コークス炉ガス顕熱回収装置
【課題】コークス炉ガスから高効率にて熱回収を行うことができるコークス炉ガス顕熱回収装置を提供する。
【解決手段】コークス炉で発生するコークス炉ガスと熱媒とを直接接触させ、その熱媒の表面にタールを凝縮させる熱交換塔２と、タールが付着した上記熱媒を集合させ、比重分離によって上記熱媒からタールを分離させ、上記熱媒を回収する熱媒回収槽５とを備えていることを特徴とする。
【解決手段】コークス炉で発生するコークス炉ガスと熱媒とを直接接触させ、その熱媒の表面にタールを凝縮させる熱交換塔２と、タールが付着した上記熱媒を集合させ、比重分離によって上記熱媒からタールを分離させ、上記熱媒を回収する熱媒回収槽５とを備えていることを特徴とする。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、コークス炉で発生するコークス炉ガス（ＣＯＧ）の顕熱を高効率で回収するコークス炉ガス顕熱回収装置に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
石炭をコークス炉の炭化室に装入し、高温還元雰囲気で乾留するコークス製造プロセスでは副産物として約８００℃のＣＯＧが発生する。このＣＯＧは、コークス炉頂部に設けられている上昇管を通る過程で安水フラッシングを受けて約８０℃以下に急激に冷却され、さらにガスクーラーで冷却された後、凝縮した液分はタールデカンターでタールと安水とに分離され、回収されるようになっている。
【０００３】
これまで安水フラッシングを行わずにＣＯＧの顕熱を有効に回収しようとする方法として、直接接触法を用いたＣＯＧ顕熱回収方法が提案されている（例えば特許文献１参照）。
【０００４】
上記ＣＯＧ顕熱回収方法とは、ＣＯＧ中に約１５０℃の高沸点タール留分を直接噴霧してＣＯＧを３２０〜３３０℃まで一次冷却し、さらに約７０℃の中沸点タール留分と直接接触させて約１２０℃まで二次冷却するというものである。
【０００５】
上記ＣＯＧ顕熱回収方法では熱媒としてタールを使用しており、熱媒とタールとを分離する必要がないという利点があるものの、熱回収後のタールの温度がエクセルギの低い低温タールになり、もはや低圧蒸気製造には適さないという大きな欠点がある。なお、この回収後のタール温度を上げるように設計した場合、２００℃以上では揮発するタールが現れて熱回収が成立しなくなる。
【０００６】
温度が８００℃から２５０℃まで変化するＣＯＧから有効に熱回収ができれば０．９５ＭＪ／Ｎｍ３- COGのエネルギーの回収が見込まれる。
【０００７】
しかしながら、国内のコークス工場で２５０℃までの熱回収は行われていないのが実情である。その原因は、ＣＯＧに含まれるタール分は８００℃では揮発状態にあるが４５０℃を下回るとタール分が凝縮するため、間接熱交換式では伝熱管表面にタールが厚く凝縮して熱交換性能が低下し、一方、直接接触式では熱媒の表面にタールが付着して熱回収後のプロセスが成立しなくからである。
【０００８】
多くのＣＯＧ顕熱回収方法が提案されながら、それらの方法がほとんど実施されずにいるのは上記理由による。
【０００９】
そこで、最近ではタールを扱うことが困難であるとして、高温のＣＯＧ中の揮発タールを改質してドライガス化する方法へと技術開発の関心が向けられている（例えば非特許文献１参照）。
【先行技術文献】
【特許文献】
【００１０】
【特許文献１】特開昭５６−１６３１９３号公報
【非特許文献】
【００１１】
【非特許文献１】鈴木公仁、他著、高温ＣＯＧ中タールの触媒ドライガス化（改質・利用技術）、石炭科学会議発表論文集（４５），３６−３７，２００８−１０−０９
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【００１２】
しかしながら、従来のドライガス化による方法でドライガス化できるタール分はタールの７０％程度（ドライガス化９１％）であり、確かにタールがガス化してＣＯＧの総発熱量は増加するものの、残り３０％のタール分については改質後ＣＯＧの顕熱（改質前後で不変）は回収できていない。
【００１３】
本発明は以上のような従来のＣＯＧ顕熱回収方法における課題を考慮してなされたものであり、コークス炉ガスから高効率で熱回収を行うことができるコークス炉ガス顕熱回収装置を提供するものである。
【課題を解決するための手段】
【００１４】
コークス炉ガスの顕熱を回収するにあたり、回収装置に伝熱管を用いる間接熱交換法ではタールが付着することによって伝熱管の総括伝熱係数が低下するという問題を解決できないため、本発明では直接熱交換法を採用する。
【００１５】
直接熱交換法では直接接触する熱媒の表面にタールが凝縮付着するが、既存のタールデカンター（安水、タール、タール滓の比重分離槽）と熱媒回収槽を利用して、タールを比重分離することで、熱媒の熱を利用する後続のプロセスへタールを持ち込まないようにすることができる。
【００１６】
上記熱媒としては、タール（比重１．１）と比較して比重が顕著に大きい低融点金属、例えば錫（融点２３２℃、比重７．０）を使用することが好ましい。タールと比較して十分な比重差があれば、例えば、比重が２前後である溶融塩、ガリウム等を用いることもできる。
上記直接熱交換には、ＣＯＧと熱媒（冷却媒体）が向かい合わせに接して流れる向流式熱交換と、ＣＯＧと熱媒が同じ向きに接して流れる並流式熱交換が含まれる。
【００１７】
向流式熱交換によってＣＯＧの顕熱を回収を行うにあたり、直接接触による熱交換を数値計算から予測し、顕熱回収装置の基本設計を行った。あるコークス工場のサイズ規模を例に取り設計を行うと、直接接触式熱交換塔の大きさはφ３．６ｍ×Ｈ１０ｍ（熱交換有効高さ）となり、熱媒である錫の循環流量は４２２ｋｇ／ｓ（３．６３ｍ３／ｍｉｎ）になった。
【００１８】
錫を循環させる２機の送液ポンプの合計動力は１２０ｋＷ、熱交換塔内を落下する錫液滴に逆らって塔内を上昇するＣＯＧを吸引する送風ブロワの動力は３０ｋＷが予想され、熱回収は２７．５ＭＷが見込まれる。
【００１９】
熱回収後の錫の温度は５００℃になり、この熱を低圧プロセス蒸気製造として利用すると、３１５ｋｔ／年の蒸気を製造することができる。これにより現在、プロセス蒸気を製造するために購入している外部燃料を削減することができ、ポンプ動力とブロワ動力の電気料金が新たに増加するとしても、大幅なコストダウンを達成することが可能になる。
【００２０】
高効率で熱回収を行う本発明のコークス炉ガス顕熱回収装置は、コークス炉で発生するコークス炉ガスと熱媒とを直接接触させ、その熱媒の表面にタールを凝縮させる熱交換塔と、
タールが付着した上記熱媒を集合させ、比重分離によって上記熱媒からタールを分離させ、上記熱媒を回収する熱媒回収槽とを備えていることを要旨とする。
【００２１】
本発明において、上記熱媒として上記タールよりも比重が重い熱媒を使用することができる。
【００２２】
本発明において、上記熱交換塔内の熱交換によって冷却されたコークス炉ガスを導いて安水を散水し、未凝縮のタール分を凝縮させ貯溜する安水散水装置を有することができる。
【００２３】
本発明において、上記安水散水装置からの安水と凝縮液とを導いて比重分離させるタールデカンターを有することができる。
【００２４】
本発明において、上記タールデカンターの最下層に沈殿した熱媒とタール滓との混合物を、上記熱媒回収槽に供給する掻出装置を有することができる。
【００２５】
本発明において、上記熱媒を上記熱交換塔の上部から散液する散液ノズルを有することができる。
向流式コークス炉ガス顕熱回収装置は、上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔下部から供給し、上記熱交換塔の塔頂部から引き出すガス給排路を有する。
向流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、タールが付着した上記熱媒の一部を上記熱交換塔の外部に取り出す通路部を有し、この通路部の出口部に上記熱媒回収槽を備えることができる。
【００２６】
また、向流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、熱交換に供せられタールが付着した上記熱媒を受ける液滴受け部を上記熱交換塔内に有し、この液滴受け部を上記通路部の入口部と接続することができる。
【００２７】
また、向流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、上記熱媒回収槽において分離された上記熱媒を、上記液滴受け部の下方から散液する第二散液ノズルを設けることができる。
並流式コークス炉ガス顕熱回収装置は、上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔頂部から供給し、上記熱交換塔の塔下部から引き出す第二のガス給排路を有する。
並流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、上記熱交換塔の下部に上記熱媒回収槽を設けることができる。
【発明の効果】
【００２８】
本発明によれば、高温のコークス炉ガスの顕熱を高効率で回収することができるという長所を有する。
【図面の簡単な説明】
【００２９】
【図１】本発明に係る向流式コークス炉ガス顕熱回収装置の全体構成図である。
【図２】図１の熱交換塔内に設けられる樋の構成を示す平面図である。
【図３】熱交換塔内で散液される錫粒子の粒径分布を示すグラフである。
【図４】錫粒子の速度を計算するための、粒子レイノルズ数と球の抗力係数の関係を示したグラフである。
【図５】熱交換塔の性能予測計算結果を示すグラフである。
【図６】熱交換塔内部のＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の温度分布を示したグラフである。
【図７】熱交換塔内部のＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の速度分布を示したグラフである。
【図８】本発明に係る並流式コークス炉ガス顕熱回収装置の全体構成図である。
【図９】並流式コークス炉ガス顕熱回収装置における熱交換塔の性能予測計算結果を示すグラフである。
【発明を実施するための形態】
【００３０】
以下、図面に示した実施の形態に基づいて本発明を詳細に説明する。
【００３１】
［1］向流式コークス炉ガス顕熱回収装置
図１は、本発明に係る向流式コークス炉ガス顕熱回収装置（以下、向流式顕熱回収装置と略称する）１の全体構成図である。
【００３２】
［1.1］熱交換塔
図１において、コークス炉（図示しない）から発生した８００℃のコークス炉ガス（以下、ＣＯＧと呼ぶ）は、熱交換塔２の塔下部２ａからその熱交換塔２内に導入され、塔内部を上方に向けて上昇し、塔頂部２ｂから送り出されるようになっている。
【００３３】
