JPS5836618B2 - ハイシユツガス ノ セイセイホウホウ オヨビ ソノソウチ - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は、工場廃ガス、燃焼生成物および不純物として
特に硫黄酸化物、特に二酸化硫黄および場合により窒素
酸化物、硫酸ミスト、ダストおよび煤を含有するガス状
流出物の改善された精製方法に関する。

過硫酸または過酸化水素を使用する上記ガスの精製方法
は従来から知られているが、この方法は精製用溶液と精
製されるべきガスとを緊密に接触させることからなる。

この方法においては二酸化硫黄と窒素酸化物をそれぞれ
硫酸と硝酸とに転化しかつこれらを精製用溶液と共に抽
出している。

これらの方法の一つによれば、燃焼ガスの精製を少なく
とも２つの工程、すなわち、第１の脱塵工程およびこれ
に続く第２の化学的精製工程で行っておりかつこの精製
工程において煤煙またはガスを過酸化水素を含有する溶
液と緊密に接触させている。

この方法の別法においては、脱塵工程と化学的精製工程
とを行った後、更に脱泡（ ｄｅｂｌ −ｉｓｔｅｒｉ
ｎｇ ）により液−ガスを分離する工程が行われる。

上記の方法においては、化学的精製工程（すなわち酸化
工程）は８０〜１５０℃の温度で行われている。

大型の工業用ボイラーに煙道ガス精製装置を設置した場
合、経済的な理由のために、小規模で試験を行った場合
には実施可能であると認められたある種の方法を実施し
得ないことがある。

このようなことは、前記したごときガスの精製法に従っ
て煙道ガスの処理と廃棄を高温で行う場合に生ずる。

上記ガスを高温（８０−１４０℃）で廃棄することは、
Ｈ２０２と共に供給された化学的精製剤が少なくとも上
記の温度に等しい温度を有するということも意味する。

第１に、上記の方法においては、特に高温においてＨ２
０２に対する活性な分解触媒である煤をほぼ完全に除去
する必要がある。

しかるに実際には、脱塵工程においてダストを完全に除
去することはできない。

試験用装置においては以下に述べる２つの理由から、ダ
ストを所望の水準まで容易に除去することができる：す
なわち、第１に、試１験用装置の場合には操作について
の経済性（設備費用および圧力損失）は無視し得る；こ
れに対して試験の規模の１０００倍または１００００倍
の規模の工業的操作を行うことが必要な場合にはもはや
上記したごとき経済性を無視することはできない。

第２に、試験用装置の場合には操作を数日あるいは数週
間以上連続して行うことは稀であるのに対して、工業的
操作は数個月連続して行われる。

煤による汚染物が蓄積されるにつれて、工業的装置にお
いては更に高水準の（約１０倍の）精製を行うことが必
要になる。

例えば、公知の方法を実施するための試験用装置におい
ては、消費されたＨ２０２の算定効率は約３０時間操作
を行った場合、９１％である。

同一の装置（同一の脱塵装置を有する）について長期間
連続操作を行った場合には、Ｈ２０２の算定効率は次第
に低下し、１２日間操作を行った後においては上記効率
が僅か５８％に低下することが認められた。

更に、高温でＨ２０２を使用した場合には、水溶液中に
硫酸が存在することによりＨ２０２の蒸気圧が増大する
という好ましくない現象が生ずることも認められた；Ｈ
２０２の蒸気圧は硫酸濃度７０％において最大となる。

かくして、ガス相における反応が液相における正規の反
応の他に生起する。

ガス相において生起する反応により、硫酸エーロゾール
が直ちに生成するが硫酸エーロゾールは（操作効率、腐
触、環境汚染等の）明白な埋山がら、回収することが必
要である。

この点についても、小型装置の場合には上記硫酸エーロ
ゾールの回収操作により経済的な問題を生ずることはな
いが、１００メガワットまたはそれ以上の火力発電所の
精製装置においては大きな問題となる。

従って熱煙道ガス上でのＨ２０２によるＳＯ２の吸収は
、大型装置においては大きな不利益となる。

これらの熱煙道ガスの処理は設備費用の増大と余分の操
作とを伴い、従って、冷却したガスを処理し、そして熱
煙道ガスを廃棄することによる利点は放棄することがよ
り有利である。

本発明の方法について説明する前に、一般的な注意事項
について幾つか説明を加えることが好ましいと考えられ
る。

過酸化水素と過酸は比較的高価であり、従って、これら
を使用する精製方法を工業的規模で実施し得るようにす
るためには、酸化効率を増大させ、抽出された酸中に含
まれる過酸化水素の消費を完全なものにすることにより
、酸化剤の損失を最小限まで減少させることが必要であ
る。

