環ライン３２を流れる硫酸廃液を加熱するリボイラ３３と、蒸留部本体３１から排出される蒸気を冷却して凝縮させる凝縮器３４と、蒸留部本体３１内を減圧する真空ポンプ３５とを有している。リボイラ３３は本発明の蒸留用加熱部に相当し、凝縮器３４は本発明の凝縮部に相当し、真空ポンプ３５は本発明の減圧部に相当する。
蒸留部本体３１の塔中段には、硫酸廃液移送ライン３の下流端が接続されており、蒸留部本体３１の内部に複数の理論棚段３６（棚段＋リボイラ段）が配設されている。蒸留用加熱循環ライン３２には、リボイラ３３の上流側に循環ポンプ４１が介設されている。リボイラ３３は、加熱媒体が導入されて熱交換によって蒸留用加熱循環ライン３２の硫酸廃液を加熱する。この実施形態では、加熱媒体としてスチームが用いられている。リボイラ３２には、スチームが供給されるスチーム供給ライン４２が熱交換可能に接続されており、スチーム供給ライン４２には、バルブ４３が介設されている。
蒸留部本体３１の貯液位置には、蒸留部本体３１内の硫酸廃液の液温を検知してバルブ４３の開度を調節する温度指示調節計４４が接続されている。
蒸留部本体３１の貯液位置には、蒸留部本体３１内の硫酸廃液の液温を検知してバルブ４３の開度を調節する温度指示調節計４４が接続されている。
蒸留部本体３１の塔頂には、蒸気排出ライン４５が接続され、蒸気排出ライン４５の他端は凝縮器３４に接続されている。凝縮器３４には、上方に伸長する排気ライン４６を介して真空ポンプ３５が接続されている。凝縮器３４は冷却液と蒸気との間で熱交換して凝縮液を得る。凝縮器３４の排液側には、凝縮液排出ライン４７が接続されており、凝縮液排出ライン４７は系外に伸長している。
蒸留用加熱循環ライン３２では、循環ポンプ４１の上流側で濃縮液移送ライン３７が分岐している。したがって、蒸留用加熱循環ライン３２の上流側は、濃縮液移送ラインと兼用されている。なお、蒸留用加熱循環ライン３２の一部を兼用することなく濃縮液移送ラインを直接蒸留部本体３１に接続してもよい。
濃縮液移送ライン３７には、移送ポンプ３８、バルブ３９が上流側から下流側にかけてこの順に介設されており、蒸留部本体３１の貯液位置には、蒸留部本体３１内の硫酸廃液の液面の検知を行い、バルブ３９の開度を調整する液面指示調節計４０が設けられている。
濃縮液移送ライン３７には、移送ポンプ３８、バルブ３９が上流側から下流側にかけてこの順に介設されており、蒸留部本体３１の貯液位置には、蒸留部本体３１内の硫酸廃液の液面の検知を行い、バルブ３９の開度を調整する液面指示調節計４０が設けられている。
次に、上記硫酸廃液処理装置の動作について説明する。
処理対象として、例えば、半導体製造プロセスにおけるバッチ式洗浄工程で使用されたＳＰＭ廃液が用いられる。ただし、本発明としては過硫酸を含む硫酸廃液の発生源が特に限定されるものではない。
熱分解気液分離部１では、廃液供給ライン１３を通じてＳＰＭ廃液（以下、硫酸廃液という）が供給され、スプレーノズル１５によって熱分解気液分離部１内に散液される。この際に廃液供給ライン１３を流れる硫酸廃液の流量は、流量指示調節計１６によって検知され、流量指示調節計１６は所定の流量となるようにバルブ１４の開度を調整する制御を行う。
処理対象として、例えば、半導体製造プロセスにおけるバッチ式洗浄工程で使用されたＳＰＭ廃液が用いられる。ただし、本発明としては過硫酸を含む硫酸廃液の発生源が特に限定されるものではない。
熱分解気液分離部１では、廃液供給ライン１３を通じてＳＰＭ廃液（以下、硫酸廃液という）が供給され、スプレーノズル１５によって熱分解気液分離部１内に散液される。この際に廃液供給ライン１３を流れる硫酸廃液の流量は、流量指示調節計１６によって検知され、流量指示調節計１６は所定の流量となるようにバルブ１４の開度を調整する制御を行う。
熱分解気液分離部本体１０内は減圧することなく初期には常圧になっており、循環ポンプ２０により熱分解気液分離部本体１０に収容した硫酸廃液を熱分解用加熱循環ライン１１を通じて循環させる。熱分解用加熱循環ライン１１を流れるＳＰＭ廃液は、リボイラ１２によって沸騰しない温度、例えば１５０℃以上に加熱される。硫酸廃液の液温は、温度指示調節計２３によって検知され、温度指示調節計２３によって所定の液温となるようにバルブ２２の開度によってスチーム供給ライン２１からリボイラ１２に供給されるスチーム量を調整する制御を行う。所定の液温としては、１５０℃〜１８０℃かつ硫酸廃液の沸点より１０℃以上低い温度が好適である。
熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液が加熱されると、硫酸廃液に含まれる過酸化水素が熱分解され、分解ガスとして酸素ガスやオゾンガスが発生する。発生した分解ガスを含むガスは、熱分解気液分離部本体１０内で液相の硫酸廃液から気相に放出されて分離される。
一方、液面指示調節計４によりバルブ５の開度が制御されて、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液の液面が一定に維持される。液面調整によって、熱分解気液分離部本体１０内の液深を０．７以上とするのが望ましく、１．０以上とするのが一層望ましい。液深は、液面指示調節計１８による液面調整によって調整することができる。ここで液深とは、熱分解気液分離部本体１０内での液深さ（Ｌ）／熱分解気液分離部本体１０の内径（ｄ）を意味している。
一方、液面指示調節計４によりバルブ５の開度が制御されて、熱分解気液分離部本体１０内の硫酸廃液の液面が一定に維持される。液面調整によって、熱分解気液分離部本体１０内の液深を０．７以上とするのが望ましく、１．０以上とするのが一層望ましい。液深は、液面指示調節計１８による液面調整によって調整することができる。ここで液深とは、熱分解気液分離部本体１０内での液深さ（Ｌ）／熱分解気液分離部本体１０の内径（ｄ）を意味している。
上記熱分解気液分離部本体１０内では、熱分解気液分離部本体１０内における気相でのガス空塔速度は７ｍｍ／秒以下であることが好ましく、液相での液空塔速度は５．５ｍｍ／秒以下であることが好ましい。これらは、廃液供給ライン１３による硫酸廃液の供給流量やリボイラ１２による加熱温度、液面指示調節計４による液面調整などによって調整できる。
また、熱分解気液分離部本体１０内には、硫酸廃液が好ましくは５分間以上、より好ましくは１０分間以上滞留するのが望ましい。滞留時間は、廃液供給ライン１３による硫酸廃液の供給流量と液面指示調節計４によるバルブ５における廃液流量によって調整できる。
また、熱分解気液分離部本体１０内には、硫酸廃液が好ましくは５分間以上、より好ましくは１０分間以上滞留するのが望ましい。滞留時間は、廃液供給ライン１３による硫酸廃液の供給流量と液面指示調節計４によるバルブ５における廃液流量によって調整できる。
硫酸廃液から分離された分解ガスを含むガスは、ミスト分離板１７で可及的に同伴ミストが分離され、ガス排出ライン２４を通じて熱分解気液分離部本体１０外に排出され、凝縮器２５に導入される。凝縮器２５では、導入されたガスが冷却され凝縮液が得られる。凝縮液は、凝縮液環流ライン２６を通して熱分解気液分離部本体１０内に戻される。
凝縮器２５で分離、冷却されたガスは、ガス排出ライン２８を通じて排出され、空気供給ライン２９から供給される空気が混合されて希釈、冷却される。その後、オゾン分解反応器３０でガスに含まれるオゾンが分解され、大気中に排出される。
凝縮器２５で分離、冷却されたガスは、ガス排出ライン２８を通じて排出され、空気供給ライン２９から供給される空気が混合されて希釈、冷却される。その後、オゾン分解反応器３０でガスに含まれるオゾンが分解され、大気中に排出される。
分解ガスを含むガスが分離された硫酸廃液は、過酸化水素濃度が例えば０．００２質量％以下と極めて低濃度になっており、硫酸廃液移送ライン３を介して蒸留部２の蒸留部本体３１に連続して供給される。
蒸留部本体３１内は、真空ポンプ３５により、例えば２５０〜３５０Ｔｏｒｒに減圧される。
蒸留部本体３１内は、真空ポンプ３５により、例えば２５０〜３５０Ｔｏｒｒに減圧される。
硫酸廃液が供給された蒸留部本体３１では、塔底液として塔底に溜まる硫酸廃液が、循環ポンプ４１により蒸留用加熱循環ライン３２を通じて循環される。蒸留用加熱循環ライン３２を流れる硫酸廃液は、リボイラ３３で蒸留可能な温度に加熱される。硫酸廃液の液温は、温度指示調節計４４によって検知され、温度指示調節計４４は所定の液温が得られるようにバルブ４３によってスチーム供給ライン４２からリボイラ３３に供給されるスチーム量を調整することで制御する。所定の液温としては、１７０〜１８０℃の温度が好適である。
なお、熱分解気液分離部１から蒸留部本体３１に供給される硫酸廃液は、硫酸廃液に含まれる過酸化水素の熱分解の反応熱により例えば１８０℃程度の高温になっており、リボイラ３３により硫酸廃液を加熱するために要するエネルギーを低減することができる。
