JP2617561B2

JP2617561B2 - 高温還元性ガスの精製方法

Info

Publication number: JP2617561B2
Application number: JP1055087A
Authority: JP
Inventors: 裕光松田; 裕三白井; 貢末弘; 徹瀬戸; 薫明光岡; 井上　　健治
Original assignee: Central Research Institute of Electric Power Industry; Mitsubishi Heavy Industries Ltd
Current assignee: Central Research Institute of Electric Power Industry; Mitsubishi Heavy Industries Ltd
Priority date: 1989-03-09
Filing date: 1989-03-09
Publication date: 1997-06-04
Anticipated expiration: 2012-06-04
Also published as: JPH02237613A

Description

【発明の詳細な説明】〔産業上の利用分野〕本発明は、高温還元性ガスの精製方法に関し、例え
ば、石炭ガス化プロセスの生成ガスのような高温の還元
性ガスに含まれる硫化水素、硫化カルボニル等のイオウ
化合物を合理的に除去する方法に関するものである。

〔従来の技術〕

近年、石油資源の枯渇、価格の高騰から燃料又は原料
の多様化が必須となり、石炭や重質油（タールサンド
油、オイルシェール油、大慶原油、マヤ原油あるいは減
圧残油等）の利用技術の開発が進められている。

これらの石炭、重質油等のガス化生成ガスは、原料の
石炭や重質油によって異なるが、数100〜数1000ppmの硫
化水素（H₂S）、硫化カルボニル（COS）等のイオウ化合
物を含む。これらのイオウ化合物は、公害防止上あるい
は後流機器の腐食防止上、除去する必要がある。

この除去方法としては、乾式法が熱経済的に有利で、
またプロセス構成も簡素であることから、金属酸化物を
主成分とする吸収剤に高温で上記のイオウ化合物を接触
させ、金属酸化物を金属硫化物として除去する方法が一
般的となっている。

吸収剤としてはFe,Zn,Mn,Cu,Mo,W等の金属酸化物が使
用され、250〜500℃で硫化水素や硫化カルボニルと接触
させるが、H₂SとFe₂O₃の場合を例に説明すると、吸収反
応は（１）〜（４）式に示すように進むとされている。

3Fe₂O₃＋H₂→2Fe₃O₄＋H₂O ……（１） 3Fe₂O₃＋CO→2Fe₃O₄＋CO₂ ……（２） Fe₃O₄＋H₂＋3H₂S→3FeS＋4H₂O ……（３） Fe₃O₄＋CO＋3H₂S→3FeS＋3H₂O＋CO₂ ……（４）次いで、吸収反応後の吸収剤は酸素含有ガスで（５）
式に示されるように元の金属酸化物に再生され、この吸
収、再生反応の繰り返しで高温還元性ガス中のイオウ化
合物はSO₂ガスとして回収除去される。

4FeS＋7O₂→2Fe₂O₃＋4SO₂ ……（５）このプロセスで使用される吸収剤は、前述の金属酸化
物を単独あるいは耐熱性の多孔質物質に担持したもの
を、移動床方式の場合は球状や円柱状に成形したもの
が、固定床方式の場合はハニカム状に成形したものが通
常使用される。

そこで、本発明者らは、先に、高温還元性ガス中に含
まれるイオウ化合物を金属酸化物を主成分とする吸収剤
で吸収除去して、高温還元性ガスを精製する方法とし
て、次のような提案をした。

イオウ化合物を吸収した吸収剤を酸素含有ガスで再
生する工程、次いで再生された吸収剤を高温還元性ガス
で吸収剤前後の精製の対象となる還元性ガス濃度が同一
になるまで還元する工程、最後に高温還元性ガスを通気
して吸収剤でイオウ化合物を吸収除去する工程を連続的
に繰り返すことにより精製ガス中の還元性ガス濃度を安
定化させることを特徴とする固定床方式高温還元性ガス
の精製法（特願昭60−85412号）。

また、本発明者らは、高温還元性ガス中に含まれる硫
化水素、硫化カルボニル等のイオウ化合物を吸収剤で吸
収除去して、高温還元性ガスを精製する方法として、次
のような提案をしてきた。