最後に、商業的に直ちに販売し得る、従って、十分に濃
縮されたかつ純粋な酸を得ることが必要である。

接触法による硫酸の製造、残留酸の再濃縮、鉱石の焙焼
工程からの残余ガスにより供給されるガス状流出物のご
とき二酸化硫黄を含有するガス状流出物は、水およびダ
ストの含有量という点で全く特殊なものであり、通常、
これらの流出物により工業的に大気中に放出される二酸
化硫黄の割合は極めて小さい。

これに対して、火力発電所において固体または液体燃料
を燃焼させることにより発生する燃焼ガスは、その中に
含まれる硫黄酸化物と窒素酸化物とにより著しい大気汚
染を惹起し、更にこれに加えて黒煙が放出されることも
問題となる。

これらの燃焼ガスは、このガスを過酸化水素と接触させ
ることにより精製する場合、その流量が非常に太きいと
いうことの他に、極めて大きな別の技術的困難性を提供
する。

清浄なかつ比較的乾燥しているガスについて試みられて
いる単純な方法は、ボイラー煙道ガスについての重要な
問題を解決するためには不適当であろう。

実際、煤は特に熱時においては、過酸化水素に対する強
力な分解触媒であり従って、煤を完全に除去し得ない場
合は、これが存在することにより、たとえ痕跡量しか存
在しない場合でも、過酸化水素の分解が生じ、その結果
、必然的に精製効率の実質的な低下が生ずる。

排出ガスの精製の分野において現在知られているＳＯ２
の吸収方法は、工業的なガスの精製には不適当である。

これらの方法は、工業的には適当でない方法、例えば乾
燥ガスまたは冷却および加熱により予め乾燥させたガス
の使用；過度に高い温度での吸収：再循環による酸の濃
縮および多量の液体を再循環させることによる、過度の
加熱に必要な熱の補償；を行うことにより、濃縮な酸を
得ることを目的としている。

今般、本発明者は、連続したかつ完全に別個の三工程、
すなわち、脱塵工程、硫酸の濃縮工程および二酸化硫黄
の吸収、すなわち、化学的精製工程を、煙道ガスの移動
方向に沿って行うことにより、精製すべきガス状流出物
として知られる、ボイラー煙道ガスまたは硫黄酸化物お
よび窒素酸化物を含有する任意のガス状流出物の処理を
適切かつ有効に行い得ることを知見した。

本発明によれば、煙道ガスまたは工場廃ガスと、過酸化
水素を含有する溶液とを緊密に接触させる煙道ガスの化
学的精製工程は５５〜６５℃の温度で行われる。

二酸化硫黄の過酸化水素による吸収はこれらの温度にお
いて促進されることが認められた。

本発明によれば、精製されるべきガス状流体と、化学的
精製工程中に生じた硫酸からなる液体とを直接接触させ
る工程は、化学的精製を行う前の煙道ガスまたはこれと
同様のガスと上記流体とを向流させることにより行われ
る。

本発明の好ましい別の態様によれば、ガス状流体と前記
液体とを直接、接触させる工程は、煙道ガスの循環方向
に従って、脱塵工程と化学的精製工程との中間で行われ
る。

ガスー液体の接触により二重の効果が得られる。

第１に、この接触操作を行うことにより、火力発電所か
ら供給される熱煙道ガスの顕熱を利用することによって
、化学的精製装置で得られた稀薄な酸の再濃縮を行うこ
とができる。

一方、上記の接触操作を行うことにより、煙道ガスを冷
却すること、すなわち、換言すれば煙道ガスの状態を、
二酸化硫黄を過酸化水素により吸収させるのにより好ま
しい状態にすることができる。

このガスー液体接触操作は塔または濃縮装置中で行われ
る。

ダストによる上記の濃縮装置および硫酸の汚染を防止し
かつ前記脱塵を完全なものにするためには、上記濃縮装
置を脱塵装置の後に設置することが好ましい。

濃縮工程においては、熱煙道ガスまたは同様のガスを濃
縮装置の底部から導入しそして前記した液体（硫酸）と
向流させかつこれと直接接触させながら移動させる。

吸収（精製）装置から供給される稀薄な硫酸を濃縮装置
の頂部から導入しそして該濃縮装置の底部から比較的純
粋な、濃縮された形で流出させる。

精製工程は精製装置すなわち吸収装置中で行われる。

この精製装置は２個またはそれ以上の連続する装置から
なり、その頂部から過酸化水素の冷稀薄溶液が供給され
る。

この吸収一精製装置の底部においては、稀薄溶液の形で
製造される硫酸は過酸化水素を全く含有していない：す
なわち過酸化水素は二酸化硫黄により完全に消費されて
いる。

