JPH1135957A

JPH1135957A - ガス精製方法及びガス精製設備

Info

Publication number: JPH1135957A
Application number: JP9211361A
Authority: JP
Inventors: Makoto Suzaki; 洲崎　　誠; Seiji Kagawa; 晴治香川; Susumu Okino; 沖野　　進; Shintaro Honjo; 新太郎本城
Original assignee: Mitsubishi Heavy Industries Ltd
Current assignee: Mitsubishi Heavy Industries Ltd
Priority date: 1997-07-22
Filing date: 1997-07-22
Publication date: 1999-02-09
Also published as: CN1213691A; CN1098918C

Abstract

(57)【要約】【課題】石炭ガス化プロセス等の生成ガスから硫黄化
合物を除去し、この硫黄化合物を含む再生ガスを燃焼さ
せて亜硫酸ガスを含む排煙に転換した後に石膏として回
収するガス精製方法であって、燃焼工程に関する経済面
での問題点が解消され、より実用的なガス精製方法を提
供する。【解決手段】前記硫黄化合物の燃焼を行なう燃焼室１
２１に対して複数の蓄熱体１２２を設け、これら蓄熱体
のうちいずれか特定の蓄熱体に燃焼後の排煙Ｅ３を接触
させて当該特定の蓄熱体を加熱すると同時に、他の蓄熱
体に燃焼前の再生ガスＥ２を接触させて再生ガスを加熱
する操作を、順次蓄熱体を切換えて連続的に実行するこ
とにより、蓄熱体を媒体として前記排煙Ｅ３から回収し
た熱で再生ガスＥ２を加熱しつつ前記燃焼を行なう。

Description

【発明の詳細な説明】

【０００１】

【発明の属する技術分野】本発明は、石炭ガス化プロセ
ス等の生成ガスから硫黄化合物を除去し、この硫黄化合
物を亜硫酸ガスに転換した後に石膏として回収するガス
精製方法に係わり、詳しくは、除去した硫黄化合物を亜
硫酸ガスに転換する燃焼工程が低コストかつ実用的に実
現されるガス精製方法に関する。

【０００２】

【従来の技術】近年、石油資源の枯渇、価格の高騰か
ら、燃料の多様化が叫ばれ、石炭や重質油の利用技術開
発が進められており、その一つとして、石炭や重質油を
ガス化して発電燃料や合成原料とする技術が注目されて
いる。また、ガス化ガスによる発電は、石炭や石油によ
る従来の火力発電に比較して効率が良いので、有限な資
源の有効利用の点からも注目されている。

【０００３】しかし、このガス化生成ガスには、数１０
０〜数１０００ｐｐｍの硫黄化合物（主に硫化水素）が
含まれ、これは公害防止のため、或いは後流機器（例え
ばガスタービン等）の腐食防止等のため、除去する必要
が有る。そこで、例えば特開平６−２９３８８８号公報
や特開平７−４８５８４号公報に示されるように、ガス
を硫黄化合物の吸収液に気液接触させてガス中の硫黄化
合物を除去するとともに、硫黄化合物を吸収した吸収液
に熱を加えて硫黄化合物を含む再生ガスを排出し、吸収
液を順次再生して循環使用する湿式のガス精製方法が知
られている。

【０００４】そして、このようなガス精製方法で生じる
前記再生ガス中の硫黄化合物の処理方法としては、前記
公報に示されるように、この再生ガスを燃焼させて亜硫
酸ガスを含む排煙に転換させ、この排煙中の亜硫酸ガス
を湿式石灰石膏法により吸収して石膏を副生する方法が
ある。

【０００５】

【発明が解決しようとする課題】上記従来のガス精製方
法によれば、乾式のガス精製法に比較してよりクリーン
化が可能であるとともに、有用な石膏が得られるという
利点がある。しかしながら、上記ガス精製方法をより経
済的に実施するためには、以下のようなさらに改善すべ
き問題点があることが発明者らの検討により判明した。

【０００６】（１）再生ガスの燃焼手段に一般的な燃焼
炉を使用したのでは、補助燃料が必要になり、燃料代が
嵩むばかりか、排煙の量が膨大になって、燃焼工程後の
装置容量が極めて大型化し運転コストも増大する。

【０００７】すなわち、再生ガス中の硫化水素の濃度
は、ガス化原料の種類等によっても差があるが、例えば
２０ｖｏｌ％程度であり、一般的な燃焼炉では補助燃料
を連続して投入しなければ燃焼が安定的に継続しない。
このため燃焼炉には、再生ガスとこれに含まれる硫化水
素を燃焼させるための空気に加えて、補助燃料とこれを
燃焼させるための空気を投入しなければならず、燃焼工
程で生じる排煙の流量が定常的に膨大なものとなる。そ
して、排煙の流量が増えると、燃焼工程以降の排煙流路
を構成するダクトや亜硫酸ガスを吸収する吸収塔等の全
ての設備が大型化するとともに、ガスを送給するファン
やブロワ等の運転コストも増大する。

【０００８】（２）また、再生ガスを低温で燃焼させる
と、排煙中のＳＯ₃の濃度が高くなり、燃焼工程以降の装
置設備の耐食性を向上させる等の特別な措置が必要にな
り、設備コストの増大を招く。すなわち、硫化水素を燃
焼させると、下記反応式（１）に示す反応により主にＳ
Ｏ₂(亜硫酸ガス）が発生するのであるが、この他に下記
反応式（２）で示すＳＯ₃の生成反応も起る。

【０００９】

【化１】Ｈ₂Ｓ＋３／２Ｏ₂ → ＳＯ₂ ＋Ｈ₂Ｏ（１）Ｈ₂Ｓ＋２Ｏ₂ → ＳＯ₃ ＋Ｈ₂Ｏ（２）

【００１０】ここで、反応式(２）のＳＯ₃の生成反応の
割合は、後述する図８に示すように、燃焼温度が低温で
あればあるほど増大し、燃焼排ガス中のＳＯ₃濃度が増加
する。そしてこのＳＯ₃は、通常の排煙温度のような低温
では腐食性の強い硫酸ミストとなるため、燃焼工程以降
のダクトや脱硫搭の構成部材をこれに耐えられるような
より高価な耐食性材料で構成するか、或いはダクト等の
全体を高温に保ち硫酸ミストが生じないようにするか、
或いは排煙中に多量のアンモニアを注入して中和するな
どの特別な措置を講ずる必要がある。このため、ＳＯ₃の
発生量を最低限に抑制することが重要である。

【００１１】なお、硫化水素の濃度が高ければ、補助燃
料がなくまた一般的な燃焼炉であっても例えば６００〜
７００℃程度の低温で燃焼させることができるが、この
場合には、上述したようにＳＯ₃の発生量が多くなるた
め上記(２）の問題で経済的に不利になり、一方これを
解決するために燃焼温度を上げようとすれば、そのため
にはやはり補助燃料が必要となり上記（１）の問題で経
済的な実用性に劣ることになる。

【００１２】そこで本発明は、石炭ガス化プロセス等の
生成ガスから硫黄化合物を除去し、この硫黄化合物を燃
焼させて亜硫酸ガスに転換した後に石膏として回収する
ガス精製方法又はガス精製設備であって、燃焼工程に関
する上述の問題点が解消され、経済的な面でより実用的
なガス精製方法又はガス精製設備を提供することを目的
としている。

【００１３】

【課題を解決するための手段】上記目的を達成するた
め、請求項１記載のガス精製方法は、石炭や石油のガス
化によって得られる生成ガスを精製するガス精製方法で
あって、前記生成ガスを硫黄化合物の吸収液と気液接触
させることにより前記生成ガス中に含まれる硫黄化合物
を吸収除去する脱硫工程と、この脱硫工程で前記硫黄化
合物を吸収した吸収液に熱を加えて硫黄化合物を含む再
生ガスを排出する再生工程と、この再生工程で生じた再
生ガスを燃焼させて亜硫酸ガスを含む排煙に転換させる
燃焼工程と、この燃焼工程で生じた排煙中の亜硫酸ガス
を湿式石灰石膏法により吸収して石膏を副生する石膏回
収工程とよりなり、前記燃焼工程を行なう燃焼室に対し
て複数の蓄熱体を設け、これら蓄熱体のうちいずれか特
定の蓄熱体に前記排煙を接触させて当該特定の蓄熱体を
加熱すると同時に、他の蓄熱体に燃焼前の前記再生ガス
を接触させて前記再生ガスを加熱する操作を、順次蓄熱
体を切換えて連続的に実行することにより、前記蓄熱体
を媒体として前記排煙から回収した熱で前記再生ガスを
加熱しつつ前記燃焼工程を行なうことを特徴とする。