再生された吸収剤を高温還元性ガスで吸収剤前後の
精製の対象となる還元性ガス濃度が同一になるまで還元
後、イオウ化合物を吸収除去する工程を連続的に繰り返
す高温還元性ガスの精製方法において、吸収剤を充填し
た反応器を少なくとも３塔使用し、吸収、予備再生、再
生及び還元の４工程より構成し、該高温還元性ガスを通
気して該吸収剤でイオウ化合物を吸収除去することによ
り、吸収、再生の性能を安定化させることを特徴とする
高温還元性ガスの精製方法（特願昭62−167814号）。

高温還元性ガスに含まれるイオウ化合物を吸収剤で
吸収除去する工程、イオウ化合物を吸収した吸収剤を再
生反応に必要な温度に達するまで昇温させる予備再生工
程、再生反応温度に到達した吸収剤を酸素含有ガスで再
生する工程、再生された吸収剤を高温還元性ガスで吸収
剤前後の還元性ガス濃度が同一となるまで還元する工程
の四工程で構成すると共に、前記再生工程に循環させる
ガス量を調節するか、又はこの再生循環ガス量の調節と
再生工程に供給される高温還元性ガスの燃焼熱の利用と
により、低負荷時の吸収、再生の性能を安定化させるこ
とを特徴とする高温還元性ガスの精製法（特願昭62−16
7815号）。

イオウ化合物を吸収剤で吸収除去する吸収工程、吸
収剤を酸素含有ガスで再生する再生工程、再生工程完了
後の冷却工程、再生された吸収剤を高温還元性ガスで吸
収剤前後の還元性ガス濃度が同一となるまで還元する工
程の四工程で構成すると共に、前記再生工程において、
再生反応器出口高温ガスからの連続的に熱回収を行い吸
収、再生の性能を安定化させることを特徴とする高温還
元性ガスの精製方法（特願昭63−27441号）。

〔発明が解決しようとする課題〕

以上の提案における固定床方式ガス精製システムは、
吸収、再生及び還元の各工程からなる反応系と再生系か
らの放出SO₂ガスを処理する後流のイオウ回収系とから
構成されるが、長期間にわたって安定した性能を得るた
めには、吸収剤の劣化を抑制するようなシステム並びに
方法を採用する必要がある。

吸収剤の劣化要因の１つとして、再生時の温度上昇に
よる熱劣化が挙げられる。

例えば、酸化鉄を吸収剤として使用した場合、再生
時、再生反応器内においては、再生用ガス中に含まれる
酸素と吸収剤に含まれる鉄化合物が酸化反応を起こし、
発熱する。吸収剤はこの反応熱の蓄熱によって昇温し、
該吸収剤の耐熱限界温度を越えると、担体の損傷あるい
は吸収剤中の鉄のシンタリング現象が起き、吸収容量の
低下を来たすために、吸収剤の耐熱限界を超える温度上
昇は極力抑制する必要がある。

本発明者らは、その後の研究において、再生時の温度
上昇は吸収工程時に未反応として残るFe₃O₄の反応熱が
大きく影響していることがわかった。

吸収反応器１塔を用いて、吸収工程を行わせる固定床
方式ガス精製システムにおいては、吸収反応器を通過し
た後の精製ガス中のイオウ化合物を所定濃度以下にする
ためには、吸収剤の硫化率（吸収剤中のFeがFeSになる
割合）を10〜50％程度に抑える必要がある。

即ち、吸収工程開始時、Fe₃O₄の形態を有している吸
収剤中の鉄化合物は吸収開始と共に、上流側から順次Fe
Sに変化していくので吸収工程終了時点において、吸収
剤中に未反応のFe₃O₄が、50〜90％存在する必要がある
ことを意味している。従って、再生工程時この未反応の
Fe₃O₄が、次に示す（６）式の反応を起こし、温度上昇
をきたすこととなる。

Fe₃O₄＋1/2 O₂→3/2 Fe₂O₃ ……（６）この（６）式の反応は、本来の再生反応（５）式とは
無関係な反応であることから、その反応が起こらない工
夫が望まれるが、吸収反応器１塔を用いる吸収システム
においては、吸収工程終了後の吸収剤中にはFeSとFe₃O₄
が共存する状態を完全には解消し得ない。