吸収装置の数は、 （ａ） この装置の処理効率 （ｂ） 所望の精製の程度および （ｅ） 吸収装置の底部の排液中に含有される過酸化
水素の損失量 により変動する。

精製装置の流出口に移動した煙道ガスは水で飽和されて
いる。

このガスは硫酸エーロゾールも黒煙も含有せず、かつ二
酸化硫黄を全く含有していない。

このガスを大気中に廃棄する前に、所望ならばこれらの
ガスを別途に供給される熱または一次（未処理）煙道ガ
スにより供給される潜熱により加熱し得る。

過酸化水素水溶液による二酸化硫黄の吸収は、低温状態
でかつ可能な限り少量の硫酸の存在下で行うことにより
、その吸収効率が最大となりがっ硫酸の収率は定量的と
なることが認められた。

硫酸の濃度が増大するにつれて、吸収効率は低下するが
硫酸の収率は定量的なままである。

この事実により硫酸の再循環は排除される。

熱状態（例えば乾燥ガスについては５０〜７０℃）にお
いては、吸収効率は最大となると考えられるが、２つの
特殊な現象が認められる：すなわち、酸の生成量がもは
や理論に従わず、酸の収率が低下する；また、流出物の
分析の結果から硫酸エーロゾールの存在が示され、かつ
この硫酸エーロゾールの量は温度が高くなるにつれて増
大する：このことは酸の収率の明らかな低下の原因を説
明している。

上記の事実は火力発電所の湿った熱煙道ガスの処理にと
って大きなハンディキャップとなる：その理由は、上記
の煙道ガスを、水を凝縮させながら冷却することは技術
的には実際上不可能であるからである。

上記ガスの冷却を行うことにより、必然的に、巨大な凝
縮器が腐蝕を受け、莫大な量の水が消費され、また、冷
却水とガスとを接触させた場合、汚染物が冷却水に移行
するであろう。

本発明者は、精製すべきガスを化学的精製温度における
飽和点まで予め加湿することにより、硫酸エーロゾール
の生戊を防止し、硫酸を定量的な収率で取得し得るとい
う予期し得なかった事実を知見した。

かくして、一次ガス（未処理ガス）の露点より高い露点
が得られる。

このような条件は工場廃ガスについて、工業的な規模で
かつガスと精製用液体（稀薄Ｈ２０２）との間の熱交換
が外部的に熱損失により影響を受けないような十分に大
きな装置中で操作を行うことによって初めて明らかにな
ったものである。

工業的規模について必要なかつ実験室では得られなかっ
た前記の条件を明らかにするためには、１時間当り１０
ＮＷＬ３の数倍のガスを処理し得るかつ適当に断熱され
た装置を使用することが最少限、必要である。

液和からガス相へのエネルギーの移行により硫酸エーロ
ゾールが発生しその結果、生或する硫酸の、消費された
Ｈ２０２に対する収率が低下することが明らかになった
。

水の蒸発はこのエネルギーの移行に対応するものであり
、そして、実際に、非常に乾燥しているガスを熱処理し
た場合あるいは、酸化反応の結果として液相が加熱され
た場合、特に以下に示すものが生成する： 実際、水で飽和されたガスを処理することおよび液相の
温度を、部分的なかつ制御された冷却を行うことにより
上記の飽和点に近い温度に保持することが重要でありか
つ必要である。

硫酸エーロゾールの回収を行うことによっては硫酸の損
失分の極く一部しか補償され得ないことも認められた。

従って、硫酸の損失に加えて活性酸素も系外に搬出され
ることにより失われる。

硫酸エーロゾールはガス相中において二酸化硫黄と過酸
化水素蒸気との反応により生成する。

過酸化水素は６０℃以上の温度においては無視し得ない
蒸気圧を有することおよびこの蒸気圧は硫酸の存在によ
り特に３０〜９０％の硫酸濃度において著しく増大し、
７０％において最犬になることが認められた。

この硫酸エーロゾールはそれ自体、極めて厄介なもので
あり、従来の方法においてはこのエーロゾールを処理す
るために追加の設備を必要としていた。

本発明の方法においては、硫酸エーロゾールが生或しな
いばかりでなく、ガスあるいは未処理煙道ガス中にかか
る硫酸エーロゾールが含有されている場合においても一
通常は含有されている−、化学的精製装置の出口におい
てはエーロゾールの割合が明らかに低下していることが
認められる。

過酸化水素水溶液に硫酸を添加することにより、水溶液
の蒸気圧は低下するが過酸化水素の蒸気圧は増大する。

従って、その露点以上にある、大きな流量のガスの洗浄
を、液相中の硫酸濃度を増大させることにより、例えば
化学的精製装置において生成した硫酸を再循環させるこ
とより行うことはできない。