なお、熱分解気液分離部１から蒸留部本体３１に供給される硫酸廃液は、硫酸廃液に含まれる過酸化水素の熱分解の反応熱により例えば１８０℃程度の高温になっており、リボイラ３３により硫酸廃液を加熱するために要するエネルギーを低減することができる。
蒸留部本体３１では、硫酸廃液がリボイラ３３により加熱されつつ蒸留される。
硫酸廃液は、熱分解気液分離部１において分解ガスが十分に分離されており、蒸留部本体３１内の真空度が分解ガス等で低下して蒸留速度が低下するのを回避できる。
硫酸廃液は、熱分解気液分離部１において分解ガスが十分に分離されており、蒸留部本体３１内の真空度が分解ガス等で低下して蒸留速度が低下するのを回避できる。
蒸留部本体３１内で生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５から排出され、凝縮器３４に導入される。凝縮器３４では、導入された蒸気が冷却水との熱交換によって冷却されて凝縮液が得られる。凝縮器３４で得られた凝縮液は、凝縮液排出ライン４７から排出される。凝縮液は、水を主成分とし、その硫酸濃度は低濃度になっている。このため、凝縮液は、容易に排水処理することができる。その他のガス成分は、排気ライン４６を通じて真空ポンプ３５で排気される。
蒸留部本体３１の塔底に溜まる塔底液は、蒸留の進行に従って硫酸が濃縮され、例えば硫酸濃度８０質量％以上となる。濃縮液は、液面指示調節計４０で液面が検知されており、液面指示調節計４０は所定の液面となるようにバルブ３９の開度を調整する制御を行う。濃縮液は、移送ポンプ３８によって濃縮液移送ライン３７を通じて移送され、廃棄したり再利用したりすることができる。
（実施形態２）
次に、本発明の他の実施形態の硫酸廃液処理装置を図２に基づいて説明する。
本実施形態の硫酸廃液処理装置は、蒸留部で得られる濃縮液の顕熱により、熱分解気液分離部に供給される硫酸廃液を予熱するとともに、蒸留部において蒸気を断熱圧縮して得られた凝縮液の顕熱を、蒸留部本体の硫酸廃液を加熱する熱源として利用して、装置全体の省エネルギー化を図ったものである。その他の構成は、前記実施形態１と同様であり、簡略に説明する。
次に、本発明の他の実施形態の硫酸廃液処理装置を図２に基づいて説明する。
本実施形態の硫酸廃液処理装置は、蒸留部で得られる濃縮液の顕熱により、熱分解気液分離部に供給される硫酸廃液を予熱するとともに、蒸留部において蒸気を断熱圧縮して得られた凝縮液の顕熱を、蒸留部本体の硫酸廃液を加熱する熱源として利用して、装置全体の省エネルギー化を図ったものである。その他の構成は、前記実施形態１と同様であり、簡略に説明する。
この実施形態の熱分解気液分離部１ａは、硫酸廃液を収容する密閉容器状の熱分解気液分離部本体４８と、熱分解気液分離部本体４８に供給される硫酸廃液を加熱する加熱器４９とを有している。加熱器４９は、本発明の熱分解用加熱部に相当する。
熱分解気液分離部本体４８の硫酸廃液導入側には廃液供給ライン５０が接続されており、廃液供給ライン５０には、上流側から下流側にかけて送液ポンプ５１、予熱器５２、加熱器４９が介設されている。予熱器５２は、本発明の予熱部に相当する。
加熱器４９は、スチームを熱源として廃液供給ライン５０を流れる硫酸廃液を熱交換によって加熱する。なお、加熱器４９では、加熱器４９の下流側で廃液供給ライン５０を流れる硫酸廃液の温度を検知して加熱器４９に供給されるスチーム供給量を調整して硫酸廃液の加熱温度をフィードバック制御してもよい。
加熱器４９は、スチームを熱源として廃液供給ライン５０を流れる硫酸廃液を熱交換によって加熱する。なお、加熱器４９では、加熱器４９の下流側で廃液供給ライン５０を流れる硫酸廃液の温度を検知して加熱器４９に供給されるスチーム供給量を調整して硫酸廃液の加熱温度をフィードバック制御してもよい。
熱分解気液分離部本体４８の硫酸廃液排出側には、硫酸廃液移送ライン３ａが接続されており、硫酸廃液移送ライン３ａの移送側には蒸留部２ａが接続されている。
なお、熱分解気液分離部本体４８内の液面を検知して、該液面が一定のレベルとなるように廃液廃液移送ライン３ａで移送される硫酸廃液の流量をバルブなどによって制御するようにしてもよい。
なお、熱分解気液分離部本体４８内の液面を検知して、該液面が一定のレベルとなるように廃液廃液移送ライン３ａで移送される硫酸廃液の流量をバルブなどによって制御するようにしてもよい。
また熱分解気液分離部本体４８の塔頂にはガス排出ライン５９が接続されており、ガス排出ライン５９は、凝縮器６０に接続されている。凝縮器６０は、本発明の気液分離凝縮器に相当する。凝縮器６０の凝縮液排出側には、凝縮液排出ライン６１が接続され、凝縮器６０のガス排出側には、ガス排出ライン６２が接続されている。ガス排出ライン６２には、本発明のガス希釈部の一部を構成する空気供給ライン６３が合流している。
蒸留部２ａは、硫酸廃液移送ライン３ａが接続される塔形状の蒸留部本体６４と、蒸留部本体６４から取り出された硫酸廃液を加熱するリボイラ６５と、蒸留部本体６４に接続された蒸気圧縮機６６とを有している。蒸留部本体６４は、本発明の蒸留部本体に相当する。リボイラ６５は、本発明の蒸留用加熱部に相当する。蒸気圧縮機６６は、本発明の断熱圧縮部および減圧部に相当する。
蒸留部本体６４は棚段を有するものとしてもよい。蒸留部本体６４の塔底には、送液ポンプ６９を介設した塔底液排出ライン６８が接続されている。なお、蒸留部本体６４内の液面を検知して、該液面が一定のレベルとなるように塔底液排出ライン６８で移送される硫酸廃液の流量をバルブなどによって制御するようにしてもよい。
塔底液排出ライン６８は送液ポンプ６９の下流側で、予熱器５２に熱交換可能に接続され、その下流側で濃縮液が系外に排出される。
塔底液排出ライン６８は送液ポンプ６９の下流側で、予熱器５２に熱交換可能に接続され、その下流側で濃縮液が系外に排出される。
また、蒸留部本体６４の塔底に蒸留部本体６４内の塔底液を取り出す塔底液循環ライン７２の一端が接続され、蒸留部本体６４の側壁部に塔底液循環ライン７２内の塔底液を蒸留部本体６４内に戻す塔底液循環ライン７２の他端が接続されている。塔底液循環ライン７２には、循環ポンプ７３とリボイラ６５が介設されている。
蒸留部本体６４の塔頂には、蒸気排出ライン７４が接続され、蒸気排出ライン７４の下流端は蒸気圧縮機６６の蒸気導入側に接続されている。
蒸気圧縮機６６の圧縮蒸気排出側には、圧縮蒸気排出ライン７５が接続されており、圧縮蒸気排出ライン７５にリボイラ６５が熱交換可能に介設されている。なお、蒸留部本体６４内の硫酸廃液の液温を検知して、液温が設定値となるように圧縮蒸気排出ライン７５を通してリボイラ６５に供給される圧縮蒸気量を調整して蒸留部本体６４内の液温を制御するようにしてもよい。
蒸気圧縮機６６の圧縮蒸気排出側には、圧縮蒸気排出ライン７５が接続されており、圧縮蒸気排出ライン７５にリボイラ６５が熱交換可能に介設されている。なお、蒸留部本体６４内の硫酸廃液の液温を検知して、液温が設定値となるように圧縮蒸気排出ライン７５を通してリボイラ６５に供給される圧縮蒸気量を調整して蒸留部本体６４内の液温を制御するようにしてもよい。
次に、上記硫酸廃液処理装置の動作について説明する。
送液ポンプ５１によって過酸化水素を含む硫酸廃液が廃液供給ライン５０を通じて送液され、予熱器５２による予熱および加熱器４９による加熱を経て、熱分解気液分離部１ａの熱分解気液分離部本体４８に供給される。
送液ポンプ５１によって過酸化水素を含む硫酸廃液が廃液供給ライン５０を通じて送液され、予熱器５２による予熱および加熱器４９による加熱を経て、熱分解気液分離部１ａの熱分解気液分離部本体４８に供給される。
予熱器５２では、廃液供給ライン５０を流れる硫酸廃液が、塔底液排出ライン６８を流れる濃縮液と熱交換されて予熱される。また、加熱器４９では、廃液供給ライン５０を流れる硫酸廃液がスチームなどによって熱交換されて加熱される。
予熱器５２および加熱器４９による加熱により、硫酸廃液は沸騰しない温度である例えば１５０℃〜１８０℃かつ沸点未満（例えば沸点より１０℃以上低い温度）に加熱される。予熱器５２では、蒸留部本体６４内の濃縮液の顕熱を利用するので、エネルギー効率を高めることができる。
予熱器５２および加熱器４９による加熱により、硫酸廃液は沸騰しない温度である例えば１５０℃〜１８０℃かつ沸点未満（例えば沸点より１０℃以上低い温度）に加熱される。予熱器５２では、蒸留部本体６４内の濃縮液の顕熱を利用するので、エネルギー効率を高めることができる。
熱分解気液分離部本体４８内は、供給された硫酸廃液に含まれる過酸化水素が熱分解して、分解ガスとして酸素ガスやオゾンガスが発生する。発生した分解ガスを含むガスは、熱分解気液分離部本体４８内で液相の硫酸廃液から気相に放出されて分離される。
