JP5796672B2 - How to operate a blast furnace or steelworks - Google Patents

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Description

本発明は、CO及び/又はCOを含む混合ガスから分離回収したCO及び/又はCOを改質し、製鉄所内において熱源(燃料)や還元剤として利用する製鉄所の操業方法と、同じく高炉において熱源及び還元剤として利用する高炉の操業方法に関する。 The present invention, CO 2 and / or modify the separated recovered CO 2 and / or CO from a gas mixture containing CO, and methods of operation steelworks utilized as a heat source (fuel) and a reducing agent in steelworks, also The present invention relates to a method of operating a blast furnace used as a heat source and a reducing agent in the blast furnace.
COの増加による地球温暖化が、国際的な問題として大きく取り上げられており、その排出量を削減することが全世界的な課題となっている。発生ガスからCOを分離・回収するために様々な技術開発が試みられているが、回収したCOをどのように利用するかについては、有効な手段は提案されていない。回収したCOを地中に埋める技術、いわゆるCCS(Carbon dioxide Capture and Storage)が欧州や米国、日本などを中心に盛んに研究されている。しかし、この方法は、COを地中に埋めた後の安全性の観点から、特に地震国である日本においては、社会的な合意が得られにくいだけでなく、財団法人地球環境産業技術研究機構(RITE)の試算によれば、近海を含む日本付近でのCOの埋設可能量を排出量で除した値、すなわち寿命は、わずか50年〜100年程度であるとされている。したがって、少なくとも日本においては、CCSはCO排出削減のための抜本的な解決策にはなりにくいと考えられる。 Global warming due to an increase in CO 2 has been widely taken up as an international problem, and reducing its emissions has become a global issue. Various technological developments have been attempted to separate and recover CO 2 from the generated gas, but no effective means has been proposed for how to use the recovered CO 2 . Technology for burying the collected CO 2 in the ground, so-called carbon dioxide capture and storage (CCS), has been actively researched mainly in Europe, the United States, Japan, and the like. However, this method is not only difficult to obtain social consensus in Japan, which is an earthquake country, from the viewpoint of safety after CO 2 is buried in the ground. According to a trial calculation by the Organization (RITE), the value obtained by dividing the CO 2 embeddable amount in the vicinity of Japan including the near sea by the emission amount, that is, the lifetime is only about 50 to 100 years. Therefore, at least in Japan, CCS is unlikely to be a fundamental solution for reducing CO 2 emissions.
統計によれば、日本のCO排出量は、発電に伴う排出が約30%、鉄鋼生産に伴う排出が10%で、その他では、運輸部門、民生部門が大きな割合を占めている。発電所では、石炭、石油、天然ガスの化学エネルギーを、それら化石燃料の完全酸化によって電力エネルギーに変換するため、COが排出される。それ故、化石燃料の使用に見合う量のCOは必然的に発生してしまうが、このような化石燃料による発電は、長期的には太陽光発電、風力発電、潮力発電などのいわゆるソフト・エネルギーの利用、バイオマス発電、原子力発電の普及により、徐々に減少していくものと考えられる。 According to statistics, Japan's CO 2 emissions are about 30% due to power generation, 10% due to steel production, and in other areas, the transportation and civilian sectors account for a large proportion. In the power plant, CO 2 is emitted in order to convert chemical energy of coal, oil, and natural gas into electric energy by complete oxidation of these fossil fuels. Therefore, an amount of CO 2 commensurate with the use of fossil fuel is inevitably generated, but such fossil fuel power generation is so-called soft power generation such as solar power generation, wind power generation, tidal power generation in the long term.・ It is thought that the number will gradually decrease with the spread of energy use, biomass power generation, and nuclear power generation.
一方、鉄鋼生産では種々のプロセスでCOが発生するが、最大の発生源は高炉プロセスである。この高炉プロセスにおけるCOの発生は、酸化鉄である鉄鉱石を還元材の炭素により還元し、鉄鉱石中の酸素を除去することに起因する。このため鉄鋼生産においては、COの発生は不可避であると言える。
高炉プロセスでは、高炉下部から1000℃以上の熱風を送風し、コークスを燃焼させ、鉄鉱石の還元・溶解に必要な熱を供給するとともに、還元ガス(CO)を生成させ、この還元ガスで鉄鉱石を還元し、溶銑を得る。
On the other hand, in steel production, CO 2 is generated in various processes, but the largest source is the blast furnace process. The generation of CO 2 in this blast furnace process results from the reduction of oxygen in the iron ore by reducing iron ore, which is iron oxide, with carbon as a reducing material. For this reason, in steel production, it can be said that generation of CO 2 is inevitable.
In the blast furnace process, hot air of 1000 ° C or higher is blown from the bottom of the blast furnace, coke is burned, and heat necessary for the reduction and melting of iron ore is generated and reducing gas (CO) is generated. Reduce stones and get hot metal.
COを発生させない鉄鉱石の還元方法としては、還元ガスとして水素を用いることが考えられる。高炉に水素を吹き込んだ場合、鉄鉱石の水素による還元は下記(1)式で表される。また、コークスなどの燃焼により発生するCOによる還元は下記(2)式で表される。
Fe2O3+3H2=2Fe+3H2O ΔH=100.1kJ/mol(吸熱) …(1)
Fe2O3+3CO=2Fe+3CO2 ΔH=-23.4kJ/mol(発熱) …(2)
上記のように水素による還元は吸熱反応であるため、水素を高炉に直接吹き込んだ場合、炉下部の熱を奪い、鉄鉱石の還元・溶解に必要な熱が不足する恐れがあり、炉下部の熱補償が必要となる。
As a method for reducing iron ore without generating CO 2 , it is conceivable to use hydrogen as a reducing gas. When hydrogen is blown into the blast furnace, the reduction of iron ore with hydrogen is expressed by the following equation (1). Further, reduction by CO generated by combustion of coke or the like is expressed by the following equation (2).
Fe 2 O 3 + 3H 2 = 2Fe + 3H 2 O ΔH = 100.1kJ / mol (endothermic)… (1)
Fe 2 O 3 + 3CO = 2Fe + 3CO 2 ΔH = -23.4kJ / mol (exothermic)… (2)
Since reduction with hydrogen is an endothermic reaction as described above, when hydrogen is blown directly into the blast furnace, the heat in the lower part of the furnace may be taken away, and there is a risk that the heat necessary for the reduction or dissolution of iron ore will be insufficient. Thermal compensation is required.
一方、特許文献1には、高炉でのコークスなどの還元材比を削減するために、LNGなどの炭化水素系ガスを吹き込む高炉操業方法が開示されている。
また、特許文献2には、高炉で低還元材比操業を指向した場合には、炉上部の熱補償のために、高炉ガスの一部を燃焼させ、高温ガスとして高炉シャフト部に吹き込む技術が開示されている。同文献には、必要に応じて高炉ガス中のCOを除去する技術も開示されている。
On the other hand, Patent Document 1 discloses a blast furnace operating method in which a hydrocarbon-based gas such as LNG is blown in order to reduce the ratio of reducing materials such as coke in a blast furnace.
Further, Patent Document 2 discloses a technique for burning a part of blast furnace gas and injecting it into a blast furnace shaft portion as a high-temperature gas in order to compensate for the heat of the upper part of the furnace when the low reductant ratio operation is directed at the blast furnace. It is disclosed. This document also discloses a technique for removing CO 2 in the blast furnace gas as necessary.
特開2006−233332号公報JP 2006-233332 A 特開2008−214735号公報JP 2008-214735 A
上述したように鉄鋼生産においてCOの発生は不可避である。このため、発生したCOをいかに有効に利用し、実質のCO発生量を削減するかが重要な課題となる。
特許文献1の方法は、高炉にLNGを吹き込むことにより、還元材(コークスなど)が低減でき、間接的に高炉で発生するCO量を低減できるが、発生したCOを有効に利用し、実質のCO発生量を削減するというものではない。また、特許文献2の技術も、特許文献1と同様に実質のCO発生量を削減する技術ではなく、また、分離されたCOをさらに有効に利用することについては記載されていない。
As described above, generation of CO 2 is inevitable in steel production. Thus, by utilizing the generated CO 2 how effectively, or reduces the amount of CO 2 produced substantially becomes an important issue.
The method of Patent Document 1 can reduce the reducing material (coke and the like) by blowing LNG into the blast furnace and indirectly reduce the amount of CO 2 generated in the blast furnace, but effectively uses the generated CO 2 . This is not to reduce the actual amount of CO 2 generated. Further, the technique of Patent Document 2 is not a technique for reducing the substantial amount of CO 2 generation as in Patent Document 1, and does not describe the use of separated CO 2 more effectively.
また、製鉄所においては高炉、コークス炉、転炉からそれぞれ高炉ガス、コークス炉ガス、転炉ガスが副生し、これら副生ガスは製鉄所内の加熱炉や熱風炉などの熱源(燃料)として利用されている。一方、高炉において低還元材比操業を指向した場合、高炉ガスの発生量及び発熱量が低下する。また、低還元材比操業に見合うだけのコークス量で良いことから、コークスの生産量を低減することが可能であり、結果としてコークス炉ガスも減少する。したがって、低還元材比操業では、総じて製鉄所内での熱源(燃料)が不足することになる。また、高炉やコークス炉の稼働率が低下したり、設備トラブル等で発生ガス量が少なくなった場合や、CO低減のために鉄スクラップを多量に使用した場合などにおいても、副生ガスの発生量が減少し、製鉄所内での熱源(燃料)が不足することになる。このように熱源となる副生ガスが不足した場合、外部から重油、天然ガスなど炭素含有の燃料を購入する必要がある。 In steelworks, blast furnace gas, coke oven gas, and converter gas are by-produced from the blast furnace, coke oven, and converter, respectively, and these by-product gases serve as heat sources (fuels) such as heating furnaces and hot air furnaces in the ironworks. It's being used. On the other hand, when the operation of the low reducing material ratio is directed at the blast furnace, the amount of generated blast furnace gas and the heat generation amount are reduced. In addition, since the amount of coke that can be commensurate with the operation with a low reducing material ratio is sufficient, it is possible to reduce the amount of coke produced, resulting in a reduction in coke oven gas. Therefore, in the operation with a low reducing material ratio, the heat source (fuel) in the steelworks is generally insufficient. In addition, when the operating rate of blast furnaces and coke ovens decreases, the amount of generated gas decreases due to equipment troubles, or when a large amount of iron scrap is used to reduce CO 2 , The amount generated will be reduced and the heat source (fuel) in the steelworks will be insufficient. Thus, when the by-product gas serving as a heat source is insufficient, it is necessary to purchase carbon-containing fuel such as heavy oil and natural gas from the outside.
したがって本発明の目的は、このような従来技術の課題を解決し、発生したCO及び/又はCOを有効に利用し、実質のCO発生量を削減することができる高炉の操業方法を提供することにある。
また、本発明の他の目的は、発生したCO及び/又はCOを有効に利用し、実質のCO発生量を削減することができるとともに、製鉄所内で熱源となる副生ガスが不足した場合でもこれを補うことができる製鉄所の操業方法を提供することにある。
また、本発明の他の目的は、特に高炉から排出されるCO及び/又はCOを有効に利用することで、高炉のCO発生量を実質的に低減することができる高炉又は製鉄所の操業方法を提供することにある。
また、本発明の他の目的は、CO及び/又はCOを改質するために必要な水素の購入量を減らし、より低コストに実施可能な高炉又は製鉄所の操業方法を提供することにある。
Accordingly, an object of the present invention is to solve such problems of the prior art, and to provide a method of operating a blast furnace that can effectively use generated CO 2 and / or CO to reduce the actual amount of generated CO 2. There is to do.
Another object of the present invention is to effectively use the generated CO 2 and / or CO to reduce the substantial amount of CO 2 generation, and the by-product gas serving as a heat source in the steelworks is insufficient. It is to provide a method of operating a steel mill that can compensate for this even in some cases.
Another object of the present invention is to provide a blast furnace or steelworks that can substantially reduce the amount of CO 2 generated in the blast furnace by effectively utilizing CO 2 and / or CO discharged from the blast furnace. It is to provide a method of operation.
Another object of the present invention is to provide a method of operating a blast furnace or a steelworks that can be carried out at a lower cost by reducing the purchase amount of hydrogen necessary for reforming CO 2 and / or CO. is there.
本発明者らは、上記のような従来技術の課題を解決すべく鋭意検討した結果、CO及び/又はCOを含む混合ガス(好ましくは高炉ガス)からCO及び/又はCOを分離回収してこれをCHに変換(改質)し、このCHを熱源(燃料)及び還元剤として高炉に吹き込み、或いは製鉄所内の加熱炉、熱風炉等のような設備で熱源(燃料)等として用いることで、実質的なCO発生量の削減を果たすことができる新たな高炉又は製鉄所の操業方法を創案した。同時に、そのような操業方法において、CO及び/又はCOをCHに変換する際に発生する反応熱を利用して水素を製造することで、より低コストで実施可能な操業方法を創案した。すなわち、本発明の要旨は以下のとおりである。 The present inventors have made intensive studies to solve the prior art problems as described above, mixed gas containing CO 2 and / or CO (preferably blast furnace gas) CO 2 and / or CO separated and recovered from this was converted to CH 4 (reforming) Te, the CH 4 blown into the blast furnace as a heat source (fuel) and a reducing agent, or heating furnace steel works, as a heat source (fuel) or the like in equipment such as a hot air furnace By using it, a new blast furnace or ironworks operation method that can achieve a substantial reduction in the amount of CO 2 generated was devised. At the same time, in such an operation method, hydrogen was produced using the heat of reaction generated when CO 2 and / or CO is converted to CH 4 , thereby creating an operation method that can be performed at a lower cost. . That is, the gist of the present invention is as follows.
[1]CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する工程(A)と、該工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換する工程(B)と、該工程(B)を経たガスからHOを分離除去する工程(C)と、該工程(C)を経たガスを高炉内に吹き込む工程(D)と、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造する工程(E)を有し、該工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いることを特徴とする高炉の操業方法。
[2]CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する工程(A)と、該工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換する工程(B)と、該工程(B)を経たガスからHOを分離除去する工程(C)と、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造する工程(E)を有し、該工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いるとともに、工程(C)を経たガスを製鉄所内で燃料及び/又は還元剤として利用することを特徴とする製鉄所の操業方法。
[1] added from a mixed gas containing CO 2 and / or CO and CO 2 and / or the step of the CO is separated and recovered (A), a hydrogen separation recovered CO 2 and / or CO in the step (A) The step (B) for converting CO 2 and / or CO into CH 4 , the step (C) for separating and removing H 2 O from the gas that has undergone the step (B), and the gas that has undergone the step (C) At least a part of the hydrogen produced in the step (E), which comprises a step (D) for blowing hydrogen into the blast furnace and a step (E) for producing hydrogen using the reaction heat generated in the step (B) Is used in the step (B) . A method for operating a blast furnace.
[2] Step (A) for separating and recovering CO 2 and / or CO from a mixed gas containing CO 2 and / or CO, and adding hydrogen to CO 2 and / or CO separated and recovered in the step (A) Then, the step (B) for converting CO 2 and / or CO to CH 4 , the step (C) for separating and removing H 2 O from the gas that has undergone the step (B), and the reaction that occurs in the step (B) A step (E) for producing hydrogen using heat, and at least a part of the hydrogen produced in the step (E) is used in the step (B), and the gas passed through the step (C) is used in the steelworks. And operating as a fuel and / or a reducing agent.