【００１４】また、請求項２記載のガス精製方法は、前
記燃焼工程における再生ガスの燃焼温度を１０００℃以
上としたことを特徴とする。

【００１５】また、請求項３記載のガス精製設備は、石
炭や石油のガス化によって得られる生成ガスを精製する
ガス精製設備であって、前記生成ガスを硫黄化合物の吸
収液と気液接触させることにより前記生成ガス中に含ま
れる硫黄化合物を吸収除去する脱硫塔と、この脱硫塔で
硫黄化合物を吸収した吸収液に熱を加えて硫黄化合物を
含む再生ガスを排出する再生塔と、この再生塔で生じた
再生ガスを燃焼させて亜硫酸ガスを含む排煙に転換させ
る蓄熱式熱交換燃焼炉と、この蓄熱式熱交換燃焼炉で生
じた排煙中の亜硫酸ガスを湿式石灰石膏法により吸収し
て石膏を副生する脱硫装置とを備え、前記蓄熱式熱交換
燃焼炉が、燃焼室と、この燃焼室に並列状態に連通しそ
れぞれ蓄熱体が装填された複数の熱交換流路とより構成
され、前記熱交換流路が前記燃焼室に対する前記再生ガ
スの導入路又は前記排煙の排出路として順次切換えられ
る構成としたことを特徴とする。

【００１６】

【発明の実施の形態】以下、本発明の実施の形態の一例
を図面に基づいて説明する。図１乃至図５は、本発明の
一例を実施するガス精製設備を示す図である。以下、説
明の便宜のために、設備を複数の部分（ガス洗浄部，脱
硫再生部，燃焼冷却部，石膏回収部，及び排水処理部）
に分けて説明する。なお、図１は、ガス洗浄部の構成を
示す図であり、図２は、脱硫再生部の構成を示す図であ
り、図３は、燃焼冷却部の構成を示す図であり、図４
は、石膏回収部の構成を示す図であり、図５は、排水処
理部の構成を示す図である。また、図４に示す石膏回収
部は、本発明の脱硫装置に相当する。

【００１７】まず、図１によりガス洗浄部の構成及び動
作について説明する。図示省略したガス化炉では、例え
ば石炭が空気をガス化剤としてガス化され、一酸化炭素
及び水素を主成分とした生成ガスＡ１が発生する。この
ように石炭を原料とし空気をガス化剤としてなる生成ガ
スＡ１には、通常、１０００〜１５００ｐｐｍ程度のＨ
₂Ｓ(硫黄化合物）と、１００ｐｐｍ程度のＣＯＳ（硫黄
化合物）とが含有され、さらに、１０００〜１５００ｐ
ｐｍ程度のＮＨ₃と、１００ｐｐｍ程度のＨＣｌが含有
されている。また生成ガスＡは、炉出口直後においては
通常１０００℃〜２０００℃であるが、通常炉出口側に
設けられたスチームヒータ（図示省略）により熱回収さ
れて例えば３５０℃程度に冷却され、その圧力は例えば
２６ａｔａ程度である。

【００１８】この生成ガスＡ１は、図示省略したサイク
ロンやポーラスフィルタにより除塵処理された後、図１
に示すように、シェルアンドチューブ構造の熱交換器１
に導入される。この熱交換器１では、浄化された後のガ
スＡ４が生成ガスＡ１の熱により加熱され、ガスＡ１は
逆に熱を奪われて、例えば２３０℃程度まで冷却され
る。

【００１９】この熱交換器１の後流には、ＣＯＳ(硫化
カルボニル）をＨ₂Ｓに変換する触媒が装填された変換
器２がこの場合二つ設けられ、生成ガスＡ１中のＣＯＳ
のほとんどがここでＨ₂Ｓに変換される。またこの変換
器２の後流には、シェルアンドチューブ構造の熱交換器
３が設けられ、変換器２から導出されたガスＡ２の熱に
よっても浄化された後のガスＡ４が加熱される。

【００２０】そして、熱交換器３の後流には、ガスＡ２
を洗浄液Ｂ１或いはＢ２に気液接触させて、ＨＣｌやＮ
Ｈ₃等の不純物を除去する洗浄塔４ａ,４ｂが順次設置さ
れている。洗浄塔４ａ，４ｂは、この場合いわゆる充填
式の気液接触塔であり、塔底部に貯留された水を主成分
とする洗浄液Ｂ１或いはＢ２が循環ポンプ５により吸上
げられて、塔上部のスプレーパイプ６から噴射され、塔
下部から導入されて上昇するガスＡ２と気液接触しつつ
充填材７を経由して流下して再び塔底部に戻って循環す
る構成となっている。

【００２１】ここで、洗浄液Ｂ１或いはＢ２の一部は、
この場合循環ポンプ５の吐出側から分岐する流路５ａ，
５ｂにより抜き出され、排水Ｂ３として排出されるよう
になっている。また、後流側の洗浄塔４ｂの塔底部に
は、排水Ｂ３として排出され或いはガス中に含まれて持
去られる分を補う量の補給水Ｂ４が適宜供給される。ま
た、各洗浄塔４ａ，４ｂの塔上部には、ガス中のミスト
を分離除去するミストエリミネータ８と、このミストエ
リミネータ８に洗浄水Ｂ５を噴射するスプレーパイプ９
とが設けられ、後流側に流出するいわゆる同伴ミストの
量が低く抑えられる構成となっている。なお洗浄水Ｂ５
は、この場合塔底部に流下して洗浄液の一部となる。

【００２２】また、各洗浄塔４ａ，４ｂの塔底部には、
タンク１０に貯留された酸（この場合には、硫酸）が、
ポンプ１１により供給可能となっており、図示省略した
制御手段によって、各洗浄液のｐＨの検出値に応じてこ
の硫酸の供給量が調整されることで、各洗浄液のｐＨが
例えば以下のように調整される。

【００２３】すなわち、洗浄塔４ａにおける洗浄液Ｂ１
のｐＨが、Ｈ₂Ｓを過度に吸収しない範囲でＨＣｌの吸収
に最適な値（例えば弱酸性領域又は中性領域）に維持す
るとともに、洗浄塔４ｂにおける洗浄液Ｂ２のｐＨを、
ＮＨ₃の吸収に最適な比較的低い値（例えば強酸性領域
又は弱酸性領域）に維持する。

【００２４】このようにｐＨ調整すれば、洗浄塔４ａで
ＨＣｌのほとんどが吸収され、洗浄塔４ａで吸収されず
に残留したＮＨ₃は、洗浄塔４ｂでほぼ完全に吸収除去で
きる。また、ＨＣｌやＮＨ₃の含有量が別個に変化したと
きでも、それに応じて各洗浄塔のｐＨを最適値に調整
し、さらに洗浄液の循環量を各洗浄塔において必要最低
限に調整することで、運転コストを必要最小限に維持し
つつこれら有害物をいずれもほぼ完全に吸収除去でき
る。

【００２５】なお本例では、洗浄塔４ｂから排出される
洗浄液Ｂ２の一部を、循環ポンプ５の吐出側から分岐す
る流路５ｃにより洗浄塔４ａに導入して、全体的な排水
の量の低減を図っている。またこの場合、図示省略した
制御手段により、例えば流路５ａと流路５ｃの流量が調
整されることによって、洗浄塔４ａの液面レベルが一定
範囲に制御され、また、補給水Ｂ４の流量等がが調整さ
れることによって、洗浄塔４ｂの液面レベルが一定範囲
に制御される。