なお、上記熱分解およびガス分離を十分に行うためには、上記実施形態１と同様に、熱分解気液分離部本体４８内における気相でのガス空塔速度は７ｍｍ／秒以下であることが好ましく、液相での液空塔速度は５．５ｍｍ／秒以下であることが好ましい。また、熱分解気液分離部本体４８内の硫酸廃液の液深Ｌと熱分解気液分離部本体４８の横断面の直径ｄとの比Ｌ／ｄは、０．７以上であることが好ましく、１．０以上であることがより好ましい。
なお、上記熱分解およびガス分離を十分に行うためには、上記実施形態１と同様に、熱分解気液分離部本体４８内における気相でのガス空塔速度は７ｍｍ／秒以下であることが好ましく、液相での液空塔速度は５．５ｍｍ／秒以下であることが好ましい。また、熱分解気液分離部本体４８内の硫酸廃液の液深Ｌと熱分解気液分離部本体４８の横断面の直径ｄとの比Ｌ／ｄは、０．７以上であることが好ましく、１．０以上であることがより好ましい。
硫酸廃液から分離された分解ガスや蒸気を含むガスは、ガス排出ライン５９から排出されて、凝縮器６０のガス導入側に導入され、冷却水などで冷却されて蒸気が凝縮して凝縮水が生成され、凝縮水は凝縮液排出ライン６１を通じて系外に排出される。凝縮によって蒸気が除かれたガスは、ガス排出ライン６２を通して排出され、空気供給ライン６３から供給される空気が混合されて希釈、冷却され、大気に放出される。
熱分解気液分離部本体４８内でガスが分離された硫酸廃液は硫酸廃液移送ライン３ａを通じて蒸留部本体６４に供給される。
なお、熱分解気液分離部本体４８内では、硫酸廃液が好ましくは５分間以上、より好ましくは１０分間以上滞留するように、硫酸廃液移送ライン３ａから移送される硫酸廃液の流量を調整する。
なお、熱分解気液分離部本体４８内では、硫酸廃液が好ましくは５分間以上、より好ましくは１０分間以上滞留するように、硫酸廃液移送ライン３ａから移送される硫酸廃液の流量を調整する。
蒸留部本体６４内は、本発明の減圧部を兼ねる蒸気圧縮機６６により減圧されており、例えば２５０〜３５０Ｔｏｒｒの減圧状態に維持される。
蒸留部本体６４では、供給された硫酸廃液が循環ポンプ７３により塔底液循環ライン７２を通して循環されるとともに、リボイラ６５で加熱される。
蒸留部本体６４内では、リボイラ６５による加熱によって硫酸廃液の一部が蒸発し、蒸気排出ライン７４を通して蒸気が排出され、蒸気圧縮機６６に吸引されて断熱圧縮される。 蒸気圧縮機６６では、断熱圧縮により高温の圧縮蒸気が生成され、圧縮蒸気排出ライン７５を通じてリボイラ６５に供給され、硫酸廃液との熱交換後、凝縮液として排出される。
リボイラ６５により、蒸留部本体６４内の硫酸廃液が、１７０〜１８０℃に加熱されており、熱源として、蒸気圧縮機６６での断熱圧縮により得られた凝縮液の顕熱を利用するため、エネルギー効率を高めることができる。
蒸留部本体６４では、供給された硫酸廃液が循環ポンプ７３により塔底液循環ライン７２を通して循環されるとともに、リボイラ６５で加熱される。
蒸留部本体６４内では、リボイラ６５による加熱によって硫酸廃液の一部が蒸発し、蒸気排出ライン７４を通して蒸気が排出され、蒸気圧縮機６６に吸引されて断熱圧縮される。 蒸気圧縮機６６では、断熱圧縮により高温の圧縮蒸気が生成され、圧縮蒸気排出ライン７５を通じてリボイラ６５に供給され、硫酸廃液との熱交換後、凝縮液として排出される。
リボイラ６５により、蒸留部本体６４内の硫酸廃液が、１７０〜１８０℃に加熱されており、熱源として、蒸気圧縮機６６での断熱圧縮により得られた凝縮液の顕熱を利用するため、エネルギー効率を高めることができる。
蒸留部本体６４の塔底に溜まる塔底液は、蒸留の進行に従って硫酸が濃縮され、例えば硫酸濃度８０質量％以上となる。濃縮液は、過酸化水素濃度が例えば０．００２質量％以下と極めて低濃度になっている。このため、産業廃棄物として安価に廃棄することができる。
（実施形態３）
次に、本発明のさらに他の実施形態の硫酸廃液処理装置を図３に基づいて説明する。
なお、上記実施形態１と同様の構成については同一の符号を付して説明を省略しまたは簡略化する。
本実施形態の硫酸廃液処理装置は、熱分解気液分離部の後段に、複数段の蒸留部を設けたものである。
次に、本発明のさらに他の実施形態の硫酸廃液処理装置を図３に基づいて説明する。
なお、上記実施形態１と同様の構成については同一の符号を付して説明を省略しまたは簡略化する。
本実施形態の硫酸廃液処理装置は、熱分解気液分離部の後段に、複数段の蒸留部を設けたものである。
本実施形態の硫酸廃液処理装置は、上記実施形態１と同様の熱分解気液分離部１を有している。
すなわち、熱分解気液分離部１に備える熱分解気液分離部本体１０は、ＳＰＭ廃液（以下硫酸廃液という）が、廃液供給ライン１３を通じて供給され、スプレーノズル１５によって熱分解気液分離部本体１０内に散液される。熱分解気液分離部本体１０内は減圧することはなく、硫酸廃液は、加熱循環ライン１９で循環されつつ、リボイラ１２によって沸騰しない温度、例えば１５０℃〜１８０℃かつ沸点未満（例えば沸点より１０℃以上低い温度）とされる。
すなわち、熱分解気液分離部１に備える熱分解気液分離部本体１０は、ＳＰＭ廃液（以下硫酸廃液という）が、廃液供給ライン１３を通じて供給され、スプレーノズル１５によって熱分解気液分離部本体１０内に散液される。熱分解気液分離部本体１０内は減圧することはなく、硫酸廃液は、加熱循環ライン１９で循環されつつ、リボイラ１２によって沸騰しない温度、例えば１５０℃〜１８０℃かつ沸点未満（例えば沸点より１０℃以上低い温度）とされる。
熱分解気液分離部本体１０内で過酸化水素が熱分解され、分解ガスは気液分離される。熱分解気液分離部本体１０内の液深を０．７以上が望ましく、１．０以上が一層望ましい。
熱分解気液分離部本体１０内では、ガス空塔速度は７ｍｍ／秒以下、液空塔速度は５．５ｍｍ／秒以下が望ましい。
熱分解気液分離部本体１０内では、ガス空塔速度は７ｍｍ／秒以下、液空塔速度は５．５ｍｍ／秒以下が望ましい。
硫酸廃液から分離された分解ガスを含むガスは、ガス排出ライン２４を通じて熱分解気液分離部本体１０外に排出され、凝縮器２５で冷却されて凝縮液が得られる。凝縮液は、凝縮液環流ライン２６を通して熱分解気液分離部本体１０内に戻される。
凝縮器２５で冷却されたガスは、ガス排出ライン２８を通じて排出され、空気供給ライン２９から供給される空気が混合されて希釈、冷却され、オゾン分解反応器３０でガスに含まれるオゾンが分解され、大気中に排出される。
凝縮器２５で冷却されたガスは、ガス排出ライン２８を通じて排出され、空気供給ライン２９から供給される空気が混合されて希釈、冷却され、オゾン分解反応器３０でガスに含まれるオゾンが分解され、大気中に排出される。
過酸化水素を熱分解して分解ガスを分離した硫酸廃液は、熱分解気液分離部１の後段に設けられた第１蒸留部２−１に導入される。
第１蒸留部２−１では、理論棚段３６ａ（棚段＋リボイラー段）を有する真空蒸留部本体３１ａを備えている。
真空蒸留部本体３１ａ内の圧力は真空ポンプ３５ａによって３５０Ｔｏｒｒに減圧調整される。真空蒸留部本体３１ａ内の硫酸廃液は、循環ポンプ４１ａにより、蒸留用加熱循環ライン３２ａを通じて循環され、リボイラ３３ａで蒸留可能な温度である１８０℃に加熱される。蒸留部本体３１ａで生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５ａを通じて凝縮器３４ａに導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン４７ａから排出され、その他のガス成分は、排気ライン４６ａを通じて真空ポンプ３５ａで排気される。
第１蒸留部２−１では、理論棚段３６ａ（棚段＋リボイラー段）を有する真空蒸留部本体３１ａを備えている。
真空蒸留部本体３１ａ内の圧力は真空ポンプ３５ａによって３５０Ｔｏｒｒに減圧調整される。真空蒸留部本体３１ａ内の硫酸廃液は、循環ポンプ４１ａにより、蒸留用加熱循環ライン３２ａを通じて循環され、リボイラ３３ａで蒸留可能な温度である１８０℃に加熱される。蒸留部本体３１ａで生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５ａを通じて凝縮器３４ａに導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン４７ａから排出され、その他のガス成分は、排気ライン４６ａを通じて真空ポンプ３５ａで排気される。
蒸留部本体３１ａの塔底液は、蒸留の進行に従って硫酸が濃縮され、硫酸濃度８０質量％に濃縮される。濃縮された濃縮液は、バルブ３９ａで移送量が調整されつつ濃縮液移送ライン３７ａを通じて移送ポンプ３８ａで移送される。後段でのさらなる濃縮等が必要でなければ、濃縮された硫酸溶液は産業廃棄物として廃棄することができる。また、濃縮された硫酸溶液の一部を廃棄するようにしてもよい。さらに濃縮する硫酸廃液は、後段の蒸留部に移送される。
第１蒸留部２−１の後段には、棚段３６ｂ（棚段＋リボイラー段）を有する第２蒸留部２−２が接続されている。