[3]上記[1]又は[2]の操業方法において、工程(C)では、さらに、工程(B)を経たガスから下記(i)及び/又は(ii)を分離除去又は分離回収することを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
(i)工程(B)で改質されることなく残存したCO及び/又はCO
(ii)工程(B)で消費されることなく残存した水素
[4]上記[1]〜[3]のいずれかの操業方法において、混合ガスが高炉ガスであることを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[5]上記[1]〜[4]のいずれかの操業方法において、工程(B)で用いる水素の少なくとも一部がアンモニアを分解して得られたものであることを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[3] In the operation method of [1] or [2] above, in the step (C), the following (i) and / or (ii) is further removed or separated and recovered from the gas that has undergone the step (B): A method of operating a blast furnace or steelworks characterized by
(I) CO 2 and / or CO remaining without being modified in step (B)
(Ii) Hydrogen remaining without being consumed in step (B) [4] In the operation method according to any one of [1] to [3] above, the mixed gas is a blast furnace gas, or a blast furnace or iron making Operation method.
[5] Blast furnace or iron making, wherein in the operating method according to any one of the above [1] to [4], at least a part of hydrogen used in the step (B) is obtained by decomposing ammonia. Operation method.
[6]上記[1]〜[5]のいずれかの操業方法において、工程(E)では、単環芳香族化合物及び/又は多環芳香族化合物の水素化物の脱水素反応により水素を製造するとともに、その脱水素反応の熱源として工程(B)で発生する反応熱を利用することを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[7]上記[6]の操業方法において、工程(E)では、工程(B)でのメタン化反応の反応圧力よりも高い反応圧力で脱水素反応を行うことで水素を製造することを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[8]上記[7]の操業方法において、工程(E)における脱水素反応の反応圧力が、単環芳香族化合物及び/又は多環芳香族化合物の水素化物を反応器に供給する圧力で維持されることを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[6] In the operating method according to any one of [1] to [5 ] above, in step (E), hydrogen is produced by a dehydrogenation reaction of a hydride of a monocyclic aromatic compound and / or a polycyclic aromatic compound. And the operating method of a blast furnace or a steelworks using the reaction heat which generate | occur | produces at a process (B) as a heat source of the dehydrogenation reaction.
[7] In the operation method of [6 ] above, in the step (E), hydrogen is produced by performing a dehydrogenation reaction at a reaction pressure higher than the reaction pressure of the methanation reaction in the step (B). How to operate the blast furnace or steelworks.
[8] In the operation method of [7 ] above, the reaction pressure of the dehydrogenation reaction in step (E) is maintained at a pressure at which a hydride of a monocyclic aromatic compound and / or a polycyclic aromatic compound is supplied to the reactor. A method of operating a blast furnace or a steelworks, characterized in that
[9]上記[7]又は[8]の操業方法において、工程(E)で製造された水素を、さらに昇圧することなく工程(B)に供給することを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[10]上記[1]〜[5]のいずれかの操業方法において、工程(E)では、工程(B)で発生する反応熱を熱源としてアンモニアを分解し、水素を製造することを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[11]上記[10]の操業方法において、アンモニアの分解反応を水素分離膜の存在下で行うことを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[12]上記[1]〜[5]のいずれかの操業方法において、工程(E)では、炭化水素の水蒸気改質により水素を製造するとともに、炭化水素の予熱用の熱源として工程(B)で発生する反応熱を利用することを特徴とする高炉又は製鉄所の操業方法。
[9] In the operation method of [7] or [8 ] above, the hydrogen produced in the step (E) is supplied to the step (B) without further pressure increase, and the operation of the blast furnace or the steelworks Method.
[10] The operation method according to any one of [1] to [5 ] above, wherein in step (E), ammonia is decomposed using the heat of reaction generated in step (B) as a heat source to produce hydrogen. To operate a blast furnace or steelworks.
[11] A method for operating a blast furnace or a steel plant, wherein the ammonia decomposition reaction is performed in the presence of a hydrogen separation membrane in the operation method according to [10] .
[12] In the operating method according to any one of [1] to [5 ] above, in step (E), hydrogen is produced by steam reforming of hydrocarbons, and step (B) is used as a heat source for preheating hydrocarbons. A method of operating a blast furnace or a steelworks, characterized by utilizing reaction heat generated in the process.
本発明の高炉又は製鉄所の操業方法によれば、CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収してこれをCHに変換(改質)し、このCHを熱源(燃料)及び還元剤として高炉に吹き込み、或いは製鉄所内の加熱炉や熱風炉等のような設備で熱源(燃料)等として用いるようにしたので、CO及び/又はCOを有効に利用した高炉や製鉄所全体の操業を低コストに実施することができ、CO発生量の削減を図ることができる。また、高炉での低還元材比操業の実施やその他の理由で製鉄所内で熱源となる副生ガスが不足した場合でも、その不足分を適切に補うことができる。 According to operation method of a blast furnace or steel plant of the present invention, conversion from a mixed gas containing CO 2 and / or CO CO 2 and / or which separates recovered CO to CH 4 (reforming), and the CH 4 was blown into the blast furnace as a heat source (fuel) and a reducing agent, or was used as a heat source (fuel) in equipment such as a heating furnace or hot air furnace in a steelworks, so CO 2 and / or CO was effectively used. The operation of the entire blast furnace and steelworks used can be carried out at a low cost, and the amount of CO 2 generated can be reduced. Moreover, even when the by-product gas which becomes a heat source in the steelworks is insufficient due to the operation of the low reducing material ratio operation in the blast furnace or for other reasons, the shortage can be appropriately compensated.
さらに、CO及び/又はCOをCHに変換する際に発生する反応熱を水素の製造に利用し、製造された水素を上記変換(改質)工程で用いることにより、本発明をより低コストで実施することができる。また、上記反応熱を熱源に利用して有機ハイドライドの脱水素反応により水素を製造するとともに、この脱水素反応工程での反応圧力を、CO及び/又はCOをCHに変換するメタン化反応工程の反応圧力よりも高くすることで、系内でのエネルギー効率が高められ、プロセス全体の省エネルギー化を達成することができる。 Furthermore, the reaction heat generated when CO 2 and / or CO is converted to CH 4 is used for the production of hydrogen, and the produced hydrogen is used in the conversion (reforming) step, thereby further reducing the present invention. Can be implemented at a cost. In addition, while producing hydrogen by dehydrogenation of organic hydride using the heat of reaction as a heat source, the reaction pressure in this dehydrogenation reaction step is a methanation reaction that converts CO 2 and / or CO into CH 4. By making it higher than the reaction pressure of the process, the energy efficiency in the system can be increased, and energy saving of the entire process can be achieved.
工程(B)が行われる設備の一実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows one Embodiment of the installation in which a process (B) is performed 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の一実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows one Embodiment of the facility in which a process (B) and a process (E) are performed 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の他の実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows other embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are performed. 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の他の実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows other embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are performed. 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の他の実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows other embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are performed. 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の他の実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows other embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are performed. 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の他の実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows other embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are performed. 工程(B)及び工程(E)が行われる設備の他の実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows other embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are performed. 有機ハイドライドから水素を製造する工程(E)を有する方法の一実施形態を示す説明図Explanatory drawing which shows one Embodiment of the method which has the process (E) which manufactures hydrogen from organic hydride 本発明の高炉操業方法において、混合ガスとして高炉ガスを用いる場合の一実施態様(ガスの処理フロー)を示す説明図Explanatory drawing which shows one embodiment (gas processing flow) at the time of using blast furnace gas as mixed gas in the blast furnace operating method of this invention 本発明の高炉操業方法において、混合ガスとして高炉ガスを用いる場合の他の実施態様(ガスの処理フロー)を示す説明図Explanatory drawing which shows the other embodiment (gas processing flow) when using blast furnace gas as mixed gas in the blast furnace operating method of this invention.
以下、本発明の高炉の操業方法について説明する。
本発明の高炉操業方法では、CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する工程(A)と、該工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換する工程(B)と、該工程(B)を経たガスからHOを分離除去する工程(C)と、該工程(C)を経たガスを高炉内に吹き込む工程(D)を有する。さらに、好ましくは、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造する工程(E)を有し、この工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いる。
Hereinafter, the operation method of the blast furnace of this invention is demonstrated.
In blast furnace operation method of the present invention, the step (A) for separating and recovering CO 2 and / or CO from a gas mixture comprising CO 2 and / or CO, the step (A) the separation recovered CO 2 and / or Step (B) of adding hydrogen to CO to convert CO 2 and / or CO into CH 4 , Step (C) of separating and removing H 2 O from the gas that has undergone the step (B), A step (D) of blowing the gas having undergone C) into the blast furnace; Furthermore, preferably, the method has a step (E) of producing hydrogen by using the reaction heat generated in the step (B), and at least a part of the hydrogen produced in the step (E) is obtained in the step (B). Use.
工程(D)で高炉内に吹き込まれたCHは、高炉内において下記(3)式の反応により還元剤(還元ガス)に変換される。
CH4+1/2O2=CO+2H2 ΔH=-8.5kJ/mol(発熱) …(3)
上記(3)式は発熱反応であり、鉄鉱石の還元に必要な熱として供給される。また、生成する還元ガスは下記(4)式に示すように鉄鉱石を還元する。
Fe2O3+CO+2H2=2Fe+CO2+2H2O ΔH=58.9kJ/mol(吸熱) …(4)
上記のようにCHの燃焼熱も高炉内の鉄鉱石の還元・溶解に利用できるので、さきに(1)式に示したような水素による鉄鉱石還元ほど高炉下部への熱補償は必要ない。
CH 4 blown into the blast furnace in the step (D) is converted into a reducing agent (reducing gas) by the reaction of the following formula (3) in the blast furnace.
CH 4 + 1 / 2O 2 = CO + 2H 2 ΔH = -8.5kJ / mol (exothermic)… (3)
The above formula (3) is an exothermic reaction and is supplied as heat necessary for the reduction of iron ore. Moreover, the reducing gas produced reduces iron ore as shown in the following formula (4).
Fe 2 O 3 + CO + 2H 2 = 2Fe + CO 2 + 2H 2 O ΔH = 58.9kJ / mol (endothermic)… (4)
As mentioned above, the combustion heat of CH 4 can also be used for the reduction and dissolution of iron ore in the blast furnace, so heat compensation at the bottom of the blast furnace is not required as much as iron ore reduction with hydrogen as shown in equation (1). .
混合ガスとしては、CO及び/又はCOを含む混合ガスであれば、その種類は問わない。例えば、製鉄プロセスで発生する混合ガスとしては、高炉ガスや転炉ガスなどが代表的なものとして挙げられるが、これらに限定されるものではなく、また、他の産業分野で発生する混合ガスであってもよい。なお、COを効率的に分離するためには、混合ガスのCO濃度が高いことが望ましいが、高炉ガス、転炉ガス、加熱炉燃焼排ガスなどを前提にした場合、混合ガスとしては、COを15vol%以上含むものを対象とすることが好ましい。 The mixed gas is not limited as long as it is a mixed gas containing CO 2 and / or CO. For example, typical examples of the mixed gas generated in the iron making process include blast furnace gas and converter gas. However, the mixed gas is not limited to these, and is also a mixed gas generated in other industrial fields. There may be. Incidentally, the CO 2 in order to efficiently separated, it high CO 2 concentration of the mixed gas is desired, when the blast furnace gas, converter gas, etc. furnace flue gas assumes, as a mixed gas, the CO 2 it is preferable to target those containing more than 15 vol%.
また、本発明が最も有用なのは、原料の混合ガスとして高炉ガスを用いる場合であり、高炉ガスに含まれるCOとCOをCHに改質して高炉に熱源及び還元剤として循環させることにより、高炉からのCO排出量を削減することができる。高炉ガスの一般的な組成は、CO:15〜25vol%、CO:15〜25vol%、N:45〜55vol%、水素:0〜5vol%程度である。原料の混合ガスとして高炉ガスを用いる場合、高炉から発生する高炉ガスの一部又は全部を対象とするが、例えば、高炉ガスの10vol%を使用した場合には、CO排出量を約12%程度削減することができる。 Further, the present invention is most useful when blast furnace gas is used as a mixed gas of the raw material. By reforming CO 2 and CO contained in the blast furnace gas into CH 4 and circulating them as a heat source and a reducing agent in the blast furnace. , CO 2 emissions from the blast furnace can be reduced. General composition of the blast furnace gas, CO 2: 15~25vol%, CO : 15~25vol%, N 2: 45~55vol%, hydrogen: is about 0~5vol%. When blast furnace gas is used as a mixed gas of the raw material, a part or all of the blast furnace gas generated from the blast furnace is targeted. For example, when 10 vol% of the blast furnace gas is used, the CO 2 emission amount is about 12%. The degree can be reduced.
以下、本発明の高炉の操業方法について、これを構成する工程(A)〜(D)、さらに工程(E)について説明する。
・工程(A)
原料ガスである混合ガスは、CO及び/又はCOを含む混合ガスであり、この工程(A)では、この混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する。また、COとCOを含む混合ガスの場合には、混合ガスからCOとCOを分離回収し、工程(B)でCHに変換(改質)することが好ましいが、これに限られるものではなく、例えば、COとCOを含む混合ガスから、COのみを分離回収するようにしてもよい。
Hereinafter, the operation method of the blast furnace of the present invention will be described with respect to steps (A) to (D) and further step (E) constituting the same.
・ Process (A)
The mixed gas that is a raw material gas is a mixed gas containing CO 2 and / or CO. In this step (A), CO 2 and / or CO is separated and recovered from this mixed gas. In the case of a mixed gas containing CO 2 and CO is the CO 2 and CO were separated and recovered from the mixed gas, converted to CH 4 at step (B) it is preferred that (modified) is limited to For example, only CO 2 may be separated and recovered from a mixed gas containing CO 2 and CO.
混合ガスからCO、COを分離回収する方法は、それぞれ任意の方法でよい。また、混合ガスからCOとCOを各々分離回収する場合、COを分離回収した後、COを分離回収してもよいし、その逆でもよい。また、COとCOを同時に分離回収してもよい。
混合ガスからCOを分離回収する方法としては、例えば、加圧又は冷却によりCOを液化又は固化する方法、苛性ソーダやアミンなどの塩基性水溶液にCOを吸収させた後、加熱又は減圧により分離回収する方法、活性炭やゼオライトなどにCOを吸着させた後、加熱又は減圧により分離回収する方法、CO分離膜により分離回収する方法などが知られており、これらを含む任意の方法を採用することができる。
Any method may be used for separating and recovering CO 2 and CO from the mixed gas. Further, when CO 2 and CO are separated and recovered from the mixed gas, CO 2 may be separated and recovered, and then CO may be separated and recovered, or vice versa. Further, CO 2 and CO may be separated and recovered at the same time.
As a method for separating and recovering CO 2 from the mixed gas, for example, a method in which CO 2 is liquefied or solidified by pressurization or cooling, CO 2 is absorbed in a basic aqueous solution such as caustic soda or amine, and then heated or reduced in pressure. A method for separating and collecting, a method for separating and collecting CO 2 by adsorption on activated carbon, zeolite, or the like, and then separating and collecting by heating or decompression, a method for separating and collecting by a CO 2 separation membrane, etc. are known. Can be adopted.