一方、吸収工程終了後に未反応のFe₃O₄が共存するこ
とにより、以下に記述するような種々の不都合が生じ
る。

吸収工程における未反応のFe₃O₄は、引き続き再生、
還元工程において次のような反応を起す。

即ち、再生工程においては（６）式の反応によりFe₂O
₃を生じ、次の還元工程においてFe₂O₃は、例えば、
（１），（２）式の反応によりFe₃O₄へと変化する。再
生工程では、前述のように温度上昇を起し、吸収剤の熱
劣化を招く要因になる一方、再生用ガス中の酸素を消費
する。

再生用ガス中の酸素は、本来（５）式の反応によって
消費されるべきものであり、このFe₃O₄による酸素の消
費は余分なものである。

また還元工程においても、吸収工程での未反応Fe₃O₄
が再生工程でFe₂O₃に転じ（１），（２）式の反応によ
り、再びFe₃O₄となり、ガス化ガス中のH₂,COを消費す
る。このH₂,COは、吸収工程での未反応Fe₃O₄が存在しな
ければ、消費され得ない言わば無駄な消費と言うことが
でき、本来ガス化ガスのH₂,COであるため、ガス精製装
置後流のガスタービンの燃料源ロスの原因となる。

なお、吸収剤として、鉄以外のZn,Mn,Cu,Mo,W等の酸
化物を使用した場合においても、同様な問題が発生す
る。

本発明は、再生時の吸収剤温度上昇の緩和及び粗ガス
化ガス中のH₂,COのエネルギーロス等の問題を解決する
ためになされたものである。

〔課題を解決するための手段〕

本発明は、上記の問題点を、吸収反応器を一部２塔直
列に配列して操作し、吸収剤を殆んど完全に硫化するこ
とにより、解決するものである。

すなわち、本発明は高温還元性ガス中に含まれる硫化
水素、硫化カルボニル等のイオウ化合物を吸収剤で吸収
・除去する方法において、吸収剤を充填した反応器を少
なくとも４塔使用し、吸収工程、再生工程及び還元工程
の三工程からなり、運転時、その一部において２塔直列
に配列して操作する吸収工程とその一部において２塔直
列に配列して操作する再生工程とをそれぞれ組み込んだ
高温還元性ガスの精製方法を提供するものである。

〔作用〕

吸収工程を吸収反応器１塔にて操作する従来のプロセ
スから、上記のように吸収工程及び再生工程において、
それぞれ一部２塔直列にて操作するプロセスに変え、吸
収工程終了後の吸収剤を従来10〜50％であった硫化率、
即ち吸収剤の利用率を100％にし、吸収剤の機能を有効
に発揮させることにより、次のようなメリットが生じ
る。

本発明では、それに何ら限定されるものではないが、
以下Fe₂O₃を吸収剤とする場合を例にして説明する。

吸収工程を１塔単独操作で行う場合、吸収剤の有効活
用を図る観点から、吸収工程の切替はその出口イオウ化
合物濃度の許容範囲内でできるだけ硫化率を上げた状態
で行う方が好ましく、従って、その吸収時間は出口イオ
ウ化合物が許容限界濃度に達するまでの時間であるのに
対して、本発明方法では１塔分の吸収剤中の鉄酸化物の
殆んどすべてがFeSになるまでの時間をとることができ
る。今両者の吸収剤量を同一にとって吸収時間を計算す
れば、本発明方法は、１塔単独操作の場合よりも長くと
れる。逆に吸収時間を同一にとって必要な吸収剤量を試
算すれば、本発明方法は１塔単独操作の場合に比して少
く、75％程度で良いことになる。このことから、本発明
は従来の方法よりも反応器をよりコンパクトにできるメ
リットを有している。その上、再生工程においては、Fe
₃O₄が殆んどないので、Fe₃O₄の酸化反応に要する再生用
空気量が少なくてすみ、再生用空気量は、１塔単独操作
（硫化率を25％とした場合）と比較すればその95％程度
となる。従って、残存Fe₃O₄によって消費されていた酸
素量が５％程度不要となることから、再生用空気量の低
減につながり、空気供給のためのブロワー容量の削減、
電力消費量の節約へと効果を発揮する。