上記の事実は、高温で行われる精製方法、あるいは、硫
酸を直接にあるいは再循環により添加して液相の水蒸気
圧を低下させる精製方法には利点がないことを示してい
る。

工場煤煙あるいは煙道ガスを過酸化水素により精製する
際の最犬の困難性はダストおよび煤の存在により生ずる
ことおよび脱塵を予め行う必要があることは知られてい
る。

しかしながら、工業用脱塵装置は、煤を構成する次粒子
を除去するのに決して完全なものではない。

この煤は、特に高温においては過酸化水素に対する良好
な分解触媒である。

従って過酸化水素を使用する化学的精製方法において、
温度を可能な限り低く保持することが有利であることは
明らがである。

精製装置により供給されるかつこの装置の底部から流出
する液体中の硫酸の濃度は、主として、処理されるべき
煙道ガスまたは煤煙の二酸化硫黄の含有量に応じて変動
する。

湿った熱煙道ガスまたは煤煙を用いた場合の上記液体の
硫酸濃度は最大でも２０〜２５％を越えることはない。

この硫酸溶液はついで向流濃縮装置の頂部に導入し、熱
煙道ガスと直接、接触させる。

その際、ガスは放熱し、水の蒸発が起りその結果、硫酸
溶液が濃縮されそして濃縮装置の頂部から底部に移動す
るにつれてその温度が上昇する。

適切な大きさの濃縮装置を使用した場合には、濃縮装置
の底部において硫酸一水蒸気一水一温度の間の平衡理論
から求められる濃度と一致するかあるいはこれに非常に
近い硫酸濃度を有する溶液を取得し得る。

例えば、１４０℃において９０ｍｍＨｇの水蒸気圧を有
する燃料煙道ガスの場合、硫酸濃度８０％の硫酸溶液を
得ることができる。

これに対して従来の方法においては、多くの場合、硫酸
濃度を補強する操作が更に必要であった。

一方、濃縮装置から流出する煙道ガスまたは煤煙につい
ては、冷却しかつ水で飽和させた後、化学的精製を行う
必要がある。

本発明に従ってＳＯ２を含有するガスの過酸化水素によ
る精製を行う場合には、前記の酸濃縮工程の際に、同時
に、煤煙または煙道ガスの加湿が行われる。

従って酸濃縮装置は煤煙または煙道ガスの冷却および加
湿装置としての役割もする。

かくして、この酸濃縮装置兼加湿・冷却装置においては
、その底部から濃縮された、市販し得る酸が流出し、一
方、その頂部からは直ちに過酸化水素により精製するこ
とのできる煙道ガスが流出する。

蒸発させるべき水の量は、濃縮装置の底部から流出する
酸が所望の硫酸濃度を有しており、また、濃縮装置の頂
部から流出する煤煙または煙道ガスが水で飽和されるよ
うな量である。

ガス状流出物、特に煙道ガスは例えばその流率、潜熱、
ＳＯ２の含有量が時間と共に変動するという特徴を有し
ており、しかもこのことは濃縮装置兼飽和装置の正常な
操作に対して好ましいことではないので、例えば過酸化
水素の稀釈用水の流率を精製一吸収装置の頂部で調節す
ることにより、操作の際の平衡関係を再調整することが
好ましい。

かかる理由から、一定の濃度の酸を得るためには、濃縮
装置の温度？、やや多量の水を添加することにより一定
でかつ露点に非常に近い温度に保持することだけが必要
である。

制御のより容易なかつ吸収装置の操作をより一定なもの
にすることを可能にする別の方法においては、吸収装置
兼精製装置の頂部に一定の流率の稀釈用水を供給し、一
方、濃縮装置兼飽和装置の頂部に追加量の水を、温度に
応じて流量を変化させて散布する。

図面に示す装置系においては、処理されるべき煙道ガス
を導管１から脱塵装置２に導入する。

このガスはついで熱時、濃縮装置３の底部に導入し、稀
硫酸溶液と向流させかつこれと直接接触させながら移動
させる。

化学的精製装置４で製造された稀硫酸は濃縮装置４の頂
部に導管９を経て導入しそして濃縮されたかつ比較的純
粋な硫酸を濃縮装置の底部から導管１０を経て取出す：
この硫酸は冷却装置１１で冷却する。

冷却されたかつ水で飽和された煙道ガスは吸収装置の底
部に導入する。

この吸収装置は２個またはそれ以上の連続する吸収装置
４および５からなり、第１の吸収装置５にはその頂部か
らＨ２０２の稀薄水溶液が供給される；Ｈ２０溶液は導
管７Ａから、また水は導管７Ｂから供給する。

この溶液は煙道ガスと向流的にかつこれと接触させなが
ら、導管７．８および９を経て吸収装置５および４内を
段階的に通過させる。

吸収装置４の底部においては、この装置中で生或された
硫酸が、稀薄溶液の形でかつその中に含まれていたＨ２
０２カ完全にあるいは殆んど完全に消費された状態で流
出する。

