WO2001012299A1

WO2001012299A1 - Procede et appareil de traitement des gaz d'echappement

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Publication number: WO2001012299A1
Application number: PCT/JP2000/005447
Authority: WO
Inventors: Masahiro Izutsu; Ryoji Suzuki; Shinji Aoki; Daisuke Saku; Kazuaki Hayashi
Original assignee: Ebara Corporation
Priority date: 1999-08-12
Filing date: 2000-08-14
Publication date: 2001-02-22
Also published as: BR0013318A; PL353576A1; US6773555B1; EP1206960A4; EP1206960A1; CN1368898A; BG106489A; BG64377B1; CN1222348C; AU6476400A

Description

明細書排ガス処理方法及び装置技術分野

本発明は、硫黄酸化物を含む排ガスの処理に係り、特に硫黄酸化物を含む排ガスにアンモニアを注入して硫黄酸化物を除去する排ガスの処理方法及び装置に関する。背景技術

経済の発展につれてエネルギー需要が高まる中、エネルギー源として石炭、石油等の化石燃料に依然として依存し続けている。しかしながら、化石燃料を燃焼する際に生じる有害物質や汚染物質は、環境汚染の原因となっている。大気中に硫黄酸化物、窒素酸化物等の汚染物質が拡散して環境汚染が進行するのを防ぐため、発電プラン卜のような燃料燃焼プラン卜のための排ガス処理システムの技術開発が進められている。しかしながら、従来の排ガス処理システムにおいては、複雑な制御を要する装置が必要であること、大規模な汚水処理システムが不可欠であることなど、今なお改善されるべき問題がいくつか残っている。

上述の問題を解決するために、ボイラ等の燃焼設備からの排ガスにァンモニァを注入して処理する排煙脱硫方法が開発されている。

ボイラ燃焼ガス等の硫黄酸化物（ S O. を含む排ガスにアンモニア (NH₃) を注入する排煙脱硫方法（以下、アンモニア注入法）においては、 NH₃と S Oxが反応し、硫酸アンモニゥム（硫安）を含むアンモニァ化合物の粉体を生成する。アンモニア注入法における反応のうち、特に、 S Ox 中の主成分である二酸化硫黄（ S 0₂) が、 NH₃及び排ガス中の酸素（0₂) と水（H₂0) と反応し、反応副生成物として硫安〔（N H 4)₂S〇 4〕が生成する化学反応式を、下式（ 1 ) に示す。

S O₂+ 2 NH₃ + H₂0+ l/20₂→(NH I k J /m o 1 ( 1 )

上式（ 1 ) に代表的に示すように、 S O xが NH₃と反応してアンモニァ化合物を生成する反応は発熱反応であり、排ガス温度が低いほど進みやすいため、アンモニア注入法においては、 NH₃ の注入に先立って排ガスを冷却したり、あるいは、 NH₃ の注入前、注入と同時、注入後、又は NH₃ と混合して水を噴霧注入することが行われる。この場合、注入された水は、上記（ 1 ) で代表される脱硫反応で消費されるとともに、反応熱、及び排ガスがアンモニア注入前に所有していた顕熱によって蒸発するため、噴霧水量等を適切に調整すれば、生成したアンモニア化合物を乾燥した粉体として回収することは妨げられない。この粉体の回収は、通常、電気集麈装置で行われ、回収された粉体は、硫安等のアンモニァ化合物であるため肥料として利用できる。

ところが、アンモニア注入法においては、一般に、 S〇_x の除去効率 (以下、脱硫率）、特に S 0₂ の除去効率は高くない。また、注入された NHs のうち S Ox と反応しなかった残余の NH₃ は、処理後の排ガスとともに大気に放出される。この NH₃ のリークを低く抑えるためには、アンモニア注入量を少なくする必要があるが、そうすると脱硫率、特に S 0₂除去効率はさらに低くなり、また、その分、未反応の NH₃が出てくるため、結果としてアンモニア注入量の減少分ほどには低くならないという問題がある。

一方、 NH₃ とともに噴霧注入する水の量を増やして排ガス温度を低くし、脱硫反応を促進することも可能であるが、その場合、排ガスの温度は反応器出口付近でも水分飽和温度程度となり、生成した粉体を乾燥した状態で回収することが困難になる。

このため、高い脱硫率を達成するために、通常、 NH₃ を噴霧注入した後、電子ビームを数 k G y〜十数 k G y照射することが行われる（以下、 N H₃ を注入するとともに電子ビームを照射する排煙脱硫方法を電子ビーム法と云う）。これは、上記（ 1 ) で除去されない残余の S 0₂ を、電子ビーム照射によって排ガス中の酸素及び水蒸気等のガス分子から生成した 0、 0 H · H 0₂等のラジカルによつて三酸化硫黄（ S 0₃) 又は硫酸（ H ₂ S O まで酸化し、該 S 0₃又は H₂ S 04を、下式（ 2 ) 及び（ 3 ) によって水（もともと排ガス中に含まれる水蒸気及び N H ₃ とともに噴霧注入された水）及び N H₃ と反応させることによって、硫安として回収することを目的とする。

S 0₃+ 2 NH ₃+H₂0→ (N H ) 2 S O , ( 2 )

H ₂ S〇 + 2 N H ₃→ ( N H ₂ S 04 ( 3 )

しかしながら、重量流量 Q ( k g/s ) の排ガスに電子ビームを D (k G y) の吸収線量だけ照射するためには、下式（ 4 ) で計算される電力 P ( k W) が消費される。

P (kW)- Q(k g/s )x D (k G y )/( 77 (%)/ 1 0 0 ) ( 4 ) ここで、 7 は投入した電力と排ガスに吸収された電子のエネルギーの比率であり、通常 5 0〜 8 0 %である。

ところが、一般に、電子ビームを照射する方法においては、 NH₃のリークを低く抑えた上で高い脱硫率が要求される場合には、必要な吸収線量が大きくなり、したがって式（ 4 ) によって電力消費量が大きくなる。

このため、発明者らは、以前に、排ガスをまず水分飽和温度以上、 8 0°C以下に冷却した上でアンモニア水を噴霧注入し、かつ該アンモニア水をザウタ平均粒径が 0. 5 m以上、 3 0 /m以下の液滴に微粒化して噴霧することにより、電子ビーム照射なしか、あるいは比較的少ない吸収線量で、 NH₃ のリークを低く抑えた上で高い脱硫率を得る排煙脱硫方法及び排煙脱硫装置を提案している。

ところが、そのような方法においても、 NH₃ のリークを l O p pm 程度以下に抑えた上で 9 0 %以上の脱硫率を得るためには、 5 k G y程度以上の多量の吸収線量を必要とするか、あるいはアンモニア水をザゥ夕平均粒径が 5〃m程度以下の液滴に微粒化する必要がある。そして、前者においてはもちろん、後者においても微粒化するために多量の圧縮空気を発生させることなどにかなりの多量のエネルギーを必要とする。発明の開示

そこで、本発明は、上記した事実に鑑み、エネルギーコストを低く抑えながら、 NH₃ のリークを低く抑えた上で高い脱硫率を得る排ガス脱硫方法及びその装置を提供することを課題とする。

上記課題を解決するために、本発明では、アンモニアを用いて排ガス中の硫黄酸化物を除去する排ガス処理方法において、硫黄酸化物を含む排ガスにアンモニアを注入して硫黄酸化物をアンモニアと反応させ、硫酸アンモニゥムを含むアンモニア化合物を生成し、生成したアンモニア化合物を回収した後、回収後の排ガスを吸収液と接触させ、排ガス中に含まれる残余の硫黄酸化物及び/又はアンモニアを除去することとしたものである。

この際、前記吸収液は、硫酸イオン（ S O —）及び/又は亜硫酸ィォン（S〇₃ ) 及び/又はアンモニゥムイオン（NH^{4 +} ) を溶解している本発明の排ガス処理方法においては、排ガス中に含まれる S O_x のうち注入された N H₃ と反応してアンモニア化合物の粉体に変換されなかつた残余の S〇_x 及び/又は排ガス中に注入された NH ₃ のうち S Ox と反応してアンモニア化合物の粉体に変換されなかった残余の N H 3は、排ガスが前記 S 0 4 ²—及び/又は S 0 ₃ ²—及び/又は N H 4 +を溶解する吸収液に接触することによって、該吸収液に吸収されて除去される。

本発明の排ガス処理方法では、ガス吸収装置を除く、上流側のアンモニァ注入法部分の排ガス処理性能（脱硫率及びリークアンモニア濃度）がアンモニア注入法単独の場合と同じ場合には、ガス吸収装置を含む排ガス処理全体での排ガス処理性能をアンモニア注入法単独の場合よりさらに向上させることができる。すなわち、ガス吸収装置で S O x を吸収 • 除去することによって、排ガス処理装置全体での脱硫率を向上させることができ、また、ガス吸収装置で N H ₃ を吸収 · 除去することによつて、排ガス処理装置全体でのリークアンモニア濃度を低下させることができる。

一方、ガス処理装置全体での排ガス処理性能がアンモニア注入法単独の場合と同じとする場合には、アンモニア注入法部分での運転費及び設備を著しく抑制することができる。すなわち、ガス吸収装置で S O x を吸収 ' 除去することによって、アンモニア注入法部分で達成すべき脱硫率を低く抑えることができ、また、ガス吸収装置で N H ₃ を吸収 ' 除去することによって、アンモニア注入法部分でのリークアンモニア濃度への要求を緩くすることができる。その結果、従来の技術では、比較的多量の電子ビームを照射することによって達成されていたような排ガス処理性能が、少量の電子ビーム照射量で、あるいは電子ビーム照射なしで達成できるようになる。また、従来の技術では、アンモニア水をザウタ平均粒径が著しく小さい液滴に微粒化して噴霧しなければ達成できなかつたような排ガス処理性能が、アンモニア水を比較的粗い粒径で噴霧しても達成されるようになる。こうして、アンモニア注入法部分での運転費及び設備費を著しく抑制することができる。本発明の一態様においては、前記吸収液は、溶解した亜硫酸イオンを酸化しながら循環使用する。即ち、排ガスに NH₃を注入して S〇_xを N H₃と反応させ、該反応生成物の回収後の排ガスを、溶解した S 0₃ ²—を S 0 に酸化しながら循環使用される吸収液に接触させて、 NH₃と S Oxを同時除去する。

一般に、 NH と S 0₃ が溶解している水溶液と、 1^ 4⁺と 304² が溶解している水溶液を比較すると、 N H4 +の S 0₃ ²— に対するモル比と、 N H の S 0 —に対するモル比が同じ場合には、 NH と S O — が溶解している水溶液の方が P Hが低くなる。例えば、 NH₄ ⁺ : S 03 ² 一二 NH : S O — = 2 ： 1の場合には、それぞれの水溶液の濃度は、合計塩濃度（NH 及び S 0₃ ²—又は S 0 —の合計の重量濃度）に応じて下表 1のようになる。

表 1

排ガス中の NH ₃ は、吸収液中の N H 4 +濃度が同じ場合、吸収液の p Hが低いほど吸収液に溶解しやすいため、吸収液中の S〇 ₃ ²— を S 0₄ ² - に酸化させることによって、前記反応生成物を回収後の排ガス中に残留する N H ₃を効果的に除去できる。

一方、前記反応生成物を回収後の排ガス中に残留する S Ox の主成分は S 0₂であるが、この S 0₂の吸収においては、吸収液中の pHが著しく低下しない限り、 pHよりむしろ吸収液中の S 0 — 濃度が強く影響する。すなわち、 p Hが 2程度以上であれば、吸収液による S 0₂ の除去効率は p Hにはあまり影響されないが、 S 0₃ ²—濃度が高くなると低下する。したがって、吸収液中の S 0₃ ²—を S 0₄ ²—に酸化させることによつて、前記反応生成物を回収後の排ガス中に残留する S 0₂ についても効果的に除去できる。なお、吸収液中の S 0₃ の S〇 ₄ への酸化は、例えば、吸収液中に空気を散気（曝気）することによって行う。

本発明の一態様においては、前記排ガスに注入されるアンモニアの注入量は、前記吸収液の P Hが酸性物質を加えることなしに 8以下となるように調整する。

水溶液中に N H が S 0₃ ²—及び/又は S 0 とともに溶解している場合、 NH の S 0₃ ²—及び/又は S 0 —に対するモル比が 2 ： 1以下であれば、 N は水溶液中にイオンとして比較的安定して存在することができる。特に、 NH と共存するのが S 0₃ ²— である場合には、 N H の S 0₃ ²_ に対するモル比が 2 ： 1より大きくなると、水溶液中の NH NHs ガスとして遊離しやすくなる。したがって、吸収液中の N H 4 ⁺の S 0₃ に対するモル比が 2 ： 1より大きくなると、排ガス中の NH₃ を吸収液中に溶解せしめて除去する効率は低下する。そして、表 1によれば、 1^11₄ ⁺の30₃ に対するモル比が 2 ： 1の場合には、 p Hは 8程度であるから、前記反応生成物を回収後の排ガス中に残留する NH₃ を効果的に除去するためには、吸収液の p Hを 8以下に調整することが好ましい。

吸収液の P Hを 8以下に調整する方法としては、吸収液に硫酸などの酸性物質を補給することによつても可能であるが、その場合には、排ガス中の S O_xを除去するために使用する N H ₃以外に追加の薬剤を使用することになり、それに伴って運転費が高騰するとともに、薬剤の貯留設備などの追加の設備も必要になる。

吸収液の pHを 8以下に調整する方法としては、さらに、ガス吸収装置から抜き出す吸収液の量を増やし、抜出量及びガス吸収装置での蒸発量に応じて吸収液に補給する工業用水の量を増やすことによって吸収液の塩濃度を下げることも可能である。しかし、表 1に示すように、塩濃度を下げることによる p Hの抑制効果は非常に限られているため、吸収液の抜出水量を増やすことによって p Hを下げようとすると、膨大な量の吸収液を抜き出す必要があり、その抜出水の処理に多大な設備費と運転費がかかることになる。

