KR100861321B1 - 원자력 수소 생산용 황산 농축 방법 및 황산 농축장치 - Google Patents

원자력 수소 생산용 황산 농축 방법 및 황산 농축장치 Download PDF

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Abstract

본 발명은 원자력 수소 생산용 황산 농축 방법 및 황산 농축장치에 관한 것으로, 본 발명에 따른 황산 농축장치는 다단으로 이루어진 감압증류장치를 이용하여 열효율이 높은 생산공정이 설계되고, 생산설비가 간소화됨에 따라 설치비용이 감소되므로, 황-요오드 순환공정 또는 웨스팅하우스 황-하이브리드공정을 통해 생산되는 수소의 생산비용절감을 실현하여 대체에너지로 수소를 사용할 경우 무공해 에너지를 더욱 저렴하게 사용할 수 있으며, 이로 인해 수소로의 대체 에너지가 활성화되어 지구의 환경오염을 막을 수 있다.
원자력, 수소, 열화학공정, 황산 농축, 감압증류

Description

원자력 수소 생산용 황산 농축 방법 및 황산 농축장치{Concentration method of sulfuric acid for producing nuclear hydrogen using nuclear power}
도 1은 GA 사의 SI 공정 제 1공정 분젠 반응 단위공정도.
도 2는 GA 사의 SI 공정 제 2공정 황산 용액 농축/분해 단위공정도.
도 3은 GA 사의 SI 공정 제 3공정 HIx 용액 농축/분해 단위공정도.
도 4는 본 발명에 따른 황산 농축장치의 개략도.
도 5은 본 발명의 다단 증류탑 단수가 증가함에 따른 황산 농도변화그래프.
도 6는 본 발명에 따른 황산 농축장치 및 황산 분해장치의 공정도.
본 발명은 원자력 수소 생산용 황산 농축을 위한 농축장치에 관한 것이다.
최근 발효된 지구 온난화 방지를 위한 교토 의정서가 발효되고 석유값이 지속적으로 상승함에 따라 이산화탄소 저감대책의 일환으로 수소에너지가 대체에너지원으로 제시되고 있다. 이에, 고온의 원자력 열에너지원을 이용한 경제적인 수소생산공정 개발은 전세계적으로 많은 연구가 진행되고 있다
종래 수소생산 공정으로 미국의 제너럴 아토믹(GA)사는 에너지원으로 초고온 가스로(VHTR)의 냉각재인 헬륨가스의 950 ℃이상의 고온의 열원을 이용하여 물을 분해하여 수소를 생산하는 열화화학적 수소제조 황-요오드 공정(Sulfur-Iodine Thermochemical Cycle Process, 이하 'SI 공정')을 개발한바 있다. 상기 SI 공정은 화학반응식에 나타낸 바와 같이 최종의 화학반응으로 구성된다[J. H. Norman, G. E. Besenbruch, L. C. Brown, D. R. O’keefe, and C. L. Allen, Thermo-chemical Water-splitting Cycle, Bench-scale Investigations, and Process Engineering, General Atomic Company, GA-A16713, General Atomics, 1982.].
2H2O + I2 + SO2 = 2HI + H2SO4 (분젠반응, 약 100℃, 발열반응) (1)
2HI = H2 + I2 (200~500℃, 흡열반응) (2)
H2SO4 = H2O + SO2 + 0.5 O2 (약 850℃, 흡열반응) (3)
상기 3종의 화학 반응들로 구성된 SI 공정을 화학 반응 참여물질들의 흐름을 기준으로 도식적으로 나타내면 다음과 같다.
Figure 112007043028211-pat00001
분젠반응(Bunsen Reaction)으로 명명된 식(1)은 발열반응(제1단위공정,도 1참조)이며 식(3)의 황산분해 반응(제2 단위공정,도 2참조)은 400 ~ 500 ℃에서 물과 삼산화황으로 1차분해 된 후, 분해된 삼산화황(SO3)이 약 800℃ 이상에서 고체 촉매반응에 의해 이산화황과 산소로 2차분해 된다. 식(2)의 요오드화산(HI) 분해 반응(제3단위공정, 도 3참조)은 기체상태에서의 고체 촉매반응 혹은 액체상태에서의 균질 촉매반응으로 진행된다.