また、混合ガスからCOを分離回収する方法としては、例えば、銅/活性炭、銅/アルミナ、銅/ゼオライトなどの吸着剤にCOを吸着させた後、加熱又は減圧により分離回収する方法、銅を主要成分とする吸収液にCOを吸収させた後、加熱又は減圧により分離回収する方法などが知られており、これらを含む任意の方法を採用することができる。
また、以上のようなCOを分離回収する方法とCOを分離回収する方法とを同時又は複合的に実施し、CO及びCOを同時に分離回収してもよい。
なお、混合ガスから分離回収されたCOやCOのガス純度に特別な制限はないが、改質工程で使用する反応器の小型化などの観点からは、80vol%以上の純度であることが好ましい。
In addition, as a method for separating and recovering CO from a mixed gas, for example, a method in which CO is adsorbed on an adsorbent such as copper / activated carbon, copper / alumina, copper / zeolite, and then separated and recovered by heating or reduced pressure, A method of absorbing and absorbing CO in the absorption liquid as a main component and then separating and recovering it by heating or decompression is known, and any method including these can be adopted.
Alternatively, the method for separating and recovering CO 2 and the method for separating and recovering CO may be performed simultaneously or in combination, and CO 2 and CO may be separated and recovered simultaneously.
The gas purity of CO 2 and CO separated and recovered from the mixed gas is not particularly limited, but from the viewpoint of downsizing the reactor used in the reforming process, the purity should be 80 vol% or more. preferable.
・工程(B)
この工程(B)では、上記工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換(改質)するが、CO及び/又はCOに水素を添加してCHに改質する方法には、特定の触媒などを用いて改質を行う公知の方法を採用することができる。水素によるCOの還元反応を下記(5)式に、水素によるCOの還元反応を下記(6)式に、それぞれ示す。
CO2+4H2=CH4+2H2O ΔH=-39.4kJ/mol(発熱) …(5)
CO+3H2=CH4+H2O ΔH=-49.3kJ/mol(発熱) …(6)
・ Process (B)
In this step (B), adding hydrogen to the separated recovered CO 2 and / or CO in the step (A), CO 2 and / or conversion of CO to CH 4 (modified), but, CO 2 and As a method for reforming to CH 4 by adding hydrogen to CO, a known method for reforming using a specific catalyst or the like can be employed. The reduction reaction of CO 2 with hydrogen is shown in the following formula (5), and the reduction reaction of CO with hydrogen is shown in the following formula (6).
CO 2 + 4H 2 = CH 4 + 2H 2 O ΔH = -39.4kJ / mol (exothermic)… (5)
CO + 3H 2 = CH 4 + H 2 O ΔH = -49.3kJ / mol (exotherm)… (6)
上記(5)式、(6)式は発熱反応である。(5)式は平衡的には低温が有利であり、300℃におけるCO平衡転化率は約95%を示す。また、(6)式も平衡的には低温が有利であり、300℃におけるCO平衡転化率は約98%を示す。これらの反応には通常使用されているメタン化触媒を利用できる。具体的には、鉄、Ni、Co、Ruなどの遷移金属系触媒を用いることにより、COやCOをCHに改質可能である。なかでもNi系触媒は活性が高く、また耐熱性も高く500℃程度の温度まで使用可能であるので、特に好ましい。また、鉄鉱石を触媒として用いてもよく、特に高結晶水鉱石は、結晶水を脱水すると比表面積が増加し、触媒として好適に利用できる。 The above formulas (5) and (6) are exothermic reactions. In formula (5), low temperature is advantageous in equilibrium, and the CO 2 equilibrium conversion at 300 ° C. is about 95%. In addition, the low temperature is advantageous in the equation (6) as well, and the CO equilibrium conversion at 300 ° C. is about 98%. For these reactions, a methanation catalyst usually used can be used. Specifically, CO 2 and CO can be reformed to CH 4 by using a transition metal catalyst such as iron, Ni, Co, and Ru. Among these, Ni-based catalysts are particularly preferable because they have high activity and high heat resistance and can be used up to a temperature of about 500 ° C. In addition, iron ore may be used as a catalyst, and particularly high crystal water ore increases its specific surface area when dehydrated crystal water and can be suitably used as a catalyst.
メタン化反応器は、触媒層の圧力損失や、メタン化反応器下流側に後述するような熱交換器を設置する場合にはその圧力損失を考慮して、その入口圧力が0.2〜1MPa程度、より好ましくは0.3〜0.6MPa程度で運転されることが望ましい。メタン化反応器での反応圧力が低すぎると、圧力損失のためにメタン化反応器下流に吸引ブロワを設置する必要が生じ、消費動力が増大する。一方、メタン化反応器での反応圧力が高すぎると、CO及び/又はCO、及びHを反応圧力まで昇圧するための消費動力が増大する。 The inlet pressure of the methanation reactor is 0.2 to 1 MPa in consideration of the pressure loss of the catalyst layer and the pressure loss when a heat exchanger as will be described later is installed downstream of the methanation reactor. It is desirable to operate at a degree, more preferably about 0.3 to 0.6 MPa. If the reaction pressure in the methanation reactor is too low, it becomes necessary to install a suction blower downstream of the methanation reactor due to pressure loss, and power consumption increases. On the other hand, when the reaction pressure in the methanation reactor is too high, the power consumption for increasing the pressure of CO 2 and / or CO and H 2 to the reaction pressure increases.
ここで、CO、COをCHに改質する場合、CO、COをそれぞれ個別に改質してもよいし、COとCOを混合した状態で改質してもよい。
CO及び/又はCOに添加される水素の供給源は任意であるが、例えば、アンモニアなどのような含水素化合物を分解して生成させた水素を用いることができる。アンモニアの分解は下記(7)式で示される。
NH3=1/2N2+3/2H2 ΔH=11.0kJ/mol(吸熱) …(7)
Here, when modifying the CO 2, CO to CH 4, to CO 2, CO and may each be individually reformed, may be modified in admixture with CO 2 and CO.
The source of hydrogen added to CO 2 and / or CO is arbitrary, but for example, hydrogen generated by decomposing a hydrogen-containing compound such as ammonia can be used. The decomposition of ammonia is shown by the following formula (7).
NH 3 = 1 / 2N 2 + 3 / 2H 2 ΔH = 11.0kJ / mol (endothermic)… (7)
上記(7)式は400℃で約95%の平衡転化率を示す。アンモニアは、鉄、Ni、Coなどの遷移金属系触媒を用いることにより、窒素と水素に分解可能である。また、鉄鉱石を触媒として用いてもよく、特に高結晶水鉱石は、結晶水を脱水すると比表面積が増加し、触媒として好適に利用できる。
アンモニアは石炭を乾留するコークスを製造する際に発生し(アンモニア発生量は約3.3Nm/t-石炭)、現状では、液安又は硫安として回収されている。このアンモニアを本発明において水素源として利用できれば、製鉄所外から水素を調達する必要がなくなり、或いは製鉄所外から調達する量を少なくすることができる。
The above equation (7) shows an equilibrium conversion of about 95% at 400 ° C. Ammonia can be decomposed into nitrogen and hydrogen by using a transition metal catalyst such as iron, Ni, or Co. In addition, iron ore may be used as a catalyst, and particularly high crystal water ore increases its specific surface area when dehydrated crystal water and can be suitably used as a catalyst.
Ammonia is generated when producing coke for carbonization of coal (ammonia generation amount is about 3.3 Nm 3 / t-coal), and currently recovered as liquid ammonium or ammonium sulfate. If this ammonia can be used as a hydrogen source in the present invention, it is not necessary to procure hydrogen from outside the steelworks, or the amount procured from outside the steelworks can be reduced.
また、水素を得るための他の含水素化合物としては、例えば、コークス炉ガスなどが挙げられる。コークス炉ガスから水素を得る場合、コークス炉ガス中の水素をPSA(物理吸着)などで分離回収する方法、コークス炉ガス中の炭化水素を改質(部分酸化)し、この改質ガスから水素をPSA(物理吸着)などで分離回収する方法、などの方法を採ることができる。また、バイオマスを部分酸化し、得られたガスからPSA(物理吸着)などで水素を分離回収してもよい。
アンモニアなどの含水素化合物を分解して水素を得る場合、分解した後の水素以外のガス成分(アンモニアの場合には窒素)を分離除去した後、水素を工程(B)に供給する。
また、他の供給源から得られる水素としては、例えば、天然ガスなどの炭化水素を水蒸気改質などによって改質することで製造された水素、液化水素を気化させて得られた水素、有機ハイドライドを脱水素して製造された水素、水の電気分解によって製造された水素などが挙げられる。
Examples of other hydrogen-containing compounds for obtaining hydrogen include coke oven gas. When obtaining hydrogen from coke oven gas, a method of separating and recovering hydrogen in coke oven gas by PSA (physical adsorption), etc., reforming hydrocarbons in coke oven gas (partial oxidation), and hydrogen from this reformed gas A method such as a method of separating and recovering PSA (physical adsorption) or the like can be employed. Alternatively, the biomass may be partially oxidized, and hydrogen may be separated and recovered from the obtained gas by PSA (physical adsorption) or the like.
When hydrogen is obtained by decomposing a hydrogen-containing compound such as ammonia, hydrogen is supplied to the step (B) after separating and removing gas components other than the decomposed hydrogen (nitrogen in the case of ammonia).
Examples of hydrogen obtained from other sources include hydrogen produced by reforming hydrocarbons such as natural gas by steam reforming, hydrogen obtained by vaporizing liquefied hydrogen, and organic hydride. And hydrogen produced by dehydrogenation, hydrogen produced by electrolysis of water, and the like.
CO及び/又はCOに水素を添加し、触媒を用いてCHに改質(CO、COをそれぞれ個別に若しくは混合した状態で改質)するには、通常、水素を添加したCO及び/又はCOを触媒が充填されている反応器に導入し、CO及び/又はCOをCHに変換(改質)する反応を生じさせる。反応器としては、固定層反応器、流動層反応器、気流層反応器などを用いることができる。なお、これら反応器の形式によって、触媒の物理的な性状が適宜選択される。 To add hydrogen to CO 2 and / or CO and to reform to CH 4 using a catalyst (reforming CO 2 and CO individually or in a mixed state), usually CO 2 to which hydrogen is added And / or CO is introduced into a reactor packed with catalyst to produce a reaction that converts (reforms) CO 2 and / or CO to CH 4 . As the reactor, a fixed bed reactor, a fluidized bed reactor, a gas bed reactor, or the like can be used. The physical properties of the catalyst are appropriately selected depending on the type of the reactor.
これらのなかでも、メタン化反応器としては、耐熱性に優れるNi系触媒などの触媒を充填した断熱型の固定層反応器は工業的実績が多い。図1は、工程(B)が行われる設備の一実施形態を示すものであり、触媒3(例えば、Ni系触媒など)を充填した複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置されている。これらの反応器1は、断熱型の固定層反応器からなる。これら複数の反応器1に、水素を添加したCO及び/又はCOが順次導入され、各反応器1においてCO及び/又はCOをCHに変換(改質)する反応が生じる。各反応器1の下流側のガス流路4には熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2で熱回収される。この実施形態では熱媒体として水を用い(5が熱媒体流路)、熱交換器2で蒸気を発生させて熱回収を行っている。
なお、反応温度の制御を適切に行いつつ、メタン化反応を効率的に生じさせるには、本実施形態のように、1基の反応器1に充填する触媒量を少なくするとともに、反応器1の下流側に設置された熱交換器2によって熱回収を行いながら反応温度制御を行い、このような反応器1と熱交換器2のセットを数基直列に配列した反応器群でメタン化反応を完結させるようにすることが好ましい。
Among these, as a methanation reactor, an adiabatic fixed bed reactor filled with a catalyst such as a Ni-based catalyst having excellent heat resistance has many industrial achievements. FIG. 1 shows an embodiment of equipment in which the step (B) is performed. A plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are used as gas flows. It is arranged in series with the path 4. These reactors 1 are adiabatic fixed bed reactors. CO 2 and / or CO to which hydrogen is added are sequentially introduced into the plurality of reactors 1, and a reaction for converting (reforming) CO 2 and / or CO into CH 4 occurs in each reactor 1. A heat exchanger 2 is disposed in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is heat recovered by this heat exchanger 2. . In this embodiment, water is used as a heat medium (5 is a heat medium flow path), and steam is generated by the heat exchanger 2 to perform heat recovery.
In order to efficiently generate a methanation reaction while appropriately controlling the reaction temperature, the amount of catalyst charged in one reactor 1 is reduced as in the present embodiment, and the reactor 1 The reaction temperature is controlled while heat is recovered by the heat exchanger 2 installed on the downstream side, and the methanation reaction is performed in a group of reactors in which several sets of such reactors 1 and 2 are arranged in series. Is preferably completed.
また、CO及び/又はCOに混合する水素の量は、量論比以上であることが好ましく、具体的には、水素の量はCO及び/又はCOに対する量論比で1以上1.2以下であることが好ましい。量論比が1未満では未反応で残留するCO及び/又はCOが増加するだけでなく、メタン化触媒上に炭素質が析出して触媒寿命を短くする恐れがある。一方、量論比が1.2を超えると、反応に対する悪影響は認められないものの、未反応で残留するHが増えて経済性が低下する。 In addition, the amount of hydrogen mixed with CO 2 and / or CO is preferably greater than or equal to the stoichiometric ratio. Specifically, the amount of hydrogen is 1 or more in terms of the stoichiometric ratio with respect to CO 2 and / or CO. It is preferable that it is 2 or less. If the stoichiometric ratio is less than 1, not only the unreacted residual CO 2 and / or CO increases, but also a carbonaceous substance may be deposited on the methanation catalyst to shorten the catalyst life. On the other hand, when the stoichiometric ratio exceeds 1.2, although no adverse effect on the reaction is recognized, H 2 remaining unreacted increases and the economic efficiency decreases.
・工程(C)
この工程(C)では、上記工程(B)を経たガス(以下、「改質後ガス」という)からHOを分離除去する。水素によってCO及び/又はCOをCHに改質した場合、HOが生成する。HOが高炉に導入されると、高炉内のコークスを消費し、逆にCO排出量が増加する。したがって、改質後ガスからHOを分離除去する必要がある。
改質後ガスからHOを分離除去する方法としては、冷却方式、吸着方式などを適用できる。冷却方式では、改質後ガスを露点温度以下に冷却し、HOを凝縮除去する。露点温度は改質ガス中のHO濃度によって決まるが、通常、改質後ガスを30℃以下まで冷却すれば、HOを適切に凝縮除去することができ、通常高炉に吹き込まれる送風空気湿分濃度と同程度となるので、高炉操業上好ましい。また、吸着方式では、シリカゲルなどの除湿用吸着剤を用いるが、吸着塔内で吸着と再生を繰り返す方式、ハニカム状に成型された吸着剤が回転しながら再生・吸着を連続的に繰り返すハニカムローター方式などを適宜採用できる。また、改質後ガスを冷却する方法としては、例えば、工程(C)を経て高炉に供給される途中の改質後ガス(通常、常温)と熱交換させるようにしてもよい。
・ Process (C)
In this step (C), H 2 O is separated and removed from the gas that has undergone the above-described step (B) (hereinafter referred to as “reformed gas”). When CO 2 and / or CO is reformed to CH 4 by hydrogen, H 2 O is generated. When H 2 O is introduced into the blast furnace, coke in the blast furnace is consumed, and conversely, CO 2 emission increases. Therefore, it is necessary to separate and remove H 2 O from the reformed gas.