一方、ガス吸収装置において、吸収液と接触する排ガスが未反応の N H₃だけでなく S も含む場合、吸収液は、 NH₃と共に S Oxも同時に吸収し、吸収液中では、 N H4 の濃度と共に S 0₃ ²—及び/又は S 0 一の濃度も上昇するため、ガス吸収装置に入る排ガス中の S Ox 濃度と N H 3 濃度の比率を適切に調整することによって、吸収液の pHを調整することができる。

ガス吸収装置に入る排ガス中に残存する S 0.、と NH₃の濃度は、ガス吸収装置を除く、上流側のアンモニア注入法部分で達成される排ガス処理性能（脱硫率及びリークアンモニア濃度）で決まる。また、アンモニァ注入法部分で達成される排ガス処理性能は、アンモニア注入量、及び反応器出口部での排ガス温度、さらに、 NH₃ を注入するとともに電子ビームを照射する場合には、電子ビームの照射量といったプロセス変数によって規定されるが、このうち排ガス中に残存する S Oxと NH₃の濃度の比率を調整するのに最も適切なプロセス変数は、 NH₃ の注入量である。したがって、吸収液の p Hは排ガス中への N H ₃ の注入量によつても調整することができる。

すなわち、 N H ₃の注入量を多くすると、注入された N H₃との反応によって S Ox が硫安を含むアンモニア化合物に転換する割合が増えて残留する S O_xの濃度は減少し、一方、未反応の NH3の濃度は増加する。この結果、前記吸収液との接触によって吸収液中に溶解する S Ox は減り、 NH₃ は増える。こうして、吸収液の p Hは上昇するようになる。逆に、 NH₃ の注入量を少なくすると、吸収液と接触する排ガス中に残留する S C の濃度は減少し、未反応の N H₃の濃度は増加して、その結果、吸収液の P Hは低下するようになる。このように、 NH₃ の注入量を調整することにより吸収液の P Hを調整することが可能であり、排ガスに注入される N H ₃ の注入量を調整することにより吸収液の p Hが 8 以下となるように調整すれば、追加の酸性物質の薬液なしで、また大量の吸収液を抜き出すことなしに吸収液の p Hを 8以下に調整することができる。

なお、後述のように吸収液に NH₃ 等のアルカリ性物質を補給することも可能であるが、そのような場合でも、アンモニア注入法部分で排ガスへ注入される NH₃ の注入量は、吸収液の p Hが酸性物質を加えることなしに 8以下となるように調整の上、アルカリ性物質の補給量も該吸収液の p Hが 8以下になるようにすることが好ましい。その際、アル力リ性物質の注入による P Hの変動幅を考慮すると、排ガスへの NH₃ の注入量は、吸収液の P Hがアル力リ性物質の補給がない条件では 7以下となるように調整の上、 NH₃ のアルカリ性物質の補給量を該吸収液の p Hが 8以下になるようにすることが特に好ましい。

本発明の一態様においては、前記吸収液にアンモニアを補給することによって吸収液の pHを調整する。吸収液の p Hが 2を下回ると、上記のように吸収液中の S 0₃ ²—を S 0₄ ²—に酸化させた場合でも、 S Ox のうちの S〇 ₂ の吸収効率が低下するようになる。このため、吸収液中にアルカリ性物質を補給することが可能である。その際、排ガス中の S O を除去するために使用する N H ₃の一部を利用すれば、補給するアル力リ性物質の貯留のためなどに追加の設備を設ける必要がなく好便である。上記の排ガス処理方法では、特に、ガス吸収装置入口の S Ox 濃度が N H 3 濃度より大幅に高い場合、吸収液の P Hが低くなるため、ガス吸収装置での脱硫率を高くすることはできない。したがって、ガス吸収装置入口での S O x 濃度は、ガス処理装置全体で達成すべき S O x 濃度より著しく高くすることはできない。したがって、前記のアンモニア注入法部分における設備費、運転費の低減効果も限定されたものになる。

しかしながら、この問題は、ガス吸収装置において、循環使用される吸収液に N H ₃ を添加することによって解消される。すなわち、アンモニァ注入法部分での脱硫率を大幅に低くして、ガス吸収装置入口での S O x濃度を N H ₃濃度より大幅に高くした場合でも、ガス吸収装置で循環使用される吸収液に N H 3 を補給して p Hを 2以上に調整することによつて、ガス吸収装置での脱硫率を引き上げ、その結果、排ガス処理装置全体としては、所期の脱硫率を達成することができる。

さらに、補給するアルカリ性物質として N H ₃ 以外の物質を用いれば、吸収液中には排ガス中から不可避的に溶解する N H 以外の陽イオンが溶解することになり、吸収液の抜出液の処理を複雑にする。それに対して、本発明の排ガス処理方法では、吸収液中には S 0 ₃ ²—を S 0 ₄ ²—に酸化した上で、抜出液中の水分を蒸発させれば、硫安を含むアンモニア化合物を得ることができ、これは、アンモニア注入法部分で得られる粉体とともに肥料として使用可能である。

本発明の一態様においては、前記吸収液へのアンモニアの補給は、吸収液にアンモニアガスを散気することによって行う。吸収液への N H ₃ の補給は、 N H ₃ をアンモニア水として補給することによつても可能であるが、アンモニア注入法においては、通常、 N H ₃ はアンモニア注入装置へアンモニアガスとして供給されるため、吸収液への N H 3 の補給もアンモニアガスを散気することによって行えば、アンモニアガスの供給装置を共用できて好便である。吸収液中へのアンモニアガスの散気には、微細な気孔を多数有する多孔質の材料で構成される散気筒を使用することによって、アンモニアガスを効率的に p H調整対象液に溶解せしめることができる。このような多孔質筒は、セラミックス製とすることができ、特に、アルミナ質の磁器製とすることができる。その際、気孔は 1 0〃m以上 5 0〃m以下とすることが好ましい。

本発明の一態様においては、前記排ガスにアンモニアを注入する前に- 排ガスを冷却水と接触させ、該排ガスと接触させた後の冷却水の一部を抜き出して、そのままで、又は溶解した亜硫酸イオンを酸化した上で、前記吸収液の補給水として供給する。即ち、 S O xを含む排ガスに N H ₃ を注入するに先立って、該排ガスを冷却水と接触させ、一方、 S O x と N H 3 の反応によって生成したアンモニア化合物を回収した後、該排ガスを、前記冷却水の一部を補給水とする吸収液と接触させることにより、排ガス中に含まれる N H ₃を除去せしめる。

S 0 を含む排ガスを冷却水に接触させると、排ガス中の S O .、の一部は、冷却水中に S 0 ₃ ²—又は S 0 4 ²—として溶解するため、冷却水の p H は 7 よりも低くなる。一方、アンモニア注入法を出た後の排ガスを吸収液に接触させ、未反応の N H ₃ を吸収せしめると、吸収液中の N H ₄ +濃度が徐々に上昇し、その結果、吸収液の p Hが上昇する。この吸収液には、抜き出し量及び蒸発量に見合う分だけの補給水が補給されるが、前記排ガスと接触後の冷却水を該補給水として使用すれば、吸収液の p H の上昇を抑制することができる。前述のように、吸収液の p Hが上がると吸収液による N H ₃ の吸収効率が低下するため、本発明のように排ガスと接触後の冷却水を補給水として使用することにより、吸収液による排ガス中の N H ₃ の吸収効率の低下を抑えることができる。

本発明の一態様においては、前記排ガスにアンモニアを注入する前に、排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させ、該熱交換面で発生した凝縮水の一部又は全部を抜き出して、そのままで、又は溶解した亜硫酸イオンを酸化した上で、前記吸収液の補給水として供給する。即ち、 S〇_xを含む排ガスに NH₃を注入するに先立って、該排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させ. 一方、 S Oxと NH ₃の反応によって生成したアンモニア化合物を回収した後、該排ガスを、前記凝縮水の一部又は全部を補給水とする吸収液と接触させることにより、排ガス中に含まれる NH₃ を除去せしめる。

S 0 を含む排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させると、排ガス中に含まれる水分の一部が凝縮し、排ガス中の S Ox の一部はそのようにして発生した凝縮水中に s o₃ ²— 又は

S O — として溶解するため、凝縮水の p Hは 7よりも低くなる。したがって、この凝縮水を前記吸収液の補給水として使用すれば、吸収液の p Hの上昇を抑制することができ、したがって、吸収液による排ガス中の NH₃ の吸収効率の低下を抑えることができる。

なお、上記のように、吸収液中に S 0₃ ²_ として溶解している場合より、 S 0₄ ²— として溶解している場合の方が p Hを低下させる効果が大きく、したがって、 NH₃ の吸収効率の低下を抑制させる効果も大きい ( したがって、前記冷却水又は凝縮水中の S 0₃ ²— を、曝気等の手段によつて s o₄ ²- に酸化することにより、該冷却水を補給水とすることによる吸収液の N H ₃ 吸収効率の低下抑制効果が顕著になる。

ところで、アンモニア注入法部分において排ガスに N H 3 を注入する前に、排ガスを循環使用される冷却水と接触させて排ガスを冷却させる場合には、該循環冷却水の p Hが著しく低くなつたり、該循環冷却水の S S濃度が著しく高くなつたりしてガス冷却装置が安定的に運転できなくなることを防ぐためには、該循環冷却水の一部は必ず抜き出す必要があり、これを前記のようにガス吸収塔に補給水として供給しない場合には、別途処理した上で放流する必要がある。また、排ガスに NH₃ を注入する前に、排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させる場合においても、該熱交換面で発生した凝縮水は、前記のようにガス吸収塔に補給水として供給しない場合には、別途処理した上で放流する必要がある。その際、抜出水及び凝縮水の P Hは通常非常に低いため、アルカリ性物質を用いて P Hを調整することは必須の工程にある。

本発明においては、前記抜出水又は凝縮水はガス吸収装置に補給水として供給され、ガス吸収装置において排ガスに吸収される N H ₃ 又は吸収液中に N H 3 等のアル力リ性物質を注入することによって p Hが調整されるため、上記のように別途 p H調整装置を設ける必要がない。したがって、この点からも設備費の低減に効果的である。特に、吸収液に N H 3 以外のアルカリ性物質を補給せず、かつ、前記のように吸収液の抜出液から硫安を含むアンモニア化合物を得る場合には、前記抜出水又は凝縮水に含まれる s 0 ₃ ²—及び/又は S 0 —も該アンモニア化合物の一部に含まれることになり、したがって、肥料の一部として使用可能となるため、資源の有効利用の点からも好ましい。

本発明の一態様においては、前記吸収液の一部を抜き出し、該抜出液を、アンモニアの注入の前、アンモニアの注入と同時、アンモニアの注入後、またはアンモニアと混合の上、排ガス中に噴霧注入する。この方法においては、噴霧された抜出液中の水分の全部又は一部は、脱硫反応で消費されると共に、反応熱及び排ガスがもともと所有していた顕熱によって蒸発する。したがって、抜出液中の溶解成分の全部又は一部は蒸発乾固（蒸発して乾燥して固化）して、排ガス中の S O x と注入された N H s の反応によって、生成した粉体と共に電気集塵装置等の生成物回収装置で回収される。

なお、アンモニア注入前の排ガスの温度、及び吸収液の抜き出し量及び噴霧量を適切に調節すれば、抜出液の全てを蒸発乾固することが可能である。一方、抜出液の一部のみを噴霧した場合、あるいは噴霧した抜出液の一部が蒸発せずに排水となった場合には、それら残余の抜出液に蒸気等の熱源を外部から与えることによって水分を蒸発せしめることにより、硫安を含むアンモニア化合物の粉体又は固体として回収することができる。この場合、抜出液の全量を処理した場合より設備費及び運転費を低減できる。

抜出液の噴霧方法としては、排ガスへ N H ₃ を注入するアンモニア注入装置とは別個に抜出液噴霧装置を設け、該抜出液噴霧装置を、アンモニァ注入装置の前か、同位置か、又は後に配備することが可能である。ただし、上流側のアンモニア注入法部分における脱硫率を向上させるためには、 N H ₃ を該抜出液と混合し、アンモニア溶解液の液滴として噴霧注入することが望ましい。この方法によれば、脱硫反応が、アンモニァ溶解液の液滴とガスの気液界面で著しく促進される。

本発明の一態様においては、前記アンモニアを注入した後で、かつ前記アンモニア化合物を回収する前の排ガスに電子ビームを照射する。本発明の排ガス処理方法では、ガス吸収装置を除く、上流側の電子ビ —ム法部分の排ガス処理性能（脱硫率及びリークアンモニア濃度）が電子ビーム法単独の場合と同じ場合には、ガス吸収装置を含む排ガス処理全体での排ガス処理性能をさらに向上させることができる。また、ガス処理装置全体での排ガス処理性能が電子ビーム法単独の場合と同じとする場合には、所期の脱硫率を達成するために必要な電子ビーム照射量を著しく抑制することができる。したがって、電子ビーム法部分での運転費及び設備費は著しく抑制される。

本発明の一態様においては、前記電子ビームは、金属箔を透過して排ガスに照射され、該金属箔を空気で冷却し、冷却後の空気を、前記吸収液と接触する前の排ガスに注入する。

電子ビーム発生装置は、数 1 00 k V〜数 M Vの直流高電圧を発生する直流高圧電源と、それを供給する高圧ケーブル等の供給路、及び供給された直流高電圧によって電子を加速して射出する電子加速器から構成される。そして、この電子加速器の内部は真空に保たれ、その真空と外気は金属製の薄箔（以下、窓箔）で隔てられており、加速電子は、その加速器側窓箔と、場合によっては、排ガスを外気と遮断するもう一枚の窓箔（以下、反応器側窓箱）を透過して排ガス中に入射する。その際、金属製薄膜で加速電子のエネルギーの一部が失われ、熱へと転化するため、金属製窓箔の温度が許容範囲（約 3 50 °C以下）以上に上昇するのを防ぐため、冷却用の空気が吹き付けられる。その際、空気も電子ビームの照射を受けるため、該冷却空気中にもオゾンが発生する。こうして生成したオゾン含有空気を、生成物回収装置とガス吸収装置の間で注入することによって、残存する NOを N0₂ 又は N₂0₅に転換することができる。この結果、後述するように、ガス吸収装置では該転換された N 0 又は N ₂0₅は吸収液の pHに応じて吸収されるようになる。