상기 제 1 - 3 공정을 구체적으로 설명하면 다음과 같다.
상기 제 1공정은 물(H2O), 이산화항(SO2), 요오드(I2)가 반응하여 황산(H2SO4) 및 요오드산(HI)을 생산하는 공정이다. 상기 공정은 요오드를 적절하게 과잉으로 투입함으로써 식 (1)의 정방향 진행을 도모할 뿐만 아니라 황산상과 요오드산상이 상호 분리될 수 있도록 비혼화성(Immiscibility)을 유발한다. 이 반응은 약간의 발열반응으로 반응온도는 120℃이하이다. 분젠반응기에서 배출된 용액은 상분리기에서 HI/I2/H2O가 주 구성성분인 중질상(Heavy phase)과 H2SO4/H2O가 주 구성성분인 경질상(Light phase)으로 상호 분리된다.
상분리기에서 배출되는 경질상의 황산:물 몰 농도비는 약 1:5정도이며 이것이 제2의 분젠반응기라 할 수 있는 황산부스터 반응기를 거치는 동안 1:4정도로 최종 증가되어 제2 단위공정로 주입된다. 한편 중질상은 제2 단위공정의 황산분해 반응기에서 생성된 산소기체를 이용하여 기-액 접촉시킴으로써 중질상 내부에 잔존하는 이산화황을 기화시키고 이로 인해 발생되는 화학평형의 교란이 용액 내 잔존하는 황산의 분해반응을 도모함으로써 HIx용액 내 황산농도를 최소화하는 단계를 거친 후 제3단위공정으로 주입되며 본 유체의 HI:I2:H2O 몰농도비는 약 1:4:5를 유지토록 설계되어 있다.
도 2에서 보는 바와 같이 제1단위공정으로부터 발생되는 황산 용액(57 중량%)이 소량의 SO2를 포함한 형태로 제2 단위공정의 황산 용액 농축장치로 공급된다. 본 단위공정 내부에는 열 회수용 열교환기(Recuperator)를 많이 설치하여 열이용 효율을 극대화시켰으며 4단계의 플래시 드럼과 3단계의 감압 플래시 증발기 그리고 최종적으로 감압 다단 증류탑을 거치면서 황산의 농도를 98 중량%까지 농축시키고 약 7.6kg/cm2G로 승압되어 황산증발기에서 기화되며, 일부 기화된 황산 기체가 SO3와 물로 분해되고, SO3분해기에 의해 최종적으로 SO2, 산소로 재 분해되도록 공정이 구성되어 있다.
도 3은 1982년 GA발표에서 소개한 바 있는 인산을 추출용매로 사용한 HIx용액 농축기술을 배제하고 독일에서 제안한 고압 반응증류기술을 채택한 HIx용액 농축/분해 공정을 제3단위공정을 나타낸다. 도 3에서 보는 바와 같이 제3단위공정은 3개의 열회수용 열교환기와 하나의 고압 반응증류탑, 수소기체 세정탑, 그리고 HI/I2/H2O 상분리기로 구성되어 있으며 외부로부터 물의 공급은 제3단위공정의 수소세정탑의 세정액으로 주입되는 것을 특징으로 하고 있다.
상기 SI 공정 개념도에 나타낸 바와 같이, 수소생산을 위한 SI 전체 공정은 유기적으로 연결되어있으며, 전체의 수율이 증가하기 위해서는 각각의 공정이 최적의 조건에서 운전되어야 할 뿐만 아니라, 이전 단계의 공정결과물이 다음 공정에 최적의 상태가 될 수 있도록 생산될 것이 요구된다.
한편, 제2 단위공정인 황산 용액 농축 및 분해공정은 황산 용액을 농축하는 단계와 농축된 황산 용액을 기화시키는 단계 기화된 황산을 1차 분해하는 단계 및 황산의 1차분해 생성물인 삼산화황을 고온/고압 하에서 촉매 분해시키는 최종단계로 구성된다.
첫 번째는 황산 분리·농축 과정이고, 두 번째는 황산의 분해 과정이다. 황산 분해 반응기는 높은 순도의 황산(90 몰%)이 요구되므로 첫 번째 과정인 황산의 분리·농축 과정이 매우 중요하다.