真空蒸留部本体３１ｂ内の圧力は真空ポンプ３５ｂによって２５Ｔｏｒｒに減圧調整される。真空蒸留部本体３１ｂ内の硫酸廃液は、循環ポンプ４１ｂにより、蒸留用加熱循環ライン３２ｂを通じて循環され、リボイラ３３ｂで蒸留可能な温度である２００℃に加熱される。硫酸廃液は第１蒸留部２−１で硫酸が濃縮されており、より高い蒸留温度が選定される。
蒸留部本体３１ｂで生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５ｂを通じて凝縮器３４ｂに導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン４７ｂから排出され、その他のガス成分は、排気ライン４６ｂを通じて真空ポンプ３５ｂで排気される。
真空蒸留部本体３１ｂ内の圧力は真空ポンプ３５ｂによって２５Ｔｏｒｒに減圧調整される。真空蒸留部本体３１ｂ内の硫酸廃液は、循環ポンプ４１ｂにより、蒸留用加熱循環ライン３２ｂを通じて循環され、リボイラ３３ｂで蒸留可能な温度である２００℃に加熱される。硫酸廃液は第１蒸留部２−１で硫酸が濃縮されており、より高い蒸留温度が選定される。
蒸留部本体３１ｂで生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５ｂを通じて凝縮器３４ｂに導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン４７ｂから排出され、その他のガス成分は、排気ライン４６ｂを通じて真空ポンプ３５ｂで排気される。
蒸留部本体３１ｂの塔底液は、蒸留の進行に従って硫酸が濃縮され、硫酸濃度９６質量％に濃縮される。硫酸廃液に硫酸および過酸化水素以外の物質である高沸点の物質を含んでいると濃縮液中に不純物として残る。不純物として残存する高沸点物質としては、レジスト残渣やドーパントなどが挙げられる。
濃縮された濃縮液は、バルブ３９ｂで移送量が調整されつつ濃縮液移送ライン３７ｂを通じて移送ポンプ３８ｂで移送される。なお、低純度の硫酸を使用可能な用途であれば、濃縮された硫酸溶液は、そのまま再利用することが可能になる。また、濃縮された硫酸溶液の一部を再利用するようにしてもよい。高純度化が必要な硫酸廃液は、後段の蒸留部に移送される。
濃縮された濃縮液は、バルブ３９ｂで移送量が調整されつつ濃縮液移送ライン３７ｂを通じて移送ポンプ３８ｂで移送される。なお、低純度の硫酸を使用可能な用途であれば、濃縮された硫酸溶液は、そのまま再利用することが可能になる。また、濃縮された硫酸溶液の一部を再利用するようにしてもよい。高純度化が必要な硫酸廃液は、後段の蒸留部に移送される。
第２蒸留部２−２の後段には、第３蒸留部２−３が接続されている。
真空蒸留部本体３１ｃ内の圧力は真空ポンプ３５ｃによって２５Ｔｏｒｒに減圧調整される。真空蒸留部本体３１ｃ内の硫酸廃液は、加熱部３３ｃによって硫酸を蒸留可能な温度である２３０℃に加熱される。
蒸留部本体３１ｃで生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５ｃを通じて凝縮器３４ｃに導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン４７ｃから排出され、その他のガス成分は、排気ライン４６ｃを通じて真空ポンプ３５ｃで排気される。凝縮液は、蒸留によって蒸発した硫酸が凝縮したものであり、９６質量％の硫酸濃度を有している。また、高沸点の不純物物質は、蒸留部本体３１ｂ内の塔底液に残存しており、凝縮液は高純度な硫酸溶液となる。したがって、凝縮液は、高純度の硫酸溶液として再利用することが可能になる。
残存した塔底液（残渣）は、廃液移送ライン３７ｃを通じて移送され、廃棄される。その量は少量であり、廃棄処理も容易に行うことができる。
真空蒸留部本体３１ｃ内の圧力は真空ポンプ３５ｃによって２５Ｔｏｒｒに減圧調整される。真空蒸留部本体３１ｃ内の硫酸廃液は、加熱部３３ｃによって硫酸を蒸留可能な温度である２３０℃に加熱される。
蒸留部本体３１ｃで生成された蒸気は、蒸気排出ライン４５ｃを通じて凝縮器３４ｃに導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン４７ｃから排出され、その他のガス成分は、排気ライン４６ｃを通じて真空ポンプ３５ｃで排気される。凝縮液は、蒸留によって蒸発した硫酸が凝縮したものであり、９６質量％の硫酸濃度を有している。また、高沸点の不純物物質は、蒸留部本体３１ｂ内の塔底液に残存しており、凝縮液は高純度な硫酸溶液となる。したがって、凝縮液は、高純度の硫酸溶液として再利用することが可能になる。
残存した塔底液（残渣）は、廃液移送ライン３７ｃを通じて移送され、廃棄される。その量は少量であり、廃棄処理も容易に行うことができる。
（実施形態４）
次に、熱分解気液分離部１００および蒸留部２００を備える処理システム全体について図４に基づいて説明する。
処理システムは、ＳＰＭ廃液（以下硫酸廃液という）が導入される廃液タンク１１０を有し、廃液タンク１１０に一端が接続された廃液供給ライン１１１の他端が熱分解気液分離部１００の熱分解気液分離部本体１０１に接続されている。廃液供給ライン１１１には、送液ポンプ１１２、バルブ１１３、加熱器１１４が上流側から下流側にかけてこの順に介設されている。加熱器１１４は、スチームが供給されてスチームと硫酸廃液との間で熱交換をする。
また、廃液供給ライン１１１には、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液の流量を検知して、バルブ１１３の開度を制御する流量指示調節計１１５が設けられている。さらに、廃液供給ライン１１１には、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液の液温を加熱器１１４の下流側で検知して、加熱器１１４に供給するスチームの流量を調整するバルブ１１６の開度を制御する温度指示調節計１１７が設けられている。
次に、熱分解気液分離部１００および蒸留部２００を備える処理システム全体について図４に基づいて説明する。
処理システムは、ＳＰＭ廃液（以下硫酸廃液という）が導入される廃液タンク１１０を有し、廃液タンク１１０に一端が接続された廃液供給ライン１１１の他端が熱分解気液分離部１００の熱分解気液分離部本体１０１に接続されている。廃液供給ライン１１１には、送液ポンプ１１２、バルブ１１３、加熱器１１４が上流側から下流側にかけてこの順に介設されている。加熱器１１４は、スチームが供給されてスチームと硫酸廃液との間で熱交換をする。
また、廃液供給ライン１１１には、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液の流量を検知して、バルブ１１３の開度を制御する流量指示調節計１１５が設けられている。さらに、廃液供給ライン１１１には、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液の液温を加熱器１１４の下流側で検知して、加熱器１１４に供給するスチームの流量を調整するバルブ１１６の開度を制御する温度指示調節計１１７が設けられている。
熱分解気液分離部本体１０１の塔頂には、バルブ１２１を介設したガス排出ライン１２０が接続され、ガス排出ライン１２０の他端に凝縮器１２３が接続されている。なお、熱分解気液分離部本体１０１には、熱分解気液分離部本体１０１内部の圧力を測定し、バルブ１２１の開度を調整する圧力指示調節計１２２が設けられている。
凝縮器１２３では冷却水（ＣＷ）とガスとの間で熱交換が行われる。凝縮器１２３には、凝縮液排出ライン１２４と分離排ガスライン１２５とが接続されている。凝縮液排出ライン１２４は、凝縮液タンク２４０に接続され、分離排ガスライン１２５は、空気供給ライン１２６が合流して、混合ガス排気ライン１２７に接続されており、混合ガス排気ライン１２７を通して混合ガスを大気に放出（ベント）する。
凝縮器１２３では冷却水（ＣＷ）とガスとの間で熱交換が行われる。凝縮器１２３には、凝縮液排出ライン１２４と分離排ガスライン１２５とが接続されている。凝縮液排出ライン１２４は、凝縮液タンク２４０に接続され、分離排ガスライン１２５は、空気供給ライン１２６が合流して、混合ガス排気ライン１２７に接続されており、混合ガス排気ライン１２７を通して混合ガスを大気に放出（ベント）する。
熱分解気液分離部本体１０１には、バルブ１０３を介設した廃液排出ライン１０２が接続されており、廃液排出ライン１０２の他端は蒸留部２００側に接続されている。
熱分解気液分離部本体１０１には、内部の硫酸廃液の液面を検知してバルブ１０３の開度を調整する液面指示調節計１０４が設けられている。
上記各構成によって熱分解気液分離部１００が構成されている。
熱分解気液分離部本体１０１には、内部の硫酸廃液の液面を検知してバルブ１０３の開度を調整する液面指示調節計１０４が設けられている。