As a method for separating and removing H 2 O from the reformed gas, a cooling method, an adsorption method, or the like can be applied. In the cooling method, the reformed gas is cooled to a dew point temperature or lower, and H 2 O is condensed and removed. Although the dew point temperature is determined by the concentration of H 2 O in the reformed gas, normally, if the reformed gas is cooled to 30 ° C. or less, H 2 O can be appropriately condensed and removed, and air blown into a normal blast furnace. Since it becomes comparable to the air moisture concentration, it is preferable for blast furnace operation. In addition, the adsorption method uses a dehumidifying adsorbent such as silica gel, but repeats adsorption and regeneration in an adsorption tower, and a honeycomb rotor that repeats regeneration and adsorption continuously while the adsorbent formed in a honeycomb shape rotates. A system etc. can be suitably adopted. In addition, as a method of cooling the reformed gas, for example, heat exchange may be performed with the reformed gas (usually normal temperature) in the middle of being supplied to the blast furnace through the step (C).
また、上記工程(B)でCO及び/又はCOの改質のために添加した水素の一部が未反応状態で改質後ガス中に残存していても(通常、添加した水素の一部は未反応状態で改質後ガス中に残存する)、本発明では特に問題とはならないが、残存水素を分離回収して、工程(B)で再利用してもよい。改質後ガスから水素を分離回収するには、例えば、H以外のガスを吸着剤で吸着分離するPSA法などの方法を採ることができる。
さらに、改質後ガスに上記工程(B)でCHに改質されなかったCO及び/又はCO(特にCO)が残存している場合には、例えば、さきに述べたような方法でCO及び/又はCOを分離除去してもよい。
以上により、改質後ガスは、通常、CH主体のガス又は実質的にCHのみからなるガスとなる。
Even if a part of the hydrogen added for the reforming of CO 2 and / or CO in the step (B) remains in the reformed gas in an unreacted state (usually one of the added hydrogens). Part remains in the gas after reforming in an unreacted state), which is not a problem in the present invention, but the remaining hydrogen may be separated and recovered and reused in the step (B). In order to separate and recover hydrogen from the reformed gas, for example, a method such as a PSA method in which a gas other than H 2 is adsorbed and separated by an adsorbent can be employed.
Further, in the case where CO 2 and / or CO (particularly CO 2 ) that has not been reformed to CH 4 in the step (B) remain in the reformed gas, for example, the method described above CO 2 and / or CO may be separated and removed.
As described above, the reformed gas is usually a gas mainly composed of CH 4 or a gas substantially consisting of CH 4 .
・工程(D)
この工程(D)では、工程(C)を経た改質後ガスを熱源及び還元剤として高炉内に吹き込む。改質後ガスは、高炉操業を考慮するとガス温度を高めて高炉内に吹き込むことが好ましく、このため工程(B)を経た直後の高温の改質後ガスと熱交換して昇温させてから高炉に吹き込んでもよい。また、他の熱源を用いて間接加熱により改質後ガスを昇温させてもよい。改質後ガスの高炉内への吹き込みは、通常、羽口を通じて行うが、これに限られるものではない。改質後ガスを羽口から吹き込む場合、羽口に吹込みランスを設置し、この吹込みランスから吹き込むのが一般的である。
・ Process (D)
In this step (D), the reformed gas that has undergone step (C) is blown into the blast furnace as a heat source and a reducing agent. In consideration of blast furnace operation, the reformed gas is preferably blown into the blast furnace after raising the gas temperature. For this reason, after the heat is exchanged with the high-temperature reformed gas immediately after the step (B), the temperature is raised. It may be blown into a blast furnace. Further, the temperature of the reformed gas may be raised by indirect heating using another heat source. The reformed gas is normally blown into the blast furnace through the tuyere, but is not limited thereto. When the gas after reforming is blown from the tuyere, it is common to install a blowing lance at the tuyere and blow from the blowing lance.
・工程(E)
この工程(E)は、工程(B)で発生する反応熱を回収・利用して水素を製造するものであり、本発明では、この工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いる。図2〜図8は、それぞれ工程(B)及び工程(E)が行われる設備の実施形態を示している。
さきに挙げた式(5)、(6)に示されるように、工程(B)においてCO及び/又はCOをCHに変換する際に発生する反応熱は極めて大きい。特に、Ni系触媒などのような耐熱性の高い触媒と断熱型のメタン化反応器を用い、メタン化反応器の出側ガス温度が400〜500℃程度になるように制御し、このような改質後ガスから熱回収を行えば、一般に大きな吸熱反応である水素の製造において、その熱を有効に利用することができる。
・ Process (E)
In this step (E), hydrogen is produced by recovering and utilizing the reaction heat generated in the step (B). In the present invention, at least a part of the hydrogen produced in this step (E) is used as a step. Used in (B). 2-8 has shown the embodiment of the installation in which a process (B) and a process (E) are each performed.
As shown in the above-described formulas (5) and (6), the reaction heat generated when CO 2 and / or CO is converted to CH 4 in the step (B) is extremely large. In particular, using a highly heat-resistant catalyst such as a Ni-based catalyst and an adiabatic methanation reactor, the outlet gas temperature of the methanation reactor is controlled to be about 400 to 500 ° C. If heat is recovered from the reformed gas, the heat can be effectively utilized in the production of hydrogen, which is generally a large endothermic reaction.
工程(E)の実施形態である水素の製造方法としては、例えば、以下のようなものが挙げられるが、これらに限定されるものではない。
(ア)単環芳香族化合物及び/又は多環芳香族化合物の水素化物(以下、説明の便宜上、これらを総称して「有機ハイドライド」という場合がある)の脱水素反応により水素を製造するとともに、その脱水素反応の熱源として工程(B)で発生する反応熱を利用する方法。
(イ)工程(B)で発生する反応熱を熱源としてアンモニアを分解し、水素を製造する方法。
(ウ)炭化水素の水蒸気改質により水素を製造するとともに、原料となる炭化水素の予熱用の熱源として工程(B)で発生する反応熱を利用する方法。
Examples of the method for producing hydrogen which is an embodiment of the step (E) include the following, but are not limited thereto.
(A) While producing hydrogen by dehydrogenation of hydrides of monocyclic aromatic compounds and / or polycyclic aromatic compounds (hereinafter, these may be collectively referred to as “organic hydrides” for convenience of explanation) And a method of using the heat of reaction generated in step (B) as a heat source for the dehydrogenation reaction.
(A) A method for producing hydrogen by decomposing ammonia using the reaction heat generated in step (B) as a heat source.
(C) A method in which hydrogen is produced by steam reforming of a hydrocarbon and the reaction heat generated in the step (B) is used as a heat source for preheating the hydrocarbon as a raw material.
(エ)炭化水素の水蒸気改質により水素を製造するとともに、工程(B)で発生する反応熱で蒸気を発生させ、この蒸気を改質反応用の水蒸気として利用する方法。
(オ)工程(B)で発生する反応熱で蒸気を発生させ、この蒸気により発電を行い、その電力により水の電気分解を行うことで水素を製造する方法。
(カ)工程(B)で発生する反応熱で蒸気を発生させ、この蒸気により発電を行い、その電力を用いたPSA法(圧力スイング法)により水素含有ガスから水素を分離することで水素を製造する方法。この方法には、例えば、コークス炉ガスなどから水素を分離する方法、バイオマスやプラスチックなどのガス化ガスから水素を分離する方法などが含まれる。
(D) A method of producing hydrogen by steam reforming of hydrocarbons, generating steam with the reaction heat generated in step (B), and using the steam as steam for reforming reaction.
(E) A method of producing hydrogen by generating steam with the reaction heat generated in step (B), generating electric power with this steam, and electrolyzing water with the electric power.
(F) Steam is generated by the reaction heat generated in step (B), electric power is generated by this steam, and hydrogen is separated from the hydrogen-containing gas by the PSA method (pressure swing method) using the power. How to manufacture. This method includes, for example, a method for separating hydrogen from coke oven gas and the like, a method for separating hydrogen from gasification gas such as biomass and plastic, and the like.
上記(ア)の方法では有機ハイドライドの脱水素反応を行う水素製造用反応器が、上記(イ)の方法ではアンモニア分解を行う水素製造用反応器が、上記(ウ)の方法では炭化水素の水蒸気改質を行う水素製造用反応器が、それぞれ用いられ、これらの水素製造用反応器での熱源に、工程(B)で発生する反応熱が利用される。図2〜図6は、上記(ア)〜(ウ)の方法を実施するのに好適な設備構成の幾つかの実施形態を示している。
以上挙げた方法のなかで、上記(ア)の方法において水素製造原料となる有機ハイドライドは常温で液体であるが、水素製造プロセスでの省エネルギーの観点からは、そのような常温で液体である水素製造原料を用いた方が好ましい。これは、水素製造用反応器に水素製造原料を昇圧して供給する時、気体に較べて液体の方が遥かに小さい動力で昇圧できるからである。
In the method (a), a hydrogen production reactor that performs dehydration reaction of organic hydride is used. In the method (a), a hydrogen production reactor that performs ammonia decomposition is used. Reactors for hydrogen production that perform steam reforming are used, and the heat of reaction generated in step (B) is used as a heat source in these reactors for hydrogen production. 2-6 has shown several embodiment of the suitable equipment structure for implementing the method of said (a)-(c).
Among the methods mentioned above, the organic hydride that is a raw material for hydrogen production in the method (a) is liquid at room temperature, but from the viewpoint of energy saving in the hydrogen production process, hydrogen that is liquid at such room temperature. It is preferable to use production raw materials. This is because when the hydrogen production raw material is pressurized and supplied to the hydrogen production reactor, the liquid can be pressurized with much smaller power than the gas.
図2の実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置され、各反応器1の下流側のガス流路4に熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2(5が熱媒体流路)で熱回収される。この実施形態では、熱媒体として水素製造原料、すなわち上記(ア)の方法では有機ハイドライドを、上記(イ)の方法ではアンモニアを、上記(ウ)の方法では炭化水素をそれぞれ用い、熱交換器2でその水素製造原料と直接熱交換を行って水素製造原料を予熱する。そして、この予熱された水素製造原料は水素製造用反応器6に導入され、上記(ア)〜(ウ)のいずれかの方法により水素が製造される。但し、上記(ウ)の方法については、一般に、水蒸気改質反応温度は高いので、メタン化反応熱は原料炭化水素の予熱用として有効であるが、高い反応率で水蒸気改質反応を行うには、より高温の熱源も供給することが好ましい。   In the embodiment of FIG. 2, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4. The heat exchanger 2 is disposed in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and the reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is the heat exchanger 2 (5 is the heat). Heat is recovered in the medium flow path. In this embodiment, a hydrogen production raw material is used as a heat medium, that is, organic hydride is used in the method (a), ammonia is used in the method (a), and hydrocarbon is used in the method (c). In step 2, the hydrogen production raw material is preheated by performing direct heat exchange with the hydrogen production raw material. Then, the preheated hydrogen production raw material is introduced into the hydrogen production reactor 6, and hydrogen is produced by any one of the methods (a) to (c). However, since the steam reforming reaction temperature is generally high for the above method (c), the heat of methanation reaction is effective for preheating the raw material hydrocarbon, but the steam reforming reaction is performed at a high reaction rate. Preferably also supplies a higher temperature heat source.
図3の実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置され、各反応器1の下流側のガス流路4に熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2(5が熱媒体流路)で熱回収される。この実施形態では、熱媒体として水を用い、熱交換器2で蒸気を発生させて熱回収を行い、さらにその蒸気を熱交換器7で水素製造原料と熱交換させ(8が水素製造原料流路)、水素製造原料を予熱する。そして、この予熱された水素製造原料は水素製造用反応器6に導入され、上記(ア)〜(ウ)のいずれかの方法により水素が製造される。   In the embodiment of FIG. 3, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4. The heat exchanger 2 is disposed in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and the reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is the heat exchanger 2 (5 is the heat). Heat is recovered in the medium flow path. In this embodiment, water is used as a heat medium, steam is generated in the heat exchanger 2 to recover heat, and the steam is further heat-exchanged with the hydrogen production raw material in the heat exchanger 7 (8 is a hydrogen production raw material stream). Road), preheat hydrogen production raw material. Then, the preheated hydrogen production raw material is introduced into the hydrogen production reactor 6, and hydrogen is produced by any one of the methods (a) to (c).
図4の実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置される。各反応器1の下流側のガス流路4が、水素製造用反応器6a(シェルアンドチューブ型反応器)の内部を通過し、ガス流路4を流れるガスの顕熱が水素製造用反応器6aの熱源として利用される。そして、水素製造原料が導入される水素製造反応器6aでは、上記(ア)〜(ウ)のいずれかの方法により水素が製造される。
なお、水素製造原料とガス流路4の流れ方向は向流とすることが一般的であるが、並流としてもよい。また、本実施形態では水素製造用反応器6aとしてシェルアンドチューブ型を例示したが、これに限定されるものではない。
In the embodiment of FIG. 4, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4. Is done. The gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1 passes through the inside of the hydrogen production reactor 6a (shell-and-tube type reactor), and the sensible heat of the gas flowing through the gas flow path 4 is the hydrogen production reactor. It is used as a heat source for 6a. In the hydrogen production reactor 6a into which the hydrogen production raw material is introduced, hydrogen is produced by any one of the methods (a) to (c).
The flow direction of the hydrogen production raw material and the gas flow path 4 is generally countercurrent, but may be cocurrent. Moreover, although the shell and tube type was illustrated as the reactor 6a for hydrogen production in this embodiment, it is not limited to this.
図5の実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置され、各反応器1の下流側のガス流路4に熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2(5が熱媒体流路)で熱回収される。この実施形態では、熱媒体として水を用い、熱交換器2で蒸気を発生させて熱回収を行う。蒸気が通る熱媒体流路5が、水素製造用反応器6a(シェルアンドチューブ型反応器)の内部を通過し、蒸気の顕熱が水素製造用反応器6aの熱源として利用される。そして、水素製造原料が導入される水素製造用反応器6aでは、上記(ア)〜(ウ)のいずれかの方法により水素が製造される。
なお、水素製造原料とガス流路4の流れ方向は向流とすることが一般的であるが、並流としてもよい。また、本実施形態では水素製造用反応器6aとしてシェルアンドチューブ型を例示したが、これに限定されるものではない。
In the embodiment of FIG. 5, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4. The heat exchanger 2 is disposed in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and the reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is the heat exchanger 2 (5 is the heat). Heat is recovered in the medium flow path. In this embodiment, water is used as the heat medium, and steam is generated by the heat exchanger 2 to perform heat recovery. The heat medium flow path 5 through which the steam passes passes through the interior of the hydrogen production reactor 6a (shell-and-tube reactor), and the sensible heat of the steam is used as a heat source of the hydrogen production reactor 6a. In the hydrogen production reactor 6a into which the hydrogen production raw material is introduced, hydrogen is produced by any one of the methods (a) to (c).
The flow direction of the hydrogen production raw material and the gas flow path 4 is generally countercurrent, but may be cocurrent. Moreover, although the shell and tube type was illustrated as the reactor 6a for hydrogen production in this embodiment, it is not limited to this.