황산분해 반응에서 고농도의 황산이 요구되는 이유는 황산 수용액을 농축할수록 황산 분해에 소모되는 에너지가 적게 요구되고, 황산분해에 필요한 열 교환기의 크기를 작게 하여 비용이 절감될 수 있기 때문이다. 또한 고농도의 황산은 열교환기와 그 주변의 다양한 온도차에 의한 열전달에서 열역학적 손실을 작게 할 수 있다. 이에, 공정을 운전함에 있어, 열전달량이 줄어들어 높은 열역학적 효율을 기대할 수 있다[Brown et al., GA-A24285, 2003].
종래 상술한 바와 같이, GA사는 열 회수용 열교환기(Recuperator)를 많이 설치하여 열이용 효율을 증가시키고자 하였으며, 4단계의 플래시 드럼과 3단계의 감압 플래시 증발기 및 최종적으로 감압 다단 증류탑을 거치면서 황산의 농도를 98 중량%까지 농축시키고 약 7.6kg/cm2G로 승압되어 황산증발기에서 기화되며, 일부 기화된 황산 기체가 삼산화황과 물로 분해되고, 삼산화황분해기에 의해 최종적으로 이산화황 및 산소로 재분해되도록 공정을 구성하였다.
그러나, 상기 GA사의 4단계의 플래시 드럼과 3단계의 감압 플래시 증발기를 실제 공정에 적용하였을 경우, 각 단계를 연결하는 파이프를 통과하면서 열손실이 증가하고, 설비가 복잡하고, 넓은 설치면적이 요구되어 설치비용이 높은 문제가 있다.
이에, 본 발명자들은 상기 GA사가 황산 용액 농축을 위하여 제시한 4단계의 플래시 드럼과 3단계의 감압 플래시 증발기 및 감압 다단 증류탑의 운전으로 약 62.8 중량% 황산 용액을 98 중량%로 농축시키는 공정에 있어서, 다단계의 플래시 드럼과 감압 플래시 증발기 증류탑 대신 다단증류장치를 적용하고, 이에 적합한 공정을 구성하여 황산농축공정을 대폭적으로 단순화하였으며, 그 결과 별도의 열회수용 열교환기 및 각각의 플래쉬 드럼을 연결하는 파이프를 제거하여 설비비용을 줄일 수 있을 뿐만 아니라 황산농축공정의 열효율을 증대시킬 수 있음을 알아내고 본 발명을 완성하였다.
본 발명의 목적은 장치구성을 단순화시킴으로써 농축효율성이 개선된 원자력 수소 생산용 황산 농축장치를 제공하는데 있다.
상기 목적을 달성하기 위해, 본 발명은 원자력 수소 생산용 황산 농축 방법을 제공한다.
본 발명에 따른 원자력 수소 생산 황산 농축방법은 종래에 4개의 플래쉬드럼, 3개의 감압 플래쉬 증발응축기 및 감압 다단 증류탑의 운전으로 약 60 중량%로 주입된 황산 용액을 98 중량% 황산으로 농축하는 것을, 상기 직렬로 연결된 각각의 플래쉬 드럼, 감압 플래쉬 증발기 대신 2기의 다단 증류탑을 직렬로 연결하여 기존의 복잡한 단계를 대체하고, 첫 번째 다단 증류탑의 탑하부에서 생성되는 일차 농축된 황산 용액을 두 번째 다단 증류탑으로 주입시켜 이차 농축시키는 방법으로 다단 증류장치를 황산농축에 적용함으로써, 공정을 단순화하여 상기 60 중량%로 주입된 황산 용액을 황산분해효율의 최적화 농도인 98 중량%로 농축시키는 방법이다.
이하 본 발명을 도 4를 참조하여 단계별로 구체적으로 설명한다.
원자력 수소 생산용 황산 농축방법에 있어서,
본 발명에 따른 단계 A는 분젠반응으로 얻은 요오드화 수소(HI)와 황산 용액에 요오드산상(2HI+4I2+5H2O)과 황산상(H2SO4+4H2O)으로의 상호분리가 가능하도록 과잉으로 첨가한 요오드와 물의 첨가물로부터 형성되어 분리되는 묽은 황산 용액상을 다단으로 구성된 제1 감압증류장치(1)로 유입시켜 증류시키는 단계이다.