【００２６】また本例では、図１に示す如く、各洗浄液
Ｂ１，Ｂ２を冷却する冷却器１２が各洗浄塔に設けられ
ている。この冷却器１２は、洗浄液の循環流路の途上に
設けられた熱交換器であり、例えば工業用水等が通水さ
れて洗浄液を冷却するものである。

【００２７】そして本例では、上記冷却器１２により、
ガスや洗浄液の温度が不純物の吸収に好ましい温度に調
整されるとともに、第１の洗浄塔４ａから導出されたガ
スの温度が第２の洗浄塔４ｂにおいて低下するように、
運転温度が制御される。このようにすると、熱交換器３
や洗浄塔４ａによるガスＡ２の冷却で析出した塩化アン
モニウム等よりなるヒューム状のサブミクロン粒子が、
洗浄塔４ｂにおいて凝縮水により積極的に捕集される。

【００２８】すなわち、洗浄塔４ａから導出されたガス
は含有する水蒸気が飽和した状態にあるため、洗浄塔４
ｂにおいてこのガスの温度が低下すると、必ず凝縮水が
発生し、これはガス中の前記サブミクロン粒子を核とし
て凝結するので、前記サブミクロン粒子のほとんどはこ
の凝縮水とともに、洗浄塔４ｂ内の洗浄液Ｂ２中に捕集
される。

【００２９】次に、脱硫再生部の構成及び動作を図２に
より説明する。脱硫部は、主に脱硫塔２１と再生塔２２
とよりなる。脱硫塔２１は、向流式の気液接触塔であ
り、再生塔２２の塔底部に溜まった硫化水素の吸収液Ｃ
１が循環ポンプ２３により吸上げられて、吸収液熱交換
器２４及び吸収液クーラ２５で冷却された後、この脱硫
塔２１内に供給されるようになっている。供給された吸
収液Ｃ１は、脱硫塔２１の底部に導入され上昇するガス
Ａ３と気液接触してガス中のＨ₂Ｓを吸収しつつ充填材
２６を経由して流下する。そして、脱硫塔２１の底部に
溜まった吸収液Ｃ１は、ライン２１ａにより吸収液熱交
換器２４を経由して再生塔２２に戻される。

【００３０】一方、充填材２６を通過して上昇するガス
Ａ３は、充填材２６の上方に設けられたたな段２７及び
充填材２８を順次経由してさらに上昇し、外部から供給
されスプレーパイプ２９から噴射される吸収液Ｃ２（例
えば工業用水）と気液接触して、さらにＨ₂Ｓやサブミク
ロン粒子を除去された後、ミストエリミネータ３０を経
由して精製後のガスＡ４として塔頂部から排出される構
成となっている。

【００３１】ここで吸収液熱交換器２４は、前述のポン
プ２３が設けられたライン２２ａを経由して再生塔２２
から脱硫塔２１に供給される吸収液Ｃ１と、前述のライ
ン２１ａを経由して脱硫塔２１から再生塔２２に戻され
る吸収液Ｃ１との間で、熱交換を行うためのシェルアン
ドチューブ構造の熱交換器である。また、吸収液クーラ
２５は、再生塔２２から脱硫塔２１に供給される吸収液
Ｃ１を冷却するシェルアンドチューブ構造の熱交換器で
あり、冷媒として工業用水等の水Ｃ３が通水される。

【００３２】また、脱硫塔２１のたな段２７は、吸収液
Ｃ１の供給位置よりも上方に設けられ、流下する吸収液
Ｃ２を受け止めるように脱硫塔２１内を仕切る水平方向
の仕切り壁であり、いわゆる泡鐘（図示省略）を複数有
していて、この泡鐘を介して上昇するガスＡ３を通過さ
せて泡状に上面から吹出すようになっている。なお、こ
のたな段２７の上面側に溜められた吸収液Ｃ２は、ポン
プ３１により吸上げられ、前述のスプレーパイプ２９に
供給されて循環するとともに、一定の貯留量を越える分
が、オバーフローライン２１ｂを介して、前述のライン
２１ａに送りこまれ、最終的には吸収液Ｃ１の一部とな
って再生塔２２に送られる。

【００３３】また、ポンプ３１からスプレーパイプ２９
への供給流路の途上には、吸収液Ｃ２を工業用水等によ
り冷却する冷却器３２が設けられている。このように冷
却器３２が設けられていると、脱硫塔２１の塔上部にお
いてスプレーパイプ２９から噴射される吸収液Ｃ２と接
触するガスの温度がさらに冷却されることになり、ガス
中に残留したサブミクロン粒子が、水分の凝縮により大
径化してここでも捕集されることになる。

【００３４】なお、精製後のガスＡ４は、前述の図１に
示す熱交換器３及び熱交換器１により加熱された後、精
製ガスＡ５として例えば石炭ガス化ガス発電設備のガス
タービンに供給される。そして、この精製ガスＡ５の圧
力は例えば２５．５ａｔａ程度、その温度は３００℃程
度となり、またその硫黄分(Ｈ₂Ｓ及びＣＯＳの濃度）は
１０ｐｐｍ以下となる。

【００３５】また、硫化水素の吸収剤を含む吸収液Ｃ１
は、ポンプ３３によって、吸収液タンク３４から前述の
ライン２２ａ（前述のポンプ２３の吸込み側）に補給さ
れる構成となっている。また、吸収液Ｃ１の一部は、前
述のライン２２ａ（前述のポンプ２３の吐出側）から分
岐するライン３５を経由して中和タンク３６に送られ、
この中和タンク３６で中和された後、ポンプ３７により
再生塔２２に戻される。なお、中和タンク３６からポン
プ３７により送り出された吸収液Ｃ１の一部は、加熱器
３８において水蒸気Ｄ１により加熱された後、再生塔２
２に戻される。

【００３６】一方、再生塔２２では、脱硫塔２１の塔底
部に溜まった吸収液Ｃ１が、前述したライン２１ａを経
由して、吸収液熱交換器２４で加熱された後、塔中央部
に配設された充填材３９の上面側に供給され、塔内を上
昇する吸収液Ｃ１の蒸気や吸収成分（オフガス）と接触
しつつ充填材３９を経由して流下する構成となってい
る。

【００３７】この再生塔２２の塔底部の吸収液Ｃ１は、
加熱器４０において水蒸気Ｄ２により加熱され、これに
より吸収成分であるＨ₂Ｓがこの再生塔２２においてガ
ス側に放散されるようになっている。そして、このＨ₂Ｓ
を含むオフガスＥ１は、再生塔２２の頂部に設けられた
ミストエリミネータ４１や還流部を経て、より高濃度に
Ｈ₂Ｓを含む再生ガスＥ２（主成分ＣＯ₂）として、後述
の石膏回収部に送られる。

【００３８】ここで還流部とは、オフガスＥ１が冷却器
４２により冷却されることにより生成され、タンク４３
に貯留されたオフガスＥ１の凝縮液Ｃ４が、ポンプ４４
により再生塔２２の塔頂部に供給され充填材４５を経由
して流下するもので、これによりオフガスＥ１中の蒸気
がより多く液化する一方で、液中の吸収成分であるＨ₂
Ｓがより多く放散して、例えば体積パーセントで２０％
程度の高濃度のＨ₂Ｓを含む再生ガスＥ２が得られる。

【００３９】なお、ポンプ４４により再生塔２２の塔頂
部に供給される吸収液Ｃ４には、外部から供給される吸
収液Ｃ２（例えば工業用水）が混入される。また、吸収
液Ｃ４の一部は、ポンプ４４の吐出側から分岐するライ
ン４６を経て、前述の洗浄塔からの排水Ｂ３と混合さ
れ、排水Ｂ４として後述の燃焼冷却部に送られる。また
冷却器４２は、工業用水等の冷媒Ｃ５によりオフガスＥ
１を冷却するシェルアンドチューブ構造の熱交換器であ
る。