図6の実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置され、各反応器1の下流側のガス流路4に熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2(5が熱媒体流路)で熱回収される。この実施形態では、熱媒体として水を用い、熱交換器2で蒸気を発生させて熱回収を行うが、ガス流路4に直列に配置された複数の反応器のうち、下流側の1又は2以上の反応器1に付設された熱交換器2a(反応器1の下流側に配置された熱交換器2a)に熱媒体流路5を通じてスチームドラム9からの水が流され、熱交換器2aで蒸気を発生させて熱回収を行う。この蒸気はスチームドラム9を経て液体分が除かれた後、上流側の1又は2以上の反応器1に付設された熱交換器2b(反応器1の下流側に配置された熱交換器2b)に送られ、この熱交換器2bで過熱蒸気を発生させて熱回収を行う。本実施形態で配置された熱交換器2は、熱交換器2aが3基、熱交換器2bが1基である。そして、熱交換器2bで発生した過熱蒸気を熱交換器7で水素製造原料と熱交換させ(8が水素製造原料流路)、水素製造原料を予熱する。この予熱された水素製造原料は水素製造用反応器6に導入され、上記(ア)〜(ウ)のいずれかの方法により水素が製造される。
このように工程(B)の反応熱で過熱蒸気を発生させ、この過熱蒸気を水素製造原料の予熱用熱源として用いる方法は、熱効率に優れており特に好ましい。なお、図6に示される過熱蒸気を発生させる機構は、図5の実施形態の設備に適用してもよい。
In the embodiment of FIG. 6, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4. The heat exchanger 2 is disposed in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and the reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is the heat exchanger 2 (5 is the heat). Heat is recovered in the medium flow path. In this embodiment, water is used as a heat medium and steam is generated in the heat exchanger 2 to recover heat. Among the plurality of reactors arranged in series in the gas flow path 4, the downstream side 1 or Water from the steam drum 9 is caused to flow through the heat medium flow path 5 to the heat exchanger 2a (heat exchanger 2a disposed on the downstream side of the reactor 1) attached to the two or more reactors 1, and the heat exchanger Steam is generated in 2a to recover heat. After this steam is removed from the liquid via the steam drum 9, the heat exchanger 2b attached to one or more reactors 1 on the upstream side (the heat exchanger 2b disposed on the downstream side of the reactor 1). The heat exchanger 2b generates superheated steam to recover the heat. The heat exchanger 2 arranged in this embodiment has three heat exchangers 2a and one heat exchanger 2b. The superheated steam generated in the heat exchanger 2b is heat-exchanged with the hydrogen production raw material in the heat exchanger 7 (8 is a hydrogen production raw material flow path), and the hydrogen production raw material is preheated. This preheated hydrogen production raw material is introduced into the reactor 6 for hydrogen production, and hydrogen is produced by any one of the methods (a) to (c).
Thus, the method of generating superheated steam by the reaction heat in the step (B) and using this superheated steam as a heat source for preheating the hydrogen production raw material is excellent in thermal efficiency and is particularly preferable. Note that the mechanism for generating superheated steam shown in FIG. 6 may be applied to the facility of the embodiment of FIG.
上記(エ)の方法では炭化水素の水蒸気改質を行う水素製造用反応器が用いられ、工程(B)で発生する反応熱で発生させたスチームが水素製造用反応器に導入される。図7は、この(エ)の方法を実施するのに好適な設備構成の一実施形態を示している。
図7の実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置され、各反応器1の下流側のガス流路4に熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2(5が熱媒体流路)で熱回収される。この実施形態では、熱媒体として水を用い、熱交換器2で蒸気を発生させて熱回収を行い、さらにその蒸気が炭化水素が供給される水素製造用反応器10に改質反応用の水蒸気として導入され、炭化水素の水蒸気改質により水素が製造される。水蒸気改質反応温度は高いので、メタン化反応の反応熱を利用して発生させた蒸気を改質反応用の水蒸気の少なくとも一部として利用するこの方法は特に有用である。また、図6のような設備構成で、過熱蒸気を発生させて改質反応用の水蒸気の少なくとも一部として供給することは、熱効率の面から特に有効である。
In the method (d), a hydrogen production reactor that performs steam reforming of hydrocarbons is used, and steam generated by the reaction heat generated in step (B) is introduced into the hydrogen production reactor. FIG. 7 shows an embodiment of an equipment configuration suitable for carrying out the method (d).
In the embodiment of FIG. 7, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4. The heat exchanger 2 is disposed in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and the reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is the heat exchanger 2 (5 is the heat). Heat is recovered in the medium flow path. In this embodiment, water is used as a heat medium, steam is generated in the heat exchanger 2 to recover heat, and the steam is supplied to the hydrogen production reactor 10 to which hydrocarbons are supplied. Hydrogen is produced by steam reforming of hydrocarbons. Since the steam reforming reaction temperature is high, this method using steam generated by utilizing the heat of reaction of the methanation reaction as at least part of steam for the reforming reaction is particularly useful. In addition, it is particularly effective in terms of thermal efficiency to generate superheated steam and supply it as at least a part of steam for reforming reaction with the equipment configuration as shown in FIG.
図8は上記(オ)の方法及び(カ)の方法を実施するのに好適な設備構成の一実施形態を示している。この実施形態では、図1の実施形態と同じく、触媒3(例えば、Ni系触媒など)が充填された複数基の反応器1(メタン化反応器)がガス流路4に直列に配置され、各反応器1の下流側のガス流路4に熱交換器2が配置され、各反応器1でのメタン化反応の反応熱(ガス顕熱)がこの熱交換器2(5が熱媒体流路)で熱回収される。この実施形態では、熱媒体として水を用い、熱交換器2で蒸気を発生させて熱回収を行うが、ガス流路4に直列に配置された複数の反応器のうち、下流側の1又は2以上の反応器1に付設された熱交換器2a(反応器1の下流側に配置された熱交換器2a)に熱媒体流路5を通じてスチームドラム9からの水が流され、熱交換器2aで蒸気を発生させて熱回収を行う。この蒸気はスチームドラム9を経て液体分が除かれた後、上流側の1又は2以上の反応器1に付設された熱交換器2b(反応器1の下流側に配置された熱交換器2b)に送られ、この熱交換器2bで過熱蒸気を発生させて熱回収を行う。本実施形態で配置された熱交換器2は、熱交換器2aが3基、熱交換器2bが1基である。そして、熱交換器2bで発生した過熱蒸気をスチームタービン11に供給して発電を行う。その電力を水素製造設備(図示せず)に供給し、その電力を用いて、上記(オ)の方法では水の電気分解を行うことで水素を製造し、上記(カ)の方法ではPSA法により水素含有ガスから水素を分離することで水素を製造する。また、この方法では、スチームタービン11から排出される廃スチーム或いは加圧排熱水の廃熱を利用した熱電変換などの廃熱発電を組み合わせ、発電量を増加させてもよい。   FIG. 8 shows an embodiment of an equipment configuration suitable for carrying out the above method (e) and method (f). In this embodiment, as in the embodiment of FIG. 1, a plurality of reactors 1 (methanation reactors) filled with a catalyst 3 (for example, a Ni-based catalyst) are arranged in series in the gas flow path 4, A heat exchanger 2 is arranged in the gas flow path 4 on the downstream side of each reactor 1, and the reaction heat (gas sensible heat) of the methanation reaction in each reactor 1 is the heat exchanger 2 (5 is a heat medium flow). Heat). In this embodiment, water is used as a heat medium and steam is generated in the heat exchanger 2 to recover heat. Among the plurality of reactors arranged in series in the gas flow path 4, the downstream side 1 or Water from the steam drum 9 is caused to flow through the heat medium flow path 5 to the heat exchanger 2a (heat exchanger 2a disposed on the downstream side of the reactor 1) attached to the two or more reactors 1, and the heat exchanger Steam is generated in 2a to recover heat. After this steam is removed from the liquid via the steam drum 9, the heat exchanger 2b attached to one or more reactors 1 on the upstream side (the heat exchanger 2b arranged on the downstream side of the reactor 1). The heat exchanger 2b generates superheated steam to recover the heat. The heat exchanger 2 arranged in this embodiment has three heat exchangers 2a and one heat exchanger 2b. And the superheated steam which generate | occur | produced in the heat exchanger 2b is supplied to the steam turbine 11, and electric power generation is performed. The electric power is supplied to a hydrogen production facility (not shown), and the electric power is used to produce hydrogen by electrolyzing water in the above method (e), and the PSA method in the above (f) method. To produce hydrogen by separating hydrogen from the hydrogen-containing gas. Further, in this method, the amount of power generation may be increased by combining waste heat power generation such as thermoelectric conversion using waste steam discharged from the steam turbine 11 or waste heat of pressurized exhaust heat water.
以上述べた種々の実施形態のうち、工程(B)で発生する反応熱を蒸気で熱回収する方法(図3、図5〜図8)は、伝熱効率に優れ、発電設備などで多くの実績を有することから好ましい方法である。特に、図1において説明したような、メタン化反応器として耐熱性に優れるNi系触媒などを充填した断熱型の固定層反応器を採用した場合、メタン化反応器出口温度を400〜500℃に設定することができるため、反応熱を過熱中圧(圧力2〜5MPa程度)蒸気で回収することができ、効率的に水素を製造できるため特に好ましい。   Among the various embodiments described above, the method of recovering heat of reaction generated in the step (B) with steam (FIGS. 3 and 5 to 8) is excellent in heat transfer efficiency and has many achievements in power generation facilities and the like. This is a preferable method. In particular, when an adiabatic fixed bed reactor filled with a Ni-based catalyst having excellent heat resistance as described in FIG. 1 is used, the outlet temperature of the methanation reactor is set to 400 to 500 ° C. Since it can be set, the reaction heat can be recovered with superheated intermediate pressure (pressure of about 2 to 5 MPa) steam, and hydrogen can be produced efficiently, which is particularly preferable.
上記(ア)の方法において水素製造原料に用いる有機ハイドライドは、単環芳香族化合物の水素化物及び多環芳香族化合物の水素化物の中から選ばれる1種以上である。具体的には、シクロヘキサン、メチルシクロヘキサン、ジメチルシクロヘキサン、デカリン、メチルデカリン、ジメチルデカリン、テトラリン、パーヒドロアントラセンなどが挙げられ、これらの1種以上を用いることができる。有機ハイドライドの脱水素反応温度は300〜400℃程度であり、断熱型のメタン化反応器1の出口ガス温度よりも低い温度である。したがって、図2〜図6に示す何れの設備構成によっても有機ハイドライドの脱水素による水素製造が可能である。   The organic hydride used as the hydrogen production raw material in the method (a) is at least one selected from hydrides of monocyclic aromatic compounds and hydrides of polycyclic aromatic compounds. Specific examples include cyclohexane, methylcyclohexane, dimethylcyclohexane, decalin, methyldecalin, dimethyldecalin, tetralin, perhydroanthracene, and the like, and one or more of these can be used. The dehydration reaction temperature of the organic hydride is about 300 to 400 ° C., which is lower than the outlet gas temperature of the adiabatic methanation reactor 1. Therefore, hydrogen production by dehydrogenation of organic hydride is possible with any of the equipment configurations shown in FIGS.
図9は、上記(ア)の方法で有機ハイドライドから水素を製造し、この水素を工程(B)のメタン化反応に利用する場合の一実施形態を模式的に示したものであり、設備構成としては、例えば、図2〜図6に示すものが採用可能である。図において、1はメタン化反応が行われる反応器(メタン化反応器)、4はガス流路、6は有機ハイドライドの脱水素反応が行われる水素製造用反応器(脱水素反応器)、12は水素製造用反応器6での脱水素反応生成物から水素を分離する水素分離装置(蒸留塔)、13は有機ハイドライドを水素製造用反応器6に供給するポンプ、14は有機ハイドライド脱水素生成物流路、15は背圧弁、16は水素分離後の有機ハイドライド脱水素生成物流路である。   FIG. 9 schematically shows an embodiment in which hydrogen is produced from an organic hydride by the method (a) and this hydrogen is used in the methanation reaction in step (B). For example, those shown in FIGS. 2 to 6 can be adopted. In the figure, 1 is a reactor in which a methanation reaction is performed (methanation reactor), 4 is a gas flow path, 6 is a reactor for hydrogen production (dehydrogenation reactor) in which an organic hydride dehydrogenation reaction is performed, 12 Is a hydrogen separation device (distillation tower) for separating hydrogen from the dehydrogenation reaction product in the hydrogen production reactor 6, 13 is a pump for supplying organic hydride to the hydrogen production reactor 6, and 14 is organic hydride dehydrogenation production The physical flow path, 15 is a back pressure valve, and 16 is an organic hydride dehydrogenation product flow path after hydrogen separation.
ここで、水素製造用反応器6における脱水素反応の反応圧力は、反応器1におけるメタン化反応の反応圧力よりも高くすることが好ましい。これは、そのような圧力差を設けることにより、水素製造用反応器6で製造された水素を反応器1に導入するためのコンプレッサーが不要となり、系内でのエネルギー効率が非常に高くなるためである。具体的には、水素製造用反応器6や水素分離装置12の圧力損失にもよるが、脱水素反応が行われる水素製造用反応器6の入口圧力は、メタン化反応が行われる反応器1の入口圧力よりも0.1〜0.5MPa高くすることが好ましく、0.2〜0.4MPa高くすることがより好ましい。脱水素反応器(反応器6)の入口圧力とメタン化反応器(反応器1)の入口圧力の差が小さすぎると、脱水素反応器で製造された水素をメタン化反応器に円滑に導入できなくなる場合があり、一方、脱水素反応器の入口圧力とメタン化反応器の入口圧力の差が大きすぎると、有機ハイドライドの脱水素反応は平衡上、低圧ほど有利であるため、水素収率が低下する。脱水素反応器(反応器6)における脱水素反応の反応圧力を、メタン化反応器(反応器1)におけるメタン化反応の反応圧力よりも高くすること、好ましくは上述した範囲の圧力差を設けることにより、有機ハイドライドを昇圧して脱水素反応器(反応器6)に供給した圧力で脱水素反応の圧力が維持され、さらに、分離した水素を昇圧することなくメタン化反応器(反応器1)に円滑に導入することができ、プロセス全体の省エネルギー化を達成することができる。   Here, the reaction pressure of the dehydrogenation reaction in the hydrogen production reactor 6 is preferably higher than the reaction pressure of the methanation reaction in the reactor 1. This is because by providing such a pressure difference, a compressor for introducing the hydrogen produced in the hydrogen production reactor 6 into the reactor 1 becomes unnecessary, and the energy efficiency in the system becomes very high. It is. Specifically, although depending on the pressure loss of the hydrogen production reactor 6 and the hydrogen separator 12, the inlet pressure of the hydrogen production reactor 6 in which the dehydrogenation reaction is performed is the reactor 1 in which the methanation reaction is performed. It is preferable to make it higher by 0.1 to 0.5 MPa than the inlet pressure, and more preferably by 0.2 to 0.4 MPa. If the difference between the inlet pressure of the dehydrogenation reactor (reactor 6) and the inlet pressure of the methanation reactor (reactor 1) is too small, the hydrogen produced in the dehydrogenation reactor is smoothly introduced into the methanation reactor. On the other hand, if the difference between the inlet pressure of the dehydrogenation reactor and the inlet pressure of the methanation reactor is too large, the dehydration reaction of organic hydride is more advantageous at lower pressures in terms of equilibrium. Decreases. The reaction pressure of the dehydrogenation reaction in the dehydrogenation reactor (reactor 6) is made higher than the reaction pressure of the methanation reaction in the methanation reactor (reactor 1), preferably a pressure difference in the above-mentioned range is provided. Thus, the pressure of the dehydrogenation reaction is maintained by the pressure supplied to the dehydrogenation reactor (reactor 6) by increasing the pressure of the organic hydride, and further, the methanation reactor (reactor 1) without increasing the pressure of the separated hydrogen. ) Can be smoothly introduced, and energy saving of the entire process can be achieved.