상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)와 단계 C 및 단계 D의 제2 감압증류장치(7)는 내부에 적어도 2단(2단 ~ 3단)으로 이루어져 있는 감압증류장치를 사용할 수 있다. 이때, 0단 내지 1단의 감압증류 장치를 사용하면 목표농도의 황산 용액을 제조하지 할 수 없는 문제가 있으며, 4단 이상의 감압증류장치를 사용하면, 장치 가격이 증가하는 문제가 있다. 또한, 상기 제1 감압증류장치(1)와 제2 감압증류장치(7)는 직렬 또는 병렬로 연결되어 있고, 바람직하게는 직렬로 연결된 감압증류장치를 사용할 수 있다.
또한, 상기 단계 A의 제1 감압증류장치의 주입부(2)로 유입되는 황산의 농도는 62.9 중량%(50 중량% ~ 65 중량%)이고, 온도는 77 (℃25 ℃ ~ 120 ℃)이다. 이때, 상기 주입부(2)로 유입되는 황산의 상태는 제1단위공정에의해 조절되며, 상기 황산이 상기의 범위를 벗어나면, 황산 분해기에서 요구되는 농도인 98 중량%가 되지않아, 황산 분해가 제대로 일어나지 못하는 문제가 있다.
상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)는 0.13×105 Pa(0.07×105 Pa ~ 1.0×105 Pa)압력에서 운전된다. 상기 주입되는 황산 용액은 상대적으로 휘발도가 높은 물이 탑상부에 기화상태로 형성되고, 탑 하부에서는 물이 제거되어 농축된 황산 용액이 형성된다.
한편, 본 발명에 따른 단계 B는 상기 단계 A에서 증류되어 탑상부로 배출되는 물을 응축기(3)로 응축시켜 소정의 환류비로 제1 감압증류장치(1)로 환류시키는 단계이다. 이때, 상기 기화상태의 물은 상기 단계 B의 제1환류부(4)를 통과하여 제1응축기(3)의해 액체상태로 바뀌어 환류비(RD) 1/1000으로 제1 감압증류장치(1)로 재주입될 수 있고, 나머지 환류되지 않은 물은 제1단위공정(15)으로 보내질 수 있다. 이에, 상기 운전압력이 1.0×105 Pa을 초과하면 탑저의 황산 용액 농도가 기대치를 만족시키지 못하는 문제가 있고, 0.07×105 Pa미만이면 탑상부로의 과도한 황산의 유실이 발생하는 문제가 있다.
본 발명에 따른 단계 C는 상기 단계 A에서 증류되어 탑하부로 배출되는 황산 용액을 재비기(5)로 재가열하여 기체 황산은 제1 감압증류장치(1)로 환류시켜 재농축시키고, 액체 황산은 제2 감압증류장치(7)로 유입시키는 단계이다.
상기 장치하부에 농축된 황산 용액은 단계 C의 제1재비기(5)로 보내지고, 상기 제1재비기(5)는 시간당 약 2톤 의 수소를 생산하는 SI공정규모를 기준으로 할 때, 5.6×107 kcal/h(4.0×107 kcal/h ~ 6.0×107kcal/h)의 가열속도로 농축된 황산 용액을 가열하여 환류비(RD)로 제1 감압증류장치(1)에 재주입할 수 있고, 나머지 황산 용액은 상기 단계 D의 제2 감압증류장치(7)의 주입부(8)로 보낼 수 있다. 이때, 재비기의 가열속도가 6.0×107 kcal/h을 초과하면 응축장치의 부하가 크게 걸릴 뿐만 아니라 이로 인한 열손실이 발생하는 문제가 있고, 4.0×107 kcal/h미만이면 재비기에서의 용액증발량이 만족스럽지 못하는 문제가 있다.
본 발명에 따른 단계 D는 상기 단계 C의 결과 다단으로 구성된 제2 감압증류장치(7)로 유입된 황산 용액을 증류시키는 단계이다.
