(57)【要約】【課題】ＣＨ4発酵槽から発生したガス（原ガス）に含まれるＣＯ2を分離し、ＣＨ4 を高濃度化した精製ガスを低コストで得る方法及び装置を提供する。【解決手段】ガス精製方法は、ＣＨ4及びＣＯ2 を含有する原ガスと水を常圧下で接触させることによりＣＯ2を水に溶解させて原ガスから分離し、ＣＨ4を高濃度化した精製ガスを得るものである。ガス精製装置は、ＣＨ4及びＣＯ2 を含有する原ガスと水を塔内で常圧下に接触させ、ＣＯ2を水に溶解させて原ガスから分離する吸収塔１と、ＣＯ2を溶解させた水を吸収塔１から導入して塔内で減圧下にＣＯ2を放散させる放散塔２とを備えたものである。常圧下に原ガスと水を接触させるので、吸収塔１を圧力容器とする必要がなく、原ガス及び水の昇圧操作や冷却操作が不要となり、設備費や運転費を抑えて低コストでメタンを高濃度化した精製ガスを得ることが可能となる。【選択図】図１
2010106098.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
メタン及び二酸化炭素を含有する原ガスと水を常圧下で接触させることにより二酸化炭素を水に溶解させて原ガスから分離し、メタンを高濃度化した精製ガスを得ることを特徴とするガス精製方法。
【請求項２】
水に溶解させた二酸化炭素を減圧下に放散させることを特徴とする請求項１に記載のガス精製方法。
【請求項３】
段階的に２．０ｋＰａ以下まで減圧して、水に溶解させた二酸化炭素を放散させることを特徴とする請求項２に記載のガス精製方法。
【請求項４】
二酸化炭素を放散させた水を、原ガスに接触させる水として使用することを特徴とする請求項２又は請求項３に記載のガス精製方法。
【請求項５】
メタン及び二酸化炭素を含有する原ガスと水を塔内で常圧下に接触させ、二酸化炭素を水に溶解させて原ガスから分離する吸収塔と、二酸化炭素を溶解させた水を吸収塔から導入して塔内で減圧下に二酸化炭素を放散させる放散塔とを備えたことを特徴とするガス精製装置。
【請求項６】
放散塔は、二酸化炭素を溶解させた水を順次導入する複数の減圧放散室を備えたもので、該水を最初に導入する減圧放散室の圧力が最も高く、該水を最後に導入する減圧放散室の圧力が最も低くて２．０ｋＰａ以下となるように、複数の減圧放散室の圧力が段階的に順次減圧されることを特徴とする請求項５に記載のガス精製装置。
【請求項７】
放散塔内で二酸化炭素を放散した水を吸収塔に循環させる水循環管路を設けたことを特徴とする請求項５又は請求項６に記載のガス精製装置。
【請求項８】
水循環管路の途中に水温計とｐＨ計を設けたことを特徴とする請求項７に記載のガス精製装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、メタン発酵ガスのようにメタン及び二酸化炭素を含有する原ガスから二酸化炭素を分離し、メタンを高濃度化した精製ガスを得ることができるようにしたガス精製方法とガス精製装置に関する。
【背景技術】
【０００２】
メタン（ＣＨ4）発酵法とは、嫌気性微生物によって有機物をＣＨ4に転換する技術で、有機物からのエネルギー回収法として注目されており、家畜糞尿や下水汚泥など有機性廃棄物の減量化・安定化処理法として全国で導入されている。しかし、ＣＨ4発酵ガス中には、主成分のＣＨ4が６０〜７０容量％含まれているものの、残りの３０〜４０容量％は、同時に発生する二酸化炭素（ＣＯ2）であるため、ガス貯蔵設備の小型化及びガスの高カロリー化を目的として脱ＣＯ2処理によりＣＨ4 を高濃度化するガス精製システムの必要性が高まっている。
【０００３】