本発明の一態様においては、前記吸収液と接触する前の排ガスにォゾン含有ガスを注入する。

排ガスがボイラ燃焼排ガスのような場合、 S Oxだけでなく NOx (大部分が NO) を含む場合には、ガス吸収装置の上流側で NH₃ の注入に加えて電子ビームを照射する場合には、 S 0.、だけでなく NOxも硝安を主成分とする粉体に転換され、生成物回収装置で回収 ' 除去される。しかしながら、電子ビーム照射量が少ない場合には、 NOx が除去される割合が少なくなり、一部は N〇のまま、残りは N0₂ 又は N₂0₅としてガス吸収装置に入る。また、ガス吸収装置の上流側で電子ビームを照射しない場合には、もともとボイラ排ガス中に含まれていた N 0₂ 及び N ₂〇 ₅のうちの一部は硝安を主成分とする粉体に転換されるが、残りの N 0 及び N₂0₅、及び排ガスに含まれていた NOのほとんどすべては反応することなくガス吸収装置に入る。そして、ガス吸収装置では N0₂ 又は N₂0₅は吸収液の p Hに応じて吸収液に吸収され、亜硝酸（NO ₂ ―) イオン又は硝酸（N〇 ³ ) イオンとなるが、 NOはほとんど吸収されない。

このため、電子ビーム照射量が低減された場合、あるいは電子ビームが全く照射されない場合にも、排ガス処理装置全体で高い N Ox の除去効率（以下、脱硝率）を実現するためには、ガス吸収装置の入口でできる限り、 NOを N0₂ 又は N ₂0₅に転換する必要がある。電子ビーム照射以外で NOを N0₂ 又は N₂〇 ₅に転換する方法としては、コロナ放電があり、したがって、上流側の電子ビーム法部分における生成物捕集装置としては、コロナ放電を利用する電気集塵装置を採用することが望ましい。

さらに、排ガス中にオゾンを注入することによって、 NOを NO ₂ 又は N₂0₅に転換することができる。オゾンは、ガス吸収装置の上流側であれば、どこで注入することも可能であるが、オゾンは NH₃ と反応して NOx を生成し、それ自身も分解されるため、上流側のアンモニア注入法部分において最も NH₃ 濃度が低い箇所、すなわち生成物回収装置とガス吸収装置の間で注入することが望ましい。このようにして生成した NO ₂ 又は N₂0₅は、吸収装置の上流側で電子ビームを照射した場合には、電子ビーム照射によって生成した N0₂ 又は N₂0₅と共に、吸収液に吸収され、亜硝酸イオン（N0₂— ) 及び/又は硝酸イオン（N0₃ 一）となる。この際、ガス吸収装置が S 0₃ ²—を S 0 —に酸化する機構を有している場合、この N 0 も N 0₃—に酸化される。

また、本発明では、アンモニアを用いて排ガス中の硫黄酸化物を除去する排ガス処理装置において、硫黄酸化物を含む排ガスにアンモニアを注入するアンモニア注入装置と、注入したアンモニアと硫黄酸化物を反応させる反応器と、生成した硫酸アンモニゥムを含むアンモニァ化合物を回収する回収装置と、回収後の排ガスを吸収液と接触せしめるガス吸収装置とを有することとしたものである。

本発明の一態様においては、前記ガス吸収装置は、吸収液を循環させる機構と、吸収液中の亜硫酸ィオンを酸化する機構とを有することを特徴とする。

本発明の一態様においては、前記ガス吸収装置は、吸収液にアンモニァを注入して吸収液の P Hを調整する手段を有することを特徴とする。本発明の一態様においては、前記 p Hを調整する手段は、 p H調整前の水溶液を供給する供給口と、 P H調整後の水溶液を排出する排出口と- 内部に保持した水溶液中にアンモニアガスを散気するアンモニア散気手段とを有する P H調整槽と、該 p H調整槽内に保持された水溶液の p H を測定する p H測定器と、該 p H測定器からの信号に基づいて、前記ァンモニァ散気手段にアンモニアガスを供給する調整バルブを有するアンモニァガス供給ラインとから構成される。

本発明の一態様においては、前記アンモニア注入手段は、吸収液にァンモニァガスを散気するための多孔質の材料で構成される散気筒からな o

本発明の一態様においては、アンモニアを注入する前に硫黄酸化物を含む排ガスを冷却水と接触させるガス冷却装置と、前記ガス冷却装置に配備される前記冷却水を循環使用する手段及び該冷却水の一部を抜き出すラインと、前記冷却水の一部を抜き出すラインを前記ガス吸収装置の補給水を導入するラインに接続する。

本発明の一態様においては、アンモニアを注入する前に硫黄酸化物を含む排ガスを熱交換面が該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換器と、該記熱交換器の接ガス面で発生する凝縮水を抜き出しラインと. 該凝縮水を抜き出すラインを前記ガス吸収装置の補給水を導入するラィンに接続する。

本発明の一態様においては、前記ガス吸収装置は、吸収液を抜き出すラインを有し、該抜き出した吸収液を噴霧注入する抜出液噴霧装置を、アンモニア注入装置の前、同位置又は後に配備した。

本発明の一態様においては、前記反応器は、内部の排ガスに電子ビ一ムを照射する窓を有する。図面の簡単な説明

図 1は本発明の第 1の態様の排ガス処理装置の一例を示すフロー構成図である。

図 2は本発明の第 1の態様の排ガス処理装置のもう一つの例を示すフロー構成図である。

図 3は本発明の第 1の態様の排ガス処理装置の別の例を示すフロ一構成図である。

図 4は本発明の第 1の態様の排ガス処理装置の他の例を示すフロー構成図である。

図 5は本発明の第 2の態様の排ガス処理方法を実施するための一例を示すフロー構成図である。

図 6は本発明の第 2の態様の排ガス処理方法を実施するための他の例を示すフロー構成図である。

図 7は本発明の第 2の態様の排ガス処理方法を実施するための別の例を示す部分フ口一構成図である。

図 8はガス吸収塔の吸収液を酸化するための他の例を示す部分フロー構成図である。

図 9は本発明の第 3の態様の排ガス処理装置の一例を示すフロー構成図である。

図 1 0は本発明の第 3の態様の排ガス処理装置の他の例を示すフロー構成図である。

図 1 1は本発明の第 3の態様の排ガス処理装置の別の例を示すフロー構成図である。

図 1 2は本発明の第 4の態様の排ガス処理装置の一例を示すフロー構成図である。

図 1 3は本発明の第 5の態様の p H調整装置を用いた排ガス吸収装置の一例を示すフロー構成図である。

図 14は本発明の第 5の態様の p H調整装置を用いた排ガス吸収装置の他の例を示すフ口一構成図である。発明を実施するための最良の形態

本発明の第 1の態様は、 S Ox を含む排ガス中に NH₃又は NH₃と水を注入し、 S Oxを NH ₃と反応させて硫安を含むアンモニア化合物の粉体を生成せしめ、該粉体を回収した後、該排ガスを S O — 及び Z又は S 0₃ ²—及び/又は N H ₄ +を溶解する吸収液と接触させ、該排ガス中に含まれる残余の S Ox及び/又は N H ₃を吸収液に吸収させて除去して排ガスを脱硫する処理方法である。

本発明の排煙処理方法においては、排ガス中に注入された NH₃ と反応してアンモニア化合物の粉体に変換されなかった残余の S Ox は、排ガスが前記 S 0₄ ²—及び/又は S 0₃ ²—及び/又は N H₄ ⁺を溶解する吸収液と接触することによって、該吸収液に吸収されて除去される。

したがって、従来の技術では、 NH₃ を注入するとともに比較的多量の電子ビーム照射が必要となったり、アンモニア水をザゥ夕平均粒径が著しく小さい液滴に微粒化して噴霧する必要がある、最終的な脱硫率として 9 0 %程度以上が要求される場合でも、本発明によれば、前記吸収液との接触より上流側のアンモニア注入法部分での脱硫率は、電子ビ一ムなしで、かつ多量の圧縮空気を発生させることなどに多量のエネルギ一を必要としないで実現できるザウタ平均粒径の液滴のアンモニア水噴霧によって達成できる 9 0 %程度以下に抑えることができる。

さらに、排ガスを S 0 —及び/又は S 0 ₃ ²—及び/又は N H ⁺を溶解する吸収液と接触させる場合、残余の S O x だけではなく、排ガス中の S 0 , と反応してアンモニア化合物の粉体に変換されなかった残余の N H ₃も該吸収液に吸収されて除去される。

したがって、最終的な N H ₃ のリークとして 1 0 p p m程度以下が要求される場合でも、前記吸収液との接触より上流側のアンモニア注入法部分からの N H ₃ のリークは、 1 0 p p m程度以上とすることができ、噴霧されるアンモニア水の液滴のザウタ平均粒径をさらに大きくすることができる。

一方、排ガス中から S O xを除去する方法としては S O _xを含む排ガスを S 0 ₄ ²—及び/又は S 0 ₃ ²—及び/又は N H ₄ +を溶解する吸収液と接触させ、該排ガス中に含まれる S O x を除去する方法（以下、湿式アンモニァ法）がある。この湿式アンモニア法においては、脱硫率を高くするためには、排ガスと吸収液の接触効率を上げるために大量の吸収液を循環噴霧したり、排ガスの吸収液との接触領域における滞留時間を長くしたり、あるいは吸収液中の N H ₄ +濃度を高くすることによって吸収液の p Hを高くする、などの方策が採られる。

ところで、これらの方策には、第一の方策においては、吸収液の循環ポンプの所要動力が大きくなって運転費が高騰し、第二の方策においては、排ガスが吸収液と接触する容器の容積が著しく大きくなって建設費が高騰し、また、第三の方策によれば、吸収液から NH₃ が放散して N H ₃のリークが大きくなるという問題がある。

ところが、本発明によれば、排ガス中の大部分の S Ox は吸収液との接触より上流側のアンモニア注入法部分で除去されるため、吸収液との接触による脱硫率は小さくてよい。

例えば、最終的な脱硫率が 94 %であって、アンモニア注入法部分で 8 5 %の S O. が除去される場合、吸収液との接触による脱硫率は下式 ( 5 ) によって 60 %でよいため、上記のような問題は生じない。

( l -( 1 00 - 94 )/( 1 00 - 8 5 ))x l 00 - 6 0 ( ) ( 5 ) さて、本発明の排ガス脱硫方法においては、上流側のアンモニア注入法部分を出た後の排ガス中には、アンモニア注入法部分においてアンモニァ化合物の粉体に変換されなかった残余の S Oxと N H ₃と、粉体回収装置で回収しきれなかった残余の粉体が含まれ、それらのうちの一部が吸収液中に吸収又は捕獲される。一方、該吸収液がアンモニア注入法部分を出た後の排ガスと接触する際には、該吸収液が一部排ガス中に飛散するとともに吸収液中の水分の一部が蒸発する。このため、吸収液中の S 0 —及び/又は S 0₃ ²—及び/又は N H ₄ +の濃度は徐々に上昇する。したがって、吸収液の組成及び濃度をある一定の範囲に保っためには、吸収液を一部抜き出し、抜き出した量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて水を補給することが望ましい。

本発明の排ガス処理方法においては、前記のように吸収液との接触による脱硫率は比較的低くてよく、吸収液の P Hは、湿式アンモニア法を単独で使用する場合より低く抑えることができるため、吸収液と接触した後の NH₃のリークを低く抑えることができる。

本発明における吸収液の P Hは、吸収液との接触で達成すべき脱硫率 (前記の例では 6 0 % ) に応じて、 2以上 8以下の範囲に調節することが望ましい。

吸収液の p Hは、吸収液への S O _x、 N H 3及び粉体の吸収 ' 捕獲量と、抜き出し水量 · 補給水量に応じて変化する。特に、上流側のアンモニア注入法部分での N H ₃ の注入量を変化させると、アンモニア注入法部分における脱硫率と N H ₃のリ一クが変化するため、吸収液への S 及び N H 3 の吸収量が変化する。したがって、上流側のアンモニア注入法部分での N H ₃ の注入量を調節することによって、吸収液の p Hを調節することができる。また、抜き出し水量を変化させると吸収液中の各種ィオンの濃度が変化するため、この抜き出し水量の調節によっても、吸収液の p Hを 2以上 8以下の範囲に調整することができる。

また、吸収液の p Hは、吸収液に硫酸及び/又はアンモニアを注入することによつても変化させられる。したがって、硫酸の注入量及びノ又はアンモニアの注入量を調節することによつても吸収液の p Hを 2以上 8以下の範囲に調節することができる。ただし、アンモニア注入法部分で使用する N H ₃ 以外の追加の薬剤を使用するためには、排ガスへの N H 3 の注入量を前記吸収液の P Hが吸収液に酸性物質を加えることなしに 8以下、好ましくは 7以下となるように調整した上で、該吸収液に N H ₃ を補給することによって吸収液の p Hを 2以上 8以下の範囲に調節することが望ましい。

さて、抜き出された吸収液（以下、抜出液）中には、 S O —及び/又は S 0 ₃ ²—及び Z又は N H を含んでいるため、必要であればさらに硫酸及び/又は N H ₃ を注入し、さらに必要であれば S 0 ₃ ²—を S 0 に酸化した上で水分を蒸発させると、上流側のアンモニア注入法部分において回収される粉体と同じく、硫安を含むアンモニア化合物の粉体又は固体が得られ、これは肥料として利用可能である。ところが、このように抜出液から硫安を含むアンモニア化合物の粉体又は固体を得るためには、水分を蒸発させるための設備及び熱 · 電力等のエネルギーが必要になる。そこで、本発明の排ガス処理方法においては、抜出液を上流側のアンモニア注入法部分において、 N H ₃ の注入の前に、又は N H ₃ の注入と同時に、又は N H ₃ の注入後、又は N H ₃ と混合の上、又は N H ₃ の注入と粉体の回収の間に、そのままで又は水と希釈の上、噴霧注入する。