上記(イ)の方法において水素源となるアンモニアの分解反応は、反応圧力0.1MPaにおいて平衡転化率が95%以上となる反応温度は約400℃である。したがって、この場合も有機ハイドライドの脱水素反応と同様、図2〜図6に示す何れの方法によっても水素の製造が可能である。また、アンモニア分解で生成する物質はNとHだけであるので、Pd膜などの既存の水素分離膜とアンモニア分解触媒とを組み合わせたメンブレンリアクター中で分解反応を行うことによって、平衡を超える転化率が達成可能であり、好ましい。なお、アンモニア分解触媒としては鉄、Ru、Ni、Coなどの遷移金属系触媒を用いることができる。また、鉄鉱石を触媒として用いてもよく、特に高結晶水鉱石は、結晶水を脱水すると比表面積が増加し、触媒として好適に利用できる。 In the decomposition reaction of ammonia as a hydrogen source in the method (a), the reaction temperature at which the equilibrium conversion becomes 95% or more at a reaction pressure of 0.1 MPa is about 400 ° C. Therefore, in this case as well, hydrogen can be produced by any of the methods shown in FIGS. Moreover, since the substances produced by ammonia decomposition are only N 2 and H 2 , the equilibrium is exceeded by performing the decomposition reaction in a membrane reactor in which an existing hydrogen separation membrane such as a Pd membrane and an ammonia decomposition catalyst are combined. Conversion is achievable and is preferred. As the ammonia decomposition catalyst, a transition metal catalyst such as iron, Ru, Ni, or Co can be used. In addition, iron ore may be used as a catalyst, and particularly high crystal water ore increases its specific surface area when dehydrated crystal water and can be suitably used as a catalyst.
以上説明してきた工程(E)によって製造された水素は、必要に応じて不純物を除去した後、工程(B)のメタン化反応器の上流の水素供給配管に合流させ、メタン化反応に必要な水素の一部として利用される。ここで、前記「必要に応じて不純物を除去」とは、工程(B)のメタン化反応、工程(D)の高炉内へのメタン化ガスの吹き込み、及び工程(E)の水素製造の各工程において必要とされるレベルまで不純物を除去することを意味する。具体的には、水素純度として90%以上、より好ましくは95%以上であればよい。水素純度が90%未満では水素中の不純物によるメタン製造触媒の活性低下やメタン化反応器下流に設置された熱交換器等での伝熱効率の低下の原因となりやすい。また、工程(D)の高炉への吹込みにおいて、高炉内での鉄鉱石の還元効率の低下や熱効率の低下の原因となるおそれもある。なお、水素純度が99.999%より高くても工程(B),(D),(E)での技術上の問題はないが、必要以上に高純度とするとコスト高となるので、水素純度は99.999%を上限とするのが好ましい。   The hydrogen produced by the step (E) described above, after removing impurities as necessary, is joined to the hydrogen supply pipe upstream of the methanation reactor in the step (B) and is necessary for the methanation reaction. Used as part of hydrogen. Here, “removing impurities as necessary” means each of the methanation reaction in step (B), the blowing of methanation gas into the blast furnace in step (D), and the hydrogen production in step (E). It means removing impurities to the level required in the process. Specifically, the hydrogen purity may be 90% or more, more preferably 95% or more. If the hydrogen purity is less than 90%, the activity of the methane production catalyst is reduced due to impurities in hydrogen, and the heat transfer efficiency in the heat exchanger installed downstream of the methanation reactor is likely to be reduced. Moreover, in the injection into the blast furnace in the step (D), there is a possibility that the reduction efficiency of iron ore in the blast furnace and the thermal efficiency may be reduced. It should be noted that even if the hydrogen purity is higher than 99.999%, there is no technical problem in the steps (B), (D), and (E). However, if the purity is higher than necessary, the cost increases. Is preferably 99.999%.
図10は、原料ガス(混合ガス)として高炉ガスを用いる場合の本発明の一実施態様(ガスの処理フロー)を示したものである。この実施形態では、まず、工程(A)として、高炉ガスからCO及び/又はCOが分離回収される。また、高炉ガスはHOやNを含んでいるので、これらを分離除去することにより、残部ガス(改質高炉ガス)の品位を高めることができ、この残部ガスは燃料や水素源などとして利用できる。
次に、工程(B)として、高炉ガスから分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換(改質)する。水素は、アンモニアなどの含水素化合物を分解して得られ、分解した後の水素以外のガス成分(アンモニアの場合には窒素)を分離除去した後、水素が工程(B)に供給される。
FIG. 10 shows one embodiment (gas processing flow) of the present invention in which blast furnace gas is used as the source gas (mixed gas). In this embodiment, first, as step (A), CO 2 and / or CO is separated and recovered from the blast furnace gas. Moreover, since the blast furnace gas contains H 2 O and N 2 , the quality of the remaining gas (reformed blast furnace gas) can be improved by separating and removing these, and the remaining gas is a fuel, hydrogen source, etc. Available as
Next, as a step (B), adding hydrogen to CO 2 and / or CO, which is separated and recovered from the blast furnace gas, CO 2 and / or conversion of CO to CH 4 (reforming) to. Hydrogen is obtained by decomposing a hydrogen-containing compound such as ammonia, and after separating and removing gas components (nitrogen in the case of ammonia) other than hydrogen after decomposition, hydrogen is supplied to step (B).
上記工程(B)を経た改質後ガスは、高炉に導入される直前の改質後ガスと熱交換されることで冷却された後、工程(C)として、HOが分離除去される。また、改質後ガス中に工程(B)で改質されなかったCO及び/又はCOや未反応の水素が残存している場合には、CO及び/又はCOと水素を分離回収し、工程(B)で再利用することもできる。このようにして工程(C)を経た改質後ガスは、上記工程(B)を経た直後の高温の改質後ガスと熱交換して昇温させた後、羽口から熱風とともに高炉内に吹き込まれる(工程(D))。 The reformed gas that has undergone the step (B) is cooled by heat exchange with the reformed gas immediately before being introduced into the blast furnace, and then H 2 O is separated and removed as a step (C). . Further, when CO 2 and / or CO and unreacted hydrogen that have not been reformed in the step (B) remain in the reformed gas, CO 2 and / or CO and hydrogen are separated and recovered. It can also be reused in the step (B). The reformed gas that has undergone the step (C) in this way is heated by exchanging heat with the high-temperature reformed gas immediately after the step (B), and then enters the blast furnace together with hot air from the tuyere. It is blown (process (D)).
図11は、原料ガス(混合ガス)として高炉ガスを用いる場合の本発明の一実施態様(ガスの処理フロー)を示したものである。この実施形態では、工程(A)〜(D)は図10と同様であるが、工程(E)において、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造し、この製造された水素が工程(B)に供給されて、メタン化反応に利用される。工程(E)では、例えば、さきに挙げた(ア)〜(カ)の方法と図2〜図8の設備で水素が製造される。   FIG. 11 shows one embodiment of the present invention (gas treatment flow) when blast furnace gas is used as the source gas (mixed gas). In this embodiment, the steps (A) to (D) are the same as in FIG. 10, but in the step (E), hydrogen is produced using the reaction heat generated in the step (B). Hydrogen is supplied to step (B) and used for the methanation reaction. In the step (E), for example, hydrogen is produced by the methods (a) to (f) mentioned above and the facilities shown in FIGS.
次に、本発明の製鉄所の操業方法について説明する。
本発明の製鉄所の操業方法では、CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する工程(A)と、該工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換する工程(B)と、該工程(B)を経たガスからHOを分離除去する工程(C)を有し、該工程(C)を経たガスを製鉄所内で燃料及び/又は還元剤として利用するものである。さらに、好ましくは、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造する工程(E)を有し、この工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いる。
工程(C)を経たガスを供給する製鉄所内の設備としては、上述した高炉以外に、高炉に供給する熱風を製造する熱風炉、スラブ等の鋼片を加熱する蓄熱バーナのような加熱炉、コークス炉、焼結機等を挙げることができる。加熱炉や熱風炉等の設備に本発明で得られたCHを燃料として供給することで、それらの設備で使用する燃料ガス量を節減することができる。
Next, the operation method of the steelworks of this invention is demonstrated.
In ironworks operation method of the present invention, the CO 2 and / or process the mixed gas CO 2 and / or CO are separated and recovered containing CO (A), CO 2 and is separated and recovered in the step (A) A step (B) of adding hydrogen to / or CO to convert CO 2 and / or CO into CH 4 and a step (C) of separating and removing H 2 O from the gas that has undergone the step (B) The gas that has undergone the step (C) is used as a fuel and / or a reducing agent in the steelworks. Furthermore, preferably, the method has a step (E) of producing hydrogen by using the reaction heat generated in the step (B), and at least a part of the hydrogen produced in the step (E) is obtained in the step (B). Use.
In addition to the blast furnace described above, the equipment in the steelworks that supplies the gas that has undergone the step (C) is a hot air furnace that produces hot air supplied to the blast furnace, a heating furnace such as a heat storage burner that heats steel pieces such as a slab, Examples include a coke oven and a sintering machine. By supplying CH 4 obtained in the present invention as fuel to facilities such as a heating furnace and a hot stove, the amount of fuel gas used in these facilities can be reduced.
熱風炉で使用される燃料ガスは、通常、高炉ガスとコークス炉ガスを混合し、発熱量(約1000kcal/Nm)を調整したものであるが、この高炉ガスやコークス炉ガスの代わりに本発明で得られたCHを利用することが可能である。本発明においてCO及び/又はCOを改質して得られたCH(低位燃焼熱で約8000〜8500kcal/Nm)は、通常の高炉ガス(低位燃焼熱で約800kcal/Nm)に比較して発熱量が高く、高炉ガス等に比べて少ない量で済み、配管コスト等の削減につながる。
また、さきに述べたように、製鉄所では高炉、コークス炉、転炉からそれぞれ高炉ガス、コークス炉ガス、転炉ガスが副生し、これら副生ガスは製鉄所内の加熱炉や熱風炉などの熱源(燃料)として利用されているが、この熱源となる副生ガスが種々の理由で不足して、天然ガスなどの外部燃料を使用する場合があり、これを補う熱源として、上記CO及び/又はCOを改質して得られたCHを用いれば、外部燃料使用量の削減が可能となる。
The fuel gas used in the hot stove is usually a mixture of blast furnace gas and coke oven gas to adjust the calorific value (about 1000 kcal / Nm 3 ). It is possible to utilize CH 4 obtained in the invention. In the present invention, CH 4 obtained by reforming CO 2 and / or CO (about 8000 to 8500 kcal / Nm 3 with low combustion heat) is converted into ordinary blast furnace gas (about 800 kcal / Nm 3 with low combustion heat). Compared with blast furnace gas, etc., the amount of heat generated is high, and it is sufficient to reduce the piping cost.
As mentioned earlier, blast furnace gas, coke oven gas, and converter gas are produced as by-products from blast furnaces, coke ovens, and converters, respectively. Although the are used as a heat source (fuel), by-product gas as a heat source is insufficient for various reasons, may use an external fuel, such as natural gas, as a heat source to compensate for this, the CO 2 If CH 4 obtained by reforming CO and / or CO is used, the amount of external fuel used can be reduced.
この製鉄所の操業方法における工程(A)〜(C)及び工程(E)の内容や対象となる原料ガス(混合ガス)については、さきに述べた高炉の操業方法と同様である。改質後ガスのガス温度を高めて利用する必要がある場合、工程(B)を経た直後の高温の改質後ガスと熱交換して昇温させてから利用してもよい。また、他の熱源を用いて間接加熱により改質後ガスを昇温させてもよい。改質後ガス(CH)を熱風炉等の設備で利用する場合、通常、当該設備で使用されている燃料(例えば、熱風炉の場合には高炉ガスとコークス炉ガスの混合ガス)の使用量を考慮して改質後ガスの使用量を決める。そして、改質後ガスの使用量に応じて、通常使用されている燃料を減量する。 The contents of the steps (A) to (C) and the step (E) and the target raw material gas (mixed gas) in this steel mill operation method are the same as the blast furnace operation method described above. When it is necessary to increase the gas temperature of the reformed gas and use it, the gas may be used after heat-exchanged with the high-temperature reformed gas immediately after the step (B). Further, the temperature of the reformed gas may be raised by indirect heating using another heat source. When the reformed gas (CH 4 ) is used in equipment such as a hot stove, usually the fuel used in the equipment (for example, in the case of a hot stove, mixed gas of blast furnace gas and coke oven gas) is used. Determine the amount of gas after reforming in consideration of the amount. Then, the fuel that is normally used is reduced according to the amount of the reformed gas used.
本発明を実施する前の高炉操業条件を以下に示す。
・送風量:1112Nm/t-p
・酸素富化量:7.6Nm/t-p
・送風中湿分:25g/Nm
・送風温度:1150℃
・還元材比:497kg/t-p(コークス比:387kg/t-p、微粉炭比:110kg/t-p)
・高炉ガス発生量(dry):1636Nm/t-p(窒素:54.0vol%,CO:21.4vol%,CO:21.0vol%,水素:3.6vol%)
・CO排出量(高炉に供給したCをCO換算):1539kg/t-p
The blast furnace operating conditions before carrying out the present invention are shown below.
・ Airflow: 1112 Nm 3 / tp
-Oxygen enrichment: 7.6 Nm 3 / tp
-Humidity during blowing: 25 g / Nm 3
・ Blower temperature: 1150 ℃
・ Reducing material ratio: 497 kg / tp (coke ratio: 387 kg / tp, pulverized coal ratio: 110 kg / tp)
・ Blast furnace gas generation amount (dry): 1636 Nm 3 / tp (nitrogen: 54.0 vol%, CO 2 : 21.4 vol%, CO: 21.0 vol%, hydrogen: 3.6 vol%)
-CO 2 emissions (C supplied to the blast furnace is converted to CO 2 ): 1539 kg / tp
参考例
図10に示すような処理フローに従い、高炉ガスの一部を改質・循環させた。
・工程(A)
高炉から発生した高炉ガスの約10vol%を、CO吸着剤が充填された吸着塔に導入して絶対圧200kPaでCOを吸着させ、しかる後、このCOを絶対圧7kPaで脱着させ、CO(CO濃度99vol%)を得た。さらに、COが分離・回収された後の高炉ガスをCO吸着剤が充填された吸着塔に導入して絶対圧200kPaでCOを吸着させ、しかる後、このCOを絶対圧7kPaで脱着させ、CO(CO濃度99vol%)を得た。
[ Reference example ]
A part of the blast furnace gas was reformed and circulated according to the processing flow as shown in FIG.
・ Process (A)
About 10 vol% of the blast furnace gas generated from the blast furnace, is adsorbed CO 2 at an absolute pressure 200kPa is introduced into the adsorption tower CO 2 adsorbent is filled, thereafter, desorbing the CO 2 in the absolute pressure 7 kPa, CO 2 (CO 2 concentration 99 vol%) was obtained. Furthermore, the blast furnace gas after the separation and recovery of CO 2 is introduced into an adsorption tower filled with a CO adsorbent to adsorb CO at an absolute pressure of 200 kPa, and then desorb the CO at an absolute pressure of 7 kPa. CO (CO concentration 99 vol%) was obtained.