また還元工程においても、前述したように１塔単独操
作における吸収工程での未反応のFe₃O₄に起因するFe₂O₃
の還元反応がないので、ガスタービンの燃料源である
H₂,COの無駄な消費がない。

さらに反応面においても特徴をあげることができる。

即ち、再生工程において、主としてFeSの酸化反応の
みが起こるために、従来方法におけるFe₃O₄の酸化によ
る異常高温を避けることができるばかりか、再生工程に
ある反応器出口のガス温度ならびにSO₂濃度の安定化に
も寄与する。再生工程にある反応出口に設置されている
熱交換器で回収された再生工程にある反応器出口の高温
ガスの熱は、Ｓ回収系を経て再生工程にある反応器に導
入される再生用循環ガスの補熱用に利用されるために、
トータルシステムとして安定した運用を図る上に再生工
程にある反応器出口のガス温度を安定化させることは重
要である。一方、上記の通り、再生工程にある反応器か
ら発生するSO₂ガスは濃度変化が小さく、後流のイオウ
回収系で安定した性能を得ることができる。

本発明は、上述のように波及効果が大きく、高温還元
性ガスを固定床方式で精製するトータルシステムにおい
て極めて効果的な方法と言うことができる。

〔実施例〕

第１図は、本発明方法の一実施態様例を示すフロー図
である。

第１図において、1,2,4及び54はH₂S,COS等のイオウ化
合物を含む脱塵高温還元性ガスライン、3,5〜8,42〜45
は同ガス流路切替バルブ、９〜12は再生工程及び還元工
程の反応器から出る比較的高濃度イオウ化合物含有ガス
の切替バルブ、17〜20は吸収剤21を複数段（ここでは４
段）に分割して充填した反応器、30〜33は吸収工程を２
塔直列操作に切替るためのガス流路切替バルブ、34〜37
は再生工程にある反応器出口ガスをもう一方の再生工程
にある反応器に導入するためのガス流路切替バルブ、38
〜41は再生工程にある反応器へ再生用ガスを供給するた
めのガス流路切替バルブ、50〜53は吸収工程にある反応
器からの精製ガスのガス流路切替バルブ、58は精製ガス
取出しライン、63は再生ガス循環ライン、57は後述のガ
スライン78の分岐ライン、56は同流路切替バルブ、59及
び60は空気又は酸素含有ガス供給のためのライン及び同
流路切替バルブ、55,62及び69は熱交換器、64は降温さ
れた比較的高濃度のイオウ化合物含有ガスライン、67は
SO₂還元反応器、71はイオウ凝縮器、61,68,70,72,74,75
及び77はガスライン、73はイオウミスト分離器、76はブ
ロワ、80は液体イオウ（回収イオウ）ラインである。な
お、第１図中反応器20の右側の，は、それぞれ反応
器17左側の，に接続されている。

第１図では吸収剤21が充填された同一構造の反応器17
〜20を（１），（２）式による還元工程、（３），
（４）式による吸収工程、（５）式による再生工程と順
次切り替えて行く態様を示しているが、本発明は固定床
式に限定されるものではなく、還元性ガス中のH₂S,COS
等のイオウ化合物を吸収剤で吸収除去後、（５）式によ
る再生を繰り返すプロセスなら流動床式、移動床式を問
わず適用できる。また、４塔以上の固定床式にも適用で
きるのはいうまでもない。

更に、吸収剤の組成、形状に何ら限定されるものでは
ないが、ここではFe₂O₃を吸収剤とする場合につき説明
する。

ライン１のH₂S,COS等のイオウ化合物を含有する高温
還元性ガスは、例えば石炭のガス化ガスを図示省略の集
塵装置でダスト濃度10mg/Nm³程度まで脱塵したものであ
り、石炭の種類やガス化条件で異なるが、ダスト以外に
数10〜数1000ppmのH₂S,COS,NH₃及びハロゲン等が含まれ
ており、ガス温度はガス化炉出口部での熱回収により25
0〜500℃、圧力はガス化炉の形状により異なるが、通
常、常圧〜25kg/cm²Gである。