この方法においては、噴霧された抜出液中の水分の全部又は一部は、上記（ 1 ) で代表される脱硫反応で消費されるとともに、反応熱及び排ガスがもともと所有していた顕熱によって蒸発する。したがって、抜出液中の溶解成分の全部又は一部は蒸発乾固して、排ガス中の S O x と注入された N H ₃ の反応によつて生成した粉体とともに電気集塵装置等の粉体回収装置で回収される。

なお、 N H ₃ の注入前の排ガスの温度及び吸収液の抜き出し量及び噴霧量を適切に調節すれば、抜出液の全てを蒸発乾固することが可能である。一方、抜出液の一部のみを噴霧した場合、あるいは噴霧した抜出液の一部が蒸発せずに排水となった場合には、それら残余の抜出液に上記のような処理を施すことにより、硫安を含むアンモニア化合物の粉体又は固体として回収することができる。この場合でも、抜出液の全量を処理した場合より設備費及び運転費を低減できる。

抜出液の噴霧方法としては、排ガスへ N H ₃ を注入するアンモニア注入装置とは別個に抜出液噴霧装置を設け、該抜出液噴霧装置を、アンモニァ注入装置の前か、同位置か、又は後ろに配備することが可能である。ただし、アンモニア注入法部分における脱硫率を向上させるためには、 N H 3 を該抜出液と混合し、アンモニア溶解液の液滴として噴霧注入することが望ましい。この方法によれば、上記式（ 1 ) のような脱硫反応がアンモニア溶解液の液滴とガスの気液界面で著しく促進される。

また、アンモニア溶解液の液滴の噴霧注入に先立って、排ガスを水分飽和温度以上、 8 0 °C以下に冷却し、かつ該アンモニア溶解液をザウタ平均粒径が 0 · 5 / m以上、 3 0 m以下の液滴に微粒化して噴霧することによってアンモニア注入部分での脱硫率を向上させることができる, なお、 N H ₃ と抜出液を混合する方法としては、該抜出液又は該抜出液と水の混合液をあらかじめ N H ₃ と混合してアンモニア溶解液を生成せしめ、該アンモニア溶解液を噴霧注入する方法が可能である。その際、二流体ノズルを用いて該アンモニア溶解液と圧縮空気を気液混合噴霧すれば、アンモニア溶解液を微粒化噴霧することが可能である。

N H 3 と抜出液を混合する方法としては、さらに、二流体ノズルを用いて、該抜出液又は該抜出液と水の混合液を N H ₃ガス又は N H ₃ガスと空気の混合ガスと気液混合噴霧する方法も可能である。

この方法によれば、抜出液又は抜出液と水の混合液と N H ₃ を混合するための混合器を別途設ける必要がないため、設備費を節約できる。ただし、 N H ₃ と空気を混合する場合、特に、混合時の圧力が高い場合、 N H 3 と空気中の炭酸ガスが反応して炭酸アンモニゥム等が生成し、混合ガスが流れる配管を閉塞させる場合がある。これを防止するため、混合ガスの配管をスチームトレース等で加温したり、 N H ₃ 及び/又は空気及び/又は混合ガスを加熱することが望ましい。さらに、二流体ノズルの気液混合室において、抜出液又は抜出液と水の混合液と N H ₃ ガス又は N H ₃ ガスと空気の混合ガスを気液混合する際、液側にカルシウムイオン及び/又はマグネシウムイオンが溶解していると、それらのィォンが気液混合室の接液面に析出してスケ—リングが発生することがあるため、あらかじめ抜出液又は抜出液と水の混合液からカルシウムイオン及び/又はマグネシウムイオンを除去しておくことが望ましい。次に、図 1乃至図 4を用いて本発明の第 1の態様を詳細に説明する。図 1は、本発明の第 1の態様の排ガス処理装置の一例を示すフロー構成図である。図 1において、 1はボイラ、 2は熱交換器、 3はガス冷却塔、 4は反応器、 5は二流体ノズル、 6は電気集塵装置、 7はガス吸収塔、 8は吸収液貯槽、 9は冷却水循環ポンプ、 1 0は排ガス昇圧ファン, 1 1はアンモニア貯槽、 1 2はコンプレッサ、 1 3は噴霧水貯槽、 1 4 はラインミキサ、 1 5は混合ガス加熱器、 1 6， 1 9はアンモニア散気管、 1 7はろ過装置、 1 8は噴霧ポンプ、 20は吸収液循環ポンプである。

S Ο を含む排ガスは、ボイラ 1から熱交換器 2を通り、循環冷却水がポンプ 9により循環され、必要に応じて工業用水 2 1が補給されるガス冷却塔 3に入り、排ガスが冷却されて反応器 4に導入される。

反応器 4では、二流体ノズル 5から NH₃ ガスと圧縮空気の混合ガスと、アンモニア溶解液とが噴霧され、排ガス中の S O_xと N H ₃が反応し、次の電気集塵装置 6に送られる。

二流体ノズル 5に供給される混合ガスは、コンプレッサ 1 2からの圧縮空気とアンモニア貯槽 1 1からの NH₃ ガスがラインミキサ 14で混合され、混合ガス加熱器 1 5で蒸気 29と間接的に熱交換することによつて加熱されて供給される。また、二流体ノズル 5に供給されるアンモニァ溶解液は、噴霧水貯槽 1 3に吸収液貯槽 8からの吸収液と、ガス冷却塔 3からの循環冷却水を受け入れ、アンモニア散気管 1 6から N H ₃ ガスを導入した後、ろ過装置 1 7を通って噴霧ポンプ 1 8により供給される。このアンモニア散気管 1 6からの N H ₃ ガスの導入は、噴霧水の p Hを調整するためのものであり、大部分の NH₃ は、アンモニア貯槽 1 1からラインミキサ 1 4を経由して圧縮空気と共に二流体ノズル 5に供給される。電気集塵装置 6では、反応によって得られた硫安等の微粉体が除去され、排ガス昇圧ファン 1 0からガス吸収塔 7に導入され、 N H ₃ を含む吸収液の噴霧により残存する S O x 等の酸性物質が除去され、大気中に放出される。

N H 3 を含む吸収液は、吸収液貯槽 8で導入される工業用水 2 1 にァンモニァ散気管 1 9から N H ₃ ガスを散気して得られ、この吸収液を吸収液循環ポンプ 2 0により、ガス吸収塔 7に循環させながら噴霧する。なお、吸収塔としては、 N H ₃ を含む吸収液で説明したが、反応器からの残存 N H ₃ が多い場合は、硫酸等の酸を導入することもできる。

図 2は、本発明の第 1の態様の排ガス処理装置のもう一つの例を示すフ口一構成図である。

図 2において、図 1 と同じ符号は同一の意味を有し、 2 3はアンモニァ気化器、 2 4はアフタークーラ一である。

ボイラ 1から発生した S O x を含む排ガスは、熱交換器 2で冷却された後、ガス冷却塔 3に導かれ頂部で噴霧された工業用水 2 1 と接触して冷却された後、反応器 4に導かれる。

一方、アンモニア貯槽 1 1から供給された液化アンモニアは、アンモニァ気化器 2 3において、蒸気と間接的に熱交換することによって N H ₃ガスとなり、該 N H ₃ガスはラインミキサ 1 4に供給される。また、コンプレッサ 1 2で発生した圧縮空気は、ァフ夕一クーラ一 2 4で冷却水と間接的に熱交換することによって冷却された後、ラインミキサ 1 4に供給され、前記 N H ₃ガスと混合される。

前記アンモニア混合空気は、反応器 4の入口部に設けられた二流体ノズル 5に供給され、吸収液貯槽 8から噴霧水貯槽 1 3を経由して供給される吸収液を噴霧水貯槽 1 3において工業用水 2 1 と混合して得られる噴霧水と混合の上、前記排ガス中に噴霧注入される。排ガス中の S O x は、硫安を主成分とする粉体に転換される。該粉体は電気集塵装置 6によって捕集され、排ガスはガス吸収塔 7に導入され、 N H ₃ を含む吸収液の噴霧により残存する S O x 等の酸性物質が除去され、大気中に放出される。

N H 3 を含む吸収液は、吸収液貯槽 8で導入される工業用水 2 1にァンモニァ散気管 1 9からアンモニア気化器 2 3を介して供給される N H 3 ガスを散気して得られ、この吸収液を吸収循環ポンプ 2 0により、ガス吸収塔 7 に循環させながら噴霧している。

図 3は、本発明の第 1の態様の排ガスの別の例を示すフロー構成図であり、図 2 との相違は、図 2では、吸収液貯槽 8からの吸収液は噴霧水貯槽 1 3において工業用水 2 1 と混合の上、二流体ノズル 5に供給しているのに対して、図 3では、吸収液貯槽 8からの吸収液を凝集沈殿槽 2 6、砂ろ過槽 2 7、カチオン交換樹脂槽 2 8を経て噴霧水貯槽 1 3に供給し、工業用水 2 1 と混合の上、二流体ノズル 5に供給している点にあ。

即ち、図 3では、吸収液貯槽 8から抜き出された抜出水は、その後凝集沈殿槽 2 6に導かれて高分子凝集剤が注入され、該抜出水の懸濁固形物が凝集沈殿し、該懸濁固形物はスラリーとして系外に排出される。抜出水のうちの上澄水は、砂ろ過槽 2 7に導かれて残余の懸濁固形物が除去された後、カチオン交換樹脂槽 2 8に導かれる。

カチオン交換樹脂槽 2 8では、ろ過後の抜出水中に溶解しているカルシゥムイオン及びマグネシウムィオンが樹脂上のナトリウムイオンと交換されることにより、該カルシウムイオン及びマグネシウムイオンが除去される。該軟水化された抜出水は、反応器 4の入口部に設けられた二流体ノズル 5に供給される。

該ニ流体ノズル 5に供給される抜出水は、吸収液貯槽 8からカチオン交換樹脂槽 2 8までの抜出水処理装置で、 pHが 5から 9、懸濁固形物濃度が 1 0 mg/L (リットル）以下に処理されて、反応器 4中に二流体ノズル 5から、ラインミキサ 1 4で混合された NH₃ ガスと圧縮空気の混合ガスとともに噴霧注入される。

図 4は、本発明の第 1の態様の排ガス処理装置の他の一例を示すフ口一構成図である。

図 4において、図 1と同じ符号は同一の意味を有する。

ボイラ 1から発生した S Ο を含む排ガスを、熱交換器 2で冷却した後、排ガスを頂部で噴霧する工業用水 2 1と接触させて冷却するガス冷却塔 3で冷却した後、反応器 4に導く。一方、アンモニア貯槽 1 1からアンモニア散気管 1 6を経由して供給された NH₃ と吸収液貯槽 8から供給される吸収液を工業用水 2 1 と噴霧水貯槽 1 3で混合して、 N H₃ が溶解した水溶液を作り、該アンモニア溶解水溶液とコンプレッサ 1 2 からの圧縮空気を、反応器入口に設置した二流体ノズル 5で気液混合噴霧することにより、微粒化されたアンモニア水の液滴を排ガス中に注入する。反応器に噴霧注入する NH₃ は、すべて一旦、噴霧水貯槽 1 3において、吸収液貯槽 8から供給される吸収液と工業用水 2 1の混合液中に溶解される。さらに、その結果生成した硫安を主成分とする粉体の副生品を乾式電気集塵装置 6で捕集する。

捕集後の排ガスは、ガス吸収塔 7に導入され、図 1と同様に処理される。

[実施例 1 ]

以下、本発明を図 1に示す実施例により説明する。

実施例 1一 1

図 1を用いて、本発明を具現化した排ガス処理方法について説明する。なお、以下のガス中の S O_x、 N Ox、 NH₃ 及びダスト濃度はすべて入口乾ガス量換算の濃度である。

ボイラ 1から発生した、 S Ox を 8 50 pp m含む排ガス 1， 5 00 Nm³/hは、熱交換器 2で 1 50°Cまで冷却された後、ガス冷却塔 3に導かれる。ガス冷却塔 3では冷却水循環ポンプ 9で循環冷却水が噴霧され、排ガス温度は 60 °Cまで冷却され、排ガス中の S 0 のうち 1 0 p p mが冷却水中に吸収される。

ガス冷却塔 3の循環冷却水は 3 L (リットル） /hの割合で噴霧水貯槽 1 3に抜き出され、その抜出量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて工業用水 2 1が補給される。これによつて、ガス冷却塔 3底部における循環冷却水の水位は一定に保たれ、また循環冷却水の p Hは 2に保たれる。ガス冷却塔 3を出た排ガスは反応器 4に導かれる。

一方、アンモニア貯槽 1 1から供給された NH₃ ガス 1. 4 k gZh は、コンプレッサ 1 2から供給されァフ夕一クーラで冷却された圧縮空気 8 Nm³/hとラインミキサ 14で混合される。該アンモニア混合空気は混合ガス加熱器 1 5で温度を調整された後、二流体ノズル 5に供給され、噴霧ポンプ 1 8から供給される噴霧水 8 L/hとともに二流体混合噴霧される。混合ガス中の NH3 の一部が噴霧水中に溶解することによつて、噴霧水はアンモニア溶解液としてガス中に噴霧される。噴霧液滴のザウタ平均粒径は 1 0 zmであり、噴霧水中の水分は完全に蒸発し、噴霧水中の溶解成分は蒸発乾固して硫安を主成分とする副生品粉体となる。