・工程(B)〜(D)
上記のように分離回収されたCOとCO(COとCOの混合ガス)を改質器(反応器)に導き、ここでアンモニアの分解により得られたHを添加し(H/(CO+CO):5モル比)、Ni系触媒を用いて反応温度:500℃、SV(Space Velocity):100h−1の条件でCHに改質(変換)した。(CO+CO)転化率は約100%であった。この改質後ガスを熱交換器で冷却し、水分除去装置でHOを除去し、さらに、未反応のHを吸着分離(除去)した後、高炉羽口から吹き込んだ。なお、吸着分離したHは、再度(CO+CO)改質用の水素として利用した。この参考例では、還元材比:439kg/t-p(コークス比:329kg/t-p、微粉炭比:110kg/t-p)、CO排出量:1358kg/t-pとなり、本参考例の操業を実施する前の高炉操業条件と比較してCO排出量を約11.7%削減できた。
・ Process (B)-(D)
The CO 2 and CO separated and recovered as described above (CO 2 and CO mixed gas) are led to a reformer (reactor), where H 2 obtained by decomposition of ammonia is added (H 2 / (CO 2 + CO): 5 molar ratio), reforming (converting) into CH 4 under the conditions of reaction temperature: 500 ° C., SV (Space Velocity): 100 h −1 using a Ni-based catalyst. The (CO 2 + CO) conversion was about 100%. The reformed gas was cooled with a heat exchanger, H 2 O was removed with a moisture removing device, and unreacted H 2 was adsorbed and separated (removed), and then blown from the blast furnace tuyere. The adsorbed and separated H 2 was used again as hydrogen for (CO 2 + CO) reforming. In this reference example , the reducing material ratio: 439 kg / tp (coke ratio: 329 kg / tp, pulverized coal ratio: 110 kg / tp), CO 2 emission amount: 1358 kg / tp, this reference example It was reduced by approximately 11.7% CO 2 emissions as compared to the blast furnace operating conditions prior to carrying out the operation.
[実施例
図11に示すような処理フローに従い、高炉ガスの一部を改質・循環させた。工程(B)及び工程(E)では、図5に示す設備(但し、反応器1と熱交換器2のセットが5基直列に配置された設備)に、図6に示す過熱蒸気を得る機構を組み込んだ設備を用いた。
・工程(A)
高炉から発生した高炉ガスの約10vol%を、CO吸着剤が充填された吸着塔に導入して絶対圧200kPaでCOを吸着させ、しかる後、このCOを絶対圧7kPaで脱着させ、CO(CO濃度99vol%)を得た。さらに、COが分離・回収された後の高炉ガスをCO吸着剤が充填された吸着塔に導入して絶対圧200kPaでCOを吸着させ、しかる後、このCOを絶対圧7kPaで脱着させ、CO(CO濃度99vol%)を得た。
[Example 1 ]
A part of the blast furnace gas was reformed and circulated according to the processing flow as shown in FIG. In step (B) and step (E), a mechanism for obtaining superheated steam shown in FIG. 6 in the equipment shown in FIG. 5 (however, equipment in which five sets of reactor 1 and heat exchanger 2 are arranged in series) is provided. The equipment incorporating was used.
・ Process (A)
About 10 vol% of the blast furnace gas generated from the blast furnace, is adsorbed CO 2 at an absolute pressure 200kPa is introduced into the adsorption tower CO 2 adsorbent is filled, thereafter, desorbing the CO 2 in the absolute pressure 7 kPa, CO 2 (CO 2 concentration 99 vol%) was obtained. Furthermore, the blast furnace gas after the separation and recovery of CO 2 is introduced into an adsorption tower filled with a CO adsorbent to adsorb CO at an absolute pressure of 200 kPa, and then desorb the CO at an absolute pressure of 7 kPa. CO (CO concentration 99 vol%) was obtained.
・工程(B)〜(D)
上記のように分離回収されたCO,CO(COとCOの混合ガス)と、純度99%のHをH/(CO+CO)のモル比が5となるように各ガスの流量を制御して原料ガスとした。Ni系触媒を充填した断熱型のメタン化反応器と熱交換器のセットを5基直列とした設備に原料ガスを導入し、反応器入口温度:265℃、反応器出口温度:470℃、SV(Space Velocity):2000h−1の条件でCOとCOをCHに改質(変換)した。但し、最終段の反応器(5基目)だけは、反応器入口温度:220℃、反応器出口温度:250℃とした。[CO+CO]転化率は約100%であった。この改質後ガスを熱交換器で冷却し、水分除去装置でHOを除去し、さらに、未反応のHを吸着分離(除去)した後、高炉羽口から吹き込んだ。なお、吸着分離したHは、再度(CO+CO)改質用の水素として利用した。この実施例では、還元材比:439kg/t-p(コークス比:329kg/t-p、微粉炭比:110kg/t-p)、CO排出量:1358kg/t-pとなり、本発明を実施する前の高炉操業条件と比較してCO排出量を約11.7%削減できた。
・ Process (B)-(D)
The CO 2 , CO (a mixed gas of CO 2 and CO) separated and recovered as described above, and H 2 having a purity of 99% are mixed with each gas so that the molar ratio of H 2 / (CO 2 + CO) is 5. The flow rate was controlled to obtain a raw material gas. The raw material gas was introduced into a facility in which five sets of adiabatic methanation reactors and heat exchangers filled with Ni-based catalyst were connected in series. Reactor inlet temperature: 265 ° C, reactor outlet temperature: 470 ° C, SV (Space Velocity): CO 2 and CO were reformed (converted) to CH 4 under the condition of 2000 h −1 . However, only in the final stage reactor (the fifth reactor), the reactor inlet temperature was 220 ° C and the reactor outlet temperature was 250 ° C. [CO 2 + CO] conversion was about 100%. The reformed gas was cooled with a heat exchanger, H 2 O was removed with a moisture removing device, and unreacted H 2 was adsorbed and separated (removed), and then blown from the blast furnace tuyere. The adsorbed and separated H 2 was used again as hydrogen for (CO 2 + CO) reforming. In this example, the reducing material ratio: 439 kg / tp (coke ratio: 329 kg / tp, pulverized coal ratio: 110 kg / tp), CO 2 emission amount: 1358 kg / tp, and the present invention Compared with the blast furnace operating conditions before implementation, CO 2 emissions were reduced by about 11.7%.
・工程(E)
水素製造用反応器としては、有機ハイドライドの脱水素反応により水素を製造する脱水素反応器を用いた。メタン化反応器下流の熱交換器で蒸気を発生させ、その蒸気をメチルシクロヘキサン(MCH)脱水素反応器(シェルアンドチューブ型反応器)のシェル側に供給し、脱水素反応の熱源とした。この蒸気は、圧力4MPa、温度400℃の過熱蒸気であり、流量は38t/hであった。但し、メタン化反応器に原料ガスを導入するためのコンプレッサー(工程B)、メタン化ガスを高炉内に吹き込むためのコンプレッサー(工程D)、並びに、熱交換器に供給する水の昇圧ポンプ(工程E)の動力を蒸気駆動としたため、MCH脱水素反応の熱源として利用可能な蒸気は26t/hであった。
・ Process (E)
As a hydrogen production reactor, a dehydrogenation reactor that produces hydrogen by dehydrogenation of organic hydride was used. Steam was generated in a heat exchanger downstream of the methanation reactor, and the steam was supplied to the shell side of a methylcyclohexane (MCH) dehydrogenation reactor (shell and tube reactor) to serve as a heat source for the dehydrogenation reaction. This steam was superheated steam having a pressure of 4 MPa and a temperature of 400 ° C., and the flow rate was 38 t / h. However, a compressor for introducing the raw material gas into the methanation reactor (process B), a compressor for blowing the methanation gas into the blast furnace (process D), and a booster pump for water supplied to the heat exchanger (process) Since the power of E) was driven by steam, the steam usable as a heat source for the MCH dehydrogenation reaction was 26 t / h.
脱水素反応器のチューブ側にPt系脱水素触媒を充填し(SV:100h-1)、ここにMCHを21t/h供給し、圧力0.2MPa、反応温度は成行きで脱水素反応を行った。脱水素反応器出口ガスにはHの他にトルエンと微量の未反応MCHが含まれるので、脱水素反応器の下流に蒸留塔を設置して、Hを分離した。Hの目標純度を95%としたため、蒸留塔の塔頂温度は42℃であり、コンデンサーは水冷で十分であった。水素の製造量は12700Nm/hであり、工程(B)に供給するHの約20%を副生することができた。蒸留塔で分離されたHの全量を工程(B)の原料ガス供給系に導入し、メタン化反応器でのメタン化反応に利用した。 A Pt-based dehydrogenation catalyst is charged on the tube side of the dehydrogenation reactor (SV: 100 h −1 ), MCH is supplied thereto at 21 t / h, a dehydrogenation reaction is carried out at a pressure of 0.2 MPa, and the reaction temperature is normal. It was. Since the dehydrogenation reactor outlet gas contains unreacted MCH toluene and a small amount in addition to H 2, the distillation column installed downstream of the dehydrogenation reactor to separate the H 2. Since the target purity of H 2 was 95%, the top temperature of the distillation column was 42 ° C., and water cooling was sufficient for the condenser. The production amount of hydrogen was 12700 Nm 3 / h, and about 20% of H 2 supplied to the step (B) could be by-produced. The entire amount of H 2 separated in the distillation tower was introduced into the raw material gas supply system in step (B) and used for the methanation reaction in the methanation reactor.
[実施例
図11に示すような処理フローに従い、高炉ガスの一部を改質・循環させた。工程(B)及び工程(E)では、図5に示す設備(但し、反応器1と熱交換器2のセットが5基直列に配置された設備)に、図6に示す過熱蒸気を得る機構を組み込んだ設備を用いた。
・工程(A)
実施例と同様である。
・工程(B)〜(D)
実施例と同様である。
[Example 2 ]
A part of the blast furnace gas was reformed and circulated according to the processing flow as shown in FIG. In step (B) and step (E), a mechanism for obtaining superheated steam shown in FIG. 6 in the equipment shown in FIG. 5 (however, equipment in which five sets of reactor 1 and heat exchanger 2 are arranged in series) is provided. The equipment incorporating was used.
・ Process (A)
The same as in the first embodiment.
・ Process (B)-(D)
The same as in the first embodiment.
・工程(E)
水素製造用反応器としては、NH分解により水素を製造するメンブレンリアクターを用いた。それ以外は実施例の工程(E)と同様、圧力4MPa、温度400℃の過熱蒸気を26t/h利用して、Hの製造を行った。NHの供給量は14t/hであった。NHの分解ではHの1/3モルのNが生成するので、PSA法によって分解ガスからHを分離した。その結果、純度99%のH製造量は21900Nm/hとなり、工程(B)で供給するHの約30%を副生することができた。なお、NH分解触媒はRu系を用いた。製造されたHの全量を工程(B)の原料ガス供給系に導入し、メタン化反応器でのメタン化反応に利用した。
・ Process (E)
As the hydrogen production reactor, a membrane reactor that produces hydrogen by NH 3 decomposition was used. Otherwise, in the same manner as in step (E) of Example 1 , H 2 was produced using 26 t / h of superheated steam having a pressure of 4 MPa and a temperature of 400 ° C. The supply amount of NH 3 was 14 t / h. Since 1/3 moles of N 2 in H 2 is produced in the decomposition of NH 3, they were separated and H 2 from the cracked gas by PSA method. As a result, the amount of H 2 produced with a purity of 99% was 21900 Nm 3 / h, and about 30% of the H 2 supplied in step (B) could be by-produced. Note that a Ru system was used as the NH 3 decomposition catalyst. The total amount of H 2 produced was introduced into the raw material gas supply system in step (B) and used for the methanation reaction in the methanation reactor.
[実施例
図11に示すような処理フローに従い、高炉ガスの一部を改質・循環させた。工程(B)及び工程(E)では、図5に示す設備(但し、反応器1と熱交換器2のセットが5基直列に配置された設備)に、図6に示す過熱蒸気を得る機構を組み込んだ設備を用いた。
・工程(A)
実施例と同様である。
[Example 3 ]
A part of the blast furnace gas was reformed and circulated according to the processing flow as shown in FIG. In step (B) and step (E), a mechanism for obtaining superheated steam shown in FIG. 6 in the equipment shown in FIG. 5 (however, equipment in which five sets of reactor 1 and heat exchanger 2 are arranged in series) is provided. The equipment incorporating was used.
・ Process (A)
The same as in the first embodiment.
・工程(B)〜(D)
高炉ガスから分離回収されたCO,CO(COとCOの混合ガス)と、純度99%のHをH/(CO+CO)のモル比が5となるように各ガスの流量を制御して原料ガスとした。Ni系触媒を充填した断熱型のメタン化反応器と熱交換器のセットを5基直列とした設備に原料ガスを導入し、反応器入口温度:265℃、反応器出口温度:470℃、SV(Space Velocity):2000h−1、反応器入口圧力0.3MPaの条件でCOとCOをCHに改質(変換)した。但し、最終段の反応器(5基目)だけは反応器入口温度:220℃、反応器出口温度:250℃とした。[CO+CO]転化率は約100%であった。なお、最終段反応器下流の熱交換器出口側のメタン化ガスの圧力は0.2MPaであった。
・ Process (B)-(D)
The CO 2 , CO (mixed gas of CO 2 and CO) separated and recovered from the blast furnace gas, and H 2 having a purity of 99% are mixed with each gas so that the molar ratio of H 2 / (CO 2 + CO) is 5. The flow rate was controlled to obtain a raw material gas. The raw material gas was introduced into a facility in which five sets of adiabatic methanation reactors and heat exchangers filled with Ni-based catalyst were connected in series. Reactor inlet temperature: 265 ° C, reactor outlet temperature: 470 ° C, SV (Space Velocity): CO 2 and CO were reformed (converted) to CH 4 under the conditions of 2000 h −1 and reactor inlet pressure of 0.3 MPa. However, only the final reactor (the fifth reactor) was set at a reactor inlet temperature: 220 ° C. and a reactor outlet temperature: 250 ° C. [CO 2 + CO] conversion was about 100%. The pressure of the methanation gas on the outlet side of the heat exchanger downstream of the final stage reactor was 0.2 MPa.
前記改質後ガスを熱交換器で冷却し、水分除去装置でHOを除去し、さらに、未反応のHを吸着分離(除去)した後、高炉羽口から吹き込んだ。なお、吸着分離したHは、再度(CO+CO)改質用の水素として利用した。この実施例では、還元材比:439kg/t-p(コークス比:329kg/t-p、微粉炭比:110kg/t-p)、CO排出量:1358kg/t-pとなり、本発明を実施する前の高炉操業条件と比較してCO排出量を約11.7%削減できた。 The reformed gas was cooled by a heat exchanger, H 2 O was removed by a moisture removing device, and unreacted H 2 was adsorbed and separated (removed), and then blown from a blast furnace tuyere. The adsorbed and separated H 2 was used again as hydrogen for (CO 2 + CO) reforming. In this example, the reducing material ratio: 439 kg / tp (coke ratio: 329 kg / tp, pulverized coal ratio: 110 kg / tp), CO 2 emission amount: 1358 kg / tp, and the present invention Compared with the blast furnace operating conditions before implementation, CO 2 emissions were reduced by about 11.7%.