第１図は反応器17,18で再生工程を、反応器19で吸収
工程を、反応器20で還元工程を行っている状態を示して
いる。

第２図は、本実施例における反応器の吸収、再生、及
び還元工程のタイムスケジュールの例を示す図であり、
反応器17〜20はそれぞれNo.1〜No.4として示されてい
る。

ここに、吸収（脱硫）、再生及び還元工程とイオウ回
収系の運転については、ライン１の脱塵ガス化ガスとほ
ぼ同圧（常圧〜30kg/cm²G程度）で行われるものとし
て、第１図について、第２図のタイムスケジュールのも
とで、以下に説明する。

第１図において、ライン１内の脱塵ガス化ガスは流路
切替バルブ７を介して反応器19に供給され、該ガス中の
イオウ化合物が、通常、300〜500℃で、（３），（４）
式によって吸収剤21に吸収除去され、精製ガスとなって
流路切替バルブ52を介してライン58から図示省略のガス
タービンに供給される。

再生工程中の反応器17と18はライン26によって直列に
連結されており、反応器17の出口ガスはガス流路切替バ
ルブ35を介して反応器18に導入されている。第１図は反
応器17が再生工程へ入って、４時間後の状態を示してい
る。第２図のタイムスケジュールにおいて、８時間で吸
収剤の再生を完了させるが、最初の６時間程度で再生は
ほぼ完了し、残りの２時間は再生の完遂と冷却に費やさ
れる。従って正味の再生時間は、約６時間であり、再生
時間４時間を終了した時点では、反応器17の吸収剤は大
体2/3程度再生を終えた状態にある。反応器17の再生開
始４時間後にこれまでの反応器20と17の直列再生を反応
器17と18のそれに替える。反応器17の再生を約６時間経
た後は、未反応の酸素ガス（O₂）が出てくるが、反応器
17出口の未反応O₂は後段反応器18の吸収剤の再生に用い
られることとなり、反応器17の再生の完全化、冷却と共
に、反応器18の再生が行われる。本発明方法における再
生工程は、２塔直列に操作することを特徴としており、
吸収工程を終了した後の再生反応器に導入するガスは、
もう一方の再生反応器の再生に費やした後のガスが使用
される。再生工程の間、反応器出口ガス中の酸素ガス濃
度は低→高へ変化する。即ち、再生工程開始時点は、再
生入口ガス中の酸素濃度は低いが再生の進行と共にガス
中の酸素濃度は、徐々に高くなるので、吸収剤の高温化
を防ぐ上から好都合である。また２塔直列再生を行うた
めに、再生工程にある反応器の後流に位置するイオウ回
収系への酸素ガスの漏れ込みを防ぐことができる利点も
ある。従って２塔直列に連結した前後の再生工程にある
反応器は再生完了後も酸素含有ガスを受け入れることが
でき、吸収剤の蓄熱の回収と再生の完遂をはかる冷却工
程の導入が可能となる。

反応器19は吸収工程開始後２時間を経た状態にある。
反応器には吸収剤が完全に破過するまで、６時間を要す
る吸収剤量が充填されており、２時間経過時点では今だ
充分な吸収能力を有しているために、反応器出口のH₂S
濃度は所定限界濃度以下となっている。このため、吸収
工程はこの時点では１等操作を行っている。さらに吸収
工程が進むと、反応器出口から未吸収のイオウ化合物が
出始め、吸収開始４時間頃から所定濃度を越えることと
なるので、この時点から２塔直列操作とし、還元工程を
終了した反応器20に流路切替バルブ32、ライン24を介し
て反応器19の出口ガスが導入される。この状態で吸収工
程が進むと反応器19は完全にFeSとなり、イオウ化合物
の吸収能力を全く有しないこととなるので、この時点で
ガス流路を切替え、反応器20単独の吸収操作となる。完
全にFeSと化した反応器19は次に再生工程に移ることと
なるが、反応器18の出口ガスがライン27、流路切替バル
ブ36を介して導入される。前述のように反応器18の出口
ガス中の酸素ガスは低濃度から徐々に高まるためにマイ
ルドな再生を行うことができる。