この噴霧水とアンモニア混合空気の二流体混合噴霧によって、反応器 4に導かれた排ガス中の S O_xのうちの 6 0 %が N H ₃と反応して硫安を主成分とする副生品粉体に変換され、反応によって生成したものと、噴霧水中の溶解成分が蒸発乾固して生成したものを合わせた 5. 9 k g/ hと、残余の S 0 xを 340 p p m、 N H ₃を 340 p p m含む排ガスが電気集塵装置 6に導かれる。

電気集塵装置 6において、排ガス中の副生品粉体が 9 9 %捕集され、電気集塵装置 6の底部からは、 5. 8 k g/hの副生品粉体が排出される。排ガス中の副生品ダスト濃度は 44 mg/Nm³ となり、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる。ガス吸収塔 7 では吸収液循環ポンプ 2 0で吸収液が噴霧されて、ガス吸収塔 7に導かれた排ガス中の S O.、の 7 5 %が吸収液中に吸収され、また、 NH₃ 及び副生品ダストも吸収液中に吸収 ' 捕集される。その結果、 S O x を 8 5 p pm、 N H 3 を 1 0 p pm、副生品ダストを 30 m g/Nm³ 含む排ガスが、ガス吸収塔 7の頂部から大気中に放出される。この結果、プロセス全体としては 90 %という比較的高い脱硫率が、電子ビーム照射なしで、しかも 1 O p pmという低いリークアンモニア濃度で達成される。

ガス吸収塔 7の吸収液は吸収液貯槽 8に一次貯留され、そこから 5 L /hの割合で噴霧水貯槽 1 3に抜き出され、その抜出量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて工業用水 2 1が吸収液貯槽 8に補給される。吸収液貯槽 8には、吸収液の p Hが 3になるように調整されてアンモニア散気管 1 9から NH₃ が供給される。その場合のァンモニァ散気量は 0. l k g/hとなる。

噴霧水貯槽 1 3には、前記のようにガス冷却塔 3からの抜出液 3 L/ hとガス吸収塔 7からの抜出液 5 L/hが供給されるが、そこでは、噴霧水の pHが 4となるように調整されて、アンモニア散気管 1 6から N H₃ガスが供給される。その場合の N H ₃ガスの散気量は 0. 03 k g/ hとなる。噴霧水貯槽 1 3を出た噴霧水 8 L/hは、ろ過装置 1 7で不溶解分を汚泥として除去した後、噴霧ポンプ 1 8によって二流体ノズル 5に供給され、前記のようにアンモニア混合空気とともに二流体混合噴霧される。なお、噴霧水 8 L/h中には 1. 9 kg/hのアンモニゥム化合物が溶解しており、これは噴霧水の蒸発によつて蒸発乾固して副生品粉体となり、反応によって生成した副生品粉体とともに電気集塵装置 6で捕集される。

本発明の第 1の態様によれば、後段にガス吸収装置を配備したことにより、エネルギーコストを低く抑えながら、 NH₃のリークを低く抑えた上で、高い脱硫率を得ることができる。

本発明の第 2の態様は、 S Ox及び NOxを含む排ガス中に NH₃ 又は N H 3 と水を注入した上で電子ビームを照射し、 S O.、及び NO-xを NH 3 と反応させて硫安及び硝安を含むアンモニア化合物の粉体を生成せしめ、該粉体を回収した後、該排ガスを s 0 —及びノ又は s 0₃ ²—及び z 又は N 0 及び/又は N 0₃—及び/又は NH を溶解する吸収液と接触させ、該排ガス中に含まれる残余の S Ox及び/又は N Ox及び/又は N Ha を吸収液に吸収させて除去して排ガスを脱硫及び/又は脱硝する処理方法である。

本発明の排ガス処理方法においては、ガス吸収装置における N Ox の吸収効率を向上させるために、 NH₃ の注入と電子ビームの照射の後に残存する NOを NO ₂ 又は N ₂0₅に酸化することが好ましく、そのためには前記粉体の回収装置としてはコロナ放電を利用する電気集塵装置を用いることができる。

さらに、電子ビーム法部分を出た排ガス中に残存する NOを N0₂ 又は N ₂0₅に酸化するために、電子ビームが透過する金属製薄膜を冷却した後のオゾン含有空気を、電子ビームを照射した後でかつガス吸収装置に入る前の排ガスに注入することができる。さらに、別途設けたオゾン発生装置で発生させたオゾンを注入することも可能である。 [実施例 2 ]

以下、本発明の第 2の態様を図 5乃至図 8に示す実施例により具体的に説明する。

実施例 2— 1

図 5は、本発明の第 2の態様の排ガス処理方法を実施するための一例を示すフロー構成図である。

図 5において、ボイラ 1から発生した、 S O x を 20 00 p pm、 N 0を 300 p p m含む排ガス 1 , 500 N m³/ hは、熱交換器 2で 1 5 0°Cまで冷却された後、ガス冷却塔 3に導かれる。ガス冷却塔 3では、冷却水循環ポンプ 9で循環冷却水が噴霧されることにより、排ガスは 6 0°Cまで冷却され、また、排ガス中の S O.x のうち 50 p pmが冷却水中に吸収される。

ガス冷却塔 3の循環冷却水は、 1 3. 5 L/hの割合で噴霧水貯槽 1 3に抜き出され、その抜き出し量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて工業用水 2 1が補給される。これによつて、ガス冷却塔 3底部における循環冷却水の水位は一定に保たれ、また循環冷却水の p Hは 1程度に保たれる。

一方、アンモニアガス貯槽 1 1から供給された NH₃ ガス 3. 6 kg /hは、コンプレッサ 1 2から供給され、アフタークーラで冷却された圧縮空気 1 6 Nm³/hとラインミキサ 1 4で混合される。

該アンモニア混合空気は、図示されていない混合ガス加熱器で温度を調整された後、二流体ノズル 5に供給され、噴霧ポンプ 1 8から供給される噴霧水 2 6. 5 L/hと共に、二流体混合噴霧される。混合ガス中の NH₃ ガスの一部が、噴霧水中に溶解することによって、噴霧水はァンモニァ溶解液として、ガス中に噴霧される。噴霧液滴のザウタ平均粒径は 1 5 mであり、噴霧水中の水分は完全に蒸発し、噴霧水中の溶解成分は、蒸発乾固して硫安及び硝安を主成分とする粉体となる。

この噴霧水とアンモニア混合空気の二流体混合噴霧の後、排ガスには 2 k G yの電子ビームが電子加速器 3 0から照射され、反応器 4に導かれた排ガス中の、 S O：< のうちの 8 5 %、 NOの 1 5 %が NH₃ と反応して、硫安及び硝安を主成分とする生成物粉体に変換される。反応器 4 を出た排ガスは、反応によって生成したものと、噴霧水中の溶解成分が蒸発乾固して生成したものを合わせた生成物ダストを 1 0. 9 g/Nm 3と、残余の S O.xを 29 0 ppm、 NOを 1 5 5 p pm、 NOが酸化されて生成した N0₂ を 1 00 p pm、さらに NH₃ を 1 50 p pm含む排ガスが電気集塵装置 6に導かれる。

電気集塵装置 6において、排ガス中の生成物ダストが 9 9. 8 %が捕集され、電気集塵装置 6の底部からは 14. 6 k g/hの反応生成物粉体 34が排出される。排ガス中の生成物ダスト濃度は 2 2 mg/Nm³ となり、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる。ガス吸収塔 7では吸収液循環ポンプ 20で吸収液が噴霧されて、吸収塔 7に導かれた排ガス中の S Oxの約 3 0 %、 NO ₂の約 25 %が吸収液に吸収され、また NH₃ 及び生成物ダストも吸収液に吸収 '捕獲される。その結果、排ガスは、 S Oxを 2 0 0 p pm、 N Oxを 2 3 0 p pm (うち N Oは 1 55 ppm、 N0₂は 7 5 p pm) 、 NH₃を 5 ppm、生成物ダストを 20mg/Nm³ 含むようになり、処理後の排ガス 33 は、ガス吸収塔 7の頂部から大気中に放出される。

この結果、プロセス全体としては、 9 0 %という比較的高い脱硫率が、 2 k G yという少量の電子ビーム照射で、しかも 5 p pmという非常に低いリークアンモニア濃度で達成される。ただし、脱硝率はプロセス全体で 2 5 %程度に留まる。

ガス吸収塔 7の吸収液は、吸収液貯槽 8に一次貯留され、そこから 1 3. 0 L/hの割合で噴霧水貯槽 1 3に抜き出され、その抜出量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて、工業用水 2 1が吸収液貯槽 8に補給される。その際、吸収液に吸収された S Ox、 N Ox 及び NH₃ に起因するイオンの合計重量濃度は約 6 %となる。また、吸収液に吸収された S Oxに起因するイオンの大半は S 0 である。

噴霧水貯槽 1 3には、前記のように、ガス冷却塔 3からの抜出液 1 3 5 L/hとガス吸収塔 7からの抜出液 1 3. 0 L/hが供給されるが、そこでは、噴霧水の p Hが 3以上 5以下となるように調整されて、アンモニァ散気管 1 6から N H₃ ガスが供給される。また、噴霧水貯槽 1 3 で、 S 0 を S 0 に酸化するために、曝気ブロワ 4 2で曝気用散気管 3 9に空気を供給する。なお、噴霧水 2 6. 5 L/h中には、 1 . 3 k g/hのアンモニゥム化合物が溶解しており、これは噴霧水の蒸発によって蒸発乾固して生成物粉体となり、反応によって生成した生成物粉体と共に、電気集塵装置 6で捕集される。

実施例 2 - 2

図 6は、本発明の第 2の態様の排ガス処理方法を実施するためのもう一つの例を示すフロー構成図である。この例においては、ボイラから反応器までは図 5の場合と同じである。

ただし、二流体ノズルで噴霧される噴霧水の性状、及び反応器を出た排ガス中に含まれる生成物粉体の量は異なり、二流体ノズルで噴霧される噴霧水 26. 5 L/h中には、 2. 6 k g/hのアンモニゥム化合物が溶解しており、電気集塵装置に導かれる排ガス中には、 S Ox 2 9 0 p pm、 N0 1 5 5 ppm、 N 0₂ 1 00 p pm、 N H ₃ 1 50 p p m とともに副生品粉体を 1 1. 8 g/Nm³含む。

図 6において、反応器 4を出た排ガスは、電気集塵装置 6に導かれ、電気集塵装置 6において、排ガス中の生成物ダストの 9 9. 8 %が捕集され、電気集塵装置 6の底部からは、 1 6. O k g/hの生成物粉体 3 4が排出される。排ガス中の生成物ダスト濃度は、 22 mg/Nm³ となり、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる , ガス吸収塔 7では、吸収液循環ポンプ 20で吸収液が噴霧されて、ガス吸収塔 7に導かれた排ガス中の S 0 の約 80 %、 NO の約 70 %が吸収液に吸収され、また NH₃ 及び生成物ダストも吸収液に吸収 ' 捕獲される。その結果、排ガスは、 S Oxを 60 p pm、 N Oxを 1 8 5 p pm (うち NOは 1 5 5 p pm、 N0₂は 3 0 p pm) 、 NH₃を 5 p pm、生成物ダストを 20mg/Nm³ 含むようになり、処理後の排ガス 33 は、ガス吸収塔 7の頂部から大気中に放出される。

この結果、プロセス全体としては、 9 7 %という非常に高い脱硫率が. 2 k G yという少量の電子ビーム照射で、しかも 5 p pmという非常に低いリークアンモニア濃度で達成される。また、脱硝率は 40 %程度に向上する。

ガス吸収塔 7の吸収液は、吸収液貯槽 8に一次貯留され、そこから、 1 3. 0 L/hの割合で噴霧水貯槽 1 3に抜き出され、その抜出量及び前記排ガスとの接触の際に、蒸発又は飛散した量に応じて、工業用水 2 1が吸収液貯槽 8に補給される。吸収液貯槽 8では、曝気プロヮ 42で曝気用散気管 39に供給された空気によって、吸収液中の S 0₃ が S 0 に酸化され、また、アンモニア散気管 1 6によって NH₃を補給することにより、 p Hは 3以上 5以下に調整される。その際、吸収液に吸収された S Ox、 N〇x及び N H₃ に起因するイオンの合計重量濃度は約 14 %となる。

噴霧水貯槽 1 3には、ガス冷却塔 3からの抜出液 1 3. 5 L/hと、ガス吸収塔 7からの抜出液 1 3. 0 LZhが供給されるが、そこでは、噴霧水の pHが 3以上 5以下となるように調整されて、アンモニア散気管 1 6から NH₃ ガスが供給される。なお、噴霧水中に溶解しているァンモニゥム化合物は、蒸発乾固して生成物粉体となり、反応によって生成した生成物粉体と共に、電気集塵装置 6で捕集される。

実施例 2— 3

図 7は、本発明の第 2の態様の排ガス処理方法を実施するためのさらにもう一つの例を示す部分フロー構成図である。

図 7の構成は、加速器側窓箔 4 6と反応器側窓箔 4 7を冷却した後の冷却空気 5 9 (以下、窓箔冷却後空気）を排ガス昇圧ファン 1 0入口から、排ガスに混入することを除いて、図 6と同じであり、図 7では図 6 と共通する部分は省略している。したがって、ボイラから反応器までは図 5及び図 6の場合と同じであるが、二流体ノズル 5で噴霧される噴霧水の性状及び反応器 4を出た排ガス中に含まれる生成物粉体の量は異なり、二流体ノズル 5で噴霧される噴霧水 2 6. S LZh中には、 2. 9 k g/hのアンモニゥム化合物が溶解しており、電気集塵装置 6に導かれる排ガス中には、 S Ox29 0 ppm、 N01 5 5 p pm、 N 0₂1 0 0 p pm、 NH₃1 50 p pmと共に副生品粉体を 1 2. l g/Nm³含む。図 7では、加速器側窓箔 4 6及び反応器側窓箔 47を冷却する前の冷却空気を符号 58で表し、加速器側窓箔 46及び反応器側窓箔 4 7を冷却した後の窓箔冷却後空気を符号 59で表している。