現在までに、下水汚泥消化ガス中に含まれるＣＯ2とシロキサン化合物を同時に除去してＣＨ4を高濃度化した精製ガスを得る方法として、ＣＨ4、ＣＯ2 およびシロキサン化合物を含有する原ガスと水とを０．５５〜２．０ＭＰａの範囲を満たす高圧状態で接触させることにより、ＣＯ2を高圧水に溶解させて原ガスから分離するとともに、シロキサン化合物を凝縮させて原ガスから分離して、ＣＨ4を高濃度化した精製ガスを得る、いわゆる高圧水吸収法が既に提案されている（特許文献１参照）。
【０００４】
この高圧水吸収法は、ガス圧縮機、冷却器、高圧吸収塔などを備えたガス精製装置を用いて、次のように実施される。即ち、原ガスをガス圧縮機で所定の圧力まで昇圧し、冷却器で圧縮熱を除去して、高圧吸収塔に下部から送り込む一方、給水ポンプで昇圧した水を高圧吸収塔に上部から送り込み、０．５５〜２．０ＭＰａの高圧状態に保持された高圧吸水塔内で原ガスと水を接触させることにより、原ガス中のＣＯ2を高圧の水に溶解させて分離すると共に、原ガス中のシロキサンを凝縮させて高圧吸水塔の底に沈降させる。このようにＣＯ2とシロキサンを分離してＣＨ4を高濃度化した精製ガスは、高圧吸水塔の上部から取り出されて次の除湿工程に供給され、また、高圧吸水塔の底に沈降したシロキサンと水は、次のＣＨ4回収工程に供給される。
【特許文献１】特開２００６−８３１５６号公報
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００５】
しかしながら、特許文献1の高圧水吸収法を、同文献１に記載されたガス精製装置によって上記のように実施する場合は、次のような問題がある。
第一に、高圧吸水塔は少なくとも２．０ＭＰａの高圧に充分耐える圧力容器でなければならないため、その建設費及び維持管理費が高くなる。
第二に、ガス圧縮機によって原ガスを昇圧し、給水ポンプによって水を昇圧するため、ガス圧縮機及び給水ポンプの運転費が高くなる。
第三に、昇圧した原ガスや水はジュール熱によって昇温するため、冷却器による冷却操作が必要となる。
第四に、特許文献１には記載されていないが、原ガス生成量（発酵ガス量）の変動に対して発酵槽及び高圧吸収塔の圧力を一定に維持するため、実際には一時貯溜タンクの設置と流量の制御が必要になるので、運転システムが複雑になる。
【０００６】
本発明は上記の問題に対処すべくなされたもので、その解決しようとする課題は、原ガスから二酸化炭素を分離してメタンを高濃度化した精製ガスを低コストで得ることが可能なガス精製方法とガス精製装置を提供することにある。
【課題を解決するための手段】
【０００７】
上記課題を解決するため、本発明に係るガス精製方法は、ＣＨ4及びＣＯ2 を含有する原ガスと水を常圧下で接触させることによりＣＯ2を水に溶解させて原ガスから分離し、ＣＨ4 を高濃度化した精製ガスを得ることを特徴とするものである。
【０００８】
本発明のガス精製方法においては、水に溶解させたＣＯ2を減圧下に放散させることが望ましく、その場合、段階的に２．０ｋＰａ以下まで減圧して、水に溶解させたＣＯ2を放散させることが更に望ましい。また、ＣＯ2を放散させた水を、原ガスに接触させる水として使用することも望ましい。
【０００９】
そして、本発明に係るガス精製装置は、ＣＨ4及びＣＯ2 を含有する原ガスと水を塔内で常圧下に接触させ、ＣＯ2を水に溶解させて原ガスから分離する吸収塔と、ＣＯ2を溶解させた水を吸収塔から導入して塔内で減圧下にＣＯ2を放散させる放散塔とを備えたことを特徴とするものである。
【００１０】