この溶液は導管９を経て濃縮装置に供給される。

吸収装置兼化学的精製装置の数はこれらの装置の効率、
望まれる精製の程度および吸収装置の底部から流出する
溶液中に失われることが許容されるＨ２０２の損失量に
より定まる。

煙道ガスは導管６を経て装置系に排出される。

濃縮装置の頂部の７０、冷却装置１２および１３におい
て水を散布することにより、水で飽和されたガスの処理
および部分的冷却により液相をその飽和点に非常に近い
温度に保持することが可能となる。

以下に本発明の実施例を示す。

実施例 １ 本実施例と実施例２においては、図面に示す吸収装置５
のごとき吸収装置であってかつ冷却装置１３が省略され
ている断熱吸収装置１個からなる非常に単純化された装
置系を使用して、Ｈ２０２の水溶液で洗浄することによ
り精製すべきガスを、水で飽和させることの効果を示す
。

この目的を達成するために、プロパンバーナーにより加
熱されたかつＳＯ２を添加してある吸収装置の底部に空
気を導入した。

この空気は６０℃であり、かつ、１８〜２０ｆ／Ｎｆｉ
’の水蒸気（露点約２２℃）と１２００ｖｐｍのＳＯ２
を含有していた；その流率は１３０Ｎｍ３／時とした（
吸収装置の内径は２３０ｍｍである）。

１時間当り１０モル（すなわち、１００％Ｈ２０２とし
て３ ４ ０ ｆ／時）の流率のＨ２０２と水とを導管
Ｔから導入した。

水の流率は最初、吸収装置を十分に充填するように調節
しついで、蒸発して、比較的乾燥している熱ガスにより
搬出される損失分を補償するように調節した。

操作を開始しかつ一定な条件下で３時間操作を行った後
、吸収装置から流出するガスと、吸収（精製）装置中で
生成されたかつ導管８から流出する液体について分析を
行った。

吸収装置人口でのＳＯ２含有量： １ ２ ０ ０ ｖ
ｐｍ．（ ｖｏｌｕｍｅ ｐｅｒ ｍｉｌｌｉｏｎ ）
一吸収装置出口でのＳＯ２含有量：１７５〜１８５ｖｐ
ｍ， 上記流出ガスは残留Ｓ０２の他に、１００％Ｈ２ＳＯ４
として計算して３ ５ ０ ｍ９／ Ｎ ｒｎ３の硫酸
エアゾールを含有していた。

従って、このエアゾールの発生量は１時間当り、０．３
５０ｒＸ１３０５５ｆＨ２ＳＯ４、すなわち０．５６モ
ルになる。

吸収装置から流出する液体の流率は８ ８ ０ ｆ／時
でありかつそのＡＳ（硫酸）含有量は１時間当り５３９
１すなわち５．４９モル、またＨ２０２含有量は１時間
当り８７１すなわち２．３８モルであった。

従って、硫酸の収率は 実施例 ２ 精製すべきガスに水蒸気発生装置からの生蒸気を添加す
ることにより、実施例ｌと同一の吸収装置と同一の温度
である５８〜６０℃の温度においてガスを水で飽和させ
たこと以外、実施例１と同様の方法を繰返した。

乾燥ガスの流率は実施例１と同一とした（１３０Ｎｍ’
）：ガスを水で飽和させるためには、飽和させる前に含
まれていた１８〜２０グ／ＮｒＩＬ３の水分の他に、１
２５ｆ／Ｎｙｒの水を更に導入する必要があった。

３時間、一定の条件下で操作を行った後、実施例１と同
様の分析を行った。

その結果はつぎの通りである；上記の流出ガスはＳＯ２
の他に１００％Ｈ２ＳＯ４として表わして、３０ｒｎ９
／Ｎｒｎ３の硫酸エアゾールを含有しており、これは４
グ／時、すなわち０．０４モル／時の硫酸含有量に相当
する。

吸収装置から流出する液体の流率は５ ２ ０ ０ ？
／時でありかつそのＡＳ含有量は６３０ｆ／時、すなわ
ち６．４２モル／時、またＨ２０２含有量は１ １ ９
．６ ｆ？／時、すなわち５．５２モル／時であった。

