JPH0198694A - コークス炉ガスの脱硫における最適化制御方法 - Google Patents

Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は、コークス炉ガスをアンそニア水等の吸収液と
接触させて該コークス炉ガス中に含まれる硫化水素を分
離除去するいわゆる脱硫において、硫化水素の吸収効率
が良く低コストで行ない得る脱硫最適化制御方法に関す
るものである。

〔従来の技術〕

コークス炉ガスに含まれる硫化水素を分離除去するいわ
ゆる脱硫において、コークス炉ガスをアンモニア水に接
触させての脱硫は、次のようにして行なわれる。即ち、
第１図に示すようにコークス炉にて発生したコークス炉
ガス（以下ＣＯＧと呼ぶ）は、導管を通ってプライマリ
−クーラーに導入され冷却された後、導管１を通って吸
収部Ａに導入される。

この吸収部Ａに導入されたＣＯＧは、導管３よシ導入さ
れたアンモニア水等の吸収液に接触され貴情←←外る。

次に導管４よシ吸収部Ａの底部よシ抜き出された吸収液
は、その半分以上が熱交換器工、において脱酸部Ｂより
導管５によって導出された熱吸収液によって加熱された
後に導管６によって脱酸部Ｂの中段へ導入される。又残
りの吸収液は、導管７を通って上段（頂部）から脱酸部
Ｂへ導入される。

脱酸部Ｂに導入された吸収液は、リボイラーＣからの蒸
気によって直接または間接加熱され、硫化水素および炭
酸ガスの大部分が上部の導管１３より排出される。一方
脱酸部Ｂの底部の液は、導管５により吸収液貯留部口へ
送られ再生吸収液として利用される。

この貯留部りへ送られる吸収液は途中で熱交換器工２に
より冷水塔Ｅの冷水によシ冷却され所定の温度にされる
。

以上のようにして脱硫を行なう場合、装入炭の性状、コ
ークス炉の操業条件によりＣＯＧの発生量やＣＯＧ中の
硫化水素濃度は刻−刻変化する。

そのため脱硫後の硫化水素濃度を所定の値にするために
運転条件を変更する必要がある。

従来、この運転条件の変更は、人手により行なわれてお
り面倒な操作であり又コストを考慮した組かな制御は出
来なかった。

一方コンピューター制御も考えられるが、制御のための
プログラムが化学吸収による脱硫部分と水蒸気蒸留によ
る蒸留部分を組合わせ、さらに熱交換器の能力、冷水塔
の能力も加味する必要があ）、これを刻−刻変化するＣ
ＯＧ量やＣＯＧ中の成分に追従させて行なうことは困難
であった。

〔発明が解決しようとする問題点〕

本発明は、コークス炉ガスを吸収液に接触させ硫化水素
を除去する脱硫方法において吸収効率が良く低コストに
なし得しかもコンピューターによる自動制御が可能なコ
ークス炉ガスの脱硫における最適化制御方法を提供する
ものである。

〔問題点を解決するための手段〕

本発明のコークス炉ガスの脱硫における最適化制御方法
は、コークス炉ガスを冷却した後に吸収部にてアンモニ
ア水等の吸収液に接触させ更に脱酸部にて硫化水素ガス
等を分離排気させるようにした脱硫方法において、 （ａ）　　コークス炉ガス発生量やコークス炉ガス中の
成分に見合う吸収液量を算出する部分と、（ｂ）　　前
記吸収部へ供給される吸収液温を調整するための熱交換
器の出口温度を算出する部分と、（ｃ）　　前記熱交換
器へ冷水を送る冷水塔の能力を少なくとも含んでいへ演
算処理を行ない、この演算処理における前記の（ａ）　
、　（ｂ）　、　（Ｃ）の各部分においての算出値が適
正値に集束するようにしたものである。

ＣＯＧの脱硫においては、ＣＯＧの発生量やＣＯＧ中の
成分に見合った吸収液を供給することが重要である。し
たがって吸収液量を算出しそれが適正量になるように（
ａ）の部分を設けである。

次に吸収部へ供給する吸収液の温度は吸収効率に影響を
与える。そのためこの吸収液の温度を規制する熱交換器
の出口温度を算出してこれが適正値に集束するように（
ｂ）の部分が必要となる。