このように吸収工程を１塔単独操作と２塔直列操作を
組み合せることによって、吸収工程を終えた吸収剤は未
反応体が支存しない状態を常に作り出すことができる。

反応器19が１塔単独で吸収工程を行っている間、反応
器20は還元工程中であり、還元用ガスはガスライン４か
ら分岐したガスライン54より流路切替バルブ45を介し
て、反応器20に導入される。

反応器においては、再生工程中FeSの一部がSO₂は反応
して不純物として硫酸鉄〔Fe₂（SO₄）_３〕が蓄積され、
これが還元工程中に次の反応によって分解してSO₂が発
生する。

Fe（SO₄）_３＋10H₂＝2FeS＋SO₂＋10H₂O Fe（SO₄）_３＋10CO＝2FeS＋SO₂＋10CO₂ このSO₂を含む反応器20の出口ガス16は、流路切替バ
ルブ12を介して再生処理後のSO₂を含むガスと合流し
て、熱交換器62により冷却されて、ライン64を経てイオ
ウ回収系に導入される。イオウ回収系に移されたガスは
ライン66、SO₂還元反応器67、熱交換器69、ライン70、
イオウ凝縮器71を通ってイオウ分離器73に導かれ、ライ
ン80からイオウが回収される。その後、イオウを分離し
たガスはブロワ76により、ライン59からの空気又は酸素
含有ガスの供給を受け、ライン61を経て熱交換器62に送
られ、再生反応に必要な温度まで昇温された後、再生ガ
ス循環ライン63に戻される。

ガスライン63に戻されたガスは流路切替バルブ38を経
て、再生中の反応器17及び18に導入され、再生反応の促
進に寄与した後、流路切替バルブ10を介して上述と同様
にして循環ガスとなる。

なお還元用ガス54の流量はライン１の脱塵ガス化ガス
の１〜10％程度で、SO₂還元工程における必要還元性ガ
ス（H₂＋CO）量とのバランスで決定される。

反応器19が吸収工程を終了すると、次に再生工程に移
るが同時に反応器17は還元工程へ、反応器18は反応器19
との直列再生工程へ、反応器20は脱硫工程へと工程を変
えていく。

低負荷でライン１の高温還元性ガスの流量が減少した
り、あるいは低硫黄炭を使用する場合には吸収工程で吸
収剤を完全に破過させるのに長時間かかることとなる。
このような場合は吸収剤を完全に破過させずに、運転を
行うシステムに変更することもできる。

この際（３），（４）式の吸収反応で生成する吸収剤
中のFeSが通常より少なくなり、再生反応熱量が減少
し、再生系の熱収支をとることが次第に困難になって来
る。

負荷が所定以下（例えば50％以下）になって熱収支を
とるのが難しくなった場合は、イオウ回収系のイオウ凝
縮器71を一部バイパスして対応する方法を採ることもで
きる。

その際、バイパスガス中にH₂S、ガス状イオウ等のイ
オウ分が含有されており、それらのイオウ分は再生反応
器入口又は反応器内で燃焼するため、再生系内の補熱に
寄与することとなる。

再生反応で生成するSO₂ガスの除去には、SO₂還元反応
のみ又はSO₂還元反応とクラウス反応との組み合わせに
よる単体イオウとしての回収除去、石灰との湿式反応に
よる石膏としての回収除去等があるが、どの方法による
かの制限はない。

ここでは、上記の（11）〜（13）式の還元反応による
単体イオウとしての回収除去方法で説明する。

SO₂還元反応に必要なライン２からの還元性ガスは、
ライン１の脱塵ガス化ガスの一部が使用され、流路切替
バルブ３を介して、SO₂還元及びイオウ回収装置67に供
給される。このガスにより、ライン64からの再生工程後
のガスに含まれるSO₂ガスが（11）〜（13）式の反応でH
₂Sやイオウ単体等となる。