なお、ＣＯＧの主成分は水素、メタン、一酸化炭素であるが、他にタール分や粗軽油分、アンモニア、硫化水素、シアン化水素などの成分も含まれる。
【００３４】
本実施形態における熱交換塔２の径はφ３．６ｍ、高さＨは１０ｍである。なお、設計の根拠については後述する。
【００３５】
塔頂部２ｂ内には散液ミストノズル（散液ノズル）３が配置されており、この散液ミストノズル３から熱媒としての錫が、融点以上の初期温度２５０℃、平均液滴粒子径１ｍｍで散液されるようになっている。
【００３６】
錫の液滴は塔内を落下し、一方、ＣＯＧは塔内を上方に向かって流れ、それにより向流式の直接接触熱交換が形成される。この間、液滴には重力が下向きに作用するが、上向きに流れるＣＯＧによって流体抗力を受けるためゆっくりと落下する。その結果、自由落下する場合に比べ長時間、熱交換が行えるようになっている。
【００３７】
塔内を落下する錫粒子は高温のＣＯＧと接触することで加熱されるに対し、ＣＯＧは錫に対して熱を渡して冷却される。その際、ＣＯＧに含まれるタール分は４５０℃を下回ると熱交換環境中、最も低温である錫液滴の表面を核にして凝縮し始める。それにより、錫液滴の表面にはタールが付着する。
【００３８】
落下するタール付着錫液滴は、錫液面Ｌ（０ｍ）から高さ５ｍの位置に設けられた樋４で受け止められ、隣接する熱媒回収槽５へ導かれる。
【００３９】
なお、熱交換塔２内を上昇するＣＯＧの流れを完全に遮ることがないように、樋４には複数の開口部が設けられている。
【００４０】
［1.2］熱交換塔に設けられる樋
図２は上記樋４の構成を示す平面図である。
【００４１】
樋４は、熱交換塔２内に水平方向に配置される窓枠状の液滴受け部４ａと、その液滴受け部４ａの一部から線状に延設されるとともに先下がりに傾斜している通路部４ｂとを有し、液滴受け部４ａには矩形状の開口部４ｃが複数設けられている。
【００４２】
これらの開口部４ｃは、熱交換塔２の水平断面に占める閉鎖面積を５０％にするために設けられており、落下する錫粒子の５０％を熱媒回収槽５に導き、残りの５０％を熱交換塔２内の最下部まで直接、落下させている。
【００４３】
なお、図中、４ｂ′は通路部４ｂを形成している側壁であり、４ｃ′は開口部４ｃの周囲に形成されている側壁である。
【００４４】
また、開口部４ｃは、閉鎖面積を５０％にすることができるものであれば、上記矩形状に限らず、例えば、円形孔を多数備えたパンチングメタル等で構成することもできる。
【００４５】
［1.3］熱媒回収槽
図１において、熱媒回収槽５へ導かれたタール付着錫は、タールの比重が１．１であるのに対し錫の比重が７．０と十分大きいため、タールと錫は重力によって比重分離される。
【００４６】
タールは約３５０℃の顕熱を持ったまま排出口５ａから熱媒回収槽５外へ排出され、冷却後にこれまでと同様に活用・処理される。
【００４７】
熱媒回収槽５の下部に沈んだ錫は、熱媒回収槽５に設けられた第一竪型ポンプ６によって熱媒回収槽５の下部から熱交換塔２における高さ５ｍの位置、すなわち、樋４の下面位置まで送られ、第二散液ミストノズル（第二散液ノズル）７から再度、熱交換塔２内に散液される。散液された錫は、高温のＣＯＧと直接接触が行われ、開口部４ｃを通過して直接落下する錫とともに加熱される。
【００４８】
したがって、熱交換塔２の塔下部２ａに設けられている液体錫浴に降り注ぐ錫には、熱媒回収槽５を経たタールを含まない錫と、樋４の開口部４ｃ（開口率５０％）を通過して落下してきた、表面にタールが付着している錫との両方が存在することになる。
【００４９】
しかし、液体錫浴の錫温度は熱回収の結果として５００℃以上の高温になるため、タールはここに到着するまでに再び揮発して、高温のＣＯＧと共に熱交換塔２内を上昇する。そして、上昇と共に再び冷却されて凝縮する。その結果、再揮発したタールによって熱交換塔２内のタールガス濃度は若干高くなり、定常状態へと安定することになる。
【００５０】
また、液体錫浴の錫は第二竪型ポンプ８によって熱交換塔２から汲み上げられ熱利用される。例えば、低圧プロセス蒸気を製造するためのボイラ９に送られて融点より高温の２５０℃まで冷却される。そして、再び熱交換塔２内の上部に設けられた散液ミストノズル３から散液される動作を繰り返す。
【００５１】
また、塔頂部２ｂから排気されるＣＯＧには、若干量の錫微粒子が必ず混入する。錫の蒸気圧は比較的低いが、錫蒸気もＣＯＧと共に塔頂部２ｂから排気される。
【００５２】
後述する設計計算によると、散液ミストノズル３から散液された錫の２．９ｗｔ％は落下することなく、ＣＯＧと共に熱交換塔２外へ排気される。
【００５３】
［1.4］タールデカンター
熱交換塔２から排気される錫についてはタールデカンター１０を用いて回収・再利用する。熱交換塔２の後段に設けられた安水散水装置１１を通過する際にＣＯＧは冷却されて約８０℃まで冷却されタールは凝縮する。
【００５４】
ここで液体錫と錫蒸気も固体になり、安水とともにタールデカンター１０へ流入する。ここで、上から安水Ａ、タールＢ、タール滓Ｃの順に比重分離されて、安水Ａは一部が抜き出されて水処理される分を除いてポンプ１２、循環路１３を通じて再び安水散水装置１１から散水される。
【００５５】
タールＢは排出されて利用・処理され、タール滓Ｃは掻出装置としてのコンベヤ１４によって掻き出されて処理される。
【００５６】
タール滓Ｃは主に石炭微粉末、コークス微粉末からなる固体粒子からなっている。もっとも比重の大きい固体錫もそのタール滓に混入している。この固体錫を再利用するために、本実施形態では固体錫を含むタール滓Ｃをそのまま熱媒回収槽５へ投棄するようにしている。
【００５７】
タール滓Ｃはタールよりも比重が大きく、錫よりも比重が小さいので、タールと錫の間に挟まれるように層をなし、タール滓Ｃに含まれる固体錫は３５０℃の環境では再び溶解して液体になり、熱媒回収槽５の底部に貯溜されている錫の層へ合流する。
【００５８】
一方、錫とタールの境界高さには棚部５ｂが設けられており、３５０℃でも固体の状態にあるタール滓Ｃについては第二掻出装置としての第二コンベヤ１５によって熱媒回収槽５の外部に排出するようにしている。
【００５９】
固定された第二コンベヤ１５の位置にタールの液面が来るようにするには、フロート式液面計（図示しない）を用い、錫送液用の第一竪型ポンプ６を制御することで、これを実現できる。
【００６０】
詳しくは、フロートの比重をタール（比重１．１）と錫（比重７）の中間に設定してタール・錫界面の高さをフロート式液面計で検知し、その界面高さが棚部５ｂよりも高い場合には第一竪型ポンプ６の回転数を増加させることによりポンプ流量を増やして界面高さを下げる。これとは逆に、界面高さが棚部５ｂよりも低い場合には第一竪型ポンプ６の回転数を減少させることでポンプ流量を減らし、界面高さを上げるように制御する。
【００６１】
タール滓Ｃと錫の濡れ性が良い場合、排出されるタール滓Ｃに錫が混入しやすい状況となることが想定されるが、その場合にはタール滓Ｃの堆積層厚みを厚くして比重分離の効果を効かせばよい。なお、上記タールデカンター１０は既存のものを使用することができる。
【００６２】
また、タールデカンター１０と熱媒回収槽５を接続した場合、熱交換塔２→樋４→熱媒回収槽５→タールデカンター１０→ＣＯＧ配管へと繋がる短絡径路が形成されてしまう虞がある。そこで、樋４の通路部４ｂに潜り堰４ｄを設け、ＣＯＧが熱交換半ばで排気されることを防ぐようにしている。
なお、通路部４ｂの入口部には液滴受け部４ａが接続され、通路部４ｂの出口部には熱媒回収槽５が備えられている。
【００６３】
［1.5］送液ポンプ
本実施形態では、２箇所で錫送液用のポンプを使用している。
【００６４】
一つは熱交換塔２下部の液体金属浴に溜まった錫を再び熱交換塔２上部の散液ミストノズル３へ送り揚げるための第２竪型ポンプ８であり、扱う温度範囲は５００〜６００℃である。
【００６５】
もう一つは熱媒回収槽５の下部に溜まった錫を熱交換塔２の中間高さに設置されている第二散液ミストノズル７へ送り揚げる第一竪型ポンプ６であり、扱う温度範囲は３５０℃前後である。
【００６６】
上記各竪型ポンプ６、８としては、モーター部を槽外の上部に置いて、軸を鉛直に降ろすホンダ機工（株）製や（株）新井製作所製の竪型(立軸)多段ポンプを使用することができる。この種の竪型(立軸)多段ポンプは、溶融金属や溶融塩の液送にも用いられているものである。
【００６７】
なお、ＣＯＧは可燃性毒性ガスであることから、軸が貫通するシール部と外気との間には第３室１６を設け、その第３室１６に対しＣＯＧ側の圧力よりも高い圧力で窒素を供給するようにしている。それにより、仮にシールに漏洩があったとしても、窒素がＣＯＧ側へ混入するか、窒素が外気へ漏れるかのどちらかになり、安全が確保されるようになっている。また、シール材としては６００℃まで使用できるインコネル繊維耐熱膨張黒鉛グランドパッキンが例示される。
【００６８】
［1.6］散液ミストノズル
錫散液用の散液ミストノズル３としては、パッキンのみを４００℃に耐えられる高温パッキン（例えば銅などのメタルパッキン）を使用することで、水用ミストノズルを錫散液用として使用することができる。
【００６９】
しかも、錫でも水でも同一ミストノズルで作り出される粒子径はほとんど同一になる。ただし、圧力は錫と水の密度比（比重比）に応じて７倍になる。体積流量は両者で同一である。
【００７０】
なお、図１中、１７は安水散水装置１１に接続されているブロアであり、このブロア１７が駆動すると、熱交換塔２に供給されたＣＯＧが錫散液にさからって上昇し、接続管１８→安水散水装置１１→排出管１９を通じて向流式顕熱回収装置１外に排出される。
すなわち、ＣＯＧ供給ライン２１および接続管１８は、ＣＯＧを熱交換塔２の塔下部２ａから供給し、熱交換塔２の塔頂部２ｂから引き出すガス給排路として機能する。
また、図中、２４は安水散水装置１１とタールデカンター１０を均圧化させるための均圧管である。
【００７１】
［1.7］錫の散液
アトマイズ時に粒子へ分裂する臨界条件の評価方法として、流体から受ける抗力と表面張力の力の比を表す臨界ウェーバー数Ｗｅｃｒｉｔが用いられる。
【００７２】
【数１】
【００７３】
自由落下する水滴では、Ｗｅｃｒｉｔ＝２２程度であると提案されている。粘性を持つ流体に対しては、式(2-1)の補正式として、式(2-2)が提案されている。
【００７４】
【数２】
ここで、Ｗドットｅｃｒｉｔは流体の粘性がゼロの時の臨界ウェーバー数である。つまり、一般的にアトマイズ粒子径は、ウェーバー数Ｗｅとオーネゾルゲ数Ｏｈの関数で表される。
【００７５】
表１に錫と水の物性値と、今回の錫ミストノズルに想定される粒子径および噴射速度でのレイノルズ数Ｒｅ、ウェーバー数Ｗｅ、オーネゾルゲ数Ｏｈを示す。
なお、
【００７６】
【数３】
の関係がある。
【００７７】
【表１】
【００７８】