【００４０】次に、燃焼冷却部の構成及び動作につい
て、図３により説明する。燃焼冷却部には、脱硫再生部
から送られた再生ガスＥ２を一時貯留するバッファタン
ク５１と、このバッファタンク５１から排出される再生
ガスＥ２を空気Ｆ１，Ｆ２や後述のオフガスＢ７(図５
に示す）と反応させて、含有されるＨ₂Ｓを燃焼させる
燃焼炉５２と、この燃焼炉５２で再生ガスＥ２が燃焼し
てなる排煙Ｅ３に工業用水等よりなる冷却液Ｇ１を気液
接触させる冷却塔５３とが設けられている。

【００４１】ここで、燃焼炉５２は、蓄熱式熱交換燃焼
炉で、この燃焼炉５２には、ブロワ５４，５５から空気
Ｆ１，Ｆ２が供給される。なお、この燃焼炉５２の詳細
構成及び動作については、図６，７により後述する。な
お燃焼炉５２では、オフガスＢ７中の僅かなアンモニア
や空気Ｆ１，Ｆ２中の窒素が燃焼することにより窒素酸
化物が発生するため、要求される窒素酸化物の排出濃度
によっては、例えば乾式の脱硝装置を燃焼炉５２の後流
に設けてもよい。

【００４２】また燃焼炉５２では、Ｈ₂Ｓの燃焼によっ
て、ＳＯ₂に比較して僅かな量であるが三酸化硫黄(ＳＯ
₃）も生成される。この三酸化硫黄は、そのまま放置す
れば、ガス中に僅かに残留したアンモニアと結合するこ
とによって、腐食性が強くスケールとなり易い酸性硫安
（ＮＨ₄ＨＳＯ₄）となったり、或いは硫酸露点の特性に
従って腐食性が強い硫酸ミストになる。また、この三酸
化硫黄が凝縮してなる硫酸ミストは、通常サブミクロン
粒子であるため、後述の吸収塔６１（図４に示す）では
捕集できず、後述の排煙Ｅ５中に含まれて大気放出され
てしまう。

【００４３】そこで、前述の脱硝処理に必要な量に加え
て、排煙Ｅ３中の三酸化硫黄を中和して無害で捕集容易
な硫安((ＮＨ₄)₂ＳＯ₄）とする分も含む多量のアンモニ
アを、排煙Ｅ３中に注入するようにしてもよい。なお、
このアンモニアとしては、後述する排水処理部で回収さ
れたアンモニア水Ｍ３又はＭ５（図５に示す）が使用で
きる。

【００４４】冷却塔５３は、底部に溜まった冷却液Ｇ１
が循環ポンプ５６により吸上げられて塔頂部から噴射さ
れ、塔下部に導入されて上昇する排煙Ｅ３と気液接触す
るもので、この冷却液Ｇ１や後述の補給水Ｇ２と気液接
触して冷却された排煙Ｅ３は、塔頂部から冷却後の排煙
Ｅ４として排出される。なお、循環ポンプ５６の吐出側
には、循環する冷却液Ｇ１を工業用水等により冷却する
冷却器５７が設けられている。また、この冷却塔５３の
塔頂部からは、工業用水等の補給水Ｇ２が冷却液Ｇ１を
構成する水分として供給される。またさらに、冷却液Ｇ
１の一部は、循環ポンプ５６の吐出側から分岐するライ
ン５８から排出され、脱硫再生部から送られる排水Ｂ４
と混合され、排水Ｂ５として後述の排水処理部に送られ
る。

【００４５】次に、石膏回収部（脱硫装置）の構成及び
動作について、図４により説明する。本例の石膏回収部
は、カルシウム化合物Ｊ１を含有するスラリ状の吸収液
Ｈ１（以下、吸収剤スラリＨ１という。）により、燃焼
冷却部から排出された排煙Ｅ４から主にＳＯ₂(亜硫酸ガ
ス）を吸収除去して、石膏を副生する脱硫装置よりな
る。

【００４６】この脱硫装置は、亜硫酸ガスを高濃度に含
む排煙Ｅ４を、吸収剤スラリＨ１と気液接触させて浄化
後の排煙Ｅ５として排出するとともに、亜硫酸ガスを吸
収したスラリ中に酸化用空気Ｆ３を多数の微細気泡とし
て吹込み、スラリ中の亜硫酸を酸化して石膏化させる吸
収塔６１と、この吸収塔６１から抜き出されたスラリＨ
２（石膏スラリ）を固液分離する遠心分離機等の固液分
離手段６２と、この固液分離手段６２で生じるろ液Ｈ３
を貯留するろ液ピット６３と、吸収剤スラリＨ１を生成
するための吸収剤スラリピット６４とを備える。なお、
固液分離手段６２で分離された固形分Ｊ２（二水石膏の
石膏ケーキ）を１２０℃〜１５０℃程度まで加熱して半
水石膏とする燃焼炉等の石膏加熱装置を備えていてもよ
い。

【００４７】ここで吸収塔６１は、塔底部に吸収剤スラ
リＨ１が供給されるスラリタンク６５を有し、この一つ
のスラリタンク６５の上方に、この場合四つの塔本体６
６ａ，６６ｂ，６６ｃ，６６ｄが並べて設置されたもの
である。そして、スラリタンク６５内のスラリが循環ポ
ンプ６７により吸上げられ、各塔本体内に設置されたス
プレーパイプから液注状に上向きに噴射され、効率良く
排煙Ｅ４と気液接触する構成となっている。

【００４８】なお、四つの塔本体のうち、塔本体６６
ａ，６６ｃはいわゆる並流式の気液接触塔であり、塔本
体６６ｂ，６６ｄはいわゆる向流式の気液接触塔であ
る。また、処理される排煙Ｅ４は、この場合塔本体６６
ａの塔頂部から導入され、次いでスラリタンク６５の上
部を経由して塔本体６６ｂの下部に導入され、次いで塔
本体６６ｂと塔本体６６ｃの塔頂部を接続する接続ダク
ト６６ｅを経由して塔本体６６ｃに導入され、次いでス
ラリタンク６５の上部を経由して塔本体６６ｄの下部に
導入され、最終的に塔本体６６ｄの塔頂部から排出され
る構成となっている。

【００４９】また、処理後の排煙Ｅ５の出口ダクト６９
には、ミストエリミネータ７０と、排気ファン７１とが
順次設けられている。ミストエリミネータ７０は、排煙
Ｅ５から同伴ミストを除去するもので、適宜工業用水等
の洗浄水Ｇ４が供給され、エレメントが洗浄される。な
お、供給された洗浄水Ｇ４や除去された液分は、最終的
にミストエリミネータ７０の下部ホッパを経由してスラ
リタンク６５内に導入され、吸収塔６１で循環するスラ
リの一部となる。

【００５０】また、排気ファン７１は、吸収塔６１など
における排煙の圧力損失に対抗して排煙を圧送するため
のもので、例えば前述のバッファタンク５１内の圧力の
検出値に基づいてその能力が制御される。なお、排気フ
ァン７１により送り出された排煙Ｅ５は、図示省略した
煙突から大気放出される。

【００５１】スラリタンク６５には、空気Ｆ３を微細気
泡として拭き込む固定式エアスパージャ７２と、タンク
内のスラリ全体を攪拌する攪拌機７３とが設けられ、亜
硫酸ガスを吸収して各塔本体から流下するスラリが、吹
き込まれた空気と効率良く接触して、吸収された亜硫酸
が略全量酸化され、さらにはカルシウム化合物と中和反
応を起こして高純度の石膏が生成されるようになってい
る。

【００５２】そして、このように定常状態においては石
膏を高濃度に含むスラリが、タンク６５内からポンプ７
４により抜出され、スラリＨ２として固液分離機６２に
送られ、固液分離されて固形分である石膏Ｊ２が採取さ
れる。なお、上記固液分離により生じてろ液ピット６３
に一時的に貯留されるろ液Ｈ３は、ポンプ７５により適
宜吸上げられて、スラリタンク６５又は吸収剤スラリピ
ット６４に送られ、いずれにしろ最終的にはスラリタン
ク６５に戻されて循環使用される。