最後に吸収液の温度をコントロールするためには気象条
件による吸収液の温度変化を推定する必要があり、その
ために冷水塔の能力を算出しこれが適正値になるようコ
ントロールする必要がある。

そのため演算中Ｋ　（ｃ）の部分が必要になる。

以上のように演算中に（ａ）〜（ｃ）の部分を少なくと
も設け、これら各部分での算出値を適正値に集束させる
ことによって吸収効率が良く、低コストの脱硫操作が可
能となる。

〔実施例〕

次に本発明の制御方法の実施例として、演算に用いる実
験式、理論式等を含めて一つの具体例について説明する
。

第１図に示すような構成のＣＯＧ中の硫化水素等を吸収
除去する脱硫のための装置において、本発明の制御方法
は次のようにして行なわれる。

第２図は、本発明の脱硫最適化方法における演算処理部
分のフローを示すもので、この図に示すようにまず工に
おいて冷水浴出冷温の仮定、Ｈにおいて脱硫部（吸収部
Ａ）へ入る吸収液温の仮定、■において脱酸部Ｂの底の
温度の仮定を夫々行なう。更に■において吸収部Ａにお
ける操作温度、■において吸収液中の硫化水素、アンモ
ニアの濃度の計算、■において吸収部Ａへ加えられる吸
収液量の計算、■において脱酸部Ｂの蒸気原単位の計算
、■において熱交換器工、での出口温度の計算、■にお
いて脱酸部Ｂの底部の温度の計算が順次行なわれる。

続いてＸにおいて測定値をもとに各理論式によって計算
された値のうち、脱酸部Ｂの底部の温度が順次、■にお
いて設定した脱酸部りの底部の温度あ仮定値と比較され
る。比較の結果ｙｅｓの場合は次のＸへ進み又Ｎｏの場
合は、■へ戻り■での仮定値を変更した上で計算が行な
われる。

Ｘにおいては、熱交換器工２の出口温度の計算が行なわ
れ、その結果が■で設定された吸収部Ａへ入る吸収液の
温度の仮定値と比較される。ここでの比較の結果、ｙｅ
ｓの場合は豆へ進み、Ｎｏの場合は■へ戻９、吸収部Ａ
へ入る吸収液の温度の仮定値を変更して計算が進められ
る。

■では冷水塔の能力計算が行なわれその結果が総括容量
係数と比較され、ｙｅｓの場合は作業が終了し、Ｎｏの
場合は、■へ戻り冷水塔を出る冷水の温度の仮定値が変
更されて計算が再度行なわれる。

次に以上の操作において演算の各部分における仮定値の
設定の方法や各計算における計算の方法の一例を示す。

まずＩにおける冷水塔より出る冷水の仮定は、大気湿球
湿度プラス１℃の温度を初期値として設定する。またｎ
における吸収部Ａへ入る吸収液の温度は、初期値として
装置運転における最低管理温度をあてる。更にＩにおけ
る脱酸部Ｂの塔底における温度は、実験にもとづく試行
錯誤の結果にもとづく最適値と考えられる値を初期値と
して設定する。

続いて各段階にて行なわれる計算に用いられる計算式、
理論式としては次のもの等が考えられる。

■にて行なわれる吸収部Ａでの操作温度としては、吸収
部の入口での温度Ｔ１と出口での温度Ｔ２の平均値を操
作温度ＴＭとする。つま９ＴＭ＝（工とゴー）である。

ここでＴ１は測定値が用いられ、Ｔ２はＴ、と−次相間
を有することから過去の実績により求めたＴ２　＝　ａ
”Ｌ　＋　ｂにより求められる。

■におけるアンモニア水の濃度は次のようにして求めら
れる。

吸収部Ａにおけるアンモニア水は、出口の吸収液温度ｔ
″Ｃで気液平衡状態にあるものと仮定する。

したがってヘンリ一定数の逆数−を関数として近似し、
気体中の濃度をｙとすると！、　＝　７　Ｘ　”で表わ
される。したがって気体中の濃度ｙをプ。ヤスガスクロ
の分析値として入力すれば計算出来る。