表１より、ウェーバー数Ｗｅは両者でほぼ同一であり、オーネゾルゲ数Ｏｈは錫の方が約１／４である。つまり、錫の方が粘性の効果が１／４になっている。
【００７９】
また、式(2-1)と式(2-2)から、水用のミストノズルに錫を同一流速で供給するとウェーバー数Ｗｅが小さくなり、その結果、粒子径も小さくなることが予測される。しかし、式(2-3)と表１より、１，０００のオーダーのウェーバー数Ｗｅが０．０４変化する程度であり、その影響は極めて小さい。したがって、実質的に水と錫で同一の粒子径分布が得られることになる。
【００８０】
その粒径分布を図３のグラフに示す。
【００８１】
同グラフは、選定したミストノズルにて予想される錫の粒子径分布を示している。
【００８２】
詳しくは、粒子径ごとの個数割合、質量割合、熱交換塔２で散液した場合の熱回収割合を示しており、最小では粒子径０．１ｍｍまで存在している。
【００８３】
粒子径０．１ｍｍの錫粒子は、８００℃のＣＯＧ雰囲気中で終末速度が２．０ｍ／ｓになることから、全ての錫粒子が熱交換塔２を落下できるようにＣＯＧの上昇速度を微風程度の２．０ｍ／ｓ以下に設計しようとすると、熱交換塔２が大規模になり現実的ではない。
【００８４】
一方、粒子径０．４ｍｍの錫粒子の８００℃静止ＣＯＧ雰囲気中での終末速度は１１．８６ｍ／ｓであり、この流速に必要な熱交換塔の断面積は１０．１２ｍ２（φ３．６ｍ）という現実的な大きさであることから、全体の２．９ｗｔ％になる直径０．４ｍｍ未満の粒子はＣＯＧと共に排出されることを許容し、後段で回収する方法を採用することとする。タールデカンター１０を熱媒回収槽５に接続しているのは、このためである。
【００８５】
なお、錫を散液する散液ミストノズルの候補としては、扇形噴射角９０°、流量４０８Ｌ／ｍｉｎ＠０．３５ＭＰａ（Sn）、異物通過径５．６ｍｍのイケウチＷＰ９０１０００が示される。
【００８６】
［1.8］性能計算手法および性能計算
［1.8.1］計算手法
熱交換塔２を鉛直方向の一次元モデルで考える。錫液滴粒子については、中心径を代表径とした各々の粒子群を個別に考える。ＣＯＧと熱媒(錫)のエネルギー方程式はそれぞれ式(3-1)と式(3-2)により表される。
【００８７】
【数４】
【００８８】
【数５】
ここで、ｍドット：質量流量、Ｃｐ：定圧比熱、Ｔ：温度、ｚ：鉛直方向距離、λ：熱伝導率、Ｄ：直径、ρ：密度、ｖ：速度、Ａ：熱交換塔断面積、Ｎｕ：ヌセルト数であり、添え字は、ＣＯＧ：コークス炉ガス、ｍ：熱媒(錫)、ｉ：図３に示した各中心径を持つ粒子群番号をそれぞれ表す。
【００８９】
球形を仮定した熱媒(錫)液滴周りの熱伝達を表すヌセルト数Ｎｕｉは、式(3-3)により表される。
【００９０】
【数６】
ここで、Ｒｅｉ：ｉ番粒子の粒子レイノルズ数、Ｐｒ：ＣＯＧのプラントル数である。
【００９１】
粒子の運動方程式は、重力と抗力を考慮した式(3-4)により求められる。
【００９２】
【数７】
ここで、ｇ：重力加速度、ＣＤｉ：粒子群ｉに作用する抗力係数であり、Ｒｅｉの関数として図４の粒子レイノルズ数と球の抗力係数の関係により与えられる。
【００９３】
粒子の初速度は、散液ミストノズルの噴射スリット前後圧力差よりベルヌーイの式を用いて求めた。実際、図３の特性を有するミストノズルに０．３５ＭＰａで錫を供給した時の初速度は１０ｍ／ｓと見積もられる。
【００９４】
粒子の終末速度ｕｍｉｔは、式(3-4)の右辺がゼロになる重力と抗力の釣り合い条件より、式(3-5)により求められる。
【００９５】
【数８】
【００９６】
上述したように、粒子径０．４ｍｍの錫粒子を境界にして、それ以下の粒子径を持つ粒子はＣＯＧとともに上部から排出され、それ以上の粒子径を持つ粒子が落下して直接熱交換を行うように設計すると、式(3-5)より、
【００９７】
【数９】
が得られる。ここで、Ｄｍｂ＝０．０００４［ｍ］であり、ＣＤｂはＤｍｂの粒子径を持つ粒子の抗力係数である。次に、コークスガスの質量流量より、熱交換塔の断面積Ａが式(3-7)により決まる。
【００９８】
【数１０】
【００９９】
さらに、塔内で液体金属粒子が占める容積占有率Ｒは、式(3-8)により求まる。
【０１００】
【数１１】
【０１０１】
熱交換塔内のＣＯＧは冷却されるに従って密度が変化する。密度と温度の関係は理想気体の状態方程式に従って変化させる。
【０１０２】
［1.8.2］計算に用いた物性値
表２に本計算に用いた物性値と運転条件を示す。特に、ＣＯＧの粘性係数、熱伝導率、比熱については、表３に示す２５０℃での物性値と８００℃での物性値を取り出し、温度の変化に対して線形近似式を構成して用いている。ＣＯＧの２５０℃と８００℃での各物性値は、精製後ＣＯＧの組成（H2：58%、CH4：27%、CO：7%、N2：8%）を持つ混合気体の物性値で代用している。
【０１０３】
【表２】
【０１０４】
【表３】
【０１０５】
［1.9］装置基本設計と予測性能
熱交換塔高さ(有効錫液滴落下距離)が５ｍと１０ｍの場合について、メタル/ガス質量流量比の影響を熱交換効率η、ＣＯＧ出口温度、液体金属浴温度、回収熱/投入動力比について調べた。ここでは、熱交換効率ηを式(3-9)により評価した。
【０１０６】
【数１２】
として定義した。ここで、ｈｃｏｇ：ＣＯＧの比エンタルピであり、＠８００：８００℃の状態を表す添え字、＠２５０：２５０℃の状態を表す添え字、＠ｅｘｉｔ：熱交換塔出口での状態を表す添え字である。
【０１０７】
投入動力としては、液体錫を送液するポンプ動力と、熱交換塔および安水散水装置までの配管圧力損失と液滴へ及ぼす抗力を考慮したＣＯＧブロワ動力の合計とした。
【０１０８】
錫送液ポンプ動力は２機合わせて０．２５ｋＪ／ｋｇ- 錫のオーダー、ＣＯＧブロワ動力は０．３３〜１．０ｋＪ／Ｎｍ３- COGのオーダーになっている。
【０１０９】
以下、図５のグラフを参照しながら熱交換塔の予測性能について説明する。
【０１１０】
同グラフでは、熱交換塔２の高さ（以下、塔高さと呼ぶ）を１０ｍにした場合と５ｍにした場合の予測性能をそれぞれ同じグラフにて対比させて示している。
【０１１１】
同グラフにおいて、熱交換塔２に供給する錫とＣＯＧの割合をメタル／ガス質量流量比で表し、塔下部２ａに貯溜される錫の温度を液体金属浴温度として表し、錫の液滴が熱交換塔２内で占める割合を液敵空間占有率で表している。
【０１１２】
同グラフにおいて、ＣＯＧの出口温度は熱交換器の低温側温度、すなわち、散液される錫の温度２５０℃に向けて漸近する（Ｌ１、Ｌ２参照）。
【０１１３】
塔下部２ａに貯溜される錫の設計温度を、タールを揮発させるのに必要とされる温度５００℃とすると、塔高さが５ｍ（Ｌ３参照）の場合の熱交換効率は８２％となる。一方、塔高さが１０ｍ（Ｌ４参照）の場合の熱交換効率は９５〜９６％となる。仮に、塔高さ１０ｍの場合と同等の熱交換効率を塔高さ５ｍで得ようとすると、メタル／ガス質量流量比を大幅に高めなければならず、そうすると、液体金属の循環量が過剰となり液体金属浴温度（Ｌ５参照）が５００℃を下回ることになる。なお、Ｌ６は塔高さ１０ｍの場合の液体金属浴温度を示している。
【０１１４】
メタル/ガス質量流量比が増加すれば、錫の送液ポンプ（図１の第一竪型ポンプ６および第二竪型ポンプ８）動力と錫粒子に作用する抗力によってブロワ（図１のブロワ１７）の動力が増加して塔高さ５ｍの回収熱/投入動力比、塔高さ１０ｍの回収熱/投入動力比はともに減少する。
【０１１５】
また、図５のグラフに示されるように、熱交換塔２内の空間における液体錫の空間占有率は、塔高さにほとんど依存せず、メタル／ガス質量流量比にほぼ対応しており、しかも０．１％未満の小さな値になっている。この計算結果から、以下のことが分かる。
【０１１６】
(ａ)熱交換効率
メタル／ガス質量流量比の増加と共に接触面積が増加して熱交換効率は増加するが、効率９５％程度までの増加率は大きい。錫を散液するようにした直接接触の効率が優れていることが分かる。
【０１１７】
(ｂ)ＣＯＧ出口温度
ＣＯＧ出口温度は熱交換器の低温側の温度２５０℃に向けて漸近し、その傾向は熱交換効率と上下対称のようになる。もし熱媒にガリウムのようなさらなる低融点金属を用いれば、２５０℃以下まで十分に熱回収できることになる。
【０１１８】
(ｃ)液体金属浴温度
液体金属浴の温度が４５０℃以下になると、熱交換塔２下部の液体金属浴において時間と共にタールが常に蓄積することになり、錫との比重分離に加えて別途、タールの排出手段が必要になり好ましくない。
【０１１９】
また、液体金属浴の温度が低下すると、錫を熱媒にしたボイラなどの熱利用設備の規模が大きくなる。熱交換効率ηが大きくなると熱回収が増加することによりこの温度は上昇するはずであるが、実際にはメタル／ガス質量流量比がそれ以上に増加し、メタル/ガス質量流量比の増加に対して、液体金属浴の温度は低下する傾向を示す。
【０１２０】
４５０℃程度と言われているタール凝縮開始に対し、余裕をみて５００℃を液体金属浴の最低温度とすると、熱交換の高さが１０ｍの場合ではメタル/ガス質量流量比は３２（この時の熱交換効率は９５％）が上限であり、一方、熱交換の高さが５ｍの場合ではメタル/ガス質量流量比２７（この時の熱交換効率は８２％）が上限になる。したがって、両者の熱交換効率を比較すると、熱交換高さ１０ｍを採用する方が有利である。
【０１２１】
(ｄ)回収熱/投入動力比
一方、回収熱／投入動力比を見ると、メタル/ガス質量流量比の増加と共に錫の送液ポンプ動力と錫粒子に作用する抗力に起因するブロワ動力が増加して回収熱/投入動力比は減少する（Ｌ７、Ｌ８参照）。しかし、その比は２００前後であり、図５のグラフに示す範囲では投入動力が設備設計を制限することにならない。
【０１２２】
以上のことから、顕熱回収装置を設計するには液体金属浴温度を睨みながら熱回収効率が最大になる点を選択することになる。したがって、熱交換塔２の有効高さを１０ｍとし、メタル/ガス質量流量比を３２にすることが好ましい。
【０１２３】
ほぼその条件に等しい熱交換塔高さ１０ｍ、メタル／ガス質量流量比３０．６での熱交換塔内部のＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の温度分布を図６のグラフに示す。
【０１２４】
図６のグラフにおける縦軸は熱交換塔２の高さを示しており、０ｍは錫の液面レベルＬ（図１参照）に相当し、１０ｍは塔頂部２ｂに相当している。横軸は温度を示している。各種粒子径の錫を１０ｍの高さから２５０℃の温度で噴射する一方で熱交換塔２の下部から８００℃のＣＯＧが供給された場合を示している。
【０１２５】
粒子径が小さい（粒子径０．５ｍｍ）ものほど比表面積が大きいため、熱交換によってすばやく温度上昇するが、粒子径が大きくなると（粒子径２．５ｍｍ）温度上昇が遅くなる。
【０１２６】
熱交換塔２の高さ５ｍの位置には上述したように樋４が設けられているため、この樋４の高さでは、粒子径２．５ｍｍの錫は２５０℃から２９０℃に温度上昇し、粒子径０．５ｍｍの錫は４００℃まで温度上昇し、平均温度は約３５０℃となる。