상기 단계 D의 제2 감압증류장치(2)는 0.07×105 Pa(0.01×105 Pa ~ 0.13×105 Pa)압력에서 운전된다. 상기 단계 D의 제2 감압증류장치(7)로 주입되는 황산 용액은 83.7 중량%(60 중량%~ 90 중량%)이고 온도는 170 ℃(120 ℃ ~ 240 ℃)가 될 수 있다. 이때, 상기 제2 감압증류장치(7)의 주입구(8)로 주입된 황산 용액은 제1 감압증류장치(1), 제1응축기(3) 및 제1재비기(5)에 의해 결정될 수 있으며, 상기의 농도 및 온도의 범위를 벗어날 경우 황산분해기에서 요구되는 98 중량%의 황산 용액을 제조할 수 없는 문제가 있다.
본 발명에 따른 단계 E는 상기 단계 D에서 증류되어 탑상부로 배출되는 물을 응축시켜 소정의 환류비로 제2 감압증류장치로 환류시키는 단계이다.
이때, 상기 기화상태의 물은 상기 단계 E의 제3환류부(10)를 통과하여 제2응축기(9)의해 액체상태로 바뀌어 환류비(RD) 1/1000으로 제2 감압증류장치(7)로 재주입될 수 있고, 나머지 환류되지 않은 물은 제1단위공정(16)으로 보내질 수 있다. 이에, 상기 운전압력이 0.13×105 Pa을 초과하면 제1재비기에서 제2다단 증류탑으로 황산 용액을 주입할 때, 펌프 등의 강제 이송장치를 필요로하는 문제가 있고, 0.01×105 Pa미만이면 탑상부로의 황산손실이 증가하는 문제가 있다.
본 발명에 따른 단계 F는 상기 단계 D에서 증류되어 탑하부로 배출되는 황산 용액을 재가열하여 제2 감압증류장치로 환류시켜 재농축시키고, 액체 황산은 황산분해공정(14)으로 이송부(13)를 통해 전달되는 단계로 이루어져 있다.
상기 감압증류장치하부에 농축된 황산 용액은 단계 F의 제2재비기(11)로 보내지고, 상기 제2재비기(11)는 시간당 약 2톤의 수소를 생산하는 SI공정규모를 기준으로 할 때, 3.6×107 kcal/h(3.0×107 kcal/h ~ 4.0×107 kcal/h)의 가열속도로 농축된 황산 용액을 가열하여 환류비(RD) 1/1000으로 제2 감압증류장치(7)에 재주입할 수 있고, 나머지 황산 용액은 이송부(13)를 통해 황산 분해장치(14)로 보낼 수 있다.
또한, 본 발명은 적어도 2단의 단을 내부에 구비하는 제1 감압증류장치(1)와; 상기 제1 감압증류장치의 중단에 연결되는 황산 용액 주입부(2)와; 상기 제1 감압증류장치(1) 상단에 연결되어 제1 감압증류장치(1)로부터 배출되는 물을 응축시키는 제1응축기(3)와; 상기 제1응축기(3)로부터 응축되어 환류되는 물을 상기 제1 감압증류장치(1)로 재공급하는 제1환류부(4)와; 상기 제1 감압증류장치(1)의 하단에 연결되어 제1 감압증류장치(1)로부터 배출되는 농축 황산을 재가열시키는 제1재비기(5)와; 상기 제1재비기(5)로부터 환류되는 황산을 상기 제1 감압증류장치(1)로 재공급하는 제2환류부(6)와;
적어도 2단의 단을 내부에 구비하는 제2 감압증류장치(7)와; 상기 제2 감압증류장치(7)의 중단에 연결되는 상기 제1재비기(5)로부터 배출되는 농축 황산 주입부(8)와; 상기 제2 감압증류장치(7) 상단에 연결되어 제2 감압증류장치(7)로부터 배출되는 물을 응축시키는 제2응축기(9)와; 상기 제2응축기(9)로부터 응축되어 환류되는 물을 상기 제2 감압증류장치(7)로 재공급하는 제3환류부(10)와; 상기 제2 감압증류장치(7)의 하단에 연결되어 제2 감압증류장치(7)로부터 배출되는 농축 황산을 재가열시키는 제2재비기(11)와; 상기 제2재비기(11)로부터 환류되는 황산을 상기 제2 감압증류장치(7)로 재공급하는 제4환류부(12); 및 상기 제2재비기(11)로부터 배출되는 최종 농축 황산을 황산 분해장치로 이송하는 이송부(13)를 포함하여 구성되는 제1항의 황산 농축방법에 사용되는 원자력 수소 생산용 황산 농축장치를 제공한다.