又、吸収液中の硫化水素の濃度２は、前記の計算によシ
求めたアンモニアの濃度Ｘ１と、脱酸部Ｂでの吸収液量
Ｘ２、後に示す脱酸部の塔底源ｘ３をもとに、次に示す
ような重回帰式を実績にもとづいて作成して計算する。

Ｚ　＝　ａｘｔ＋ｂｘｔ＋ｃｘｓ＋ｄ ただしａ、ｂ、ｃ、ｄは回帰係数である。

−→ｉ÷で 次に、ＣＯＧ発生量やｃｏＧ中の成分に見合う′吸収液
量の計算■は、吸収部出口の硫化水素濃度の目標値を設
定して、入口の硫化水素濃度を平衡関係の推算式よ）求
め、入口濃度の実測値との不一致を収束させる方向に吸
収液量を変えることによシ行なわれる。硫化水素濃度の
推算はＨ２Ｓ　ＮＨ３−ＣＯ２Ｈ２Ｏ系を対象とするホ
ンタイデー（ＨＯＦＴＩＪＺＥＲ）らの式（ＲＥＣＵＥ
ＩＬ　、６８　。

１９１（１９４９））に従って硫化水素分圧等を算出す
ることによシ行うことができる。

ここで Ｃ＝　（ＮＨｚＣＯＯ−）　＋　（ＨＣＯ３−）　＋　
（Ｃ０５−−）Ｓ　＝　（Ｈ，Ｓ）＋（Ｈ８つ Ｐは分圧、 Ｈはヘンリ一定数を表わす。

次の■における蒸気イ史用景は、ｃｏＧを吸収した吸収
液中のアンモニア濃度と硫化水素９度に関係する。した
がってこれら濃度を独立変数とした重回帰式を作成する
ことによって求めることが出来る。１ 脱酸部ＤＫおけるアンモニア濃度！、および硫化水素濃
度ｘ２は、■において計算されているので、これをもと
に上記式によシ蒸気イ吏重量は、計算することが出来る
。

■およびＸ等で計算される熱交換器の出口温度の計算は
次のようにして行なわれる。

熱交換器の出口温度を求めるために高温側と低温側の夫
々の境膜伝熱係数を計算によシ求め、これらの境膜伝熱
係数から総括伝熱係数を計算にょシ求め、この総括伝熱
係数をもとにして熱交換器の出口温度が計算によシ求め
られる。

まずスパイラル型を例としての境膜伝熱係数Ｈは、流速
をＵ１流路相当径をＤ１熱交換器の入口温度および出口
温度を夫々Ｔｔ　、　Ｔｚとすると次の式から計算によ
り求められる。

したがって入口温度Ｔ＋と出口温度Ｔ２を測定により求
めれば境膜伝熱係数Ｈを求めることが出来る。

次に上記の式にて求められる高温側境膜伝熱係数Ｈａと
低温側境膜伝熱係数Ｈｂとから下記の式により総括伝熱
係数Ｈｍは次の式で計算できる。

１　　　１　　　１　　　ｋ ζ＝可十百１丁＋１ｄ ここでｋは伝熱板の伝熱係数、ｄは伝熱板の厚み、Ｒｄ
は汚れ係数である。そのうち汚れ係数Ｒｄはプロセスデ
ーターから毎唄計算する。

更に熱交換器の高温側出ロ温度Ｔ２ａ１低温側出ロ温度
Ｔ２ｂは、夫々次の式で計算出来る。

Ｔ２ａ＝ （Ｔｔ’ＢＸ（１−１１Ｊｚ　×ＣｔＶ（Ｑｔ　ＸＣ５
）４（Ａ−１）　ｔ　ｔＪ／ｃＡ（（ｈＸｃ２ン（ＱＩ
ＸＣＩ））Ｔ２ｂ＝Ｔ１ｂ＋（ＴＩＢ−Ｔ２Ｂ　）　Ｘ
　（Ｑ２ＸＣｚ／（ＱｔＸＣｔ）　）Ａ　＝　ｅｘｐｃ
ＨｍＸＳＸ（１−Ｑｔ　ＸＣｚ／（ＱｔＸＣｔ）　）’
（（ｈ　Ｘ　Ｃｔ　Ｘ　１０００　）ここでＱｌ−Ｑｚ
は夫々高温側液量、低温側液量、■における脱酸部の塔
底温度は、第３図に示すように上段導入口の温度を０１
．中段導入口の温度θ２、抜出液の温度θ３、蒸気温度
をθいリボイラーの蒸気の温度θ３１．ガスの温度をθ
６、放熱による温度減少をθフとすると次の関係が成立
つ。