【０１２７】
したがって、高さ５ｍの位置に樋４を設ければ、沸点が最低２９０℃までのタール成分、例えば、ベンゾ［ａ］ピレンやフェナントレン等を回収することができる。よって、熱交換塔２の丁度、中間高さの５ｍ位置に開口率５０％格子状の樋４を設置すればよいことになる。
【０１２８】
次に、同一条件でのＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の速度分布を図７に示す。
【０１２９】
図７のグラフにおいて、縦軸は熱交換塔２の高さ方向位置を示し、横軸は下向き速度を示している。
【０１３０】
ＣＯＧは熱交換塔２内に導入された時点で−１２ｍ／ｓの速度（ＣＯＧの流れは上向きであるため−の値で示している）を持っているが、熱交換塔２内を上昇するにつれて冷却され、冷却による密度の増加によって減速する。
【０１３１】
また、錫については、粒子径の小さい錫、例えば粒子径０．５ｍｍのものは散液ミストノズル３から初速１０ｍ／ｓで噴射されるが、熱交換塔２内を上昇するＣＯＧの流体抗力によって５ｍ／ｓ程度まで減速されながら落下する。一方、粒子径２．５ｍｍのものは流体抗力よりも重力が上回り、加速しながら落下する。
【０１３２】
なお、図７のグラフには図示していないが、粒子径０．４ｍｍ以下の粒子は下向き速度が最終的にマイナスになる。すなわち、上昇して液体金属バスに落下しない。
【０１３３】
以上のことから、粒子径０．４ｍｍ以下（２．９ｗｔ％）の錫粒子がＣＯＧとともに上昇して排出されることを許容した設計が成立していることが分かる。
【０１３４】
［2］並流式コークス炉ガス顕熱回収装置
図８に示す並流式コークス炉ガス顕熱回収装置（以下、並流式顕熱回収装置と略称する）２０は、図１に示した熱交換塔２と熱媒回収槽５とを一体化した構成となっている。なお、図８において、図１と同じ構成要素については同一符号を付してその説明を省略する。
【０１３５】
８００℃のＣＯＧは、ＣＯＧ供給ライン２１を介し熱交換塔２２の塔頂部２２ａから熱交換塔２２内に導入され、熱交換塔２の塔下部２２ｂから接続管１８を介して引き出されるようになっている。上記ＣＯＧ供給ライン２１および接続管１８は、ＣＯＧを熱交換塔２２の塔頂部２２ａから供給し、熱交換塔２２の塔下部２２ｂから引き出す第二のガス給排路として機能する。
【０１３６】
それにより、熱交換塔２２の内部を降下する過程で散液ミストノズル３から散液される錫との間で並流式の直接接触熱交換が行われる。
【０１３７】
熱交換塔２２内を落下するタール付着錫液滴は、熱交換塔２２の下部に設けられた比重分離槽としての熱媒回収槽２３で受け止められ、一方、ＣＯＧは３２０℃程度まで冷却されて塔下部２２ｂから安水散水装置１１へ送り出されるようになっている。
上記熱交換塔２２の径はφ３．６ｍ、高さＨは２０ｍである。
【０１３８】
図１に示した向流式顕熱回収装置における直接接触熱交換では、上向きに流れるＣＯＧの抗力によって液滴がゆっくりと落下し液滴との接触時間を長くすることができるが、並流式の直接接触熱交換では向流式の直接接触熱交換に比べ、熱交換効率が低下する。そこで、並流式顕熱回収装置２０では、熱交換塔２２の高さを高くして熱交換効率の低下を補っている。
【０１３９】
上記構成を有する並流式顕熱回収装置２０では、タールが凝縮した熱媒（錫液滴）の一部を熱交換塔２２の外部に取り出すための通路部を設けず、熱媒のすべてを熱交換塔２２の下部に設けられた熱媒回収槽２３に流し込むようにしている。それにより、樋４、第一竪型ポンプ６、第二散液ノズル７を省略することができ、装置の簡略化を図ることができる。なお、図中、符号２４は均圧管である。
【０１４０】
図９は、並流式顕熱回収装置による熱交換塔の性能予測計算結果を示したグラフである。
同グラフにおいて、横軸は熱交換塔２２に供給する錫とコークス炉ガスの割合を示したメタル／ガス質量流量比であり、左側縦軸は回収熱／投入動力比および液体金属浴温度℃（熱媒回収槽２３に貯溜される錫の温度）を示し、右側縦軸は熱交換効率％を示している。
【０１４１】
並流式顕熱回収装置２０では、９０％の熱交換効率を目指す場合、並流式接触であるためにＣＯＧ質量流量に対して１２５倍の熱媒質量流量が必要となる。そのため、並流式顕熱回収装置２０に投入したポンプとブロワの動力に対して２４倍の熱回収しかできないことになる。
【０１４２】
上述した向流式顕熱回収装置１では、ＣＯＧ質量流量に対して３０．６倍の熱媒質量流量を必要とするだけで、投入したポンプとブロワの動力に対して１８４倍の熱回収ができていた（図５のグラフにおけるＬ８参照）ことと比較すると、並流式顕熱回収装置２０では向流式顕熱回収装置１に比べ約８倍の動力が必要になる。
【０１４３】
すなわち、動力に関してはポンプ動力の方がブロワ動力よりも圧倒的に大きく、ポンプ動力Ｐ(W)はｍドット×Ｈに比例し、下記式
【０１４４】
【数１３】
で表される。ここで、ｍドットは熱媒質量流量（kg/s）、ｇは重力加速度(m/s2)、Ｈは揚程（熱交換塔高さ）(m)、ηはポンプ効率である。
【０１４５】
並流式の場合のポンプ動力：ｍドット×Ｈ（１２５×２０）×ｇ／ηを、向流式の場合のポンプ動力：ｍドット×Ｈ（３０．６×１０）×ｇ／ηで除算すると８．１７が得られ、約８倍の動力となる。
【０１４６】
しかしながら、並流式顕熱回収装置２０によれば、設備と運転方法を極めて簡略化することができるという利点がある。
【０１４７】
例えば、向流式顕熱回収装置１では、熱媒回収槽５の液面レベルを一定に維持するよう、第二散液ミストノズル７用の第一竪型ポンプ６の運転を制御することが求められるが、並流式顕熱回収装置２０によれば、そのような液面レベルの制御が必要とされない。しかも、熱媒の一部を熱交換塔２２の外部に取り出すための樋４も必要としないため、通路部４ｂが閉塞するおそれもなくメンテナンスが容易になる。
【０１４８】
従来、ＣＯＧは約８００℃の顕熱を持っていることから０．９５ＭＪ／Ｎｍ３-COG程度の発生熱量があるにもかかわらず、４５０℃以下まで冷却するとタールが凝縮して伝熱管に付着することから、これまでほとんど熱回収が行われていなかった。
【０１４９】
しかしながら、上述した向流式および並流式顕熱回収装置によれば、高温のＣＯＧに錫液滴を直接接触させることで液体錫の表面にタールを凝縮させ、その後、タールと液体錫を比重分離させるように構成したため、本発明をコークス炉に適用すれば、大幅なコストダウンが実現でき、ＣＯ２の排出量も大幅に削減することができる。
【０１５０】
なお、上述した向流式顕熱回収装置では、熱交換塔２内に樋４を設け、タールの付着した錫液滴を受け止めて熱媒回収槽５へ供給するように構成したが、ＣＯＧ顕熱を回収するにあたり、熱媒質量流量を増加させて液体金属浴の温度を３５０℃程度まで下げる運転を行えば、樋４を設けず熱交換塔２の下部に熱媒回収槽を設けることもできる。
【符号の説明】
【０１５１】
１ 向流式顕熱回収装置
２ 熱交換塔（熱交換装置）
２ａ 塔下部
２ｂ 塔頂部
３ 散液ミストノズル（散液ノズル）
４ 樋
４ａ 液滴受け部
４ｂ 通路部
４ｃ 開口部
４ｄ 潜り堰
５ 熱媒回収槽
５ａ 排出口
５ｂ 棚部
６ 第一竪型ポンプ
７ 第二散液ミストノズル（第二散液ノズル）
８ 第二竪型ポンプ
９ ボイラ
１０ タールデカンター
１１ 安水散水装置
１２ ポンプ
１３ 循環路
１４ コンベヤ
１５ 第二コンベヤ
１６ 第３室
１７ ブロワ
１８ 接続管
１９ 排出管
２０ 並流式顕熱回収装置
２１ ＣＯＧ供給ライン
２２ 熱交換塔
２３ 熱媒回収槽
【技術分野】
【０００１】
本発明は、コークス炉で発生するコークス炉ガス（ＣＯＧ）の顕熱を高効率で回収するコークス炉ガス顕熱回収装置に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
石炭をコークス炉の炭化室に装入し、高温還元雰囲気で乾留するコークス製造プロセスでは副産物として約８００℃のＣＯＧが発生する。このＣＯＧは、コークス炉頂部に設けられている上昇管を通る過程で安水フラッシングを受けて約８０℃以下に急激に冷却され、さらにガスクーラーで冷却された後、凝縮した液分はタールデカンターでタールと安水とに分離され、回収されるようになっている。
【０００３】
これまで安水フラッシングを行わずにＣＯＧの顕熱を有効に回収しようとする方法として、直接接触法を用いたＣＯＧ顕熱回収方法が提案されている（例えば特許文献１参照）。
【０００４】
上記ＣＯＧ顕熱回収方法とは、ＣＯＧ中に約１５０℃の高沸点タール留分を直接噴霧してＣＯＧを３２０〜３３０℃まで一次冷却し、さらに約７０℃の中沸点タール留分と直接接触させて約１２０℃まで二次冷却するというものである。
【０００５】
上記ＣＯＧ顕熱回収方法では熱媒としてタールを使用しており、熱媒とタールとを分離する必要がないという利点があるものの、熱回収後のタールの温度がエクセルギの低い低温タールになり、もはや低圧蒸気製造には適さないという大きな欠点がある。なお、この回収後のタール温度を上げるように設計した場合、２００℃以上では揮発するタールが現れて熱回収が成立しなくなる。
【０００６】
温度が８００℃から２５０℃まで変化するＣＯＧから有効に熱回収ができれば０．９５ＭＪ／Ｎｍ３- COGのエネルギーの回収が見込まれる。
【０００７】
しかしながら、国内のコークス工場で２５０℃までの熱回収は行われていないのが実情である。その原因は、ＣＯＧに含まれるタール分は８００℃では揮発状態にあるが４５０℃を下回るとタール分が凝縮するため、間接熱交換式では伝熱管表面にタールが厚く凝縮して熱交換性能が低下し、一方、直接接触式では熱媒の表面にタールが付着して熱回収後のプロセスが成立しなくからである。
【０００８】
多くのＣＯＧ顕熱回収方法が提案されながら、それらの方法がほとんど実施されずにいるのは上記理由による。
【０００９】
そこで、最近ではタールを扱うことが困難であるとして、高温のＣＯＧ中の揮発タールを改質してドライガス化する方法へと技術開発の関心が向けられている（例えば非特許文献１参照）。
【先行技術文献】
【特許文献】
【００１０】
【特許文献１】特開昭５６−１６３１９３号公報
【非特許文献】
【００１１】
【非特許文献１】鈴木公仁、他著、高温ＣＯＧ中タールの触媒ドライガス化（改質・利用技術）、石炭科学会議発表論文集（４５），３６−３７，２００８−１０−０９
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【００１２】
しかしながら、従来のドライガス化による方法でドライガス化できるタール分はタールの７０％程度（ドライガス化９１％）であり、確かにタールがガス化してＣＯＧの総発熱量は増加するものの、残り３０％のタール分については改質後ＣＯＧの顕熱（改質前後で不変）は回収できていない。