상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)와 단계 C 및 단계 D의 제2 감압증류장치(7)의 내부단수는 적어도 2 단 ~ 3 단으로 이루어질 수 있다. 이때, 0단 내지 1단의 감압증류장치를 사용하면 목표농도의 황산 용액을 제조하지 할 수 없는 문제가 있으며, 4 단을 이상의 감압증류장치를 사용하면, 장치 가격이 증가하는 문제가 있다.
또한, 상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)와 단계 C 및 단계 D의 제2 감압증류장치(7)는 직렬 또는 병렬로 연결되어 있고, 바람직하게는 직렬로 연결된 감압증류장치를 사용할 수 있다.
이하, 실시예를 통하여 본 발명을 자세히 설명한다. 단, 하기 실시예는 본 발명을 예시하는 것일 뿐, 본 발명이 하기 실시예 의해 한정되는 것은 아니다.
<실험예 1> 다단증류장치 단수의 영향
물-황산 2성분계 주입용액의 조성을 물 39.1 중량%로 하고 0.13 bar의 운전압력에서 0 단에서부터 20 단의 이론 단수를 구비한 다단 증류장치에서 최상단으로 주입하고 환류비(RD)를 1/1,000로 하고 재비기의 가열속도를 7.6ⅹ104 kcal/h로 하였을 때, 탑 내부에 설치된 단(stage) 수의 영향을 조사하였다.
도 5는 상기의 조건으로 다단증류장치를 운전할 경우, 필요한 다단 증류장치내의 단수가 증가함에 따라, 물의 비율변화를 나타낸 그래프이다. 도 5에서 나타낸 바와같이 단수가 3 단 이상의 이론 단 형성은 황산 용액의 증발농축에 크게 영향을 주지 못하고 있음을 확인하였으며 2단의 다단 증발농축기가 가장 효율적이다.
<실험예 2> 다단증류장치의 압력상태에 따른 황산농축효과
상기 다단증류장치를 운전하는데에 있어서 황산농축효율에 압력이 미치는 영향을 알아보기 위한 증류장치의 조건과 상기 조건으로 운전하였을때 생산되는 각 단계의 황산의 농도를 하기 표 1에 나타내었다.
운전상태 감압상태(13kPa) 가압상태(1MPa)
증류선(Distillate Line, D) 총물질속도(kg/h) 101.13 54.71
물(kg/h) 101.13 54.71
황산(SA)(kg/h) 0.0 0.0
탑저선(Bottom Line,L0) 총물질속도(kg/h) 269.87 316.28
물(kg/h) 43.87 90.28
황산(SA)(kg/h) 226.00 226.00
최종 생성된 황산의 농도(중량%) 83.7 71.5
최종 생성된 황산의 온도(℃) 160.83 264.24
표 1은 제1 감압장치(1)에서 39.1 중량%로 주입된 황산 용액이 장치내 압력 달리하여 운전하였을 경우, 각각 생성되는 황산의 농도를 나타낸 것이다. 표 1에서 나타낸 바와 같이, 감압상태인 13 kPa로 황산농축장치를 운전하였을 경우, 황산의 농도는 83.7 중량%로 가압상태인 1 MPa로 운전하였을 경우 황산의 농도가 71.5 중량%인 것에 비하여 높은 농도를 갖고 있음을 알 수 있다. 이에, 황산농축장치는 감압상태에서 운전하는 것이 더 높은 농도의 황산을 얻을 수 있음을 할 수 있다.
<실시예 1>
상기 농축장치의 최적의 단수 및 운전압력상태로 운전하였음에도 불구하고, 황산의 농도는 약 84 중량%로 황산분해의 최적의 농도인 98 중량%에 도달하지 못해 다시 농축하는 단계가 필요하다. 이에, 제1 감압증류장치와 제2 감압증류장치를 직렬로 연결하여 제1 감압증류장치를 통해 농축된 용액을 제2 감압증류장치로 다시 농축하여 98 중량%의 황산 용액을 제조하였다.