・工程(E)
水素製造用反応器としては、有機ハイドライドの脱水素反応により水素を製造する脱水素反応器を用いた。メタン化反応器下流の熱交換器で蒸気を発生させ、その蒸気をメチルシクロヘキサン(MCH)脱水素反応器(シェルアンドチューブ型反応器)のシェル側に供給し、脱水素反応の熱源とした。この蒸気は、圧力4MPa、温度400℃の過熱蒸気であり、流量は38t/hであった。但し、メタン化反応器に原料ガスを導入するためのコンプレッサー(工程B)、メタン化ガスを高炉内に吹き込むためのコンプレッサー(工程D)、並びに、熱交換器に供給する水の昇圧ポンプ(工程E)の動力を蒸気駆動としたため、MCH脱水素反応の熱源として利用可能な蒸気は26t/hであった。
・ Process (E)
As a hydrogen production reactor, a dehydrogenation reactor that produces hydrogen by dehydrogenation of organic hydride was used. Steam was generated in a heat exchanger downstream of the methanation reactor, and the steam was supplied to the shell side of a methylcyclohexane (MCH) dehydrogenation reactor (shell and tube reactor) to serve as a heat source for the dehydrogenation reaction. This steam was superheated steam having a pressure of 4 MPa and a temperature of 400 ° C., and the flow rate was 38 t / h. However, a compressor for introducing the raw material gas into the methanation reactor (process B), a compressor for blowing the methanation gas into the blast furnace (process D), and a booster pump for water supplied to the heat exchanger (process) Since the power of E) was driven by steam, the steam usable as a heat source for the MCH dehydrogenation reaction was 26 t / h.
脱水素反応器のチューブ側にPt系脱水素触媒を充填し(SV:100h−1)、ここにMCHを0.6MPaに昇圧して20t/h供給した。反応温度は成行きで脱水素反応を行った。脱水素反応器出口圧力は0.5MPaであった。
脱水素反応器出口ガスにはHの他にトルエンと微量の未反応MCHが含まれるので、脱水素反応器の下流に蒸留塔を設置して、Hを分離した。蒸留塔の塔頂圧は0.4MPa、Hの目標純度は95%としたため、蒸留塔塔頂温度は57℃であり、コンデンサーは水冷で十分であった。
The tube side of the dehydrogenation reactor was filled with a Pt-based dehydrogenation catalyst (SV: 100 h −1 ), and MCH was increased to 0.6 MPa and supplied at 20 t / h. The dehydrogenation reaction was carried out at the desired reaction temperature. The dehydrogenation reactor outlet pressure was 0.5 MPa.
Since the dehydrogenation reactor outlet gas contains unreacted MCH toluene and a small amount in addition to H 2, the distillation column installed downstream of the dehydrogenation reactor to separate the H 2. Since the top pressure of the distillation tower was 0.4 MPa and the target purity of H 2 was 95%, the top temperature of the distillation tower was 57 ° C., and the condenser was sufficiently cooled with water.
水素の製造量は10600Nm/hであり、工程(B)で供給するHの16%を副生することができた。蒸留塔で分離されたHの全量を工程(B)の原料ガス供給系に導入し、メタン化反応器でのメタン化反応に利用した。蒸留塔の塔頂圧、すなわち、分離した水素の圧力は0.4MPaなので、メタン化反応器入口圧力(0.3MPa)よりも十分に高く、製造した水素は何ら昇圧する必要なく、メタン化反応器に導入できた。また、脱水素反応の圧力は原料であるMCHの圧力(0.6MPa)だけで維持することができ、その昇圧軸動力は8kWと低く、プロセス全体として大きな省エネルギーが達成できた。 The production amount of hydrogen was 10600 Nm 3 / h, and 16% of H 2 supplied in the step (B) could be by-produced. The entire amount of H 2 separated in the distillation tower was introduced into the raw material gas supply system in step (B) and used for the methanation reaction in the methanation reactor. Since the top pressure of the distillation column, that is, the pressure of separated hydrogen is 0.4 MPa, it is sufficiently higher than the pressure at the inlet of the methanation reactor (0.3 MPa). We were able to introduce into vessel. Moreover, the pressure of the dehydrogenation reaction could be maintained only by the pressure of the raw material MCH (0.6 MPa), and its boosting shaft power was as low as 8 kW, and a large energy saving was achieved as a whole process.
[実施例
図11に示すような処理フローに従い、高炉ガスの一部を改質・循環させた。工程(B)及び工程(E)では、図5に示す設備(但し、反応器1と熱交換器2のセットが5基直列に配置された設備)に、図6に示す過熱蒸気を得る機構を組み込んだ設備を用いた。
・工程(A)
実施例と同様である。
・工程(B)〜(D)
実施例と同様である。
・工程(E)
MCHを1.1MPaに昇圧して脱水素反応器に供給した以外は実施例と同様にしてMCH脱水素反応を行った。なお、脱水素反応器出口圧力は1MPaであった。水素の製造量は9200Nm/hと実施例4よりも1割以上減少したものの、MCHの昇圧軸動力は19kWと、実施例(8kW)の2.5倍に過ぎなかった。
[Example 4 ]
A part of the blast furnace gas was reformed and circulated according to the processing flow as shown in FIG. In step (B) and step (E), a mechanism for obtaining superheated steam shown in FIG. 6 in the equipment shown in FIG. 5 (however, equipment in which five sets of reactor 1 and heat exchanger 2 are arranged in series) is provided. The equipment incorporating was used.
・ Process (A)
The same as in the first embodiment.
・ Process (B)-(D)
The same as in the third embodiment.
・ Process (E)
The MCH dehydrogenation reaction was performed in the same manner as in Example 3 except that the pressure of MCH was increased to 1.1 MPa and supplied to the dehydrogenation reactor. The dehydrogenation reactor outlet pressure was 1 MPa. Although the production amount of hydrogen was 9200 Nm 3 / h, which was 10% or more lower than that of Example 4, the boosting shaft power of MCH was 19 kW, which was only 2.5 times that of Example 3 (8 kW).
[実施例
図11に示すような処理フローに従い、高炉ガスの一部を改質・循環させた。工程(B)及び工程(E)では、図5に示す設備(但し、反応器1と熱交換器2のセットが5基直列に配置された設備)に、図6に示す過熱蒸気を得る機構を組み込んだ設備を用いた。
・工程(A)
実施例と同様である。
・工程(B)〜(D)
実施例と同様である。
[Example 5 ]
A part of the blast furnace gas was reformed and circulated according to the processing flow as shown in FIG. In step (B) and step (E), a mechanism for obtaining superheated steam shown in FIG. 6 in the equipment shown in FIG. 5 (however, equipment in which five sets of reactor 1 and heat exchanger 2 are arranged in series) is provided. The equipment incorporating was used.
・ Process (A)
The same as in the first embodiment.
・ Process (B)-(D)
The same as in the third embodiment.
・工程(E)
MCHを0.3MPaに昇圧して脱水素反応器に供給した以外は実施例と同様にしてMCH脱水素反応を行った。なお、脱水素反応器出口圧力は0.2MPaであった。蒸留塔の塔頂圧を0.1MPaとしたため、蒸留塔塔頂温度は28℃となり、コンデンサー冷却は水冷では不十分であり、チラーの設置が必要であった。水素の製造量は12700Nm/hと実施例よりも増加したものの、製造した水素の圧力が0.1MPaであるので、メタン化反応器に導入するためにはコンプレッサーが必要となり、昇圧軸動力は830kWと大きな動力が必要となった。なお、MCHの昇圧軸動力は3kWであったものの、昇圧動力は合計で833kWとなり、プロセス全体としてのエネルギー収支は実施例に較べて低下した。
・ Process (E)
MCH dehydrogenation reaction was carried out in the same manner as in Example 3 except that MCH was pressurized to 0.3 MPa and supplied to the dehydrogenation reactor. The dehydrogenation reactor outlet pressure was 0.2 MPa. Since the top pressure of the distillation tower was 0.1 MPa, the top temperature of the distillation tower was 28 ° C., and water cooling was insufficient for condenser cooling, and installation of a chiller was necessary. Although the amount of hydrogen produced was 12700 Nm 3 / h, which was higher than that in Example 3 , the produced hydrogen pressure was 0.1 MPa. Therefore, a compressor was required to introduce the hydrogen into the methanation reactor. Needed a large power of 830kW. Although the boosting shaft power of MCH was 3 kW, the boosting power was 833 kW in total, and the energy balance of the entire process was lower than that in Example 3 .
1 反応器
2,2a,2b 熱交換器
3 触媒
4 ガス流路
5 熱媒体流路
6,6a 水素製造用反応器
7 熱交換器
8 水素製造原料流路
9 スチームドラム
10 水素製造用反応器
11 スチームタービン
12 水素分離装置
13 ポンプ
14 有機ハイドライド脱水素生成物流路
15 背圧弁
16 水素分離後の有機ハイドライド脱水素生成物流路
DESCRIPTION OF SYMBOLS 1 Reactor 2, 2a, 2b Heat exchanger 3 Catalyst 4 Gas flow path 5 Heat medium flow path 6, 6a Hydrogen production reactor 7 Heat exchanger 8 Hydrogen production raw material flow path 9 Steam drum 10 Hydrogen production reactor 11 Steam turbine 12 Hydrogen separator 13 Pump 14 Organic hydride dehydrogenation product flow path 15 Back pressure valve 16 Organic hydride dehydrogenation product flow path after hydrogen separation

Claims (12)

  1. CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する工程(A)と、該工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換する工程(B)と、該工程(B)を経たガスからHOを分離除去する工程(C)と、該工程(C)を経たガスを高炉内に吹き込む工程(D)と、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造する工程(E)を有し、該工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いることを特徴とする高炉の操業方法。 And CO 2 and / or process the mixed gas CO 2 and / or CO are separated and recovered containing CO (A), adding hydrogen to the separated recovered CO 2 and / or CO in the step (A), CO 2 and / or a step (B) for converting CO to CH 4 , a step (C) for separating and removing H 2 O from the gas passed through the step (B), and a gas passed through the step (C) in the blast furnace A step (D) for blowing hydrogen into the step (E) for producing hydrogen using the reaction heat generated in the step (B), and at least a part of the hydrogen produced in the step (E) is a step ( A method of operating a blast furnace characterized by being used in B).
  2. CO及び/又はCOを含む混合ガスからCO及び/又はCOを分離回収する工程(A)と、該工程(A)で分離回収されたCO及び/又はCOに水素を添加し、CO及び/又はCOをCHに変換する工程(B)と、該工程(B)を経たガスからHOを分離除去する工程(C)と、工程(B)で発生する反応熱を利用して水素を製造する工程(E)を有し、該工程(E)で製造された水素の少なくとも一部を工程(B)で用いるとともに、工程(C)を経たガスを製鉄所内で燃料及び/又は還元剤として利用することを特徴とする製鉄所の操業方法。 And CO 2 and / or process the mixed gas CO 2 and / or CO are separated and recovered containing CO (A), adding hydrogen to the separated recovered CO 2 and / or CO in the step (A), CO Utilizing reaction heat generated in the step (B) of converting 2 and / or CO into CH 4 , the step (C) of separating and removing H 2 O from the gas that has undergone the step (B), and the step (B) And at least a part of the hydrogen produced in the step (E) is used in the step (B), and the gas obtained in the step (C) is used as a fuel and a fuel in the steelworks. A method for operating a steel mill characterized by being used as a reducing agent.
  3. 工程(C)では、さらに、工程(B)を経たガスから下記(i)及び/又は(ii)を分離除去又は分離回収することを特徴とする請求項1又は2に記載の高炉又は製鉄所の操業方法。
    (i)工程(B)で改質されることなく残存したCO及び/又はCO
    (ii)工程(B)で消費されることなく残存した水素
    In the step (C), the following (i) and / or (ii) is further separated and removed or separated and recovered from the gas that has undergone the step (B). Operating method.
    (I) CO 2 and / or CO remaining without being modified in step (B)
    (Ii) Hydrogen remaining without being consumed in step (B)
  4. 混合ガスが高炉ガスであることを特徴とする請求項1〜3のいずれかに記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   The operating method of a blast furnace or a steelworks according to any one of claims 1 to 3, wherein the mixed gas is a blast furnace gas.
  5. 工程(B)で用いる水素の少なくとも一部がアンモニアを分解して得られたものであることを特徴とする請求項1〜4のいずれかに記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   The method for operating a blast furnace or a steel mill according to any one of claims 1 to 4, wherein at least a part of hydrogen used in the step (B) is obtained by decomposing ammonia.
  6. 工程(E)では、単環芳香族化合物及び/又は多環芳香族化合物の水素化物の脱水素反応により水素を製造するとともに、その脱水素反応の熱源として工程(B)で発生する反応熱を利用することを特徴とする請求項1〜5のいずれかに記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   In step (E), hydrogen is produced by dehydrogenation of a hydride of a monocyclic aromatic compound and / or polycyclic aromatic compound, and the reaction heat generated in step (B) is used as a heat source for the dehydrogenation reaction. It uses, The operating method of the blast furnace or steel mill in any one of Claims 1-5 characterized by the above-mentioned.
  7. 工程(E)では、工程(B)でのメタン化反応の反応圧力よりも高い反応圧力で脱水素反応を行うことで水素を製造することを特徴とする請求項6に記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   In the step (E), hydrogen is produced by performing a dehydrogenation reaction at a reaction pressure higher than the reaction pressure of the methanation reaction in the step (B). Operating method.
  8. 工程(E)における脱水素反応の反応圧力が、単環芳香族化合物及び/又は多環芳香族化合物の水素化物を反応器に供給する圧力で維持されることを特徴とする請求項7に記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   The reaction pressure of the dehydrogenation reaction in the step (E) is maintained at a pressure at which a hydride of a monocyclic aromatic compound and / or a polycyclic aromatic compound is supplied to the reactor. To operate a blast furnace or steelworks.
  9. 工程(E)で製造された水素を、さらに昇圧することなく工程(B)に供給することを特徴とする請求項7又は8に記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   9. The operating method of a blast furnace or a steelworks according to claim 7 or 8, wherein the hydrogen produced in the step (E) is supplied to the step (B) without further increasing the pressure.
  10. 工程(E)では、工程(B)で発生する反応熱を熱源としてアンモニアを分解し、水素を製造することを特徴とする請求項1〜5のいずれかに記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   In the step (E), ammonia is decomposed using the reaction heat generated in the step (B) as a heat source to produce hydrogen, and the method of operating a blast furnace or a steel plant according to any one of claims 1 to 5 .
  11. アンモニアの分解反応を水素分離膜の存在下で行うことを特徴とする請求項10に記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   The method for operating a blast furnace or a steel mill according to claim 10, wherein the ammonia decomposition reaction is performed in the presence of a hydrogen separation membrane.
  12. 工程(E)では、炭化水素の水蒸気改質により水素を製造するとともに、炭化水素の予熱用の熱源として工程(B)で発生する反応熱を利用することを特徴とする請求項1〜5のいずれかに記載の高炉又は製鉄所の操業方法。   In the step (E), hydrogen is produced by steam reforming of a hydrocarbon, and the reaction heat generated in the step (B) is used as a heat source for preheating the hydrocarbon. A method of operating a blast furnace or a steelworks according to any one of the above.
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