【００１３】
本発明は以上のような従来のＣＯＧ顕熱回収方法における課題を考慮してなされたものであり、コークス炉ガスから高効率で熱回収を行うことができるコークス炉ガス顕熱回収装置を提供するものである。
【課題を解決するための手段】
【００１４】
コークス炉ガスの顕熱を回収するにあたり、回収装置に伝熱管を用いる間接熱交換法ではタールが付着することによって伝熱管の総括伝熱係数が低下するという問題を解決できないため、本発明では直接熱交換法を採用する。
【００１５】
直接熱交換法では直接接触する熱媒の表面にタールが凝縮付着するが、既存のタールデカンター（安水、タール、タール滓の比重分離槽）と熱媒回収槽を利用して、タールを比重分離することで、熱媒の熱を利用する後続のプロセスへタールを持ち込まないようにすることができる。
【００１６】
上記熱媒としては、タール（比重１．１）と比較して比重が顕著に大きい低融点金属、例えば錫（融点２３２℃、比重７．０）を使用することが好ましい。タールと比較して十分な比重差があれば、例えば、比重が２前後である溶融塩、ガリウム等を用いることもできる。
上記直接熱交換には、ＣＯＧと熱媒（冷却媒体）が向かい合わせに接して流れる向流式熱交換と、ＣＯＧと熱媒が同じ向きに接して流れる並流式熱交換が含まれる。
【００１７】
向流式熱交換によってＣＯＧの顕熱を回収を行うにあたり、直接接触による熱交換を数値計算から予測し、顕熱回収装置の基本設計を行った。あるコークス工場のサイズ規模を例に取り設計を行うと、直接接触式熱交換塔の大きさはφ３．６ｍ×Ｈ１０ｍ（熱交換有効高さ）となり、熱媒である錫の循環流量は４２２ｋｇ／ｓ（３．６３ｍ３／ｍｉｎ）になった。
【００１８】
錫を循環させる２機の送液ポンプの合計動力は１２０ｋＷ、熱交換塔内を落下する錫液滴に逆らって塔内を上昇するＣＯＧを吸引する送風ブロワの動力は３０ｋＷが予想され、熱回収は２７．５ＭＷが見込まれる。
【００１９】
熱回収後の錫の温度は５００℃になり、この熱を低圧プロセス蒸気製造として利用すると、３１５ｋｔ／年の蒸気を製造することができる。これにより現在、プロセス蒸気を製造するために購入している外部燃料を削減することができ、ポンプ動力とブロワ動力の電気料金が新たに増加するとしても、大幅なコストダウンを達成することが可能になる。
【００２０】
高効率で熱回収を行う本発明のコークス炉ガス顕熱回収装置は、コークス炉で発生するコークス炉ガスと熱媒とを直接接触させ、その熱媒の表面にタールを凝縮させる熱交換塔と、
タールが付着した上記熱媒を集合させ、比重分離によって上記熱媒からタールを分離させ、上記熱媒を回収する熱媒回収槽とを備えていることを要旨とする。
【００２１】
本発明において、上記熱媒として上記タールよりも比重が重い熱媒を使用することができる。
【００２２】
本発明において、上記熱交換塔内の熱交換によって冷却されたコークス炉ガスを導いて安水を散水し、未凝縮のタール分を凝縮させ貯溜する安水散水装置を有することができる。
【００２３】
本発明において、上記安水散水装置からの安水と凝縮液とを導いて比重分離させるタールデカンターを有することができる。
【００２４】
本発明において、上記タールデカンターの最下層に沈殿した熱媒とタール滓との混合物を、上記熱媒回収槽に供給する掻出装置を有することができる。
【００２５】
本発明において、上記熱媒を上記熱交換塔の上部から散液する散液ノズルを有することができる。
向流式コークス炉ガス顕熱回収装置は、上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔下部から供給し、上記熱交換塔の塔頂部から引き出すガス給排路を有する。
向流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、タールが付着した上記熱媒の一部を上記熱交換塔の外部に取り出す通路部を有し、この通路部の出口部に上記熱媒回収槽を備えることができる。
【００２６】
また、向流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、熱交換に供せられタールが付着した上記熱媒を受ける液滴受け部を上記熱交換塔内に有し、この液滴受け部を上記通路部の入口部と接続することができる。
【００２７】
また、向流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、上記熱媒回収槽において分離された上記熱媒を、上記液滴受け部の下方から散液する第二散液ノズルを設けることができる。
並流式コークス炉ガス顕熱回収装置は、上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔頂部から供給し、上記熱交換塔の塔下部から引き出す第二のガス給排路を有する。
並流式コークス炉ガス顕熱回収装置では、上記熱交換塔の下部に上記熱媒回収槽を設けることができる。
【発明の効果】
【００２８】
本発明によれば、高温のコークス炉ガスの顕熱を高効率で回収することができるという長所を有する。
【図面の簡単な説明】
【００２９】
【図１】本発明に係る向流式コークス炉ガス顕熱回収装置の全体構成図である。
【図２】図１の熱交換塔内に設けられる樋の構成を示す平面図である。
【図３】熱交換塔内で散液される錫粒子の粒径分布を示すグラフである。
【図４】錫粒子の速度を計算するための、粒子レイノルズ数と球の抗力係数の関係を示したグラフである。
【図５】熱交換塔の性能予測計算結果を示すグラフである。
【図６】熱交換塔内部のＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の温度分布を示したグラフである。
【図７】熱交換塔内部のＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の速度分布を示したグラフである。
【図８】本発明に係る並流式コークス炉ガス顕熱回収装置の全体構成図である。
【図９】並流式コークス炉ガス顕熱回収装置における熱交換塔の性能予測計算結果を示すグラフである。
【発明を実施するための形態】
【００３０】
以下、図面に示した実施の形態に基づいて本発明を詳細に説明する。
【００３１】
［1］向流式コークス炉ガス顕熱回収装置
図１は、本発明に係る向流式コークス炉ガス顕熱回収装置（以下、向流式顕熱回収装置と略称する）１の全体構成図である。
【００３２】
［1.1］熱交換塔
図１において、コークス炉（図示しない）から発生した８００℃のコークス炉ガス（以下、ＣＯＧと呼ぶ）は、熱交換塔２の塔下部２ａからその熱交換塔２内に導入され、塔内部を上方に向けて上昇し、塔頂部２ｂから送り出されるようになっている。
【００３３】
なお、ＣＯＧの主成分は水素、メタン、一酸化炭素であるが、他にタール分や粗軽油分、アンモニア、硫化水素、シアン化水素などの成分も含まれる。
【００３４】
本実施形態における熱交換塔２の径はφ３．６ｍ、高さＨは１０ｍである。なお、設計の根拠については後述する。
【００３５】
塔頂部２ｂ内には散液ミストノズル（散液ノズル）３が配置されており、この散液ミストノズル３から熱媒としての錫が、融点以上の初期温度２５０℃、平均液滴粒子径１ｍｍで散液されるようになっている。
【００３６】
錫の液滴は塔内を落下し、一方、ＣＯＧは塔内を上方に向かって流れ、それにより向流式の直接接触熱交換が形成される。この間、液滴には重力が下向きに作用するが、上向きに流れるＣＯＧによって流体抗力を受けるためゆっくりと落下する。その結果、自由落下する場合に比べ長時間、熱交換が行えるようになっている。
【００３７】
塔内を落下する錫粒子は高温のＣＯＧと接触することで加熱されるに対し、ＣＯＧは錫に対して熱を渡して冷却される。その際、ＣＯＧに含まれるタール分は４５０℃を下回ると熱交換環境中、最も低温である錫液滴の表面を核にして凝縮し始める。それにより、錫液滴の表面にはタールが付着する。
【００３８】
落下するタール付着錫液滴は、錫液面Ｌ（０ｍ）から高さ５ｍの位置に設けられた樋４で受け止められ、隣接する熱媒回収槽５へ導かれる。
【００３９】
なお、熱交換塔２内を上昇するＣＯＧの流れを完全に遮ることがないように、樋４には複数の開口部が設けられている。
【００４０】
［1.2］熱交換塔に設けられる樋
図２は上記樋４の構成を示す平面図である。
【００４１】
樋４は、熱交換塔２内に水平方向に配置される窓枠状の液滴受け部４ａと、その液滴受け部４ａの一部から線状に延設されるとともに先下がりに傾斜している通路部４ｂとを有し、液滴受け部４ａには矩形状の開口部４ｃが複数設けられている。
【００４２】
これらの開口部４ｃは、熱交換塔２の水平断面に占める閉鎖面積を５０％にするために設けられており、落下する錫粒子の５０％を熱媒回収槽５に導き、残りの５０％を熱交換塔２内の最下部まで直接、落下させている。
【００４３】
なお、図中、４ｂ′は通路部４ｂを形成している側壁であり、４ｃ′は開口部４ｃの周囲に形成されている側壁である。
【００４４】
また、開口部４ｃは、閉鎖面積を５０％にすることができるものであれば、上記矩形状に限らず、例えば、円形孔を多数備えたパンチングメタル等で構成することもできる。
【００４５】
［1.3］熱媒回収槽
図１において、熱媒回収槽５へ導かれたタール付着錫は、タールの比重が１．１であるのに対し錫の比重が７．０と十分大きいため、タールと錫は重力によって比重分離される。
【００４６】
タールは約３５０℃の顕熱を持ったまま排出口５ａから熱媒回収槽５外へ排出され、冷却後にこれまでと同様に活用・処理される。
【００４７】
熱媒回収槽５の下部に沈んだ錫は、熱媒回収槽５に設けられた第一竪型ポンプ６によって熱媒回収槽５の下部から熱交換塔２における高さ５ｍの位置、すなわち、樋４の下面位置まで送られ、第二散液ミストノズル（第二散液ノズル）７から再度、熱交換塔２内に散液される。散液された錫は、高温のＣＯＧと直接接触が行われ、開口部４ｃを通過して直接落下する錫とともに加熱される。
【００４８】
したがって、熱交換塔２の塔下部２ａに設けられている液体錫浴に降り注ぐ錫には、熱媒回収槽５を経たタールを含まない錫と、樋４の開口部４ｃ（開口率５０％）を通過して落下してきた、表面にタールが付着している錫との両方が存在することになる。
【００４９】
しかし、液体錫浴の錫温度は熱回収の結果として５００℃以上の高温になるため、タールはここに到着するまでに再び揮発して、高温のＣＯＧと共に熱交換塔２内を上昇する。そして、上昇と共に再び冷却されて凝縮する。その結果、再揮発したタールによって熱交換塔２内のタールガス濃度は若干高くなり、定常状態へと安定することになる。
【００５０】
また、液体錫浴の錫は第二竪型ポンプ８によって熱交換塔２から汲み上げられ熱利用される。例えば、低圧プロセス蒸気を製造するためのボイラ９に送られて融点より高温の２５０℃まで冷却される。そして、再び熱交換塔２内の上部に設けられた散液ミストノズル３から散液される動作を繰り返す。