上記各構成によって熱分解気液分離部１００が構成されている。
蒸留部２００では、棚段２０２を有する蒸留部本体２０１を有しており、廃液排出ライン１０２が接続されている。
蒸留部本体２０２の塔底には、蒸留用加熱循環ライン２０３の一端が接続され、他端が蒸留部本体２０２の下方部に接続されている。蒸留用加熱循環ライン２０３には、循環ポンプ（図示しない）、リボイラ２０４が上流側から下流側にかけてこの順に介設されている。リボイラ２０４には、スチームが供給されるスチーム供給ラインが熱交換可能に接続されており、スチーム供給ラインには、バルブ２０５が介設されている。
蒸留部本体２０１の貯液位置には、蒸留部本体２０１内の硫酸廃液の液温を検知してバルブ２０５の開度を調節する温度指示調節計２０６が接続されている。
蒸留部本体２０２の塔底には、蒸留用加熱循環ライン２０３の一端が接続され、他端が蒸留部本体２０２の下方部に接続されている。蒸留用加熱循環ライン２０３には、循環ポンプ（図示しない）、リボイラ２０４が上流側から下流側にかけてこの順に介設されている。リボイラ２０４には、スチームが供給されるスチーム供給ラインが熱交換可能に接続されており、スチーム供給ラインには、バルブ２０５が介設されている。
蒸留部本体２０１の貯液位置には、蒸留部本体２０１内の硫酸廃液の液温を検知してバルブ２０５の開度を調節する温度指示調節計２０６が接続されている。
蒸留部本体２０１の塔頂に蒸気排出ライン２１０が接続され、蒸気排出ライン２１０の他端は凝縮器２１１に接続されている。凝縮器２１１には、上方に伸長する排気ライン２１３を介して真空ポンプ２１４が接続されている。凝縮器２１１は冷却液（ＣＷ）と蒸気との間で熱交換して凝縮液を得る。凝縮器２１１の排液側には、凝縮液排出ライン２１２が接続されており、凝縮液排出ライン２１２は凝縮液タンク２４０が接続されている。凝縮液タンク２４０には、ポンプ２４２を介設した凝縮液排液ライン２４１が接続されており、凝縮液タンク２４０内の凝縮液は、ポンプ２４２によって凝縮液排液ライン２４１を通じて系外に排液される。排気ライン２１３は、真空ポンプ２１４の下流側で混合ガス排気ライン１２７に合流している。
蒸留部本体２０２の塔底には、濃縮液移送ライン２２０が接続されている。濃縮液移送ライン２２０には、移送ポンプ２２１、バルブ２２２、冷却器２２４が上流側から下流側にかけてこの順に介設されており、濃縮液移送ライン２２０の下流端は、濃縮液タンク２３０に接続されている。濃縮液タンク２３０には、ポンプ２３２を介設した濃縮液排液ライン２３１が接続されている。
また、蒸留部本体２０２の貯液位置には、蒸留部本体２０２内の硫酸廃液の液面の検知を行い、バルブ２２２の開度を調整する液面指示調節計２２３が設けられている。
また、蒸留部本体２０２の貯液位置には、蒸留部本体２０２内の硫酸廃液の液面の検知を行い、バルブ２２２の開度を調整する液面指示調節計２２３が設けられている。
次に、上記硫酸廃液処理装置の動作について説明する。
ＳＰＭ廃液（以下硫酸廃液という）は、廃液タンク１１０に導入され、送液ポンプ１１２で廃液供給ライン１１１を通じて熱分解気液分離部本体１０１に供給される。この際に、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液は流量指示調節計１１５で流量が検知され、流量指示調節計１１５は所定の流量が得られるようにバルブ１１３の開度を調整する制御を行う。また、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液は、加熱器１１４で加熱され、加熱された硫酸廃液は、温度指示調節計１１７で液温が検知される。温度指示調節計１１７は、加熱器１１４で加熱された硫酸廃液が所定の液温となるように、加熱器１１４に供給するスチームの流量をバルブ１１６の開度によって調整する制御を行う。この加熱によって硫酸廃液は１５０℃〜１８０℃かつ沸点未満（例えば沸点より１０℃以上低い温度）の温度となる。
ＳＰＭ廃液（以下硫酸廃液という）は、廃液タンク１１０に導入され、送液ポンプ１１２で廃液供給ライン１１１を通じて熱分解気液分離部本体１０１に供給される。この際に、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液は流量指示調節計１１５で流量が検知され、流量指示調節計１１５は所定の流量が得られるようにバルブ１１３の開度を調整する制御を行う。また、廃液供給ライン１１１を流れる硫酸廃液は、加熱器１１４で加熱され、加熱された硫酸廃液は、温度指示調節計１１７で液温が検知される。温度指示調節計１１７は、加熱器１１４で加熱された硫酸廃液が所定の液温となるように、加熱器１１４に供給するスチームの流量をバルブ１１６の開度によって調整する制御を行う。この加熱によって硫酸廃液は１５０℃〜１８０℃かつ沸点未満（例えば沸点より１０℃以上低い温度）の温度となる。
加熱された硫酸廃液は熱分解気液分離部本体１０１内に導入される。熱分解気液分離部本体１０１内では過酸化水素が熱分解され、分解ガスは気液分離される。熱分解気液分離部本体１０１内の液深を０．７以上が望ましく、１．０以上が一層望ましい。熱分解気液分離部本体１０１内では、ガス空塔速度は７ｍｍ／秒以下、液空塔速度は５．５ｍｍ／秒以下が望ましい。
硫酸廃液から分離された分解ガスを含むガスは、ガス排出ライン１２０を通じて排出され、凝縮器１２３で冷却されて凝縮液が得られる。
この際に熱分解気液分離部本体１０１の圧力は、圧力指示調節計１２２で検知されており、熱分解気液分離部本体１０１内が所定圧力に維持されるようにバルブ１２１の開度を調整する制御を行う。所定圧力としては０．２ＭＰａ以下で設定されることが好ましい。
凝縮液は、凝縮液環流ライン１２４を通して凝縮液タンク２４０に貯留される。
凝縮器１２３で冷却されたガスは、ガス排出ライン１２５を通じて排出され、空気供給ライン１２６から供給される空気が混合されて希釈、冷却され、混合ガス排気ライン１２７を通して大気中に排出（ベント）される。
この際に熱分解気液分離部本体１０１の圧力は、圧力指示調節計１２２で検知されており、熱分解気液分離部本体１０１内が所定圧力に維持されるようにバルブ１２１の開度を調整する制御を行う。所定圧力としては０．２ＭＰａ以下で設定されることが好ましい。
凝縮液は、凝縮液環流ライン１２４を通して凝縮液タンク２４０に貯留される。
凝縮器１２３で冷却されたガスは、ガス排出ライン１２５を通じて排出され、空気供給ライン１２６から供給される空気が混合されて希釈、冷却され、混合ガス排気ライン１２７を通して大気中に排出（ベント）される。
過酸化水素を熱分解して分解ガスを分離した硫酸廃液は、廃液排出ライン１０２を通じて蒸留部２００側に導入される。この際に、熱分解気液分離部本体１０１内の液面が液面指示調節計１０４で検知されており、液面指示調節計１０４は硫酸廃液が所定の液面となるように、バルブ１０３の開度を調整する制御を行なう。
硫酸廃液は廃液排出ライン１０２を通じて蒸留部２００の蒸留部本体２０１に供給される。蒸留部本体２０１は、真空ポンプ２１４によって１００〜３５０Ｔｏｒｒに減圧される。真空蒸留部本体２０１内の硫酸廃液は、蒸留用加熱循環ライン２０３を通じて循環され、リボイラ２０４で蒸留可能な温度である１８０℃以上に加熱される。この際に、蒸留部本体２０１内の硫酸廃液は温度指示調節計２０６で液温が検知されており、温度指示調節計２０６は前記液温が所定の温度となるようにリボイラ２０４にスチームを供給するバルブ２０５の開度を調整する制御を行う。
蒸留部本体２０１で生成された蒸気は、蒸気排出ライン２１０を通じて凝縮器２１１に導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン２１２から排出され凝縮液タンク２４０に貯留される。その他のガス成分は、排気ライン２１３を通じて真空ポンプ２１４によって混合ガス排気ライン１２７に送られてベントされる。
蒸留部本体２０１で生成された蒸気は、蒸気排出ライン２１０を通じて凝縮器２１１に導入され、凝縮液が得られる。凝縮液は凝縮液排出ライン２１２から排出され凝縮液タンク２４０に貯留される。その他のガス成分は、排気ライン２１３を通じて真空ポンプ２１４によって混合ガス排気ライン１２７に送られてベントされる。
蒸留部本体２０１の塔底液は、蒸留の進行に従って硫酸が濃縮され、硫酸濃度８０質量％以上に濃縮される。濃縮された濃縮液は、移送ポンプ２２１により濃縮液移送ライン２２０を通じて移送される。この際に、蒸留部本体２０１の液面は液面指示調節計２２３で検知されており、液面指示調節計２２３は液面が所定レベルとなるようにバルブ２２２の開度を調整する制御を行う。
濃縮液移送ライン２２０を移送される濃縮液は、冷却器２２４で冷却水（ＣＷ）によって冷却され、濃縮液タンク２３０に収容される。その後、濃縮液タンク２３０内の濃縮液は、必要に応じてポンプ２３２によって濃縮液排液ライン２３１を通じて系外に排液される。