【００５３】また吸収剤スラリピット６４では、図示省
略したサイロより供給されるカルシウム化合物Ｊ１（例
えば、石灰石）と、これに応じた量のろ液Ｈ３とが混合
攪拌され、所定濃度の吸収剤スラリＨ１が調製される。
そして、この吸収剤スラリピット６４内の吸収剤スラリ
Ｈ１は、例えば処理ガスである排煙Ｅ４中の亜硫酸ガス
量の検出値などに応じて、その供給流量が制御され、ポ
ンプ７６によりスラリタンク６５に送られる。また、吸
収塔６１において蒸発して排煙中の蒸気として持去られ
る水分や、石膏Ｊ２の含有水或いは付着水として系外に
排出される水分を補うべく、工業用水等の補給水Ｇ３
が、例えばスラリタンク６５内の液面高さを一定範囲に
維持するように、スラリタンク６５内に供給される。

【００５４】なお、火力発電設備等に付設される一般の
脱硫装置では、亜硫酸ガスとともにスラリ中に吸収され
る塩素等の不純物が、循環するスラリ構成液分の中に蓄
積することを防止するため、例えばろ液ピットのろ液の
一部を系外に排出し、排水処理を行ったのち放水或いは
再使用するなどの措置をとっている。しかし本例では、
このような排水処理は行う必要がない。というのは、火
力発電設備から排出される排煙に比較して、本例で処理
する排煙Ｅ４中には、このような不純物は僅かしか存在
しないので、石膏Ｊ２などとともに系外に排出される液
分により、このような不純物の蓄積が防止できるからで
ある。

【００５５】また、前述の補給水Ｇ３の一部又は全部と
して後述のアンモニア水Ｍ３又はＭ５（図５に示す）を
用いてもよい。このようにアンモニアが注入されて脱硫
装置の循環スラリ中のアンモニウムイオン濃度が増加す
ると、亜硫酸ガスの除去率が格段に向上することが分っ
ている。

【００５６】次に、排水処理部の構成及び動作につい
て、図５により説明する。燃焼冷却部より排出された前
述の排水Ｂ５（図３に示す）は、まずｐＨ処理槽８１
で、例えば水酸化カルシウム（Ｃａ（ＯＨ）₂）などの
アルカリＫが添加され、ｐＨを中性付近に調整された
後、排水Ｂ６としてポンプ８２により蒸発缶８３（一次
濃縮手段）の循環系に導入される構成となっている。

【００５７】なお、ｐＨ処理槽８１内はほぼ大気圧とな
っており、ここに導入される排水Ｂ５は、前述のガス洗
浄部や脱硫再生部などからこのｐＨ処理槽８１まで送ら
れる過程で、高圧状態から常圧状態へと変化する。この
ため、溶け込んでいたアンモニア等のガスが一部自然的
に蒸発し、このガスがｐＨ処理槽８１で気相側に放散さ
れるが、この場合このガスは、オフガスＢ７としてファ
ン８１ａにより排出され、前述したように燃焼炉５２に
導入される再生ガスＥ２に混入される構成となってい
る。

【００５８】蒸発缶８３は、排水Ｂ６を蒸発処理して濃
縮液Ｌ１とアンモニアを含む蒸気Ｍ１とに分離するもの
で、この場合、底部の液溜まりの濃縮液Ｌ１が循環ポン
プ８４により吸上げられ、新たに導入された排水Ｂ６と
ともに加熱器８５により加熱された後、上部から噴射さ
れるものである。なお加熱器８５は、例えば発電システ
ムにおける蒸気サイクルの一部から抽気された高温蒸気
Ｄ３により、アンモニアがガスとして放散される温度に
循環液を加熱する熱交換器である。

【００５９】そして、蒸発缶８３の循環系から抜き出さ
れた濃縮液Ｌ１は、タンク８６及びポンプ８７を経て、
石膏を分離する固液分離機８８に送られる。固液分離機
８８では、濃縮液Ｌ１中に含まれる石膏Ｊ３が選択的に
分離される。なお、この石膏Ｊ３は、ガス洗浄部におい
てタンク１０から供給されて排水中に存在する硫酸イオ
ンと、ｐＨ処理槽８１において添加されたカルシウムイ
オンとが結合してなるものである。また固液分離機８８
は、例えば真空式ベルトフィルタであり、吸引されたろ
液Ｌ２は、真空チャンバ８９及びポンプ９０を経てろ液
タンク９２に供給される。

【００６０】さらに、ろ液タンク９２のろ液Ｌ２は、ポ
ンプ９３によって、ローラ式の二次濃縮手段９４に送ら
れて脱水され、汚泥Ｊ４として排出される。なお、汚泥
Ｊ４には、固液分離機８８で分離できない微細な粒径の
固形分が含有される。なお、二次濃縮手段９４で分離さ
れた液分は、例えば前流側（蒸発缶８３など）に送られ
て再処理される。

【００６１】一方、蒸発缶８３の頂部から導出されたア
ンモニアを含む蒸気Ｍ１は、まず冷却器９５により凝縮
温度まで冷却された後に、凝縮液タンク９６に導入さ
れ、アンモニアを含む凝縮水（アンモニア水Ｍ２）とし
て一次貯留される。そして、この凝縮液タンク９６のア
ンモニア水Ｍ２は、ポンプ９７により抜き出されて、熱
交換器９８を経て蒸留塔９９に送られ、希釈アンモニア
水Ｍ３と濃縮アンモニア水Ｍ５とに分離される。

【００６２】蒸留塔９９は、例えば泡鐘塔などのいわゆ
る段塔であり、前述のアンモニア水Ｍ２が、熱交換器９
８で加熱された後に塔上部に供給され、塔内を上昇する
アンモニアを高濃度に含む蒸気Ｍ４と接触しつつ流下す
る構成となっている。そして、この蒸留塔９９の塔底部
に溜まった低濃度の希釈アンモニア水Ｍ３は、加熱器１
００において水蒸気Ｄ４により加熱され、これにより溶
解したガス成分であるアンモニアがガス側に放散される
ようになっている。そして、放散されたアンモニアを含
む蒸気は、この蒸留塔９９の頂部に設けられた還流部を
経て、より高濃度にアンモニアを含む蒸気Ｍ５として、
濃縮アンモニアタンク１０１に送られる。

【００６３】ここで還流部とは、蒸気Ｍ４が冷却器１０
２により冷却されることにより生成され、タンク１０３
に貯留された濃縮アンモニア水Ｍ５が、ポンプ１０４に
より蒸留塔９９の塔頂部に供給されるもので、これによ
り蒸気Ｍ４中のアンモニア以外の蒸気（例えば水蒸気）
がより多く液化する一方で、液中のアンモニアがより多
く放散して、より高濃度のアンモニア水Ｍ５が得られ
る。なお、冷却器１０２は、工業用水等の冷媒Ｇ７によ
り蒸気Ｍ４を冷却するシェルアンドチューブ構造の熱交
換器である。

【００６４】また、蒸留塔９９の塔底部に溜まった低濃
度の希釈アンモニア水Ｍ３は、その一部が循環ポンプ１
０５の吐出側から分岐するライン１０６によって適宜抜
出され、熱交換器９８及び冷却器１０７で冷却された後
に、希釈アンモニアタンク１０８に送られる。

【００６５】なお、濃縮アンモニアタンク１０１や希釈
アンモニアタンク１０８に貯留された濃縮アンモニア水
Ｍ５や希釈アンモニア水Ｍ３は、前述した燃焼炉５２の
後流側での脱硝処理或いは三酸化硫黄の中和処理や、ガ
ス化ガス発電のガスタービンの後流側での脱硝処理に利
用できるし、或いは、亜硫酸ガスの吸収塔６１のスラリ
構成液としても利用することができるが、このように濃
縮水と希釈水とに分離されているため、適宜要求される
アンモニア濃度に対応するように使い分けができて便利
である。

【００６６】次に、前述した燃焼冷却部（図３）におけ
る燃焼炉５２の詳細構成について、図６により説明す
る。燃焼炉５２は、図６に示すように、炉本体１２０と
その付帯機器や配管ラインよりなる。炉本体１２０は、
燃焼室１２１と、この燃焼室１２１に並列状態に連通し
それぞれセラミック製の蓄熱体１２２が装填された三つ
の熱交換流路１２３ａ，１２３ｂ，１２３ｃとを備え、
燃焼室１２１の上部にはバーナ１２４が設けられてい
る。