さて、反応器 4を出た排ガスは電気集塵装置 6に導かれ、電気集塵装置 6において排ガス中の生成物ダストが 9 9. 8 %が捕集され、電気集塵装置 6の底部からは 1 6. 3 k g/hの反応生成物粉体 34が排出される。排ガス中の生成物ダスト濃度は 2 2mg/Nm³となった後、電子加速管 30から電子ビームを照射することによって生成したオゾンを含む窓箔冷却後空気 59の 2 00 Nm³/hと混合される。その結果、排ガス中の NOの一部が N0₂に酸化され、 NO及び N0₂濃度は、それぞれ 50 0 ppm、 205 p pmとなる。

窓箔冷却後空気 59と混合した排ガスは、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる。ガス吸収塔 7では、図 6と同様に、吸収液循環ポンプ 2 0で吸収液が噴霧されて、吸収塔 7に導かれた排ガス中の S Oxの約 8 0 %、 N 0₂の約 7 0 %が吸収液に吸収され、また N H₃ 及び生成物ダストも吸収液に吸収 ' 捕獲される。その結果、排ガス 33は、 S O-xを 60 ppm、 1^〇.、を 1 1 0 111 (ぅち^^0は5 0 p pm、 N0₂は 60 p pm) 、 NH₃を 5 p pm、生成物ダストを 2 Omg/Nm³ 含むようになり、処理後の排ガス 33は、ガス吸収塔 7 の頂部から大気中に放出される。

この結果、プロセス全体としては、 9 7 %という非常に高い脱硫率が、 2 k G yという少量の電子ビーム照射で、しかも 5 ppmという非常に低いリークアンモニア濃度で達成される。また、脱硝率は 6 5 %程度にまで向上する。

ガス吸収塔 7の吸収液は、図 6に従って、吸収液貯槽 8に一次貯留され、そこから 1 3. 0 L/hの割合で噴霧水貯槽 1 3に抜き出され、その抜出量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じてェ業用水 2 1が吸収液貯槽 8に補給される。吸収液貯槽 8では、曝気プロヮ 42で曝気用散気管 3 9に供給された空気によって、吸収液中の S 0 ₃ ²—が S 0₄ に酸化され、また、アンモニア散気管 1 6によって NH₃ ガスを補給することによって、 pHは 3以上 5以下に調整される。その際、吸収液に吸収された S Ox、 N O_x及びN H₃ に起因するイオンの合計重量濃度は約 1 6%となる。

噴霧水貯槽 1 3には、ガス冷却塔 3からの抜出液 1 3. 5 L/hとガス吸収塔 7からの抜出液 1 3. 0 Lノ hが供給されるが、そこでは、噴霧水の pHが 3以上 5以下となるように調整されて、アンモニア散気管 1 6から N H ₃ ガスが供給される。なお、噴霧水中に溶解しているアンモニゥム化合物は蒸発乾固して生成物粉体となり、反応によって生成した生成物粉体と共に電気集塵装置 6で捕集される。

図 8は、ガス吸収塔で循環使用される吸収液中の S 0 ₃ ² _を S 0ノーに酸化するもう一つの例を示す部分フロー構成図である。

図 8では、吸収液は一部が、曝気槽 4 4に抜き出され、曝気ブロワ 4 2で曝気用散気管 3 9に供給された空気によって S 0 が S 0 —に酸化した上で、吸収液戻しポンプ 4 5によって吸収液貯槽 8に戻される点を除いては、図 6 と同様に操作される。

本発明の第 2の態様によれば、アンモニア注入法部分において、 N H

3 の注入量などのプロセス変数を調整することにより、電子ビーム法部分を出た排ガス中に残存する S O xと N H ₃の比率を適切に調整した上で- 電子ビーム法部分の下流側にガス吸収塔を設け、そのガス吸収塔で N H ₃とともに S 0 .、を吸収させるようにしたことにより、吸収液中の塩濃度を高めることができ、系外に抜き出される排水量を低く抑え、かつ N H 3 以外の硫酸等の薬剤を必要としないで、リークアンモニア濃度を低減した燃焼排ガスの処理が効率よくできる。

本発明の第 3の態様は、 S O xを含む排ガスに N H ₃を注入するに先立つて、該排ガスを冷却水と接触させ、一方、 S O xと N H ₃の反応によつて生成したアンモニア化合物を回収した後、該排ガスを吸収液と接触させることにより、排ガス中に含まれる残余の N H ₃ を除去せしめると共に、該吸収液の補給水として、前記冷却水の一部を抜き出して使用する ₍

S O xを含む排ガスを冷却水に接触させると、排ガス中の S O xの一部は、冷却水中に S 0 ₃ ²—又は S 0 ₄ ²—として溶解するため、冷却水の p H は 7 よりも低くなる。一方、前述のように、アンモニア注入法部分において生成物を回収後の排ガスを吸収液に接触させ、未反応の N H ₃ を吸収せしめると、吸収液中の N H 4 +濃度が徐々に上昇し、その結果、吸収液の p Hが上昇する。この吸収液には、抜き出し量及び蒸発量に見合う分だけの補給水が補給されるが、前記排ガスと接触後の冷却水を該補給水として使用すれば、吸収液の P Hの上昇を抑制することができ、したがって、吸収液による排ガス中の N H ₃ の吸収効率の低下を抑えることができる。

なお、上記のように、吸収液中に S O ₃ として溶解している場合より、 S O — として溶解している場合の方が p Hを低下させる効果が大きく、したがって、 N H ₃ の吸収効率の低下を抑制させる効果も大きい, このため、前記冷却水中の S◦ を、曝気等の手段によって S 0 ーに酸化することにより、該冷却水を補給水とすることによる吸収液の N H 吸収効率の低下抑制効果が顕著になる。

一方、アンモニア注入法においては、 S〇と注入された N H ₃との反応は、排ガスの温度が低い方が反応性が高い。したがって、排ガスと冷却水との接触においては、できるだけ排ガスの温度を低くすることが望ましい。そのためには、排ガスと接触する冷却水流量を大きくすることが望ましく、それは冷却水を循環使用することによって実現され、その場合、循環冷却水の一部を抜き出して前記吸収液の補給水とすることができる。このように、循環冷却水を一部抜き出すことによって、冷却水中の S S濃度が、際限なく上昇して冷却水の循環使用に支障をきたすことが防止される。

石炭 · 重油などを燃焼させるボイラ燃焼排ガスにおいては、排ガス中に含まれる S O x 濃度は、通常、 1 0 0 p p m〜数千 p p m程度である ( そして、前記循環使用される冷却水では、数 p p m〜数十 p p m程度の S O x が除去される。一方、吸収液との接触部分を除く、狭義のアンモニァ注入法部分では、電子ビームの照射がなければ、通常、百数十 p p m〜数百 p P m程度の N H ₃ が残存し、それが吸収液との接触によって数 p p m〜数十 p pm程度まで低減される。理論的には、 S O x 1 p mに相当する S 0 —は、 2 p pm程度に相当する NH ₃と反応可能であるため、多くのガス条件においては、冷却水中に溶解した S 0 — 及び /又は S O — は、たとえ冷却水中の S 0 —を S◦ Ίこ酸化させたとしても、吸収液に吸収すべき N H₃と反応するのに十分ではない。

これを補うためには、冷却水の一部を抜き出した補給水に加えて、硫酸を補給することができる。その場合、本発明によれば、従来の技術と比較して硫酸の使用量を抑制することができる。あるいは、 NH₃ を注入した後の排ガスに電子ビームを照射することによって、反応生成物を回収後の排ガス中に残存するリークアンモニアを、冷却水の一部を抜き出した補給水中に含まれる S 0₃ ²—及び/又は S 0 —で除去可能な濃度まで、抑制することができる。さらにまた、狭義のアンモニア注入法部分での NH₃ の注入量を抑制することにより、吸収液の接触前のリークアンモニア濃度を抑制すると共に、残存する S Ox 濃度を上げて、該 S O_xの一部を吸収液中に溶解せしめ、生成した S 0₃ ²—及び/又は S〇一を p Hの上昇抑制に寄与させることにより、硫酸の使用量をさらに抑制させることも可能である。

[実施例 3]

以下、本発明の第 3の態様を図 9乃至図 1 1に示す実施例により具体的に説明する。

実施例 3 - 1

図 9は、本発明の第 3の態様の排ガス処理装置の一例を示すフロー構成図である。

図 9において、ボイラ 1から発生した S Ox を 1 500 pp m含む排ガス 1 500 Nm³/hは、熱交換器 2で 1 50 °Cまで冷却された後、ガス冷却塔 3に導かれる。ガス冷却塔 3では、冷却水循環ポンプ 9で循環冷却水が噴霧され、排ガス温度は 60 °Cまで冷却され、排ガス中の S O のうち 5 0 p p mが冷却水中に吸収される。ガス冷却塔 3を出た後の排ガスは、反応器 4に導かれる。

ガス冷却塔 3の底部貯留部には、循環冷却水が暫時留まるが、該冷却水には、曝気ブロワ 4 1から供給された空気が曝気用散気管 5 2によつて供給され、冷却水中の S 0₃ ²—は S 0 _に酸化される。ガス冷却塔の循環冷却水は、 60 L/hの割合で吸収液貯槽 8に抜き出され、その抜き出し量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて、工業用水 2 1が補給される。これによつて、ガス冷却塔 3の底部貯留部における循環冷却水の水位は一定に保たれ、また、循環水の pHは 1前後に保たれる。

一方、アンモニアガス貯槽 1 1から供給された NH₃ ガス 2. 9 k g /hは、コンプレッサ 1 2から供給された圧縮空気 1 l Nm³/hとラインミキサ 1 4で混合された上で、二流体ノズル 5に供給され、工業用水 2 1の 1 9 L/hと共に、二流体混合噴霧される。その際、混合ガス中の NH₃ の一部が工業用水中に溶解することによって、噴霧水はアンモニァ溶解液の液滴としてガス中に噴霧される。

この工業用水とアンモニア混合空気の二流体混合噴霧によって、排ガス中の S O x 濃度は 1 6 0 p pmまで低減され、また、排ガス中には、生成した硫安を主成分とする副生品粉体 1 0. 3 k g/hと残留 NH₃ 2 1 0 p pmが含まれる。この排ガスは、電気集塵装置 6に導かれ、排ガス中の副生品 34は 9 9. 7 %が捕集され、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる。

ガス吸収塔 7では、吸収液貯槽 8に貯留された吸収液が、吸収液循環ポンプ 20によって頂部から噴霧される。吸収液貯槽 8には、前記ガス冷却塔 3からの冷却水の一部を抜き出した補給水 48が供給されると共に、吸収液の pHが 2程度となるように硫酸 54が供給され、一方、吸収液貯槽 8の水位が一定になるように、その一部が抜出液 49として、吸収液循環ラィンの分岐ラインから抜き出される。

ガス吸収塔 7で排ガス 33中の S 0 は 1 5 0 p p mまで低減され、一方、 NH₃ も 1 0 p p mまで低減されると共に、排ガス中に含まれる副生品粉体の一部も、吸収液中に捕獲されて、ダスト濃度は 2 0 mg/ hとなる。この運転において、硫酸 54の供給量は平均 0. 5 k g/h、また、系外には、主として硫安からなるアンモニア化合物を約 1 %含む抜出液 49が、 40 L/h排出される。

実施例 3— 2

図 1 0は、本発明の第 3の態様の排ガス処理装置のもう一つの例を示すフロー構成図である。

図 1 0において、ボイラ 1から発生した S Ox を 1 500 p p m含む排ガス 1 500 Nm³/hは、熱交換器 2で 1 50°Cまで冷却された後、ガス冷却塔 3に導かれる。ガス冷却塔 3では冷却水循環ポンプ 9で循環冷却水が噴霧され、排ガス温度は 6 0 °Cまで冷却され、排ガス中の S O のうち 30 p p mが冷却水中に吸収される。ガス冷却塔 3を出た後の排ガスは、反応器 4に導かれる。

ガス冷却塔 3の底部貯留部には、循環冷却水が暫時留まるが、該冷却水は、 36 L/hの割合で酸化槽 5 3に抜き出され、その抜き出し量及び前記排ガスとの接触の際に蒸発又は飛散した量に応じて、工業用水 2 1が補給される。これによつて、ガス冷却塔 3の底部貯留部における循環冷却水の水位は一定に保たれ、また、循環水の pHは 1. 5前後に保たれる。酸化槽 53中の冷却水には、曝気ブロワ 4 1から供給された空気が曝気用散気管 52によって供給され、冷却水中の S 0₃ ²—は S 0₄ ²一に酸化される。該冷却水は、吸収塔貯槽 8に移送される。

一方、アンモニアガス貯槽 1 1から供給された NH ₃ ガス 2. 6 k /hは、コンプレッサ 1 2から供給された圧縮空気 1 1 Nm³/hとラインミキサ 1 4で混合された上で二流体ノズル 5に供給され、工業用水 2 1の 1 8 L/hと共に二流体混合噴霧される。その際、混合ガス中の N H₃ の一部が、工業用水中に溶解することによって、噴霧水はアンモニァ溶解液の液滴としてガス中に噴霧される。

この工業用水とアンモニア混合空気の二流体混合噴霧によって、排ガス中の S Ox 濃度は 2 5 0 p p mまで低減され、また、排ガス中には、生成した硫安を主成分とする副生品粉体 9. 8 k g/hと残留 NH₃ 1 20 p pmが含まれる。この排ガスは、電気集塵装置 6に導かれ、排ガス中の副生品は 9 9. 7 %が捕集され、排ガス昇圧フアン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる。