濃縮液移送ライン２２０を移送される濃縮液は、冷却器２２４で冷却水（ＣＷ）によって冷却され、濃縮液タンク２３０に収容される。その後、濃縮液タンク２３０内の濃縮液は、必要に応じてポンプ２３２によって濃縮液排液ライン２３１を通じて系外に排液される。
以上、本発明について上記各実施形態に基づいて説明を行ったが、本発明は、上記実施形態の内容に限定されるものではなく、本発明の範囲を逸脱しない限りは適宜の変更が可能である。
次に、本発明の実施例を比較例と対比しつつ説明する。
［実施例１］
硫酸濃度７０質量％、過酸化水素濃度２．０質量％のＳＰＭ廃液を、６０ｍ３／ｄａｙの流量で図５に示す熱分解気液分離部を用いて２４時間連続で処理した。
熱分解気液分離部は、塔頂および塔底がそれぞれ外方に凸状の曲面に形成され、その間が円筒部で構成された中空の熱分解気液分離部本体を有している。熱分解気液分離部本体の円筒部の内径は、１６００ｍｍ、円筒部の高さは３３６０ｍｍであり、そのうち、ＳＰＭの廃液で満たされる円筒部における液相深さは１１２０ｍｍ、円筒部における気相部分の高さは２２４０ｍｍである。
なお、運転温度は１５０℃、熱分解気液分離部本体内の圧力は常圧とした。
［実施例１］
硫酸濃度７０質量％、過酸化水素濃度２．０質量％のＳＰＭ廃液を、６０ｍ３／ｄａｙの流量で図５に示す熱分解気液分離部を用いて２４時間連続で処理した。
熱分解気液分離部は、塔頂および塔底がそれぞれ外方に凸状の曲面に形成され、その間が円筒部で構成された中空の熱分解気液分離部本体を有している。熱分解気液分離部本体の円筒部の内径は、１６００ｍｍ、円筒部の高さは３３６０ｍｍであり、そのうち、ＳＰＭの廃液で満たされる円筒部における液相深さは１１２０ｍｍ、円筒部における気相部分の高さは２２４０ｍｍである。
なお、運転温度は１５０℃、熱分解気液分離部本体内の圧力は常圧とした。
上記過酸化水素の熱分解により発生する酸素ガスの流量は２６．４Ｎｍ３／ｈであり、ガス空塔速度は、５．６ｍｍ／秒であり、ガス空塔速度の好ましい上限値である７ｍｍ／秒の約８０％であった。
また、リボイラによる廃液の循環回数が５回であったとすると、廃液の液空塔速度は、２．２ｍｍ／秒であり、液空塔速度の好ましい上限値である５．５ｍｍ／秒の約４０％であった。
熱分解気液分離部本体における廃液の滞留時間は５４分であり、過酸化水素の分解率は１００％であった。また、廃液側へのガスの同伴はほとんどなく、ガスの分離効率はほぼ１００％であった。
また、リボイラによる廃液の循環回数が５回であったとすると、廃液の液空塔速度は、２．２ｍｍ／秒であり、液空塔速度の好ましい上限値である５．５ｍｍ／秒の約４０％であった。
熱分解気液分離部本体における廃液の滞留時間は５４分であり、過酸化水素の分解率は１００％であった。また、廃液側へのガスの同伴はほとんどなく、ガスの分離効率はほぼ１００％であった。
［比較例１］
実施例１と同じ組成を有するＳＰＭ廃液を１５０℃に加熱した後に、テフロン（登録商標）製の気液分離膜を用いて気液分離を行った。気液分離膜に供給する際の廃液の流量は１Ｌ／分とした。その結果、ガスの分離効率は９５％であった。また、２．５ｍ３／時の流量の廃液を処理するためには、必要となる気液分離膜の面積が過大となり、工業規模で処理を行う装置としては実用性に乏しいことが分かった。
実施例１と同じ組成を有するＳＰＭ廃液を１５０℃に加熱した後に、テフロン（登録商標）製の気液分離膜を用いて気液分離を行った。気液分離膜に供給する際の廃液の流量は１Ｌ／分とした。その結果、ガスの分離効率は９５％であった。また、２．５ｍ３／時の流量の廃液を処理するためには、必要となる気液分離膜の面積が過大となり、工業規模で処理を行う装置としては実用性に乏しいことが分かった。
（実施例２）
図１に示す実施形態において、蒸留部本体３１内の運転圧を変えてプロセス計算を行った。結果を表１に示した。
３５０ｔｏｒｒ以下の運転圧にすれば硫酸濃度を８０質量％以上に濃縮できることがわかる。
図１に示す実施形態において、蒸留部本体３１内の運転圧を変えてプロセス計算を行った。結果を表１に示した。
３５０ｔｏｒｒ以下の運転圧にすれば硫酸濃度を８０質量％以上に濃縮できることがわかる。
（実施例３）
以下に示すＳＰＭの廃液について、図４に示すシステムを用いて処理した。
ＳＰＭ廃液の組成：硫酸濃度７０質量％、過酸化水素濃度２．０質量％
廃液の温度：２５℃
廃液の流量：４０Ｌ／分（２．４ｍ３／時）
熱分解気液分解部 温度１５０℃
蒸留部 温度１８０℃、圧力３５０ｔｏｒｒ
以下に示すＳＰＭの廃液について、図４に示すシステムを用いて処理した。
ＳＰＭ廃液の組成：硫酸濃度７０質量％、過酸化水素濃度２．０質量％
廃液の温度：２５℃
廃液の流量：４０Ｌ／分（２．４ｍ３／時）
熱分解気液分解部 温度１５０℃
蒸留部 温度１８０℃、圧力３５０ｔｏｒｒ
この結果、蒸留部本体の塔底から過酸化水素を含まない、硫酸濃度が８０質量％以上の液を得ることができ、産業廃棄物業者が容易に引き取ることができる状態となった。
（比較例２）
実施例３と同様のＳＰＭ廃液について、苛性ソーダ水溶液により中和を行い、続いて工業用水により希釈する通常の廃液処理をした。この結果、３５質量％苛性ソーダ水溶液で中和するとともに、過酸化水素濃度を０．２質量％以下に下げるために、工業用水で１０倍希釈したので、廃液量が原液量の１０倍に増加した。
実施例３と同様のＳＰＭ廃液について、苛性ソーダ水溶液により中和を行い、続いて工業用水により希釈する通常の廃液処理をした。この結果、３５質量％苛性ソーダ水溶液で中和するとともに、過酸化水素濃度を０．２質量％以下に下げるために、工業用水で１０倍希釈したので、廃液量が原液量の１０倍に増加した。
１ 熱分解気液分離部
１ａ 熱分解気液分離部
２ 蒸留部
２ａ 蒸留部
２−１第１蒸留部
２−２第２蒸留部
２−３第３蒸留部
１０ 熱分解気液分離部本体
１１ 熱分解用加熱循環ライン
１２ リボイラ
２９ 空気供給ライン
３０ オゾン分解反応器
３１ 蒸留部本体
３２ 蒸留用加熱循環ライン
３３ リボイラ
３４ 凝縮器
３５ 真空ポンプ
４８ 熱分解気液分離部本体
４９ 加熱器
５２ 予熱器
６３ 空気供給ライン
６４ 蒸留部本体
６６ 蒸気圧縮機
１００ 熱分解気液分離部
１０１ 熱分解気液分離部本体
１１４ 加熱器
２００ 蒸留部
２０１ 蒸留部本体
２０３ 蒸留用加熱循環ライン
２０４ リボイラ
２１４ 凝縮器
１ａ 熱分解気液分離部
２ 蒸留部
２ａ 蒸留部
２−１第１蒸留部
２−２第２蒸留部
２−３第３蒸留部
１０ 熱分解気液分離部本体
１１ 熱分解用加熱循環ライン
１２ リボイラ
２９ 空気供給ライン
３０ オゾン分解反応器
３１ 蒸留部本体
３２ 蒸留用加熱循環ライン
３３ リボイラ
３４ 凝縮器
３５ 真空ポンプ
４８ 熱分解気液分離部本体
４９ 加熱器
５２ 予熱器
６３ 空気供給ライン
６４ 蒸留部本体
６６ 蒸気圧縮機
１００ 熱分解気液分離部
１０１ 熱分解気液分離部本体
１１４ 加熱器
２００ 蒸留部
２０１ 蒸留部本体
２０３ 蒸留用加熱循環ライン
２０４ リボイラ
２１４ 凝縮器
Claims (16)
- 過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱する熱分解用加熱部を備えるとともに、前記熱分解用加熱部による加熱によって前記硫酸廃液に含まれる前記過酸化水素を熱分解し、前記熱分解によって発生する分解ガスを含むガスを前記硫酸廃液から分離する熱分解気液分離部と、
前記熱分解気液分離部で前記ガスの分離を行った前記硫酸廃液を加熱する蒸留用加熱部を備えるとともに、前記蒸留用加熱部で加熱された前記硫酸廃液を減圧下で蒸留する蒸留部と、を有することを特徴とする硫酸廃液処理装置。 - 前記熱分解気液分離部は、減圧を行うことなく前記ガスの分離を行うものであることを特徴とする請求項１記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記熱分解用加熱部は、前記硫酸廃液を沸騰しない温度に加熱するものであることを特徴とする請求項１または２に記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記熱分解気液分離部は、前記硫酸廃液が滞留して気液分離が行われる熱分解気液分離部本体を有し、さらに該熱分解気液分離部本体内の前記硫酸廃液の一部を取り出して、加熱後、前記熱分解気液分離部本体内に戻す熱分解用加熱循環ラインを有し、