【００６７】ここでバーナ１２４は、始動時に補助燃料
Ｎ（例えば、ＬＰＧ）とこれを燃やす空気Ｆ２が供給さ
れ、始動時のみ燃焼室１２１内において補助燃料Ｎを燃
焼させるものである。なおこの炉本体１２０としては、
具体的には、例えば中外炉工業株式会社製のＲＴＯ蓄熱
式脱臭装置（型式ＲＩ−３）の燃焼炉が使用できる。

【００６８】付帯機器や配管ラインとしては、再生ガス
Ｅ２と空気Ｆ１を混合させる混合器１３１と、この混合
器１３１により混合された処理ガスＰがファン１３２に
より送り込まれる導入ライン１３３と、パージガスＱが
送り込まれるパージライン１３４と、燃焼後の排煙Ｅ３
を排気するための排気ライン１３５と、燃焼室１２１か
ら排煙の一部を抜き取るライン１３７と、このライン１
３７により燃焼室１２１から分離された排煙の一部を排
煙Ｅ３に混合する混合器１３６と、ライン１３７の途上
に設けられ燃焼室１２１から抜き取られる排煙の一部か
ら熱回収してボイラ給水Ｒを加熱し蒸気Ｓを発生させる
廃熱ボイラ１３８とが備えられている。

【００６９】また、導入ライン１３３，パージライン１
３４及び排気ライン１３５と、各熱交換流路１２３ａ，
１２３ｂ，１２３ｃとの間には、開閉バルブ１４１ａ〜
１４１ｃ，１４２ａ〜１４２ｃ，１４３ａ〜１４３ｃが
それぞれ設けられている。

【００７０】なお、これら開閉バルブ１４１ａ〜１４１
ｃ，１４２ａ〜１４２ｃ，１４３ａ〜１４３ｃは、図示
省略したコントローラにより所定のシーケンス又はプロ
グラムに従って制御され、後述する運転が実行されるよ
うに作動する。また、この場合パージライン１３４に
は、排煙Ｅ３の一部が図示省略したファンによって送り
込まれ、この排煙Ｅ３の一部がパージガスＱとして利用
されるようになっている。

【００７１】次に、以上のようなガス精製設備において
実施される本発明のガス精製方法の一例について説明す
る。まず、図１に示す洗浄部では、生成ガスＡ１中の硫
化カルボニルが硫化水素に変換された後、生成ガスＡ１
の洗浄が行われ、ガス中の塩素化合物やアンモニアなど
の不純物が除去される。次に、図２に示す脱硫塔２１で
は、生成ガスＡ３を硫黄化合物（硫化水素）の吸収液と
気液接触させることにより生成ガス中に含まれる硫黄化
合物を吸収除去する（脱硫工程）。次いで、図２に示す
再生塔２２では、この脱硫工程で硫黄化合物を吸収した
吸収液Ｃ１に熱を加えて硫黄化合物を含む再生ガスＥ２
を排出する（再生工程）。

【００７２】次に、図３及び図６に示す燃焼炉５２で
は、上記再生工程で生じた再生ガスＥ２を後述のような
動作で効率良く燃焼させて亜硫酸ガスを含む排煙Ｅ３に
転換させる（燃焼工程）。次いで、図３に示す冷却塔５
３では、排煙Ｅ３を冷却液Ｇ１に気液接触させて冷却す
る。

【００７３】さらに、図４に示す石膏回収部では、冷却
後の排煙Ｅ４中の亜硫酸ガスを湿式石灰石膏法により吸
収して石膏Ｊ２を副生する（石膏回収工程）。なお、洗
浄部や脱硫再生部などから出た排水は、最終的に排水Ｂ
５として統合され、図５に示す排水処理により処理され
て、アンモニアＭ３，Ｍ５が回収されるとともに、ここ
でも石膏Ｊ３が副生される。

【００７４】そして上記燃焼工程では、燃焼炉５２の燃
焼室１２１（図６に示す）で再生ガスＥ２と空気Ｆ１の
混合ガス（処理ガスＰ）をこの場合１０００℃以上で燃
焼させることにより、ＳＯ₃の発生がほぼ最低量に抑制
され前述の反応式（１）により再生ガスＥ２中の硫化水
素（Ｈ₂Ｓ）のほとんどが亜硫酸ガス（ＳＯ₂）となる。

【００７５】以下、この燃焼工程を遂行する燃焼炉５２
の動作を、図７を参照しつつ説明する。なお図７では、
開閉バルブ１４１ａ〜１４１ｃ，１４２ａ〜１４２ｃ，
１４３ａ〜１４３ｃのうち、閉じているバルブを黒色で
塗り潰して図示しており、開動しているバルブを白抜き
で図示している。

【００７６】燃焼炉５２では、各開閉バルブの作動状態
が切換えられることにより、図７の（ａ），（ｂ），
（ｃ）で示す動作状態が、それぞれ６０〜７０秒の間隔
で順次繰返される。そして、始動時から燃焼室１２１内
の温度が設定温度である１０００℃に到達し安定するま
での時間だけは、燃焼室１２１の上部にバーナ１２４か
らＬＰＧと空気の混合ガスが吹込まれ火炎１２４ａが形
成される。これにより、以下のような運転が実現され
る。

【００７７】すなわち、図７（ａ）に示す状態では、熱
交換流路１２３ａが再生ガスＥ２と空気Ｆ１が混合され
てなる処理ガスＰの導入路となっており、処理ガスＰ
は、導入ライン１３３から開閉バルブ１４１ａを介して
熱交換流路１２３ａに入り、この熱交換流路１２３ａ内
の蓄熱体１２２と熱交換した後に燃焼室１２１内に導入
される。始動時から定常状態になるまでの過渡期には、
熱交換流路１２３ａの蓄熱体１２２は低温であるため、
このように導入された処理ガスＰは確実に高温で自己燃
焼する程には十分に加熱されないが、バーナ１２４から
の火炎１２４ａにより硫化水素の濃度が低い場合にも確
実に１０００℃以上で燃焼させることができる。

【００７８】そして熱交換流路１２３ａの蓄熱体１２２
は、図７(ｃ)で示す一つ前の動作状態で１０００℃以上
の排煙により加熱されるため、定常状態においては、外
側（燃焼室から遠い側）で３００℃程度、内側（燃焼室
に近い側）で８００℃程度となる。

【００７９】このため、定常状態においては、このよう
に十分高温とされた蓄熱体１２２により熱交換流路１２
３ａを通過する処理ガスＰを７５０℃程度にまで加熱で
き、硫化水素の濃度が低い場合でも、バーナ１２４から
の火炎１２４ａが停止しているにもかかわらず処理ガス
Ｐを燃焼室１２１内において１０００℃以上で自己燃焼
させることができる。なお、定常状態の場合、この図７
(ａ)で示す動作状態の終了時（次の動作状態への切替直
前）には、熱交換流路１２３ａの蓄熱体１２２は逆に処
理ガスＰにより冷却されており、その温度は外側で２０
０℃程度、内側で７００℃程度となる。

【００８０】また、図７（ａ）に示す動作状態では、同
時に、熱交換流路１２３ｃがパージガスＱの導入路、熱
交換流路１２３ｂが排煙Ｅ３の排出路となっており、処
理ガスＰが燃焼してなるガスが、開閉バルブ１４２ｃを
介して熱交換流路１２３ｃから流入したパージガスＱと
ともに、熱交換流路１２３ｂを経由して開閉バルブ１４
３ｂ及び排気ライン１３５から排煙Ｅ３として排気され
る。

【００８１】ここで熱交換流路１２３ｃは、図７（ｃ）
で示す一つ前の動作状態で処理ガスＰの導入路として機
能しているため、流路内には処理ガスＰが残留している
が、この図７（ａ）に示す動作状態においてパージガス
Ｑによりこの残留した処理ガスＰが燃焼室１２１内に送
り込まれ、含有される硫化水素が熱交換流路１２３ａか
ら導入された処理ガスＰ中の硫化水素とともに１０００
℃以上で燃焼する。なお、この熱交換流路１２３ｃの蓄
熱体１２２は、図７（ｃ）で示す一つ前の動作状態で処
理ガスＰの冷却効果により、定常状態においては、外側
で２００℃程度、内側で７００℃程度となっているが、
パージガスＱとの接触によってさらに若干冷却されて、
この図７（ａ）で示す動作状態の終了時には、外側で１
８０℃程度、内側で６８０℃程度となる。