は実際上、認められずまた硫酸エーロゾールの生成も最
少になる。

更にＳＯ２の吸収効率も実施例１におけろよりも大きい
。

実施例 ３ 本実施例は２個の化学的精製（吸収）装置を有する、図
面に例示されるごとき試験用装置を使用して、水蒸気発
電所の煙道ガスを処理した例を示す。

得られた結果は後に示す。この実施例では酸の再循環は
行わなかった。

処理すべき煙道ガスは排気煙突の入口において１３５〜
１４０℃の温度で得られる。

この煙道ガスは約２２０■／ｌの煤状木炭とダストを含
有しておりかつその水蒸気圧は９ ０ｍｍＨｇ （露点
約５０°）であった。

水蒸気を凝縮した後における上記煙道ガスの組戒はつぎ
の通りであった：Ｎ ・・−・・・・・・・・・・・・
・・・・・・・・・・・・８１．６容量％２ ｏ２．・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・
・・・・・・・・・１．７〃ＣＯ２−ＣＯ・・・・・・
・・・・−・・・・・・・・・１４０ 〃ＳＯ３・・・
・・・・・・・・・・・・・−・・・・・・・・・・・
・・・痕 跡ＳＯ２・・・・・・・・・・・・・・・・
・・・・・１３００〜１ ３ ９ ０ ｖｐｍＮＯｘ・
・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・
・・・・痕 跡残留水・・・・・・・・・・・・・・・
・・・・・・・・・・・・・・２，４％処理装置の操作
は下記の条件に従って行った：（１）煙道ガスの流率（
一定） ： １ ５ ０Ｎｒｒ／３／時；（２）煙道ガ
ス中に含有されているＳＯ２の全量を精製、除去し、一
方、硫酸の収率に悪影響を与えるかつ系外に失われる過
剰のＨ２０２の存在を防止する。

この過剰のＨ２０２の存在を防止するために必要な操作
条件は、煙道ガス中に微量のＳＯ２を残留させることで
ある−この量は本実施例の場合３ ０ ｖｐｍ 以下で
ある−。

（３）排出煙道ガスの温度を露点附付に保持する。

水が蒸発して濃縮装置３中へ搬出されるため、この露点
は約５０〜５８℃である。

濃縮装置において蒸発させるべき水の流率を変化させる
ことにより該装置の出口における温度を６０〜６２℃に
保持する。

この目的のために、Ｈ２０２の稀釈剤として７で添加す
る水の流率は３． ５ ｌ／時の一定の流率に保持する
。

流率が１〜１．５１／時の間で変動する追加量の水を７
Ｃから導入し、濃縮装置の頂部に散布する。

更に、吸収装置中の液相の過熱を防止するために、吸収
装置５の冷却器１３に少量の水を送入することにより、
反応熱を除去する。

実際にはこの吸収装置５により通常９０％程度の精製が
行われ、吸収装置４は装置５で反応しなかった残留Ｈ２
０２を消費する作用をするに過ぎないので、吸収装置４
０作用は実際上無視し得る。

冷却器１３に供給されるべき冷水（１６℃）の流率は１
５〜２０ｌ／時である。

この流率はつぎの計算により求められる： 吸収されるべき全ＳＯ２ ＝ ９ ５ Ｋｃａｌ ／ｍ
ｏｌにおいて９．２ｍｏｌ／時、すなわち、８ ８ ０
Ｋｃａｌ ／時． −水の冷却能力：（６０℃−１６℃）×１ｃａｌ ／
℃＝ ４ ４ ｃａｌ ／ｋｇ一水の必要流量： ８
８ ０／４ ４ ＝２ ｏｋｇ／時装置を始動させて１
５時間経過して、温度、圧力および流率がいずれも完全
に一定になった後、３５時間に亘って種々の測定を行っ
た。

この期間中の装置系の温度および圧力はつぎの通りであ
った： Ｈ２０２の平均流率・・・・・・・・・・・・・・・・
・・６１０〜６２０ｍｌｌ時 化学的精製装置に導入さ ４．８れた水の
平均流率 ｌ／時−化学的精製装置か
らの液 体流出物の平均流率 （ １ ５ ９ ’ｉｆ／ｌの硫酸と・・・・・・・・
・・・・・・・・・・・・５゜９ＬＬｆ？／ｌのＨ２０
，を含 ｌ／時有） 装置入口での平均ＳＯ２含．．””””．１ ３ ５
０ Ｖｐｍ有量 一装置出口での平均ＳＯ２含．．．．．．．．．．．．
．． １ ０ ｖｐｍ有量 硫酸エアゾール含有量・ １００〜１１０人口側
■／ ｍ” Ｈ２ Ｓ ０４？３”
７７゜一″含有量゜・・・・・・・・・９，Ｈ２Ｓｏ４
出口側 ３５時間の操作についての収支関係を示せばっぎの通り
である： ｓｏ２ｏ精製効率．１３５０−１０ ＸＩＯＯ＝ １ ３５０ ９９．２％ − Ｈ２ ０２消費量：４２．３％溶液として２５２２
０１、すなわち１００％Ｈ２０２として１０６６０ｆ（
３１３．５モル） 生成した硫酸： かくして、４０１２０Ｐの硫酸水溶液、すなわち１００
％Ｈ２ＳＯ４として３１３４６Ｐ（４１９．６モル）、
が得られた。