ガス吸収塔 7では、吸収液貯槽 8に貯留された吸収液が、吸収液循環ポンプ 20によって頂部から噴霧される。吸収液貯槽 8には、冷却塔 3 からの冷却水の一部を抜き出した補給水 48が供給される一方で、抜出液 49がー定量（40 L h) 排出される。その抜き出し量及び吸収塔での蒸発量から補給水 48を差し引いた量に見合う分だけの工業用水 2 1が補給されることによって、吸収液貯槽 8の液位が一定に保たれる。さらに、吸収液の; Hが 2程度となるように硫酸 54が補給される。ガス吸収塔 7で排ガス 33中の S O_x は 22 5 p pmまで低減され、一方、 NH₃ も l O p pmまで低減されると共に、排ガス中に含まれる副生品粉体の一部も、吸収液中に捕獲されてダスト濃度は 2 Omg/h となる。この運転において、循環水の pHは 2. 5程度であり、系外には主として、硫安からなるアンモニア化合物を約 2. 0 %含む抜出液 4 9が 20 L/h排出される。実施例 3— 3

図 1 1は、本発明の第 3の態様の排ガス処理装置のもう一つの例を示すフ口一構成図である。

図 1 1において、ボイラ 1から発生した S 0.、を 8 5 0 pp m含む排ガス 1 5 0 0 Nm³/hは、熱交換器 2で 1 50 °Cまで冷却された後、ガス冷却塔 3に導かれる。ガス冷却塔 3では、冷却水循環ポンプ 9で循環冷却水が噴霧され、排ガス温度は 6 0 °Cまで冷却され、排ガス中の S O のうち 1 5 p p mが冷却水中に吸収される。ガス冷却塔 3を出た後の排ガスは、反応器 4に導かれる。

ガス冷却塔 3の底部貯留部には、循環冷却水が暫時留まるが、該冷却水は 1 8 L/hの割合で酸化槽 5 3に抜き出され、その抜き出し量及び前記排ガスとの接触の際に、蒸発又は飛散した量に応じて、工業用水 2 1が補給される。これによつて、ガス冷却塔 3の底部貯留部における循璟冷却水の水位は、一定に保たれ、また、循環水の pHは 1. 5前後に保たれる。酸化槽 53中の冷却水には、曝気ブロワ 4 1から供給された空気が曝気用散気管 52によって供給され、冷却水中の S 0₃ は S 0₄ ²一に酸化される。該冷却水は、吸収塔貯槽 8に移送される。

一方、アンモニアガス貯槽 1 1から供給された NH ₃ ガス 1 · 7 kg /hは、コンプレッサ 1 2から供給された圧縮空気 9 Nm³/hと、ラインミキサ 14で混合された上で二流体ノズル 5に供給され、工業用水 2 1の 1 6 L/hと共に二流体混合噴霧される。その際、混合ガス中の N H₃ の一部が、工業用水中に溶解することによって、噴霧水はアンモニァ溶解液の液滴としてガス中に噴霧される。

この工業用水とアンモニア混合空気の二流体混合噴霧の後、排ガスには電子加速器 30から 5 k G yの電子ビームが照射される。この結果、排ガス中の S O x 濃度は 5 5 p p mまで低減され、また、排ガス中には、生成した硫安を主成分とする副生品粉体 6. 2 k g/hと残留 NH₃ 6 O p pmが含まれる。この排ガスは、電気集塵装置 6に導かれ、排ガス中の副生品は 99. 7 %が捕集され、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された後、ガス吸収塔 7に導かれる。

ガス吸収塔 7では吸収液貯槽 8に貯留された吸収液が、吸収液循環ポンプ 20によって頂部から噴霧される。吸収液貯槽 8には前記ガス冷却塔 3からの冷却水の一部を抜き出した補給水 48が酸化槽 53で曝気処理されて供給され、一方、吸収液貯槽 8の水位が一定になるように、その一部が抜出液 49として吸収液循環ラインの分岐ラインから抜き出される。

ガス吸収塔 7で排ガス 33中の S は 40 p p mまで低減され、一方、 NH₃ も 1 O p pmまで低減されると共に、排ガス中に含まれる副生品粉体の一部も吸収液中に捕獲されてダスト濃度は 2 0 m g/hとなる。この運転において、循環水の p Hは 3程度であり、系外には主として硫安からなるアンモニア化合物を約 3. 5 %含む抜出液 49が 5 LZ h排出される。

本発明の第 3の態様によれば、系外に抜き出される排水の量を低く抑えることができ、また NH₃ 以外の硫酸等の薬剤を必要としないか、あるいはわずかな量だけ使用して、最終的なリ一クアンモニア濃度を低減することができる、 S Oxを含む排ガスに NH₃を注入して S Ox を除去できる排ガス処理方法及び装置を提供できる。

本発明の第 4の態様は、 S Oxを含む排ガスに NH ₃を注入するに先立つて、該排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させ、一方、 S Oxと NH₃の反応によってアンモニア化合物を化一周した後、該排ガスを吸収液と接触させることにより、排ガス中に含まれる残余の NH₃ を除去せしめると共に、該吸収液の補給水として、前記熱交換面で発生した凝縮水を使用する。

S O x を含む排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させると、排ガス中に含まれる水分の一部が凝縮し、排ガス中の S O の一部はそのようにして発生した凝縮水中に S 0 3 ²—又は S 0 — と溶解するため、凝縮水の p Hは通常は 1〜 2程度になる。したがって、この凝縮水を前記吸収液の補給水として使用すれば、吸収液の P Hの上昇を抑制することができ、したがって、吸収液による排ガス中の N H ₃ の吸収効率の低下を抑えることができる。

なお、上記のように、吸収液中に S 0 ₃ として溶解している場合より、 S O "" として溶解している場合の方が p Hを低下させる効果が大きく、したがって、 N H ₃ の吸収効率の低下を抑制させる効果も大きい, したがって、前記凝縮水中の S 0 ₃ を、曝気等の手段によって S〇ーに酸化することにより、該凝縮水を補給水とすることによる吸収液の N H ₃ 吸収効率の低下抑制効果が顕著になる。

[実施例 4 ]

以下、本発明の第 4の態様を図 1 2に示す実施例により具体的に説明する。

図 1 2は、本発明の第 4の態様の排ガス処理装置の一例を示すフロー構成図である。

ボイラ 1で発生した S O x を含む排ガスは、接ガス面が該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換器 2に導かれ、そこで排ガス中の水分の一部が凝縮する。発生した凝縮水は一時的に凝縮水貯槽 5 5に貯留され、該冷却水には、曝気ブロワ 4 1から供給された空気が曝気用散気管 5 2によって供給され、凝縮水中の S 0 ₃ は S 0 _に酸化される。一方、アンモニアガス貯槽 1 1から供給された N H ₃ ガスは、コンプレッサ 1 2から供給された圧縮空気とラインミキサ 1 4で混合された上で、二流体ノズル 5に供給され、工業用水 2 1と共に、二流体混合噴霧される。その際、混合ガス中の NH₃ の一部が工業用水中に溶解することによって、噴霧水はアンモニア溶解液の液滴としてガス中に噴霧される。この後、反応器 4を出た排ガスは、電気集塵装置 6に導かれ、排ガス中の S Ox と NH₃ の反応によって生成した硫安を主成分とするアンモニァ化合物の粉体が捕集された後、排ガス昇圧ファン 1 0で昇圧された上で、ガス吸収塔 7に導かれる。

ガス吸収塔では、吸収液貯槽 8に貯留された吸収液が、吸収液循環ポンプ 20によって頂部から噴霧される。吸収液貯槽 8には、凝縮水貯槽 5 5から凝縮水が供給される一方で、抜出液 4 9がー定量（ 40 L/ h) 排出される。その抜き出し量及び吸収塔での蒸発量から凝縮水を差し引いた量に見合う分だけの工業用水 2 1が補給されることによって、吸収液貯槽 8の液位が一定に保たれる。さらに、吸収液の pHが 2程度となるように硫酸 54が補給される。

本発明の第 5の態様は、 pH調整前の水溶液を供給する供給口と、 p H調整後の水溶液を排出する排出口を有し、またその内部に保持した水溶液中に NH₃ ガスを散気するアンモニア散気手段を有する p H調整槽と、該 p H調整槽内に保持された水溶液の p Hを測定する p H測定器と、該アンモニア散気手段に NH₃ ガスを供給し、また該 p H測定器からの信号に基づいて開度が制御される調整バルブを有するアンモニアガス供給ラインから構成される NH₃ ガスによる pH調整装置である。

従来、水溶液にアルカリ性物質を添加することによって、その p Hを調整することは広く行われているが、その際、アルカリ性物質の注入方法としては、該ァルカリ性物質を一旦水に溶かしてアル力リ性水溶液とし、該アルカリ性水溶液を、 pHを調整すべき水溶液（以下、 pH調整対象液）に注入するのが通例であった。特に、アルカリ性物質が NH₃ である場合、従来の技術においては、 N H 3 を一旦水に溶解せしめてアンモニア水（以下、安水）とした上で. p H調整対象液に注入される。このような安水による P H調整は、ボイラ燃焼ガスなどの S Ox を含むガスを、 NH を含み、 pHが適切な範囲に調整された吸収液と接触させることによって、該 S Ox を吸収除去する湿式アンモニア脱硫装置における、吸収液の P H調整に用いられている。

ところが、工業的な NH₃ の製造においては、 NH₃ は純粋な液化ァンモニァ（以下、液安）として製造され、 NH₃ が使用される箇所には. 液安又はそれを気化した N H ₃ ガス（圧縮ガス）として搬入されることが通例である。したがって、前記の安水による P H調整においては、 N H 3 を受け入れ貯留するアンモニア受入 ' 貯留設備以外に、 NH₃ を水に溶解せしめて安水を製造する安水製造設備が別途必要になる。特に、安水による p H調整を使用する湿式アンモニア脱硫装置が設置される、ボイラ等の燃焼設備を有する施設では、脱硫装置用に十分な敷地を用意できないことも多く、そのような場合には、施設外に安水製造設備を設け、施設外から安水（通常、 2 0wt %程度）を搬入することになるが、そのような場合、輸送重量が純粋な NH₃ (液安）を輸送する場合の約 5倍となり、輸送コストがかさむという問題があった。

また、 pH調整対象液は、 pH調整を行った後、さらにろ過などの処理を行うことが多い。ところが、安水による p H調整では、アルカリ性物質である NH₃ と共に水が同伴するため、 p H調整過程で液量が増加し、 p H調整以降の処理を行う装置の通液能力を大きくしなければならないという問題があつた。

本発明においては、 N H₃が N H ₃ガスとして搬入 ·貯留される場合には、該アンモニアガス貯槽と前記アンモニア散気手段とを前記アンモニァガス供給ラインで接続することによって、従来技術の安水製造設備のような複雑な設備なしで、 P H調整対象液の p Hを調整することができ o

また、 N H ₃ が液体アンモニアとして搬入 · 貯留される場合にも、ァンモニァ水製造設備より著しく簡易であるアンモニア気化器を設ければ. 該アンモニア気化器と、あるいはアンモニア気化器の下流側に設けたァンモニァガスアキュムレータと、前記アンモニア散気手段とを、前記ァンモニァガス供給ラインで接続することによって、容易に p H調整対象液の p Hを調整することができる。

また、本発明においては、 p H調整対象液には、 N H ₃ だけしか注入されず、水が同伴しないため、 p H調整過程で液量が増加することがなく、 p H調整過程以降のろ過などの処理においても、処理装置の通液能力を大きくする必要はない。

本発明の p H調整装置において、アンモニア散気手段としては、微細な気孔を多数有する多孔質の材料で構成される散気筒を使用することによって、 N H ₃ ガスを効率的に p H調整対象液に溶解せしめることができる。このような多孔質筒は、セラミックス製とすることができ、特に、アルミナ質の磁器製とすることができる。その際、気孔は 1 0 / m以上 5 0 0 z m以下とすることが好ましい。

本発明の p H調整装置において、前記調整バルブとしては、前記 p H 測定器が、設定下限値を検知した際に発する信号によって開き、設定上限値を検知した際に発する信号によって閉じる開閉バルブを使用することによって、 p H調整対象液の p Hを、設定上限値又は設定上限値より若干高い値と、設定下限値又は設定下限値より若干低い値の間に保つことができる。

ところで、該閧閉バルブを有するアンモニアガス供給ラインが、前記のように、アンモニアガス貯槽又はアンモニアガスアキュムレータに接続されている場合、通常、該ガス貯槽又はアキュムレータ内の圧力は 0 5〜 1. 0 MP a程度であるため、開閉バルブが開いた場合に、一挙に NH₃ ガスが液中に注入され、 p H調整対象液の p Hが設定上限値を大幅に超えることがある。この問題は、 p H調整対象液の p Hを精密に調整する必要がある場合に深刻である。

この問題を回避するために、前記開閉バルブの上流側、すなわち、前記アンモニアガス供給ラインがアンモニアガス貯槽又はアンモニアガスアキュムレータに接続されている場合には、開閉バルブとガス貯槽又はアキュムレータの間に、 NH₃ ガスの圧力を調整する圧力調整手段を設けることができる。該圧力調整手段としては、自力式の減圧バルブを使用することができ、特に、より精密な P H調整が要求される場合には、該減圧バルブの下流側、すなわち減圧バルブとアンモニア散気手段の間に、ニードルバルブ等の NH ₃ ガスの圧力をさらに減ずる手段を設けることができる。

また、前記圧力調整手段としては、その内部の圧力が一定に保たれるような機構を有する、ガス減圧タンクを使用することもできる。このようなガス減圧タンクは、設定上限値と設定下限値を検知した際に信号を発する圧力スィッチを有するタンクと、該圧力スィツチからの信号によつて開閉する開閉バルブによって構成することができる。

なお、前記アンモニア散気手段が、アルミナ質の磁器製多孔質散気筒である場合、散気筒での NH₃ ガス圧力が、「散気筒が設置される箇所での水圧 + 0. l kP a以上 50 kP a以下」の範囲で調整されることが好ましい。

本発明の pH調整装置は、ボイラ燃焼排ガス等、 S Ox を含む排ガスを、 NH₄ ⁺を含む吸収液と接触せしめることによって、該 S Ox を吸収除去する排ガス吸収装置に適用することができる。すなわち、該排ガス吸収装置においては、該吸収液は、通常、循環使用されるため、 S O x を吸収するに伴い徐々に P Hが上昇するが、 S O x の吸収効率を低下させないためには、その p Hを適切な範囲に保つ必要があり、その p Hの調整に本発明の P H調整装置を使用することができる。