【００８２】また、熱交換流路１２３ｂの蓄熱体１２２
は、図７（ｃ）で示す一つ前の動作状態でパージガスＱ
と接触して冷却されているため、定常状態においては、
外側で１８０℃程度、内側で６８０℃程度となってい
る。このため、この図７（ａ）に示す動作状態におい
て、このように十分低温とされた蓄熱体１２２により熱
交換流路１２３ｂを通過する燃焼排ガスＥ３を３００℃
程度にまで冷却できる。なお、定常状態の場合、この図
７（ａ）で示す動作状態の終了時には、熱交換流路１２
３ｂの蓄熱体１２２は逆に排煙Ｅ３により加熱され、そ
の温度は外側で３００℃程度、内側で８００℃程度とな
る。

【００８３】次に、図７（ｂ）や図７（ｃ）で示す動作
状態では、図７（ａ）で示した上述の各熱交換流路の動
作が順次隣接する或いは反対側の熱交換流路に移動する
ように切換わり、まず図７（ｂ）で示す動作状態では、
左側の熱交換流路１２３ａがパージガスＱの導入路、中
央の熱交換流路１２３ｂが処理ガスＰ（再生ガスＥ２）
の導入路、右側の熱交換流路１２３ｃが排煙Ｅ３の排出
路となって同様の動作が実行される。そして、次の図７
（ｃ）で示す動作状態では、左側の熱交換流路１２３ａ
が排煙Ｅ３の排出路、中央の熱交換流路１２３ｂがパー
ジガスＱの導入路、右側の熱交換流路１２３ｃが処理ガ
スＰの導入路となってやはり同様の動作が実行された
後、また図７（ａ）で示す動作状態に戻る。

【００８４】こうして、この場合三つ設けられた蓄熱体
１２２のうちいずれか特定の蓄熱体１２２に排煙Ｅ３を
接触させて当該特定の蓄熱体１２２を加熱すると同時
に、他の蓄熱体１２２に燃焼前の処理ガスＰを接触させ
て処理ガスＰを加熱する操作が、順次蓄熱体１２２を切
換えつつ連続されることになり、結局、蓄熱体１２２を
媒体として排煙Ｅ３から回収した熱で再生ガスＥ２と空
気Ｆ１を連続的に加熱して、燃焼室１２１内では再生ガ
スＥ２に含まれる硫化水素の１０００℃以上での燃焼が
連続できる。

【００８５】さらに説明すれば、例えば燃焼排ガスの熱
で処理ガスを加熱する単なる熱交換器を有するいわゆる
熱交付き燃焼炉が考えられるが、熱交換材料（チューブ
や管板やエレメントなど）が燃焼排ガスで加熱されつつ
処理ガスで冷却されるため、約１０００℃から常温まで
の高温と低温の温度差の大きなものに耐える高級材料を
必要とし、実用性のあるものは見当たらない。

【００８６】一方、このような蓄熱式の熱交換機能を備
えた燃焼炉であると、熱媒体である蓄熱体の加熱と冷却
（熱回収）が独立して行なわれるため、熱媒体である蓄
熱体の僅か１００℃〜１５０℃位の温度変化幅におい
て、ガスの入口（加熱前）と出口（加熱後）の温度差を
７００℃程度と格段に大きくできる。このため、熱効率
が格段に高くなり、定常状態においては、ＬＰＧ等の補
助燃料Ｎ及びそのための空気Ｆ２を投入することなく、
１０００℃以上の高温での燃焼が連続的に実現できる。

【００８７】なお、補助燃料Ｎの投入を停止した定常状
態においては、燃焼室１２１内の燃焼温度は、なんら操
作しなければ再生ガスＥ２の流量変動等により変動する
が、例えばこのような変動を考慮した場合の燃焼温度が
最低でも１０００℃になるように設定しておき、１００
０℃を大きく上回った場合には、例えば廃熱ボイラ１３
８による熱回収量を排煙の流量操作等によりその分増加
させることにより、蓄熱体の加熱温度の増加を抑制して
１０００℃近傍に保持するようにすればよい。このよう
にすれば、燃焼温度１０００℃以上という条件を保持し
つつ、燃焼室１２１を構成する材料の耐熱温度（許容温
度）を最低限に抑えてコスト増加を回避できる。

【００８８】またこの燃焼工程において、燃焼温度が１
０００℃以上に保持されることは、前述の反応式(２）
の反応によるＳＯ₃の発生がほぼ最低量に抑制される作
用がある。即ち、発明者らの研究によれば、例えば図８
に示すように、ＳＯ₃の発生量の低下は燃焼温度が高くな
るにつれ横這いとなり１０００℃以上ではほとんど変化
しなくなる。そしてこの傾向は、硫化水素の濃度変化等
にかかわらず同様である。なお、図８に示したデータ
は、処理ガスの硫化水素濃度が１４．２％で、排煙の硫
黄酸化物（ＳＯｘ）の濃度が６５０００ｐｐｍのもので
あり、この場合燃焼温度が１０００℃でのＳＯ₃転化率
（ＳＯ₃／ＳＯｘ）は、約２％と極めて低い値になって
いる。

【００８９】以上のように、本例のガス精製設備或いは
ガス精製方法によれば、生成ガスＡ１中の硫黄化合物や
各種不純物が除去されて、極めてクリーンな精製ガスＡ
５が得られるとともに、工業上極めて有用な石膏が容易
に副生できる。

【００９０】しかも、燃焼工程に関する前述の問題点が
解消され、設備コスト及び運転コストの点でさらに格段
に有利になる。すなわち、硫化水素の濃度が低濃度であ
っても、少なくとも定常状態においては補助燃料Ｎやこ
れを燃焼させるための空気Ｆ２を投入しなくても燃焼が
可能であり、補助燃料Ｎが不要になる分に加えて、補助
燃料Ｎや空気Ｆ２を送り込むためのポンプやファンの動
力が不要になる分だけ運転コストが低減できる。また、
補助燃料Ｎと空気Ｆ２を投入する必要がないため、排煙
Ｅ３の流量が格段に低減でき、燃焼工程以降の装置容量
が大幅に低減できるとともに、燃焼工程以降のガス送給
用のファンやブロワ等の運転コストも格段に低減でき
る。

【００９１】また、本例の燃焼工程においては、燃焼温
度を１０００℃以上に保持するようにしているので、前
述したようにＳＯ₃の発生量がほぼ最低限に抑制され、燃
焼工程以降の装置設備の耐食性を向上させる等の特別な
措置を施す必要がなくなり、この点においても設備コス
トの低減が可能になるとともに、ＳＯ₃による装置部材の
腐食といった不具合も信頼性高く防止される。

【００９２】しかも本例の場合には、廃熱ボイラ１３８
の熱回収量の調整等により、再生ガスＥ２の流量変動が
あっても、燃焼温度を常に１０００℃近傍に維持するよ
うにしているので、燃焼温度が過剰に高くなって燃焼室
１２１の構成部材の寿命を縮めるといった不具合の発生
が信頼性高く回避される効果もある。

【００９３】なお、本発明は上記形態例に限られず各種
の態様がありうる。例えば本発明の燃焼炉における熱交
換流路及び蓄熱体は、三つに限られず、例えば四つ以上
設けて、各役割を複数の熱交換流路及び蓄熱体により時
間的にオーバーラップして実行するようにしてもよい。

【００９４】

【発明の効果】請求項１記載のガス精製方法では、脱硫
工程において生成ガス中の硫黄化合物が吸収液に吸収除
去されて、クリーンな精製ガスが得られる。そして、再
生工程において吸収した硫黄化合物を含む再生ガスが排
出され、この再生ガスが、燃焼工程により亜硫酸ガスを
含む排煙に転換され、さらに石膏回収工程においてこの
排煙中の亜硫酸ガスが吸収されて工業上極めて有用な石
膏が副生される。