하기 표 2는 77 ℃의 62.8 중량% 황산 용액이 제1 감압증류장치(1)(운전압력 0.13× 105 Pa, 재비기 가열속도 5.2 ×104 kcal)의 주입부(재비기(2)로부터 0단, 탑하부에서부터 1단)으로 253.97 kg/h 주입속도로 주입되고, 제1 감압증류장치(1)의 재비기(2)에서 배출되는 1차 농축된 황산 용액을 제2 감압증류장치(7)(운전압력 0.07× 105 Pa, 재비기 가열속도 3.3×104 kcal)의 주입부(8)로 주입하는 모델을 설정하여 모사한 결과를 나타낸 것이다.
제1감압증류장치 총질량(kg/h) 물(kg/h) 황산(kg/h) 황산 중량%
용액주입량(F) 253.970 94.250 159.20 62.9
탑상부 생산물(D) 67.502 67.502 0.000 0
탑저 생산물(L0) 186.469 26.743 159.720 85.7
재비기 온도: 169.96 ℃
제2 감압 증류장치
용액주입량(F) 186.469 26.743 159.720 85.7
탑상부 생산물(D) 24.448 23.567 0.881 3.6
탑저 생산물(L0) 162.021 3.183 158.838 98
재비기 온도: 239.87 ℃
상기 표 2에서 나타낸 바와 같이, 주입된 62.9 중량%의 황산 용액은 상기 제1 감압증류장치를 지나 85.7 중량%의 황산으로 1차 농축되고, 제2 감압증류장치를 지나 최종 98 중량%인 황산으로 2차 농축되어 황산분해공정에서 요구되는 98 중량%의 황산을 생산하였다.
도 6은 원자력 수소생산을 위한 공정 중 황산농축 및 분해단계의 공정도로서, 본 발명의 감압증류장치들이 직렬로 연결되어 배치되고, 각각의 감압증류장치상부(1,7)에는 각각 제1응축기(3) 및 제2응축기(9)를 연결하여 물을 계속하여 응축시켜 다단증류장치로 주입하고, 탑하부에는 각각 제1재비기(5) 제2재비기(11)가 농축된 황산을 기화시켜 다단증류장치로 주입함으로써 수개의 플래쉬 드럼과 응축기를 사용하지 않아도 황산농축이 연속으로 일어날 수 있도록 하여 제2 단위공정을 구성하였다. 이에, 저농도의 황산 용액을 본 발명의 감압증류장치를 이용한 제2 단위공정에 적용하여 98 중량% 이상의 황산을 생산할 수 있음을 확인하였다.
이상에서 살펴본 바와 같이, 본 발명에 따른 황산농축장치는 장치를 단순화하여 황산 농축효율을 높일 뿐만 아니라, 처리시간 및 설치 비용을 감소시킴에 따라 열효율이 높은 생산공정이 설계되고, 생산설비가 간소화됨에 따라 설치비용이 감소되므로, 황-요오드 순환공정을 통해 생산되는 수소의 생산비용절감을 실현하여 대체에너지로 수소를 사용할 경우 무공해 에너지를 더욱 저렴하게 사용할 수 있으며, 이로 인해 수소로의 대체 에너지가 활성화되어 지구의 환경오염을 막을 수 있다.