この排ガス吸収装置において、前記吸収液の p H調整は、前記 S〇_x を含む排ガスと吸収液が接触するガス吸収器本体とは、別個に p H調整槽を設けて、該 p H調整槽で行うことができる。あるいは、該ガス吸収器の底部に吸収液を貯留させる吸収液貯留部を設け、該吸収液貯留部に貯留された吸収液の P Hを p H測定器で測定し、該吸収液に直接 N H 3 ガスを散気することもできる。その場合、該吸収液貯留部が、本発明の p H調整槽となる。

次に、本発明の第 5の態様を図 1 3及び図 1 4を用いて説明する。図 1 3及び図 1 4は、排ガス吸収装置のフロ一構成図であり、本発明の N H ₃ ガスによる p H調整装置の一例を、排ガス吸収装置の吸収液の p H調整に使用している。

図において、 1 0 1は排ガス吸収塔、 1 0 2は 11調整槽、 1 0 3はスプレーノズル、 1 0 4はアンモニア散気筒、 1 0 5は撹拌機、 1 0 6 は吸収液循環ポンプ、 1 0 7はミストセパレ一夕、 1 0 8は循環吸収液、 1 0 9は入口排ガス（処理前）、 1 1 0は出口排ガス（処理後）であり、 1 1 1〜 1 2 0はアンモニアガス供給系を示す。

図 1 3について説明すると、排ガス吸収塔 1 0 1の底部入口から入つた排ガス 1 0 9は、該排ガス吸収塔 1 0 1頂部に設けられたスプレーノズル 1 0 3から噴霧された循環吸収液 1 0 8 と接触し、該排ガス中の S O x は吸収液 1 0 8中に吸収除去され、清浄化されたガス 1 1 0は、排ガス吸収塔 1 0 1頂部のミストセパレー夕 1 0 7を通って大気に放出される。

循環吸収液 1 0 8は、排ガス吸収塔 1 0 1底部から抜き出されて p H 調整槽 1 0 2 (水深 1 m未満）に導かれ、 p H調整槽内に設けられた磁器製で多孔質のアンモニア散気筒 1 04から注入された N H₃ ガスを溶解せしめて p Hが調整される。

N H₃ は、アンモニア貯槽 1 1 1に液安として貯留され、該液安はァンモニァ気化器 1 1 2で蒸気 1 2 3 と間接的に熱交換することによって N H a ガスとなり、該 N H₃ ガスは、アンモニアガスアキュムレータ 1 1 3に 0. 3 MP a以上 0. 8 M P a以下の圧力で貯留される。アンモニァガスアキュムレータ 1 1 3は、自力式減圧バルブ 1 1 4、ニードルバルブ 1 1 5及び電磁式開閉バルブ 1 1 6を有するアンモニアガス供給ラインによって、アンモニア散気筒 1 04と接続される。該電磁式開閉バルブ 1 1 6は、 p H調整槽 1 0 2内の循環吸収液 1 0 8の p Hを測定する p H測定器 1 1 7からの信号によって開閉する。

p H測定器 1 1 7は、循環吸収液 1 0 8の 11が設定下限値（通常は p H = 2〜 5程度に設定する）に達したことを検知した際に開信号を発し、循環吸収液 1 0 8の p Hが設定上限値（通常は p H = 5〜 8程度に設定する）に達したことを検知した際に閉信号を発する。 P Hの測定や調整を適切に行うために、 P H調整槽 1 0 2内の溶液は、撹拌機 1 0 5 を用いて充分に撹拌する。

また、自力式減圧バルブ 1 1 4は、二次側圧力を 1 0 k P aから 1 0 0 k P a程度に設定し、ニードルバルブ 1 1 5でさらに減圧することによって、アンモニア散気筒 1 0 4の NH₃ ガスの圧力を、 l O k P a以上 5 0 k P a以下に調整する。

p H調整槽 1 0 2によって p Hが調整された吸収液 1 0 8は、吸収液循環ポンプ 1 0 6によって排ガス吸収塔 1 0 1頂部のスプレーノズル 1 0 3に供給されると共に、一部が抜出液 1 2 2として系外に排出される, この抜出液 1 2 2中の水分、及び排ガス中に蒸発して失われる水分を補うため、 p H調整槽 1 0 2に設けられた図示されない水位調整機構（水位計と調整バルブで構成される）によって補給水 1 2 1が補給される。この抜出液 1 2 2と補給水 1 2 1によって、循環吸収液 1 0 8の塩濃度及び S S濃度が適正なレベル以下に抑えることができる。

次に、図 1 4について説明すると、排ガス吸収塔 1 0 1の底部入口から入った排ガス 1 0 9は、該排ガス吸収塔頂部に設けられたスプレーノズル 1 0 3から噴霧された循環吸収液 1 0 8と接触し、該排ガス中の S O x は、吸収液中に吸収除去され、清浄化されたガス 1 1 0は、排ガス吸収塔 1 0 1頂部のミストセパレー夕 1 0 7を通って大気に放出される, 循環吸収液 1 0 8は、排ガス吸収塔 1 0 1底部の吸収液貯留部 1 0 2 ' に貯留され（水深 1 m未満）、吸収液貯留部 1 0 2 ' に設けらた磁器製で多孔質のアンモニア散気筒 1 0 4から注入された N H₃ ガスを、溶解せしめて p Hが調整される。

N H 3 は、ガスとしてアンモニアガスタンク 1 1 1 ' に 0. 3 MP a 以上 0. 8 MP a以下の圧力で貯留される。アンモニアガスタンク 1 1 1 ' は、 N o . 1電磁式開閉バルブ 1 1 8、減圧ガスタンク 1 1 9、及び N o . 2電磁式開閉バルブ 1 1 6を有するアンモニアガス供給ラインによって、アンモニア散気筒 1 0 4と接続される。 N o . 2電磁式開閉バルブ 1 1 6は、吸収液貯留部 1 0 2 ' 内の循環吸収液 1 0 8の p Hを測定する p H測定器 1 1 7からの信号によって開閉する。

p H測定器 1 1 7は、循環吸収液 1 0 8の p Hが設定下限値（通常は p H = 2〜 5程度に設定する）に達したことを検知した際に開信号を発し、循環吸収液 1 0 8の p Hが設定上限値（通常は p H = 5〜 8程度に設定する）に達したことを検知した際に開信号を発する。 p Hの測定や調整を適切に行うために、吸収液貯留部 1 02 ' 内の溶液は撹拌機 1 0 5を用いて充分に撹拌する。また、 No . 1電磁式開閉バルブ 1 1 8は減圧ガスタンク 1 1 9に設けられた圧力スィッチ 1 20によって開閉し. それによつて減圧ガスタンク 1 1 9内は、 1 O kP a以上 5 O kP a以下に調整される。これによつて、アンモニア散気筒 1 04での NH₃ ガスの圧力は、 1 O kP a以上 5 O kP a以下に調整する。

p H調整装置によって、 p Hが調整された吸収液 1 0 8は、吸収液循環ポンプ 1 0 6によって、排ガス吸収塔 1 0 1頂部のスプレーノズル 1 03に供給されると共に、一部が抜出液 1 22として系外に排出される, この抜出液中の水分、及び排ガス中に蒸発して失われる水分を補うため. 吸収液貯留部 1 0 2 ' に設けられた図示されない水位調整機構（水位計と調整バルブで構成される）によって、補給水 1 2 1が補給される。この抜出液 1 2 2と補給水 1 2 1によって、循環吸収液 1 08の塩濃度及び S S濃度を適正なレベル以下に抑えることができる。

本発明の第 5の態様によれば、上記のような構成としたことにより、 NH ₃を一旦水に溶解して安水とする過程を経ずに、直接 NH₃を p H調整槽中に導入して p H調整することができ、設備面で経済的な装置となる。産業上の利用の可能性

本発明は、石炭や石油等の種々の燃料における燃焼排ガスに含まれる S O x を高効率で除去することができる排ガス処理システムに好適であ

Claims

請求の範囲

1 . アンモニアを用いて排ガス中の硫黄酸化物を除去する排ガス処理方法において、硫黄酸化物を含む排ガスにアンモニアを注入して硫黄酸化物をアンモニアと反応させ、硫酸アンモニゥムを含むアンモニア化合物を生成し、生成したアンモニア化合物を回収した後、回収後の排ガスを吸収液と接触させ、排ガス中に含まれる残余の硫黄酸化物及び/又はァンモニァを除去することを特徴とする排ガス処理方法。

2 . 前記吸収液は、溶解した亜硫酸イオンを酸化しながら循環使用することを特徴とする請求項 1 に記載の排ガス処理方法。

3 . 前記アンモニアの注入量は、前記吸収液の p Hが吸収液に酸性物質を加えることなしに 8以下となるように調整することを特徴とする請求項 1又は 2に記載の排ガス処理方法。

4 . 前記吸収液にアンモニアを補給することによって吸収液の p Hを調整することを特徴とする請求項 1乃至 3のいずれか 1項に記載の排ガス処理方法。

5 . 前記吸収液へのアンモニアの補給は、該吸収液にアンモニアガスを散気することによって行うことを特徴とする請求項 4に記載の排ガス処理方法。

6 . 前記アンモニアを注入する前に、排ガスを冷却水と接触させ、該排ガスと接触させた後の冷却水の一部を抜き出して、そのままで、又は溶解した亜硫酸イオンを酸化した上で、前記吸収液の補給水として供給することを特徴とする請求項 1乃至 5のいずれか 1項に記載の排ガス処理方法。

7 . 前記アンモニアを注入する前に、排ガスを該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換面と接触させ、該熱交換面で発生した凝縮水の一部又は全部を抜き出して、そのままで、又は溶解した亜硫酸イオンを酸化した上で、前記吸収液の補給水として供給することを特徴とする請求項 1乃至 5のいずれか 1項に記載の排ガス処理方法。

8 . 前記吸収液の一部を抜き出し、該抜出液を、アンモニアの注入の前、アンモニアの注入と同時、アンモニアの注入後、またはアンモニアと混合の上、排ガス中に噴霧注入することを特徴とする請求項 1乃至 7のいずれか 1項に記載の排ガス処理方法。

9 . 前記アンモニアを注入した後で、かつ前記アンモニア化合物を回収する前の排ガスに電子ビームを照射することを特徴とする請求項 1乃至 8のいずれか 1項に記載の排ガス処理方法。

1 0 . 前記電子ビームは、金属箔を透過して排ガスに照射され、該金属箔を空気で冷却し、冷却後の空気を、前記吸収液と接触する前の排ガスに注入することを特徴とする請求項 9に記載の排ガス処理方法。

1 1 . 前記吸収液と接触する前の排ガスにオゾン含有ガスを注入することを特徴とする請求項 1乃至 1 0のいずれか 1項に記載の排ガス処理方法。

1 2 . アンモニアを用いて排ガス中の硫黄酸化物を除去する排ガス処理装置において、硫黄酸化物を含む排ガスにアンモニアを注入するアンモニァ注入装置と、注入したアンモニアと硫黄酸化物とを反応させる反応器と、生成した硫酸アンモニゥムを含むアンモニア化合物を回収する回収装置と、回収後の排ガスを吸収液と接触せしめるガス吸収装置とを有することを特徴とする排ガス処理装置。

1 3 . 前記ガス吸収装置は、吸収液を循環させる機構と、吸収液中の亜硫酸イオンを酸化する機構とを有することを特徴とする請求項 1 2に記載の排ガス処理装置。

1 4 . 前記ガス吸収装置は、吸収液にアンモニアを注入して吸収液の p Hを調整する手段を有することを特徴とする請求項 1 2又は 1 3に記載の排ガス処理装置。

1 5 . 前記 p Hを調整する手段は、 p H調整前の水溶液を供給する供給口と、 p H調整後の水溶液を排出する排出口と、内部に保持した水溶液中にアンモニアガスを散気するアンモニア散気手段とを有する p H調整槽と、該 p H調整槽内に保持された水溶液の p Hを測定する p H測定器と、該 p H測定器からの信号に基づいて、前記アンモニア散気手段にァンモニァガスを供給する調整バルブを有するアンモニアガス供給ラインとから構成されることを特徴とする請求項 1 4に記載の排ガス処理装置。

1 6 . 前記アンモニア注入手段は、吸収液にアンモニアガスを散気するための多孔質の材料で構成される散気筒からなることを特徴とする請求項 1 4又は 1 5に記載の排ガス処理装置。

1 7 . アンモニアを注入する前に硫黄酸化物を含む排ガスを冷却水と接触させるガス冷却装置と、前記ガス冷却装置に配備される前記冷却水を循環使用する手段及び該冷却水の一部を抜き出すラインと、前記冷却水の一部を抜き出すラインを前記ガス吸収装置の補給水を導入するラインに接続することを特徴とする請求項 1 2乃至 1 6のいずれか 1項に記載の排ガス処理装置。

1 8 . アンモニアを注入する前に硫黄酸化物を含む排ガスを熱交換面が該排ガスの水分飽和温度以下に冷却された熱交換器と、該記熱交換器の接ガス面で発生する凝縮水を抜き出しラインと、該凝縮水を抜き出すラインを前記ガス吸収装置の補給水を導入するラインに接続することを特徴とする請求項 1 2乃至 1 6のいずれか 1項に記載の排ガス処理装置 c

1 9 . 前記ガス吸収装置は、吸収液を抜き出すラインを有し、該抜き出した吸収液を噴霧注入する抜出液噴霧装置を、アンモニア注入装置の前、同位置又は後に配備したことを特徴とする請求項 1 2乃至 1 8のいずれか 1項に記載の排ガス処理装置。

2 0 . 前記反応器は、内部の排ガスに電子ビームを照射する窓を有することを特徴とする請求項 1 2乃至 1 9のいずれか 1項に記載の排ガス処理装置。