θ１＋θ、＋θ４＋θ、＝θ、＋θ、＋θ。

このうちθ８．θ７は未知であるのでこれをモデル誤差
吸収項として次の式で表わされる。

θ３＝ａ（θ１＋θ２＋θ４＋θＳ） ここでａはチューニングのポイントとなシ、試行錯誤に
より定める。これによって脱酸部Ｂの底部での温度を求
めることが出来る。

さらに、冷水塔の能力計算店においては、次式より冷水
塔の総括容量係数に□Ｇ＆を算出する。

Ｉ（ＯＧａ　＝　ＮＯＧ　Ｘ　Ｇ／（Ｓ　Ｘ　Ｚ　）こ
こで、気相基準の移動単位数ＮＯＧは、下記の式で与え
られる。

Ｓ２−ｉ　ｔ Ｎｏｃ＝（ｉ２ｉｔ）／（（（Ｓ２−ｉｔ）−（Ｓｔ　
１２））μｎ（不一））Ｇは空気の質量速度、Ｓは有効
断面積、２は充填高さ、Ｉｔは入口空気のエンタルピー
、１２は出口空気のエンタルピー、　Ｓｔは入口冷水温
度下の空気のエンタルピー、Ｓｔは出口冷水温度下の空
気のエンタルピーを表わす。

ＸＩにおいては、ここで得られたに□Ｇａを、装置固有
の総括容量係数と比較し、不一致の場合にはＩへ戻り、
冷水温の仮定値を変更する。

前記の吸収液量の計算■に用いた理論式より明らかなよ
うに吸収液量は下記のフローにしたがって制御される。

第４図は吸収液量の実績値と本発明のモデルプログラム
に実績値を入力して計算した結果をプロットしたもので
ある。この図に示すように実績値と計算値とは極めて良
く一致しており、２４時間平均誤差で約１％、標準偏差
で約２％である。

以上述べたように第２図に示すフローに沿っての各初期
値の仮定や各計算を順次行なうことによって脱酸部の底
部の計算値等を仮定値比較してそれが成る誤差範囲内に
ない時は仮定値の設定しなおしに・よシ続けて計算を行
なうことによって計算値と仮定値が合うように収斂させ
るようにしたもので、これによって吸収効率のよい低コ
ストの脱硫を行なうことが出来る。

〔発明の効果〕

本発明は、吸収液量、熱交換器、冷水塔の能力等を算出
しそれが最適値になるよう制御して最も良い吸収効率で
低コストの脱硫を可能にした。

【図面の簡単な説明】

第１図は本発明の制御方法を適用する脱硫装置の構成を
示す図、第２図は本発明の一実施例における演算のフロ
ーを示す図、第３図は脱酸部のヒートバランスを示す図
、第４図は吸収液量の実績値と計算値とを示すグラフで
ある。 Ａ・・・吸収部、　　Ｂ・・・脱酸部、　　Ｃ・・・リ
ボイラー、Ｄ・・・吸収液貯留部、　　Ｅ・・・冷水塔
、　　Ｌ、Ｉｔ・・・熱交換器

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 コークス炉ガスを冷却した後に吸収部にてアンモニア水
   等の吸収液に接触させ更に脱酸部にて硫化水素ガス等を
   分離排気させるようにしたコークス炉ガスの脱硫方法に
   おいて、 （ａ）コークス炉ガス発生量やコークス炉ガス中の成分
   に見合う吸収液量を算出する部分と （ｂ）前記吸収部へ供給される吸収液温を調整するため
   の熱交換器の出口温度を算出する部分と（ｃ）前記熱交
   換器へ冷水を送る冷水塔の能力を算出する部分とを 少なくとも含むプログラムを用いた演算処理を行ない、
   前記演算処理の各部での算出値が適正値に集束するよう
   に繰返し演算を行なうように制御するコークス炉ガスの
   脱硫における最適化制御方法。