Claims (14)

  1. 원자력 수소 생산용 황산 농축방법에 있어서,
    [반응식 1]
    2H2O + I2 + SO2 = 2HI + H2SO4
    상기 반응식 1로 표시되는 분젠반응으로 얻은 황산 용액을, 2단 또는 3단으로 구성된 제1 감압증류장치(1)로 유입시켜 증류시키는 단계(단계 A);
    상기 단계 A에서 증류되어 탑상부로 배출되는 물을 응축기(3)로 응축시켜 소정의 환류비로 제1 감압증류장치(1)로 환류시키는 단계(단계 B);
    상기 단계 A에서 증류되어 탑하부로 배출되는 황산 용액을 재비기(5)로 재가열하여 기체 황산은 제1 감압증류장치(1)로 환류시켜 재농축시키고, 액체 황산은 2단 또는 3단으로 구성된 제2 감압증류장치(7)로 유입시키는 단계(단계 C);
    상기 제2 감압증류장치(7)로 유입된 황산 용액을 증류시키는 단계(단계 D);
    상기 단계 D에서 증류되어 탑상부로 배출되는 물을 응축시켜 소정의 환류비로 제2 감압증류장치(7)로 환류시키는 단계(단계 E);
    상기 단계 D에서 증류되어 탑하부로 배출되는 황산 용액을 재가열하여 기체 황산은 제2 감압증류장치(7)로 환류시켜 재농축시키고, 액체 황산은 황산분해공정(14)으로 이송하는 단계(단계 F)
    를 포함하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  2. 삭제
  3. 제1항에 있어서, 상기 제1 감압증류장치(1)와 제2 감압증류장치(7)는 직렬로 연결되는 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  4. 제1항에 있어서, 상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)로 유입되는 황산의 농도는 62.9 중량%인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  5. 제1항에 있어서, 상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)로 유입되는 황산의 온도는 77 ℃인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  6. 제1항에 있어서, 상기 단계 A의 제1 감압증류장치(1)의 압력은 0.13×105 Pa인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  7. 제1항에 있어서, 상기 단계 B의 응축기(3)에 의해 환류되는 물의 환류비(RD)는 1/1000인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  8. 제1항에 있어서, 상기 단계 C의 재비기(5)에 의해 환류되는 황산의 환류비(RD)는 1/1000인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  9. 제1항에 있어서, 상기 단계 D로 유입되는 황산의 농도는 83.7 중량%인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  10. 제1항에 있어서, 상기 단계 D의 제2 감압증류장치(7)의 압력은 0.07×105 Pa인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  11. 제1항에 있어서, 상기 단계 E의 응축기(9)에 의해 환류되는 물의 환류비(RD)는 1/1000인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  12. 제1항에 있어서, 상기 단계 F의 재비기(11)에 의해 환류되는 물의 환류비(RD)는 1/1000인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  13. 제1항에 있어서, 상기 단계 F의 수행결과 얻어지는 최종 황산의 농도는 98 중량%인 것을 특징으로 하는 원자력 수소 생산용 황산 농축방법.
  14. 내부가 2단 또는 3단으로 구성된 제1 감압증류장치(1)와; 상기 제1 감압증류장치의 중단에 연결되는 황산 용액 주입부(2)와; 상기 제1 감압증류장치(1) 상단에 연결되어 제1 감압증류장치(1)로부터 배출되는 물을 응축시키는 제1응축기(3)와; 상기 제1응축기(3)로부터 응축되어 환류되는 물을 상기 제1 감압증류장치(1)로 재공급하는 제1환류부(4)와; 상기 제1 감압증류장치(1)의 하단에 연결되어 제1 감압증류장치(1)로부터 배출되는 농축 황산을 재가열시키는 제1재비기(5)와; 상기 제1재비기(5)로부터 환류되는 황산을 상기 제1 감압증류장치(1)로 재공급하는 제2환류부(6)와;
    내부가 2단 또는 3단으로 구성된 제2 감압증류장치(7)와; 상기 제2 감압증류장치(7)의 중단에 연결되는 상기 제1재비기(5)로부터 배출되는 농축 황산 주입부(8)와; 상기 제2 감압증류장치(7) 상단에 연결되어 제2 감압증류장치(7)로부터 배출되는 물을 응축시키는 제2응축기(9)와; 상기 제2응축기(9)로부터 응축되어 환류되는 물을 상기 제2 감압증류장치(7)로 재공급하는 제3환류부(10)와; 상기 제2 감압증류장치(7)의 하단에 연결되어 제2 감압증류장치(7)로부터 배출되는 농축 황산을 재가열시키는 제2재비기(11)와; 상기 제2재비기(11)로부터 환류되는 황산을 상기 제2 감압증류장치(7)로 재공급하는 제4환류부(12); 및 상기 제2재비기(11)로부터 배출되는 최종 농축 황산을 황산 분해장치로 이송하는 이송부(13)를 포함하여 구성되는 제1항의 황산 농축방법에 사용되는 원자력 수소 생산용 황산 농축장치.
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