本発明のガス精製装置においては、放散塔は、ＣＯ2を溶解させた水を順次導入する複数の減圧放散室を備えたもので、該水を最初に導入する減圧放散室の圧力が最も高く、該水を最後に導入する減圧放散室の圧力が最も低くて２．０ｋＰａ以下となるように、複数の減圧放散室の圧力が段階的に順次減圧されることが望ましい。また、放散塔内でＣＯ2を放散した水を吸収塔に循環させる水循環管路を設けることが望ましく、更に、水循環管路の途中に水温計とｐＨ計を設けることが望ましい。
【発明の効果】
【００１１】
本発明のガス精製方法のように、ＣＨ4及びＣＯ2 を含有する原ガスと水を常圧下で接触させることにより、ＣＯ2を水に溶解させて原ガスから分離すると、後述の計算システムによる検討結果に示すように、ＣＨ4を９５容量％以上の高濃度で含む精製ガスを得ることができる。このように常圧下に原ガスと水を接触させると、前記特許文献１の高圧水吸収法のようにガス圧縮機によって原ガスを昇圧したり、給水ポンプによって水を昇圧することが不要となり、原ガスや水を冷却器によって冷却することも不要となるので、ガス圧縮機や給水ポンプや冷却器の設置費及び運転費を削減することができる。また、原ガスと水を常圧下に接触させてＣＯ2を水に溶解させる本発明のガス精製装置の吸収塔は、前記特許文献１の高圧吸水塔のように高圧に耐える圧力容器とする必要がないため、吸収塔の建設費及び維持管理費を低減することができ、しかも、この常圧の吸収塔には、発酵槽で生成する原ガスを直接導入できるので、前記特許文献１の一時貯溜タンクのようなバッファタンクを発酵槽と吸収塔との間に設置することも不要になる。
上記のように、本発明のガス精製方法は、昇圧設備、冷却設備、バッファタンク等を必要としない常圧の吸収塔を備えた本発明の簡易なガス精製装置を用いて、ＣＨ4を高濃度化した精製ガスを低コストで得ることができる。
【００１２】
また、本発明において、水に溶解させたＣＯ2を放散塔内で減圧下に放散させ、このＣＯ2を放散させた水を吸収塔に循環させる水循環管路を設けたものは、該水を原ガスに接触させる水として繰返し使用することができる。その場合、放散塔として、ＣＯ2を溶解させた水を順次導入する複数の減圧放散室を備え、該水を最初に導入する減圧放散室の圧力が最も高く、該水を最後に導入する減圧放散室の圧力が最も低くて２．０ｋＰａ以下となるように、複数の減圧放散室の圧力を段階的に順次減圧できる放散塔を設置し、ＣＯ2を溶解させた水を放散塔内で段階的に２．０ｋＰａ以下まで減圧してＣＯ2を放散させると、放散塔の運転コストを節約しながら効率良くＣＯ2を放散させることが可能となり、しかも、蒸気圧の低下によりＣＯ2を放散した水の温度が下がって、この水を循環使用する吸収塔の内部温度が７〜１０℃程度になり、吸収塔の低温運転が可能となるため、ＣＯ2の溶解量（吸収量）の増加を図ることもできる。更に、水循環管路に水温計やｐＨ計を設けてあると、放散塔から吸収塔へ戻される水の温度やｐＨが分かるので、水温の上昇やｐＨの低下によって吸収塔内でのＣＯ2の溶解性が低下すると予測される場合には、直ちに新しい水を補充、交換して、精製ガスのメタン濃度の低下を防止することができる。
【発明を実施するための最良の形態】
【００１３】
以下、図面を参照して本発明の具体的な実施形態を詳述する。
【００１４】
図１は本発明の一実施形態に係るガス精製装置の説明図である。
【００１５】