【００５１】
また、塔頂部２ｂから排気されるＣＯＧには、若干量の錫微粒子が必ず混入する。錫の蒸気圧は比較的低いが、錫蒸気もＣＯＧと共に塔頂部２ｂから排気される。
【００５２】
後述する設計計算によると、散液ミストノズル３から散液された錫の２．９ｗｔ％は落下することなく、ＣＯＧと共に熱交換塔２外へ排気される。
【００５３】
［1.4］タールデカンター
熱交換塔２から排気される錫についてはタールデカンター１０を用いて回収・再利用する。熱交換塔２の後段に設けられた安水散水装置１１を通過する際にＣＯＧは冷却されて約８０℃まで冷却されタールは凝縮する。
【００５４】
ここで液体錫と錫蒸気も固体になり、安水とともにタールデカンター１０へ流入する。ここで、上から安水Ａ、タールＢ、タール滓Ｃの順に比重分離されて、安水Ａは一部が抜き出されて水処理される分を除いてポンプ１２、循環路１３を通じて再び安水散水装置１１から散水される。
【００５５】
タールＢは排出されて利用・処理され、タール滓Ｃは掻出装置としてのコンベヤ１４によって掻き出されて処理される。
【００５６】
タール滓Ｃは主に石炭微粉末、コークス微粉末からなる固体粒子からなっている。もっとも比重の大きい固体錫もそのタール滓に混入している。この固体錫を再利用するために、本実施形態では固体錫を含むタール滓Ｃをそのまま熱媒回収槽５へ投棄するようにしている。
【００５７】
タール滓Ｃはタールよりも比重が大きく、錫よりも比重が小さいので、タールと錫の間に挟まれるように層をなし、タール滓Ｃに含まれる固体錫は３５０℃の環境では再び溶解して液体になり、熱媒回収槽５の底部に貯溜されている錫の層へ合流する。
【００５８】
一方、錫とタールの境界高さには棚部５ｂが設けられており、３５０℃でも固体の状態にあるタール滓Ｃについては第二掻出装置としての第二コンベヤ１５によって熱媒回収槽５の外部に排出するようにしている。
【００５９】
固定された第二コンベヤ１５の位置にタールの液面が来るようにするには、フロート式液面計（図示しない）を用い、錫送液用の第一竪型ポンプ６を制御することで、これを実現できる。
【００６０】
詳しくは、フロートの比重をタール（比重１．１）と錫（比重７）の中間に設定してタール・錫界面の高さをフロート式液面計で検知し、その界面高さが棚部５ｂよりも高い場合には第一竪型ポンプ６の回転数を増加させることによりポンプ流量を増やして界面高さを下げる。これとは逆に、界面高さが棚部５ｂよりも低い場合には第一竪型ポンプ６の回転数を減少させることでポンプ流量を減らし、界面高さを上げるように制御する。
【００６１】
タール滓Ｃと錫の濡れ性が良い場合、排出されるタール滓Ｃに錫が混入しやすい状況となることが想定されるが、その場合にはタール滓Ｃの堆積層厚みを厚くして比重分離の効果を効かせばよい。なお、上記タールデカンター１０は既存のものを使用することができる。
【００６２】
また、タールデカンター１０と熱媒回収槽５を接続した場合、熱交換塔２→樋４→熱媒回収槽５→タールデカンター１０→ＣＯＧ配管へと繋がる短絡径路が形成されてしまう虞がある。そこで、樋４の通路部４ｂに潜り堰４ｄを設け、ＣＯＧが熱交換半ばで排気されることを防ぐようにしている。
なお、通路部４ｂの入口部には液滴受け部４ａが接続され、通路部４ｂの出口部には熱媒回収槽５が備えられている。
【００６３】
［1.5］送液ポンプ
本実施形態では、２箇所で錫送液用のポンプを使用している。
【００６４】
一つは熱交換塔２下部の液体金属浴に溜まった錫を再び熱交換塔２上部の散液ミストノズル３へ送り揚げるための第２竪型ポンプ８であり、扱う温度範囲は５００〜６００℃である。
【００６５】
もう一つは熱媒回収槽５の下部に溜まった錫を熱交換塔２の中間高さに設置されている第二散液ミストノズル７へ送り揚げる第一竪型ポンプ６であり、扱う温度範囲は３５０℃前後である。
【００６６】
上記各竪型ポンプ６、８としては、モーター部を槽外の上部に置いて、軸を鉛直に降ろすホンダ機工（株）製や（株）新井製作所製の竪型(立軸)多段ポンプを使用することができる。この種の竪型(立軸)多段ポンプは、溶融金属や溶融塩の液送にも用いられているものである。
【００６７】
なお、ＣＯＧは可燃性毒性ガスであることから、軸が貫通するシール部と外気との間には第３室１６を設け、その第３室１６に対しＣＯＧ側の圧力よりも高い圧力で窒素を供給するようにしている。それにより、仮にシールに漏洩があったとしても、窒素がＣＯＧ側へ混入するか、窒素が外気へ漏れるかのどちらかになり、安全が確保されるようになっている。また、シール材としては６００℃まで使用できるインコネル繊維耐熱膨張黒鉛グランドパッキンが例示される。
【００６８】
［1.6］散液ミストノズル
錫散液用の散液ミストノズル３としては、パッキンのみを４００℃に耐えられる高温パッキン（例えば銅などのメタルパッキン）を使用することで、水用ミストノズルを錫散液用として使用することができる。
【００６９】
しかも、錫でも水でも同一ミストノズルで作り出される粒子径はほとんど同一になる。ただし、圧力は錫と水の密度比（比重比）に応じて７倍になる。体積流量は両者で同一である。
【００７０】
なお、図１中、１７は安水散水装置１１に接続されているブロアであり、このブロア１７が駆動すると、熱交換塔２に供給されたＣＯＧが錫散液にさからって上昇し、接続管１８→安水散水装置１１→排出管１９を通じて向流式顕熱回収装置１外に排出される。
すなわち、ＣＯＧ供給ライン２１および接続管１８は、ＣＯＧを熱交換塔２の塔下部２ａから供給し、熱交換塔２の塔頂部２ｂから引き出すガス給排路として機能する。
また、図中、２４は安水散水装置１１とタールデカンター１０を均圧化させるための均圧管である。
【００７１】
［1.7］錫の散液
アトマイズ時に粒子へ分裂する臨界条件の評価方法として、流体から受ける抗力と表面張力の力の比を表す臨界ウェーバー数Ｗｅｃｒｉｔが用いられる。
【００７２】
【数１】
【００７３】
自由落下する水滴では、Ｗｅｃｒｉｔ＝２２程度であると提案されている。粘性を持つ流体に対しては、式(2-1)の補正式として、式(2-2)が提案されている。
【００７４】
【数２】
ここで、Ｗドットｅｃｒｉｔは流体の粘性がゼロの時の臨界ウェーバー数である。つまり、一般的にアトマイズ粒子径は、ウェーバー数Ｗｅとオーネゾルゲ数Ｏｈの関数で表される。
【００７５】
表１に錫と水の物性値と、今回の錫ミストノズルに想定される粒子径および噴射速度でのレイノルズ数Ｒｅ、ウェーバー数Ｗｅ、オーネゾルゲ数Ｏｈを示す。
なお、
【００７６】
【数３】
の関係がある。
【００７７】
【表１】
【００７８】
表１より、ウェーバー数Ｗｅは両者でほぼ同一であり、オーネゾルゲ数Ｏｈは錫の方が約１／４である。つまり、錫の方が粘性の効果が１／４になっている。
【００７９】
また、式(2-1)と式(2-2)から、水用のミストノズルに錫を同一流速で供給するとウェーバー数Ｗｅが小さくなり、その結果、粒子径も小さくなることが予測される。しかし、式(2-3)と表１より、１，０００のオーダーのウェーバー数Ｗｅが０．０４変化する程度であり、その影響は極めて小さい。したがって、実質的に水と錫で同一の粒子径分布が得られることになる。
【００８０】
その粒径分布を図３のグラフに示す。
【００８１】
同グラフは、選定したミストノズルにて予想される錫の粒子径分布を示している。
【００８２】
詳しくは、粒子径ごとの個数割合、質量割合、熱交換塔２で散液した場合の熱回収割合を示しており、最小では粒子径０．１ｍｍまで存在している。
【００８３】
粒子径０．１ｍｍの錫粒子は、８００℃のＣＯＧ雰囲気中で終末速度が２．０ｍ／ｓになることから、全ての錫粒子が熱交換塔２を落下できるようにＣＯＧの上昇速度を微風程度の２．０ｍ／ｓ以下に設計しようとすると、熱交換塔２が大規模になり現実的ではない。
【００８４】
一方、粒子径０．４ｍｍの錫粒子の８００℃静止ＣＯＧ雰囲気中での終末速度は１１．８６ｍ／ｓであり、この流速に必要な熱交換塔の断面積は１０．１２ｍ２（φ３．６ｍ）という現実的な大きさであることから、全体の２．９ｗｔ％になる直径０．４ｍｍ未満の粒子はＣＯＧと共に排出されることを許容し、後段で回収する方法を採用することとする。タールデカンター１０を熱媒回収槽５に接続しているのは、このためである。
【００８５】
なお、錫を散液する散液ミストノズルの候補としては、扇形噴射角９０°、流量４０８Ｌ／ｍｉｎ＠０．３５ＭＰａ（Sn）、異物通過径５．６ｍｍのイケウチＷＰ９０１０００が示される。
【００８６】
［1.8］性能計算手法および性能計算
［1.8.1］計算手法
熱交換塔２を鉛直方向の一次元モデルで考える。錫液滴粒子については、中心径を代表径とした各々の粒子群を個別に考える。ＣＯＧと熱媒(錫)のエネルギー方程式はそれぞれ式(3-1)と式(3-2)により表される。
【００８７】
【数４】
【００８８】
【数５】
ここで、ｍドット：質量流量、Ｃｐ：定圧比熱、Ｔ：温度、ｚ：鉛直方向距離、λ：熱伝導率、Ｄ：直径、ρ：密度、ｖ：速度、Ａ：熱交換塔断面積、Ｎｕ：ヌセルト数であり、添え字は、ＣＯＧ：コークス炉ガス、ｍ：熱媒(錫)、ｉ：図３に示した各中心径を持つ粒子群番号をそれぞれ表す。
【００８９】
球形を仮定した熱媒(錫)液滴周りの熱伝達を表すヌセルト数Ｎｕｉは、式(3-3)により表される。
【００９０】
【数６】
ここで、Ｒｅｉ：ｉ番粒子の粒子レイノルズ数、Ｐｒ：ＣＯＧのプラントル数である。
【００９１】
粒子の運動方程式は、重力と抗力を考慮した式(3-4)により求められる。
【００９２】
【数７】
ここで、ｇ：重力加速度、ＣＤｉ：粒子群ｉに作用する抗力係数であり、Ｒｅｉの関数として図４の粒子レイノルズ数と球の抗力係数の関係により与えられる。
【００９３】
粒子の初速度は、散液ミストノズルの噴射スリット前後圧力差よりベルヌーイの式を用いて求めた。実際、図３の特性を有するミストノズルに０．３５ＭＰａで錫を供給した時の初速度は１０ｍ／ｓと見積もられる。
【００９４】
粒子の終末速度ｕｍｉｔは、式(3-4)の右辺がゼロになる重力と抗力の釣り合い条件より、式(3-5)により求められる。
【００９５】
【数８】
【００９６】
上述したように、粒子径０．４ｍｍの錫粒子を境界にして、それ以下の粒子径を持つ粒子はＣＯＧとともに上部から排出され、それ以上の粒子径を持つ粒子が落下して直接熱交換を行うように設計すると、式(3-5)より、
【００９７】
【数９】
が得られる。ここで、Ｄｍｂ＝０．０００４［ｍ］であり、ＣＤｂはＤｍｂの粒子径を持つ粒子の抗力係数である。次に、コークスガスの質量流量より、熱交換塔の断面積Ａが式(3-7)により決まる。
【００９８】
【数１０】
【００９９】
さらに、塔内で液体金属粒子が占める容積占有率Ｒは、式(3-8)により求まる。
【０１００】