【００９５】しかも、前記燃焼工程においては、蓄熱体
のうちいずれか特定の蓄熱体に燃焼後の排煙を接触させ
て当該特定の蓄熱体を加熱すると同時に、他の蓄熱体に
燃焼前の前記再生ガスを接触させて前記再生ガスを加熱
する操作を、順次蓄熱体を切換えて連続的に実行するこ
とにより、蓄熱体を媒体として排煙から回収した熱で燃
焼前の再生ガスを加熱する。

【００９６】これにより、熱媒体である蓄熱体の加熱と
冷却（熱回収）が独立して行なわれるため、熱媒体であ
る蓄熱体の僅か１５０℃位の温度変化幅の範囲におい
て、蓄熱体と熱交換するガスの入口と出口の間の温度差
を７００℃程度に格段に大きくできる。このため、熱効
率が格段に高くなり、定常状態においては、ＬＰＧ等の
補助燃料及びそのための空気を投入することなく、高温
での燃焼が連続的に実現できる。

【００９７】したがって、前述の燃焼工程に関する問題
点が解消され、設備コスト及び運転コストの点で格段に
有利になる。すなわち、硫化水素の濃度が低濃度であっ
ても、定常状態においては補助燃料やこれを燃焼させる
ための空気を投入しなくても燃焼が可能であり、補助燃
料の購入費が不要になる分に加えて、補助燃料や空気を
送り込むためのポンプやファンの動力が不要になる分だ
け運転コストが低減できる。しかも、補助燃料とそのた
めの空気を投入する必要がないため、燃焼後の排煙の流
量が格段に低減でき、燃焼工程以降の装置容量が大幅に
低減できるとともに、燃焼工程以降のガス送給用のファ
ンやブロワ等の運転コストも格段に低減できる。

【００９８】また、請求項２記載のガス精製方法では、
燃焼温度を１０００℃以上に保持するようにしているの
で、前述したようにＳＯ₃の発生量がほぼ最低限に抑制さ
れ、燃焼工程以降の装置設備の耐食性を向上させる等の
特別な措置を施す必要がなくなり、この点においても設
備コストの低減が可能になるとともに、ＳＯ₃による装置
部材の腐食といった不具合も信頼性高く防止される。

【００９９】次に、請求項３記載のガス精製設備では、
脱硫塔において生成ガス中の硫黄化合物が吸収液に吸収
除去されて、クリーンな精製ガスが得られる。そして、
再生塔において吸収した硫黄化合物を含む再生ガスが排
出され、この再生ガスが、蓄熱式熱交換燃焼炉により亜
硫酸ガスを含む排煙に転換され、さらに脱硫装置におい
てこの排煙中の亜硫酸ガスが吸収されて工業上極めて有
用な石膏が副生される。

【０１００】ここで、前記蓄熱式熱交換燃焼炉として
は、燃焼室に並列状態に連通しそれぞれ蓄熱体が装填さ
れた複数の熱交換流路を備え、これら熱交換流路が燃焼
室に対する再生ガスの導入路又は燃焼後の排煙の排出路
として順次切換えられる構成が採用されている。

【０１０１】このため、いずれか特定の熱交換流路の蓄
熱体に排煙が接触して当該特定の蓄熱体が加熱されると
同時に、他の熱交換流路の蓄熱体に燃焼前の再生ガスが
接触してこの再生ガスが加熱される動作が、順次熱交換
流路及び蓄熱体を切換えて連続的に実行されることにな
り、蓄熱体を媒体として燃焼後の排煙から回収した熱で
燃焼前の再生ガスが加熱される。

【０１０２】これにより、熱媒体である蓄熱体の加熱と
冷却（熱回収）が独立して行なわれるため、熱媒体であ
る蓄熱体の僅か１５０℃位の温度変化幅の範囲におい
て、蓄熱体と熱交換するガスの入口と出口の間の温度差
を７００℃程度に格段に大きくできる。このため、熱効
率が格段に高くなり、定常状態においては、ＬＰＧ等の
補助燃料及びそのための空気を投入することなく、高温
での燃焼が連続的に実現できる。したがって、やはり前
述の燃焼炉に関する問題点が解消され、設備コスト及び
運転コストの点で格段に有利になる。

【図面の簡単な説明】

【図１】本発明の一例であるガス精製設備のガス洗浄部
の構成を示す図である。

【図２】同設備における脱硫再生部の構成を示す図であ
る。

【図３】同設備における燃焼冷却部の構成を示す図であ
る。

【図４】同設備における石膏回収部の構成を示す図であ
る。

【図５】同設備における排水処理部の構成を示す図であ
る。

【図６】同設備の燃焼炉の詳細構成を示す図である。

【図７】同設備の燃焼炉の動作を示す図である。

【図８】硫化水素の燃焼により発生する亜硫酸ガスの濃
度と燃焼温度との相関関係を示すデータの一例を示す図
である。

【符号の説明】

２１脱硫塔２２再生塔５２燃焼炉（蓄熱式熱交換燃焼炉）１２１燃焼室１２２蓄熱体１２３ａ，１２３ｂ，１２３ｃ熱交換流路Ａ１〜Ａ５生成ガスＣ１吸収液（硫黄化合物吸収用）Ｅ１，Ｅ２再生ガスＥ３，Ｅ４排煙Ｈ１吸収剤スラリ（亜硫酸ガス吸収用）

───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (72)発明者本城新太郎広島県広島市西区観音新町四丁目６番22号三菱重工業株式会社広島研究所内

Claims

【特許請求の範囲】

【請求項１】石炭や石油のガス化によって得られる生
成ガスを精製するガス精製方法であって、前記生成ガスを硫黄化合物の吸収液と気液接触させるこ
とにより前記生成ガス中に含まれる硫黄化合物を吸収除
去する脱硫工程と、この脱硫工程で前記硫黄化合物を吸
収した吸収液に熱を加えて硫黄化合物を含む再生ガスを
排出する再生工程と、この再生工程で生じた再生ガスを
燃焼させて亜硫酸ガスを含む排煙に転換させる燃焼工程
と、この燃焼工程で生じた排煙中の亜硫酸ガスを湿式石
灰石膏法により吸収して石膏を副生する石膏回収工程と
よりなり、前記燃焼工程を行なう燃焼室に対して複数の蓄熱体を設
け、これら蓄熱体のうちいずれか特定の蓄熱体に前記排
煙を接触させて当該特定の蓄熱体を加熱すると同時に、
他の蓄熱体に燃焼前の前記再生ガスを接触させて前記再
生ガスを加熱する操作を、順次蓄熱体を切換えて連続的
に実行することにより、前記蓄熱体を媒体として前記排
煙から回収した熱で前記再生ガスを加熱しつつ前記燃焼
工程を行なうことを特徴とする請求項１記載のガス精製
方法。
【請求項２】前記燃焼工程における再生ガスの燃焼温
度を１０００℃以上としたことを特徴とする請求項１記
載のガス精製方法。
【請求項３】石炭や石油のガス化によって得られる生
成ガスを精製するガス精製設備であって、前記生成ガスを硫黄化合物の吸収液と気液接触させるこ
とにより前記生成ガス中に含まれる硫黄化合物を吸収除
去する脱硫塔と、この脱硫塔で硫黄化合物を吸収した吸
収液に熱を加えて硫黄化合物を含む再生ガスを排出する
再生塔と、この再生塔で生じた再生ガスを燃焼させて亜
硫酸ガスを含む排煙に転換させる蓄熱式熱交換燃焼炉
と、この蓄熱式熱交換燃焼炉で生じた排煙中の亜硫酸ガ
スを湿式石灰石膏法により吸収して石膏を副生する脱硫
装置とを備え、前記蓄熱式熱交換燃焼炉が、燃焼室と、この燃焼室に並
列状態に連通しそれぞれ蓄熱体が装填された複数の熱交
換流路とより構成され、前記熱交換流路が前記燃焼室に
対する前記再生ガスの導入路又は前記排煙の排出路とし
て順次切換えられる構成としたことを特徴とするガス精
製設備。