このガス精製装置は、吸収塔１と放散塔２と除湿塔３を備えたもので、吸収塔１の底部に溜まった水（ＣＯ2を溶解した水）を放散塔２の上部に送る送水管路４と、放散塔２の底部に溜まった水（ＣＯ2を放散した水）を吸収塔１の上部に循環させる水循環管路５が設けられている。そして、送水管路４には送水ポンプ６ａが設置され、水循環管路５には送水ポンプ６ｂと水温計７とｐＨ計８が取付けられている。また、放散塔２の底部には給水管路９が設けられており、送水管路４の送水ポンプ６ａより下流側には排水管路９が分岐して設けられている。
【００１６】
吸収塔１は、原ガスと水を塔内で常圧下に接触させ、ＣＯ2を水に溶解させて原ガスから分離する塔であり、その内部には、原ガスと水を充分に接触させるために磁製ラシヒリング等の充填材１１が充填されている。この吸収塔１は、底部に設けたガス導入管路１２から原ガスを導入して塔内を上昇させる一方、上部に設けた散水ノズル１３ａから水を撒布して塔内を下降させながら原ガスと水を接触させる、いわゆる向流式吸収塔に構成されており、ＣＯ2を分離した精製ガスは、吸収塔１の上部に設けたガス排出管路１４を通じて除湿塔３に送られるようになっている。
【００１７】
このような常圧の向流式吸収塔１は、高圧に耐える圧力容器とする必要がないので、建設費及び維持管理費を低減することができる。さらに、この常圧の吸収塔１において、発酵槽で生成する原ガス（ＣＨ4発酵ガス）はガス導入管路１２を通じて直接導入できるので、圧力調整用のバッファタンクを途中に設置することが不要となり、また、常圧の吸収塔１であるから、ガス圧縮機によって原ガスを昇圧したり、給水ポンプによって水を昇圧したり、冷却器によって原ガスや水を冷却することも不要になるので、これらの設置費及び運転費を削減することもできる。
【００１８】
一方、放散塔２は、吸収塔１でＣＯ2を溶解させた水を導入し、減圧下にＣＯ2を放散させる塔であって、その内部の圧力が段階的に２．０ｋＰａ以下、好ましくは１．０ｋＰａ程度まで減圧されるように構成されている。即ち、この実施形態の放散塔２は、中間の仕切盤１５によって上下二つの減圧放散室１６，１７に仕切られており、それぞれの減圧放散室１６，１７に排気管路１８ａ，１８ｂが設けられている。そして、これらの排気管路１８ａ，１８ｂに設置された真空ポンプ１９ａ，１９ｂによって、上段の減圧放散室１６の圧力が例えば２０．０ｋＰａ以下（但し、２．０ｋＰａ以下を除く）となり、下段の減圧放散室１７の圧力が上段の減圧放散室１６の圧力よりも低くて２．０ｋＰａ以下、好ましくは１．０ｋＰａ程度となるように、二段階に減圧できる放散塔２となっている。
【００１９】
この放散塔２の減圧放散室１６，１７には、磁製ラシヒリング等の充填材１１が充填されており、上段の減圧放散室１６の上部には、吸収塔１から送水管路４を通じて導入された水（ＣＯ2を溶解した水）を撒布する散水ノズル１３ｂが取付けられている。また、中間の仕切盤１５には、バルブの付いた通水口２０が複数設けられており、この仕切盤１５の下側には、多数の孔を有するパンチングメタルなどの有孔板２１が取付けられている。従って、通水口２０のバルブを開くと、上段の減圧放散室１６の底部に溜まった水が下段の減圧放散室１７に吸い込まれて有孔板２１の上に落ち、有孔板２１の各孔から散水されるようになっている。
【００２０】
尚、この実施形態の放散塔２は二段階に減圧されるようになっているが、放散塔２を、ＣＯ2を溶解させた水が順次導入される三つ以上の減圧放散室に仕切り、該水を最初に導入する最上段の減圧放散室の圧力が最も高く、該水を最後に導入する最下段の減圧放散室の圧力が最も低くて２．０ｋＰａ以下となるように、三つ以上の減圧放散室を段階的に順次減圧する構成としても勿論よい。
【００２１】
本発明の一実施形態に係るガス精製方法は、以上のような構成のガス精製装置を用いて、次のように実施される。