前記熱分解用加熱循環ラインに前記熱分解用加熱部が介設されていることを特徴とする請求項１〜３のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。 - 前記熱分解気液分離部のガス排出側に気液分離凝縮器が接続されており、該気液分離凝縮器の凝縮液を前記熱分解気液分離部に環流する凝縮液環流ラインを備えることを特徴とする請求項１〜４のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記蒸留部は、前記硫酸廃液の蒸発が行われる蒸留部本体と、該蒸留部本体内を減圧する減圧部と、前記蒸留部本体で蒸発した蒸気を凝縮する凝縮部とを有することを特徴とする請求項１〜５のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記蒸留部本体が棚段を有するものであることを特徴とする請求項６記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記蒸留部は、前記蒸留用加熱部による前記硫酸廃液の加熱によって発生する蒸気を断熱圧縮して凝縮液を得る断熱圧縮部を有し、
前記蒸留用加熱部は、前記凝縮液の顕熱を熱源の一部または全部とすることを特徴とする請求項１〜７のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。 - 前記蒸留部により濃縮された硫酸廃液の顕熱によって前記熱分解気液分離部で加熱される前記硫酸廃液を予熱する予熱部を備えることを特徴とする請求項１〜８のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記熱分解気液分離部で分離されて該熱分解気液分離部から排出された前記ガスに空気を混合して前記ガスを希釈するガス希釈部を有することを特徴とする請求項１〜９のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。
- 前記蒸留部を多段に備え、前段側の蒸留部で蒸留によって気相中の硫酸蒸気濃度が低減された前記硫酸廃液を、後段側の蒸留部で蒸留してさらに濃縮された前記硫酸廃液を得ることを特徴とする請求項１〜１０のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理装置。
- 過酸化水素を含む硫酸廃液を加熱して前記硫酸廃液中の過酸化水素を熱分解しつつ、前記熱分解により生成された分解ガスを含むガスを前記硫酸廃液から気液分離する熱分解気液分離工程と、
前記ガスが分離された前記硫酸廃液を加熱して減圧下で蒸留し、前記硫酸廃液を濃縮する蒸留工程と、を有することを特徴とする硫酸廃液処理方法。 - 前記熱分解気液分離工程では、減圧することなく前記気液分離を行うことを特徴とする請求項１２記載の硫酸廃液処理方法。
- 前記熱分解気液分離工程では、前記硫酸廃液を沸騰させることなく加熱することを特徴とする請求項１２または１３に記載の硫酸廃液処理方法。
- 前記蒸留工程では、２５０〜３５０Ｔｏｒｒの減圧下で前記蒸留を行うことを特徴とする請求項１２〜１４のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理方法。
- 前記蒸留工程によって、前記硫酸廃液を硫酸濃度８０質量％以上９６質量％以下に濃縮することを特徴とする請求項１２〜１５のいずれか１項に記載の硫酸廃液処理方法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP2012082299A JP5954530B2 (ja) | 2012-03-30 | 2012-03-30 | 硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP2012082299A JP5954530B2 (ja) | 2012-03-30 | 2012-03-30 | 硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JP2013208602A true JP2013208602A (ja) | 2013-10-10 |
| JP5954530B2 JP5954530B2 (ja) | 2016-07-20 |
Family
ID=49527005
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP2012082299A Active JP5954530B2 (ja) | 2012-03-30 | 2012-03-30 | 硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JP5954530B2 (ja) |
Cited By (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| KR101388084B1 (ko) | 2013-11-04 | 2014-04-22 | 최윤진 | 폐황산으로부터 정제된 황산을 얻는 방법 |
| KR20150003325U (ko) * | 2014-02-27 | 2015-09-04 | 트러스발 테크놀로지 컴퍼니, 리미티드 | 황산-과산화수소 용액 회수처리 장치 |
| KR20200083322A (ko) | 2018-12-28 | 2020-07-08 | 닛소 엔지니아링 가부시키가이샤 | 과산화수소를 분해하는 방법 및 상기 방법을 사용하는 장치 |
| CN112079337A (zh) * | 2020-09-19 | 2020-12-15 | 韶关高科祥高新材料有限公司 | 一种电子级高纯超净硫酸的生产方法 |
| CN112093780A (zh) * | 2020-09-12 | 2020-12-18 | 山东力宝得化工股份有限公司 | 一种稀硫酸的新型提浓工艺 |
| CN114149110A (zh) * | 2021-12-18 | 2022-03-08 | 江苏电科环保有限公司 | 一种降低酸洗废液中双氧水含量的方法 |
| CN114210081A (zh) * | 2021-11-04 | 2022-03-22 | 湖北兴瑞硅材料有限公司 | 一种有机硅精馏装置热量利用工艺 |
| CN114906823A (zh) * | 2022-05-07 | 2022-08-16 | 南通星球石墨股份有限公司 | 一种硫酸脱除氟和氯的方法 |
Families Citing this family (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN105797415B (zh) * | 2014-12-31 | 2018-03-30 | 亚申科技研发中心（上海）有限公司 | 一种物料再沸模块及应用其的精馏系统 |
Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH05237302A (ja) * | 1992-02-27 | 1993-09-17 | Sasakura Eng Co Ltd | 蒸留装置 |
| JPH0693274A (ja) * | 1992-09-09 | 1994-04-05 | Nippon Steel Chem Co Ltd | コークス炉ガスの脱硫、脱シアン廃液の処理方法 |
| JPH08175810A (ja) * | 1994-12-22 | 1996-07-09 | Nippon Sanso Kk | 廃硫酸精製装置 |
| JPH08283197A (ja) * | 1995-04-13 | 1996-10-29 | Nkk Corp | ナフタレンジカルボン酸の製造方法 |
| JP2000160380A (ja) * | 1998-11-27 | 2000-06-13 | Shin Meiwa Ind Co Ltd | 次亜塩素酸ナトリウム生成装置及び次亜塩素酸ナトリウム生成方法 |
| JP2003267917A (ja) * | 2002-03-15 | 2003-09-25 | Mitsubishi Chemicals Corp | 蒸留塔の運転停止方法 |
-
2012
- 2012-03-30 JP JP2012082299A patent/JP5954530B2/ja active Active
Patent Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH05237302A (ja) * | 1992-02-27 | 1993-09-17 | Sasakura Eng Co Ltd | 蒸留装置 |
| JPH0693274A (ja) * | 1992-09-09 | 1994-04-05 | Nippon Steel Chem Co Ltd | コークス炉ガスの脱硫、脱シアン廃液の処理方法 |
| JPH08175810A (ja) * | 1994-12-22 | 1996-07-09 | Nippon Sanso Kk | 廃硫酸精製装置 |