硫酸エーロゾールから回収されたＨ２ＳＯ４： ０．０
５ｆｘｌ５０ｒｎン時×３５時間＝２６３Ｓ’、すなわ
ち２． ６ ８ モ／Ｌ／。

ｓＯ２カラ回収されたＨ２ＳＯ４： ３ １ ９．６−
２．６＝３ １ ７．０モノレ ー消費されたＨ２０２に基づくＨ２ＳＯ４の収率：３１
９．６ 全収率： Ｘ１００＝１０２．０％３１３．５ ３１７．０ ＳＯ２の酸化率： Ｘ１００＝１０１．１％３
１３．５ 上記の酸化率が理論値より大きいのは、ＮＯ２および０
２ による酸化も行われていることによるものと思われ
る。

実施例 ４ 本実施例は固体硫黄含有燃料を使用する火力発電力の煙
道ガスの処理について示す。

この煙道ガスはＳＯ２含有量が４０００〜４２００ｖｐ
ｍに達すること以外、実施例３の煙道ガスと非常に類似
した組成を有する。

その温度は１４０−１５０’Ｃであり、サイクロンによ
り第一次脱塵を行った後においてもなお２ ０． ０
１１１９／ Ｎ ｍ３のダストと煤を含有していた。

その露点は４８〜５０℃であった。３個の化学的精製装
置を有する、図面に示すごとき試験を使用しがつ実施例
３で述べたごとき条件に従って１５０Ｎｍ’のガスを処
理した。

濃縮装置の出口での露点は約６０℃であり、第２および
第３の吸収装置だけに１６℃の水を、それぞれ、１０〜
１２ｌ／時および４０〜４５ｌ／時の流率で供給した。

装置を始動させ、約２０時間後に温度、圧力および流率
の全てが全く一定になった後、１２時間に亘って種々の
測定を行った。

この期間中、 温度および圧力は以下に示す通り であった： ４３重量％Ｈ２０２の平均−１ ９ ０ ０ｍｌ／時流
率（７Ａ） 導入された水の合計流率．．．．．．．．．（７Ｂ＋７
Ｃ） ４．９ ｌ／時 第１の化学的精製装置か らの液体流出物の平均流 率（９） （ ５ ２ ５ ？／ｌの硫酸と ０．４Ｐ／ＪのＨ２０２を含 有） ７．７ ｌ／時 一装置入口での平均Ｓ０２含・−・・・・・・・４ １
３ ０ ｖｐｍ有量 装置出口での平均ＳＯ２含．．．．．．．．．有量 ８ ０ ｖｐｍ ー硫酸エアゾール含有量・ 入口側 １１５〜１２０ ■／ｒｒＩ３Ｈ２ＳＯ４ −硫酸エアゾール含有量・ ６０出口側ｍ９／
ｒｒＩ３Ｈ２ Ｓ ｏ４ １２時間の操作についての収支関係を示せばっぎの通り
である： Ｓｏ２（７）精製効率．４１３０−８０ ×１００ ４１３０ ９８％ −Ｈ２０２消費量：４３％溶液として２６６０１’、す
なわち１００％Ｈ２０２として１１４３０グ（３３６モ
ル） 一生威した硫酸： 濃度・・・・・・・・・・・・・・・・・・７７．６％
−煤含有量・−・・・・・・・・・・・・・・・・ ０
．１２ｆ？／７３一硝 酸 ・・・・・ ・・・
測定不能かくして、４２２５０ｆの硫酸水溶液、すなわ
ち１００％Ｈ２ＳＯ４として３２７５１’（３３４．３
モル）、が得られた。

−硫酸エーロゾールから回収された硫酸： ０．０ ５
７１×１５０ｍ３／時×１２時間＝１０３Ｐ、すなわ
ち１．０５モル。

一ＳＯ２から回収された硫酸： ３ ３ ４．３−１．
０ ５ ＝３３３．２５モル。

一消費されたＨ２０２に基づ《Ｈ２ＳＯ４の収率：３３
４．３ 全収率： Ｘ１００＝９９．５％３３６ ３３３．２５ ＳＯ２の酸化率： Ｘ１００＝９８．２％
３３６ 精製装置から供給される硫酸の濃度は比較的高く、最後
の精製装置の底部では４０％に達するが、これは精製装
置の吸収能力を減少させる効果を有することが認められ
る。