【００２２】
まず、略６０容量％のＣＨ4と略４０容量％のＣＯ2を含んだＣＨ4発酵ガスを原ガスとし、発酵槽から原ガスをガス導入管路１２を通じて常圧の向流式吸収塔１の底部に導入して塔内を上昇させる一方、放散塔２の下段の減圧放散室１７の底部に溜まった水（ＣＯ2を放散した水）を、水循環管路５を通じて吸収塔１の上部に循環させて散水ノズル１３ａから撒布し、原ガスと水を塔内で常圧下に接触させることによって、原ガスに含まれるＣＯ2を水に溶解させて分離する。
【００２３】
放散塔２から吸収塔１に循環される水は、後述するように、放散塔２の下段の減圧放散室１７において２．０ｋＰａ以下に減圧されてＣＯ2を放散した水であるから、水温が７〜１０℃と低くなっている。そのため、吸収塔１内の温度が１０℃以下の低温に維持され、ＣＯ2の溶解量が増加して除去率が高くなるので、後述する表１、表２に示すように、ＣＨ4の濃度が９５容量％以上と高い精製ガスを得ることができる。
【００２４】
上記のように吸収塔１内でＣＯ2を分離してＣＨ4を高濃度化した精製ガスは、吸収塔１の上端からガス排出管路１４を通じて除湿塔３に送られ、精製ガスを高圧ボンベに充填する際に結露水が生じない含水率となるまで水分が除去されて、次工程へ送られる。
【００２５】
原ガスに含まれるＣＯ2を溶解して吸収塔１の底部に溜まった水は、送水ポンプ６ａによって送水管路４を通じて放散塔２の上段の減圧放散室１６に送水され、散水ノズル１３から撒布される。このようにＣＯ2を溶解した水が撒布されると、既述したように上段の減圧放散室１６は２０．０ｋＰａ以下（但し、２．０ｋＰａ以下を除く）に減圧されているので、溶解しているＣＯ2の一部が放散され、放散されたＣＯ2は、真空ポンプ１９ａによって排気管路１８ａから排気される。
【００２６】
ＣＯ2の一部が放散された水は、バルブが開いた通水口２０から下段の減圧放散室１７に吸い込まれて有孔板２１の上に落ち、有孔板２１の各孔から撒布される。このように撒布されると、既述したように、下段の減圧放散室１６は２．０ｋＰａ以下、好ましくは１．０ｋＰａ程度まで減圧されているので、溶解しているＣＯ2の大部分が放散され、放散されたＣＯ2は、真空ポンプ１９ｂによって排気管路１８ｂから排気される。
【００２７】
尚、上下の減圧放散室１６，１７から排気管路１８ａ，１８ｂを通じて排気されるガスには、ＣＯ2の他に多量の水蒸気が含まれるため、排出ガスをミストキャッチャー（不図示）に供給して水分を回収し、放散塔２の上部に戻すことが望ましい。
【００２８】
ＣＯ2の大部分を放散して下段の減圧放散室１７の底部に溜まった水は、送水ポンプ６ｂによって水循環管路５を通じて吸収塔１の上部に循環され、原ガスと接触させる水として散水ノズル１３ａから撒布される。その場合、水循環管路５に設けられた水温計７やｐＨ計８をチェックし、循環させる水の温度上昇やｐＨの低下によって吸収塔１内でのＣＯ2の溶解性が低下すると予測されるときには、新しい水を給水管路９から放散塔２の底部に供給すると共に、吸収塔１の底部に溜まった水を排水管路１０から排水することによって、循環させる水を新しい水に交換し、精製ガスのＣＨ4濃度の低下を防止することが望ましい。
【００２９】
上記のように、吸収塔１の内部でＣＯ2を溶解させた水を放散塔２に導入して二段階に減圧し、最終的には２．０ｋＰａ以下、好ましくは１．０ｋＰａ程度まで減圧してＣＯ2を放散させると、放散塔２の運転コストを節約しながら効率良くＣＯ2を除去することが可能となり、ＣＯ2を除去した水を吸収塔１内で原ガスと接触させる水として循環使用できるので無駄がなくなる。しかも、２．０ｋＰａ以下に減圧された水は、既述したように水温が７〜１０℃と低いため、吸収塔１を１０℃以下の低温で運転してＣＯ2の溶解量（吸収量）を増加させ、精製ガスのＣＨ4濃度を９５容量％以上に高めることができる。