SO₂＋3H₂→H₂S＋2H₂O ……（11） SO₂＋2H₂→1/x Sx＋2H₂O ……（12） SO₂＋2H₂S→3/x Sx＋2H₂O ……（13）但しｘ＝２〜８次いで、交換器69、イオウ凝縮器71で130〜200℃で冷
却され、イオウ分離器73でガス成分と分離され、単体イ
オウがライン80より系外へ取り出される。このようにし
て、再生反応で生成するSO₂ガスの大部分が除去され、
再生工程にある反応器の処理ガス（再生ガス循環ライン
63中のガス）となる。

なお、ここで使用する還元性ガスは、精製後のライン
58のガス化ガスならばより好ましいのは当然である。

本発明方法では、再生工程のガスの流れ方向は吸収時
の流れ方向と逆流にしているが、吸収工程終了時の吸収
剤のFeS分布は上流、下流を問わずほぼ均一となってい
るので、再生用ガスの流れは順流、逆流のどちらでも採
用することができる。また還元用ガスの流れも順流、逆
流のどちらでも採用できる。

〔発明の効果〕

本発明方法によれば吸収剤を充填した反応器を少なく
とも４塔使用し、吸収、再生、還元の工程からなり、吸
収工程において、一部２塔直列運転を行わせ、吸収剤を
完全に硫化物とすることによって、従来の固定床脱流法
に比べて、次のような効果を有する。

（１）吸収工程時、吸収剤を有効に活用することによ
って、吸収剤必要量を3/4程度に少なくすることができ
る。

（２）再生工程時、従来法において見られた未反応
（未硫化）Fe₃O₄等の反応熱に由来する温度上昇問題が
解消でき、吸収剤の熱劣化を保護し、寿命延長につなが
る。

再生工程時、未反応（未硫化）Fe₃O₄等の酸化に要し
ていた再生用空気量が５％程度低減できるので、結果的
に電力消費量等のエネルギーの省力化に寄与する。

また再生工程時、主としてFeS等の酸化反応のみが生
起するために、再生工程にある反応器出口のガス温度及
びSO₂濃度の変化が少なく、より安定化する。

還元工程時、吸収工程時の未反応（未硫化）Fe₃O₄等
に起因するFe₂O₃等への還元のためのH₂,COの消費がない
ので、ガスタービンの燃料等に用いられるH₂,COのロス
を防止できる。

以上のように本発明は、高温還元性ガスの精製方法の
トータルシステムにおいて、効果的な方法を実現するこ
とができる。

【図面の簡単な説明】

第１図は本発明方法の一実施例のフロー図であり、第２
図は同実施例の吸収、再生、還元サイクルのタイムスケ
ジュールの例を示す説明図である。 1,2,4,54……高温還元性ガスライン、 17,18,19,20……反応器、 58……精製ガス取出ライン、 63……再生ガス循環ライン、 64……イオウ化合物含有ガスライン、 55,62,69……熱交換器、67……SO₂還元反応器、 73……イオウ分離器。

フロントページの続き (72)発明者瀬戸徹広島県広島市西区観音新町４丁目６番22 号三菱重工業株式会社広島研究所内 (72)発明者光岡薫明広島県広島市西区観音新町４丁目６番22 号三菱重工業株式会社広島研究所内 (72)発明者井上健治広島県広島市西区観音新町４丁目６番22 号三菱重工業株式会社広島研究所内 (56)参考文献特開平２−78416（ＪＰ，Ａ) 特開平４−145922（ＪＰ，Ａ)

Claims

(57)【特許請求の範囲】

【請求項１】高温還元性ガス中に含まれるイオウ化合物
を吸収剤で吸収除去する精製方法において、吸収剤を充
填した反応器を少なくとも４塔使用し、前記イオウ化合
物を吸収剤で吸収除去する吸収工程、該吸収剤を酸素含
有ガスで再生する再生工程、及び再生された吸収剤を高
温還元性ガスで還元する還元工程の三工程からなり、運
転時、その一部において２塔直列で操作する吸収工程と
その一部において２塔直列で操作する再生工程とをそれ
ぞれ組み込んだことを特徴とする高温還元性ガスの精製
方法。