| JPH08283197A (ja) * | 1995-04-13 | 1996-10-29 | Nkk Corp | ナフタレンジカルボン酸の製造方法 |
| JP2000160380A (ja) * | 1998-11-27 | 2000-06-13 | Shin Meiwa Ind Co Ltd | 次亜塩素酸ナトリウム生成装置及び次亜塩素酸ナトリウム生成方法 |
| JP2003267917A (ja) * | 2002-03-15 | 2003-09-25 | Mitsubishi Chemicals Corp | 蒸留塔の運転停止方法 |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| JPN6015040251; 化学工学会: 蒸留工学 , 20031120, ｐ１３４-１３５，ｐ１９４-１９７, 槇書店 * |
Cited By (11)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| KR101388084B1 (ko) | 2013-11-04 | 2014-04-22 | 최윤진 | 폐황산으로부터 정제된 황산을 얻는 방법 |
| KR20150003325U (ko) * | 2014-02-27 | 2015-09-04 | 트러스발 테크놀로지 컴퍼니, 리미티드 | 황산-과산화수소 용액 회수처리 장치 |
| KR200481448Y1 (ko) | 2014-02-27 | 2016-10-06 | 트러스발 테크놀로지 컴퍼니, 리미티드 | 황산-과산화수소 용액 회수처리 장치 |
| KR20200083322A (ko) | 2018-12-28 | 2020-07-08 | 닛소 엔지니아링 가부시키가이샤 | 과산화수소를 분해하는 방법 및 상기 방법을 사용하는 장치 |
| CN112093780A (zh) * | 2020-09-12 | 2020-12-18 | 山东力宝得化工股份有限公司 | 一种稀硫酸的新型提浓工艺 |
| CN112079337A (zh) * | 2020-09-19 | 2020-12-15 | 韶关高科祥高新材料有限公司 | 一种电子级高纯超净硫酸的生产方法 |
| CN112079337B (zh) * | 2020-09-19 | 2023-08-15 | 韶关高科祥高新材料有限公司 | 一种电子级高纯超净硫酸的生产方法 |
| CN114210081A (zh) * | 2021-11-04 | 2022-03-22 | 湖北兴瑞硅材料有限公司 | 一种有机硅精馏装置热量利用工艺 |
| CN114149110A (zh) * | 2021-12-18 | 2022-03-08 | 江苏电科环保有限公司 | 一种降低酸洗废液中双氧水含量的方法 |
| CN114149110B (zh) * | 2021-12-18 | 2024-03-29 | 江苏电科环保有限公司 | 一种降低酸洗废液中双氧水含量的方法 |
| CN114906823A (zh) * | 2022-05-07 | 2022-08-16 | 南通星球石墨股份有限公司 | 一种硫酸脱除氟和氯的方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JP5954530B2 (ja) | 2016-07-20 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| JP5954530B2 (ja) | 硫酸廃液処理装置および硫酸廃液処理方法 | |
| AU2009259366B2 (en) | Processing method for recovering iron oxide and hydrochloric acid | |
| JP4576312B2 (ja) | 四フッ化ケイ素の製造方法、及びそれに用いる製造装置 | |
| ES2817887T3 (es) | Procedimiento para concentrar soluciones acuosas de hidrácidos halogenados | |
| JP2001316110A (ja) | ガス状混合物からのアンモニア回収方法 | |
| KR100553026B1 (ko) | 불산 배수 처리 방법 및 장치 | |
| CA2380163C (en) | Process for the production of percarboxylic acid | |
| CN211871381U (zh) | 一种高纯硫酸生产系统 | |
| US9896334B2 (en) | Process for purification of hydrofluoric acid including obtaining arsenious acid by-product | |
| DK2443059T3 (en) | A process for producing chlorine dioxide | |
| JP5392836B2 (ja) | 一酸化炭素ガスの製造方法および製造装置 | |
| JP7040512B2 (ja) | 精製過酸化水素水溶液の製造方法および製造システム | |
| US7442283B1 (en) | Hydrogen peroxide generator | |
| JP4535269B2 (ja) | 水素の製造装置及び水素の製造方法 | |
| JPH0510964B2 (ja) | ||
| CN109795991B (zh) | 一种安全节能的含氟硫酸的净化处理工艺 | |
| CN1305758C (zh) | 羟胺水溶液的制备方法 | |
| US10682609B2 (en) | Recovery method for ammonium bicarbonate solution | |
| JP5388199B2 (ja) | 一酸化炭素ガスの製造方法および製造装置 | |
| JP2005306621A (ja) | 水素製造装置 | |
| CN116854043A (zh) | 一种过氧化氢溶液浓缩提取方法及装置 | |
| KR20170141626A (ko) | 중탄산암모늄 용액의 재생 방법 | |
| CN108358169A (zh) | 制造高浓度hf水溶液的方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| A621 | Written request for application examination |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A621 Effective date: 20150114 |
|
| A977 | Report on retrieval |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A971007 Effective date: 20150909 |
|
| A131 | Notification of reasons for refusal |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A131 Effective date: 20151007 |
|
| A521 | Written amendment |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A523 Effective date: 20151203 |
|
| TRDD | Decision of grant or rejection written | ||
| A01 | Written decision to grant a patent or to grant a registration (utility model) |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A01 Effective date: 20160518 |
|
| A61 | First payment of annual fees (during grant procedure) |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A61 Effective date: 20160531 |
|
| R150 | Certificate of patent or registration of utility model |
Ref document number: 5954530 Country of ref document: JP Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R150 |