【数１１】
【０１０１】
熱交換塔内のＣＯＧは冷却されるに従って密度が変化する。密度と温度の関係は理想気体の状態方程式に従って変化させる。
【０１０２】
［1.8.2］計算に用いた物性値
表２に本計算に用いた物性値と運転条件を示す。特に、ＣＯＧの粘性係数、熱伝導率、比熱については、表３に示す２５０℃での物性値と８００℃での物性値を取り出し、温度の変化に対して線形近似式を構成して用いている。ＣＯＧの２５０℃と８００℃での各物性値は、精製後ＣＯＧの組成（H2：58%、CH4：27%、CO：7%、N2：8%）を持つ混合気体の物性値で代用している。
【０１０３】
【表２】
【０１０４】
【表３】
【０１０５】
［1.9］装置基本設計と予測性能
熱交換塔高さ(有効錫液滴落下距離)が５ｍと１０ｍの場合について、メタル/ガス質量流量比の影響を熱交換効率η、ＣＯＧ出口温度、液体金属浴温度、回収熱/投入動力比について調べた。ここでは、熱交換効率ηを式(3-9)により評価した。
【０１０６】
【数１２】
として定義した。ここで、ｈｃｏｇ：ＣＯＧの比エンタルピであり、＠８００：８００℃の状態を表す添え字、＠２５０：２５０℃の状態を表す添え字、＠ｅｘｉｔ：熱交換塔出口での状態を表す添え字である。
【０１０７】
投入動力としては、液体錫を送液するポンプ動力と、熱交換塔および安水散水装置までの配管圧力損失と液滴へ及ぼす抗力を考慮したＣＯＧブロワ動力の合計とした。
【０１０８】
錫送液ポンプ動力は２機合わせて０．２５ｋＪ／ｋｇ- 錫のオーダー、ＣＯＧブロワ動力は０．３３〜１．０ｋＪ／Ｎｍ３- COGのオーダーになっている。
【０１０９】
以下、図５のグラフを参照しながら熱交換塔の予測性能について説明する。
【０１１０】
同グラフでは、熱交換塔２の高さ（以下、塔高さと呼ぶ）を１０ｍにした場合と５ｍにした場合の予測性能をそれぞれ同じグラフにて対比させて示している。
【０１１１】
同グラフにおいて、熱交換塔２に供給する錫とＣＯＧの割合をメタル／ガス質量流量比で表し、塔下部２ａに貯溜される錫の温度を液体金属浴温度として表し、錫の液滴が熱交換塔２内で占める割合を液敵空間占有率で表している。
【０１１２】
同グラフにおいて、ＣＯＧの出口温度は熱交換器の低温側温度、すなわち、散液される錫の温度２５０℃に向けて漸近する（Ｌ１、Ｌ２参照）。
【０１１３】
塔下部２ａに貯溜される錫の設計温度を、タールを揮発させるのに必要とされる温度５００℃とすると、塔高さが５ｍ（Ｌ３参照）の場合の熱交換効率は８２％となる。一方、塔高さが１０ｍ（Ｌ４参照）の場合の熱交換効率は９５〜９６％となる。仮に、塔高さ１０ｍの場合と同等の熱交換効率を塔高さ５ｍで得ようとすると、メタル／ガス質量流量比を大幅に高めなければならず、そうすると、液体金属の循環量が過剰となり液体金属浴温度（Ｌ５参照）が５００℃を下回ることになる。なお、Ｌ６は塔高さ１０ｍの場合の液体金属浴温度を示している。
【０１１４】
メタル/ガス質量流量比が増加すれば、錫の送液ポンプ（図１の第一竪型ポンプ６および第二竪型ポンプ８）動力と錫粒子に作用する抗力によってブロワ（図１のブロワ１７）の動力が増加して塔高さ５ｍの回収熱/投入動力比、塔高さ１０ｍの回収熱/投入動力比はともに減少する。
【０１１５】
また、図５のグラフに示されるように、熱交換塔２内の空間における液体錫の空間占有率は、塔高さにほとんど依存せず、メタル／ガス質量流量比にほぼ対応しており、しかも０．１％未満の小さな値になっている。この計算結果から、以下のことが分かる。
【０１１６】
(ａ)熱交換効率
メタル／ガス質量流量比の増加と共に接触面積が増加して熱交換効率は増加するが、効率９５％程度までの増加率は大きい。錫を散液するようにした直接接触の効率が優れていることが分かる。
【０１１７】
(ｂ)ＣＯＧ出口温度
ＣＯＧ出口温度は熱交換器の低温側の温度２５０℃に向けて漸近し、その傾向は熱交換効率と上下対称のようになる。もし熱媒にガリウムのようなさらなる低融点金属を用いれば、２５０℃以下まで十分に熱回収できることになる。
【０１１８】
(ｃ)液体金属浴温度
液体金属浴の温度が４５０℃以下になると、熱交換塔２下部の液体金属浴において時間と共にタールが常に蓄積することになり、錫との比重分離に加えて別途、タールの排出手段が必要になり好ましくない。
【０１１９】
また、液体金属浴の温度が低下すると、錫を熱媒にしたボイラなどの熱利用設備の規模が大きくなる。熱交換効率ηが大きくなると熱回収が増加することによりこの温度は上昇するはずであるが、実際にはメタル／ガス質量流量比がそれ以上に増加し、メタル/ガス質量流量比の増加に対して、液体金属浴の温度は低下する傾向を示す。
【０１２０】
４５０℃程度と言われているタール凝縮開始に対し、余裕をみて５００℃を液体金属浴の最低温度とすると、熱交換の高さが１０ｍの場合ではメタル/ガス質量流量比は３２（この時の熱交換効率は９５％）が上限であり、一方、熱交換の高さが５ｍの場合ではメタル/ガス質量流量比２７（この時の熱交換効率は８２％）が上限になる。したがって、両者の熱交換効率を比較すると、熱交換高さ１０ｍを採用する方が有利である。
【０１２１】
(ｄ)回収熱/投入動力比
一方、回収熱／投入動力比を見ると、メタル/ガス質量流量比の増加と共に錫の送液ポンプ動力と錫粒子に作用する抗力に起因するブロワ動力が増加して回収熱/投入動力比は減少する（Ｌ７、Ｌ８参照）。しかし、その比は２００前後であり、図５のグラフに示す範囲では投入動力が設備設計を制限することにならない。
【０１２２】
以上のことから、顕熱回収装置を設計するには液体金属浴温度を睨みながら熱回収効率が最大になる点を選択することになる。したがって、熱交換塔２の有効高さを１０ｍとし、メタル/ガス質量流量比を３２にすることが好ましい。
【０１２３】
ほぼその条件に等しい熱交換塔高さ１０ｍ、メタル／ガス質量流量比３０．６での熱交換塔内部のＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の温度分布を図６のグラフに示す。
【０１２４】
図６のグラフにおける縦軸は熱交換塔２の高さを示しており、０ｍは錫の液面レベルＬ（図１参照）に相当し、１０ｍは塔頂部２ｂに相当している。横軸は温度を示している。各種粒子径の錫を１０ｍの高さから２５０℃の温度で噴射する一方で熱交換塔２の下部から８００℃のＣＯＧが供給された場合を示している。
【０１２５】
粒子径が小さい（粒子径０．５ｍｍ）ものほど比表面積が大きいため、熱交換によってすばやく温度上昇するが、粒子径が大きくなると（粒子径２．５ｍｍ）温度上昇が遅くなる。
【０１２６】
熱交換塔２の高さ５ｍの位置には上述したように樋４が設けられているため、この樋４の高さでは、粒子径２．５ｍｍの錫は２５０℃から２９０℃に温度上昇し、粒子径０．５ｍｍの錫は４００℃まで温度上昇し、平均温度は約３５０℃となる。
【０１２７】
したがって、高さ５ｍの位置に樋４を設ければ、沸点が最低２９０℃までのタール成分、例えば、ベンゾ［ａ］ピレンやフェナントレン等を回収することができる。よって、熱交換塔２の丁度、中間高さの５ｍ位置に開口率５０％格子状の樋４を設置すればよいことになる。
【０１２８】
次に、同一条件でのＣＯＧと各粒径の液体金属粒子の速度分布を図７に示す。
【０１２９】
図７のグラフにおいて、縦軸は熱交換塔２の高さ方向位置を示し、横軸は下向き速度を示している。
【０１３０】
ＣＯＧは熱交換塔２内に導入された時点で−１２ｍ／ｓの速度（ＣＯＧの流れは上向きであるため−の値で示している）を持っているが、熱交換塔２内を上昇するにつれて冷却され、冷却による密度の増加によって減速する。
【０１３１】
また、錫については、粒子径の小さい錫、例えば粒子径０．５ｍｍのものは散液ミストノズル３から初速１０ｍ／ｓで噴射されるが、熱交換塔２内を上昇するＣＯＧの流体抗力によって５ｍ／ｓ程度まで減速されながら落下する。一方、粒子径２．５ｍｍのものは流体抗力よりも重力が上回り、加速しながら落下する。
【０１３２】
なお、図７のグラフには図示していないが、粒子径０．４ｍｍ以下の粒子は下向き速度が最終的にマイナスになる。すなわち、上昇して液体金属バスに落下しない。
【０１３３】
以上のことから、粒子径０．４ｍｍ以下（２．９ｗｔ％）の錫粒子がＣＯＧとともに上昇して排出されることを許容した設計が成立していることが分かる。
【０１３４】
［2］並流式コークス炉ガス顕熱回収装置
図８に示す並流式コークス炉ガス顕熱回収装置（以下、並流式顕熱回収装置と略称する）２０は、図１に示した熱交換塔２と熱媒回収槽５とを一体化した構成となっている。なお、図８において、図１と同じ構成要素については同一符号を付してその説明を省略する。
【０１３５】
８００℃のＣＯＧは、ＣＯＧ供給ライン２１を介し熱交換塔２２の塔頂部２２ａから熱交換塔２２内に導入され、熱交換塔２の塔下部２２ｂから接続管１８を介して引き出されるようになっている。上記ＣＯＧ供給ライン２１および接続管１８は、ＣＯＧを熱交換塔２２の塔頂部２２ａから供給し、熱交換塔２２の塔下部２２ｂから引き出す第二のガス給排路として機能する。
【０１３６】
それにより、熱交換塔２２の内部を降下する過程で散液ミストノズル３から散液される錫との間で並流式の直接接触熱交換が行われる。
【０１３７】
熱交換塔２２内を落下するタール付着錫液滴は、熱交換塔２２の下部に設けられた比重分離槽としての熱媒回収槽２３で受け止められ、一方、ＣＯＧは３２０℃程度まで冷却されて塔下部２２ｂから安水散水装置１１へ送り出されるようになっている。
上記熱交換塔２２の径はφ３．６ｍ、高さＨは２０ｍである。
【０１３８】
図１に示した向流式顕熱回収装置における直接接触熱交換では、上向きに流れるＣＯＧの抗力によって液滴がゆっくりと落下し液滴との接触時間を長くすることができるが、並流式の直接接触熱交換では向流式の直接接触熱交換に比べ、熱交換効率が低下する。そこで、並流式顕熱回収装置２０では、熱交換塔２２の高さを高くして熱交換効率の低下を補っている。
【０１３９】
上記構成を有する並流式顕熱回収装置２０では、タールが凝縮した熱媒（錫液滴）の一部を熱交換塔２２の外部に取り出すための通路部を設けず、熱媒のすべてを熱交換塔２２の下部に設けられた熱媒回収槽２３に流し込むようにしている。それにより、樋４、第一竪型ポンプ６、第二散液ノズル７を省略することができ、装置の簡略化を図ることができる。なお、図中、符号２４は均圧管である。
【０１４０】
図９は、並流式顕熱回収装置による熱交換塔の性能予測計算結果を示したグラフである。
同グラフにおいて、横軸は熱交換塔２２に供給する錫とコークス炉ガスの割合を示したメタル／ガス質量流量比であり、左側縦軸は回収熱／投入動力比および液体金属浴温度℃（熱媒回収槽２３に貯溜される錫の温度）を示し、右側縦軸は熱交換効率％を示している。
【０１４１】