相当な量の反応熱が生ずることの他に、上記の現象によ
りＳＯ２の濃度が高い場合には、上記実施例に示すごと
く３〜４個の精製装置を使用することが必要となる。

しかしながら本発明の方法を前記したごとき従来法と比
較した場合には、幾つかの重要な利点が明らかに認めら
れる。

すなわち、ＳＯ２の酸化効率が向上し、上記効率は従来
法における９０％から、１００％に近い値となる。

これは主として化学的精製装置の温度が低いことによる
ものである；前記した通り、精製効率は過酸化水素の分
解触媒としての作用をする非常に微細な煤により悪影響
を受けていたものである。

更にボイラーの煙道ガス中に含有されていた硫酸エーロ
ゾールの濃度も著しく減少することが認められる。

一方、二酸化硫黄の精製は殆んど定量的に行われるが、
かかる精製を単に装置の操作条件を変更させるだけで極
めて容易に行い得る。

更に、市販品と同一の濃度と品質（６０°ボーメ）を有
する硫酸を、直接沢過することにより得ることができる
。

本発明の第１の発明の実施の態様を要約すればつぎの通
りである： ■．精製工程は精製されるべきガス状流体について該流
体が水で飽和されたときに行う。

２．化学的精製工程を５５〜６５℃の温度で行う。

３．過酸化水素を非常に稀薄な冷水溶液の形で、水で飽
和された、精製すべきガス状流出物中に導入する。

４．水で飽和されたガス状流体を、精製工程中、液相の
部分的なかつ制御された冷却を行うことにより、飽和点
に非常に近い温度に保持する。

５．化学的精製工程を行う前に、精製すべきガス状流体
を水で飽和させる工程を行う。

６．化学的精製工程において生威した硫酸を水の蒸発に
より濃縮し、水の蒸発に必要な熱は熱ガス状流体の潜熱
により供給し、また、ガス状流体と液体との接触は向流
的に行う。

７．濃縮工程は、精製すべきガス状流体の進行方向に従
って、脱塵工程の後であってかつ精製工程の前に行う。

８．稀釈剤としての導入される水の量は、濃縮工程中に
ガス状流体を精製工程のために選ばれた温度まで冷却し
、濃縮装置の出口における硫酸の濃度を十分な濃度とし
；かつガス状流体を水で飽和させるような量とする。

９．脱塵工程は、ガス状流体の有する潜熱がつぎの濃縮
工程において硫酸を濃縮することができるように保持さ
れる条件下で行う。

本発明の第２の発明の実施の態様を要約すればつぎの通
りである。

１．濃縮装置と、精製すべきガス状流体を水で飽和させ
る飽和装置とを結合させて単一の装置とし、同時に２つ
の作用を行わせる。

２，化学的精製装置を少なくとも２個の装置により構成
しかつその頂部から過酸化水素の冷・稀薄水溶液を供給
しそしてこの水溶液を上記の装置内を段階的に、かつ精
製すべきガス状流体と向流させて通過させる。

３．化学的精製装置の数は、該装置の効率、所望の精製
程度および過酸化水素の許容される損失量により定める
。

【図面の簡単な説明】

図面は本発明の方法を実施するための装置系である： ２・・・・・・脱塵装置、３・・・・・・濃縮装置、４
，５・・・・・・精製（吸収）装置。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １ 不純物として特に二酸化硫黄および場合により窒素
   酸化物、硫酸ミスト、ダストおよび煤を含有する工場煤
   煙、燃焼生或物およびガス状流出物（以下においてこれ
   らをガス状流体という）を大気中に排出する前に複数の
   工程で精製（浄化）する方法において、 （イ）前記ガス状流体を、後の工程で酸の濃縮を可能に
   するために、上記ガス状流体の有する顕熱が保持される
   ような条件下で脱塵すること：（口）ガス状流体を生蒸
   気により水で飽和させること； （・→ 脱塵し、水で飽和させたガス状流体を、硫酸を
   生戒させるために３５〜６５℃の温度を有する低温過酸
   化水素水溶液と緊密に接触させて化学的に精製すること
   ；その際、水で飽和させたガス状流体を化学的精製工程
   中ば液相の部分的なかつ制御された冷却を行うことによ
   り飽和点に非常に近い状態に保持すること； （ニ）化学的精製工程中に生成した硫酸を水の蒸発によ
   り濃縮しかつこの水の蒸発に必要な熱量は高温のガス状
   流体と接触させることにより、該ガス状流体の有する顕
   熱により供給すること；上記濃縮工程はガス状流体の流
   動方向に従って、前記脱塵工程の後であってかつ前記化
   学的精製工程の前に行うこと；および （川 前記工程で導入されかつ稀釈される水蒸気の量は
   、濃縮工程中に、ガス状流体を化学的精製工程を行うた
   めに選択された温度まで冷却することができかつ濃縮工
   程の出口において十分に濃縮された硫酸と水で飽和され
   たガス状流体を得ることができるような量であることを
   特徴とする排出ガスの精製方法。