並流式顕熱回収装置２０では、９０％の熱交換効率を目指す場合、並流式接触であるためにＣＯＧ質量流量に対して１２５倍の熱媒質量流量が必要となる。そのため、並流式顕熱回収装置２０に投入したポンプとブロワの動力に対して２４倍の熱回収しかできないことになる。
【０１４２】
上述した向流式顕熱回収装置１では、ＣＯＧ質量流量に対して３０．６倍の熱媒質量流量を必要とするだけで、投入したポンプとブロワの動力に対して１８４倍の熱回収ができていた（図５のグラフにおけるＬ８参照）ことと比較すると、並流式顕熱回収装置２０では向流式顕熱回収装置１に比べ約８倍の動力が必要になる。
【０１４３】
すなわち、動力に関してはポンプ動力の方がブロワ動力よりも圧倒的に大きく、ポンプ動力Ｐ(W)はｍドット×Ｈに比例し、下記式
【０１４４】
【数１３】
で表される。ここで、ｍドットは熱媒質量流量（kg/s）、ｇは重力加速度(m/s2)、Ｈは揚程（熱交換塔高さ）(m)、ηはポンプ効率である。
【０１４５】
並流式の場合のポンプ動力：ｍドット×Ｈ（１２５×２０）×ｇ／ηを、向流式の場合のポンプ動力：ｍドット×Ｈ（３０．６×１０）×ｇ／ηで除算すると８．１７が得られ、約８倍の動力となる。
【０１４６】
しかしながら、並流式顕熱回収装置２０によれば、設備と運転方法を極めて簡略化することができるという利点がある。
【０１４７】
例えば、向流式顕熱回収装置１では、熱媒回収槽５の液面レベルを一定に維持するよう、第二散液ミストノズル７用の第一竪型ポンプ６の運転を制御することが求められるが、並流式顕熱回収装置２０によれば、そのような液面レベルの制御が必要とされない。しかも、熱媒の一部を熱交換塔２２の外部に取り出すための樋４も必要としないため、通路部４ｂが閉塞するおそれもなくメンテナンスが容易になる。
【０１４８】
従来、ＣＯＧは約８００℃の顕熱を持っていることから０．９５ＭＪ／Ｎｍ３-COG程度の発生熱量があるにもかかわらず、４５０℃以下まで冷却するとタールが凝縮して伝熱管に付着することから、これまでほとんど熱回収が行われていなかった。
【０１４９】
しかしながら、上述した向流式および並流式顕熱回収装置によれば、高温のＣＯＧに錫液滴を直接接触させることで液体錫の表面にタールを凝縮させ、その後、タールと液体錫を比重分離させるように構成したため、本発明をコークス炉に適用すれば、大幅なコストダウンが実現でき、ＣＯ２の排出量も大幅に削減することができる。
【０１５０】
なお、上述した向流式顕熱回収装置では、熱交換塔２内に樋４を設け、タールの付着した錫液滴を受け止めて熱媒回収槽５へ供給するように構成したが、ＣＯＧ顕熱を回収するにあたり、熱媒質量流量を増加させて液体金属浴の温度を３５０℃程度まで下げる運転を行えば、樋４を設けず熱交換塔２の下部に熱媒回収槽を設けることもできる。
【符号の説明】
【０１５１】
１ 向流式顕熱回収装置
２ 熱交換塔（熱交換装置）
２ａ 塔下部
２ｂ 塔頂部
３ 散液ミストノズル（散液ノズル）
４ 樋
４ａ 液滴受け部
４ｂ 通路部
４ｃ 開口部
４ｄ 潜り堰
５ 熱媒回収槽
５ａ 排出口
５ｂ 棚部
６ 第一竪型ポンプ
７ 第二散液ミストノズル（第二散液ノズル）
８ 第二竪型ポンプ
９ ボイラ
１０ タールデカンター
１１ 安水散水装置
１２ ポンプ
１３ 循環路
１４ コンベヤ
１５ 第二コンベヤ
１６ 第３室
１７ ブロワ
１８ 接続管
１９ 排出管
２０ 並流式顕熱回収装置
２１ ＣＯＧ供給ライン
２２ 熱交換塔
２３ 熱媒回収槽
【特許請求の範囲】
【請求項１】
コークス炉で発生するコークス炉ガスと熱媒とを直接接触させ、その熱媒の表面にタールを凝縮させる熱交換塔と、
タールが付着した上記熱媒を集合させ、比重分離によって上記熱媒からタールを分離させ、上記熱媒を回収する熱媒回収槽とを備えていることを特徴とするコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項２】
上記熱媒として上記タールよりも比重が重い熱媒を使用する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項３】
上記熱交換塔内の熱交換によって冷却されたコークス炉ガスを導いて安水を散水し、未凝縮のタール分を凝縮させ貯溜する安水散水装置を有する請求項１または２に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項４】
上記安水散水装置からの安水と凝縮液とを導いて比重分離させるタールデカンターを有する請求項３に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項５】
上記タールデカンターの最下層に沈殿した熱媒とタール滓との混合物を、上記熱媒回収槽に供給する掻出装置を有する請求項４に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項６】
上記熱媒を上記熱交換塔の上部から散液する散液ノズルを有する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項７】
上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔下部から供給し、上記熱交換塔の塔頂部から引き出すガス給排路を有する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項８】
タールが付着した上記熱媒の一部を上記熱交換塔の外部に取り出す通路部を有し、この通路部の出口部に上記熱媒回収槽が備えられている請求項７に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項９】
熱交換に供せられタールが付着した上記熱媒を受ける液滴受け部を上記熱交換塔内に有し、この液滴受け部が上記通路部の入口部と接続されている請求項８に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１０】
上記熱媒回収槽において分離された上記熱媒を、上記液滴受け部の下方から散液する第二散液ノズルが設けられている請求項９に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１１】
上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔頂部から供給し、上記熱交換塔の塔下部から引き出す第二のガス給排路を有する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１２】
上記熱交換塔の下部に上記熱媒回収槽が設けられている請求項１１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１】
コークス炉で発生するコークス炉ガスと熱媒とを直接接触させ、その熱媒の表面にタールを凝縮させる熱交換塔と、
タールが付着した上記熱媒を集合させ、比重分離によって上記熱媒からタールを分離させ、上記熱媒を回収する熱媒回収槽とを備えていることを特徴とするコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項２】
上記熱媒として上記タールよりも比重が重い熱媒を使用する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項３】
上記熱交換塔内の熱交換によって冷却されたコークス炉ガスを導いて安水を散水し、未凝縮のタール分を凝縮させ貯溜する安水散水装置を有する請求項１または２に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項４】
上記安水散水装置からの安水と凝縮液とを導いて比重分離させるタールデカンターを有する請求項３に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項５】
上記タールデカンターの最下層に沈殿した熱媒とタール滓との混合物を、上記熱媒回収槽に供給する掻出装置を有する請求項４に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項６】
上記熱媒を上記熱交換塔の上部から散液する散液ノズルを有する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項７】
上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔下部から供給し、上記熱交換塔の塔頂部から引き出すガス給排路を有する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項８】
タールが付着した上記熱媒の一部を上記熱交換塔の外部に取り出す通路部を有し、この通路部の出口部に上記熱媒回収槽が備えられている請求項７に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項９】
熱交換に供せられタールが付着した上記熱媒を受ける液滴受け部を上記熱交換塔内に有し、この液滴受け部が上記通路部の入口部と接続されている請求項８に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１０】
上記熱媒回収槽において分離された上記熱媒を、上記液滴受け部の下方から散液する第二散液ノズルが設けられている請求項９に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１１】
上記コークス炉ガスを上記熱交換塔の塔頂部から供給し、上記熱交換塔の塔下部から引き出す第二のガス給排路を有する請求項１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【請求項１２】
上記熱交換塔の下部に上記熱媒回収槽が設けられている請求項１１に記載のコークス炉ガス顕熱回収装置。
【図２】
【図３】
【図４】
【図５】
【図６】
【図７】
【図９】
【図１】
【図８】
【図３】
【図４】
【図５】
【図６】
【図７】
【図９】
【図１】
【図８】
【公開番号】特開２０１３−７０２７（Ｐ２０１３−７０２７Ａ）
【公開日】平成２５年１月１０日（２０１３．１．１０）
【国際特許分類】
【出願番号】特願２０１２−９３６６９（Ｐ２０１２−９３６６９）
【出願日】平成２４年４月１７日（２０１２．４．１７）
【出願人】（０００００１１９９）株式会社神戸製鋼所 (5,860)
【Ｆターム（参考）】
【公開日】平成２５年１月１０日（２０１３．１．１０）
【国際特許分類】
【出願日】平成２４年４月１７日（２０１２．４．１７）
【出願人】（０００００１１９９）株式会社神戸製鋼所 (5,860)
【Ｆターム（参考）】
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