【００３０】
尚、放散塔２の減圧は、この実施形態のように二段階の減圧に限定されるものではなく、既述したように、三段階以上に亘って段階的に２．０ｋＰａ以下に減圧してもよいが、二段階に減圧する場合も、三段階以上に亘って減圧する場合も、最終的に２．０ｋＰａ以下、好ましくは１．０ｋＰａ程度まで減圧することが重要であり、最終的な減圧が２．０ｋＰａを越える場合は水温が上昇して（例えば５．０ｋＰａでは略３０℃になる）、吸収塔１内でのＣＯ2の溶解量が大幅に減少するので不適当である。
【００３１】
図１に示す構成のガス精製装置を基に、吸収−放散操作を表現する計算システムを作成し、下記の計算条件（初期条件）の下に本発明の実施可能性を具体的に検討した。その結果を下記の表１、表２に示す。
［計算条件（初期条件）］
吸収方式：    向流式充填塔（吸収塔）
吸収液：    水
充填材：    磁製ラシヒリング
処理量：    ４０００ｍ3 /ｄａｙ
投入ガスＣＨ4 濃度：    ６０容量％
投入ガスＣＯ2 濃度：    ４０容量％
水温：    １０℃
吸収塔圧力：    １０１ｋＰａ
放散塔の上段の減圧放散室の圧力：    １０．０ｋＰａ
放散塔の下段の減圧放散室の圧力：    ２．０ｋＰａ又は１．０ｋＰａ
【００３２】
尚、計算システムは、以下の代表的な式（１）〜（５）を用いて作成した。
【数１】
2010106098.tif 000003
【数２】
2010106098.tif 000004
【数３】
2010106098.tif 000005
【数４】
2010106098.tif 000006
【数５】
2010106098.tif 000007
即ち、式（１）は図２に示す向流式充填塔（吸収塔）の物質収支の式であり、
式（２）は塔出口におけるガス組成に対する平衡値を求める式（Henryの法則を用いた式）であり、
式（３）はフラッディング速度ＧF を求めるSawistowskiの式であり、
式（４）は塔高Ｚを求める式であり、
式（５）は平衡関係が直線で表されるときにＨO L と液相移動単位高さＨL 、気相移動単位高さＨG との間に成立する式であり、ＨO L の値は平衡曲線と操作線から図積分法によって求めた。
なお、上記の式（１）〜（５）において、
a：    装置内の気液有効接触面積[m2/m3]
ＦP ：  充填物因子[m-1]
Ｇ：    供給ガスの空塔質量速度[kg/m2・h]
ＧF :    充填塔のフラッディング速度[kg/m2・h]
ＧM  ：  同伴ガスの空塔モル速度[kmol/m2・h]
ｇ：    重力加速度[m/hr2]
ＨOL：  液相基準の総括移動単位高さ[m]
ＨL ：  液相移動単位高さ[m]
ＨG ：  気相移動単位高さ[m]
Ｋx ：  液相基準の総括物質移動係数[kmol/m2・h]
Ｌ：    液の空塔質量速度[kg/m2・h]
ＬM ：  液の空塔モル速度[kmol/m2・h]
ｍ：    Henry 定数
ＮOL：  液相基準の総括移動単位数
ｘ：    液相中の溶質ガスのモル分率
ｘB ：  塔底での液相中の溶質ガスのモル分率
ｘT ：  塔頂での液相中の溶質ガスのモル分率
ｘ* ：  平衡時の液相中の溶質ガスのモル分率
ｙ：    気相中の溶質ガスのモル分率
ｙB ：  塔底での気相中の溶質ガスのモル分率
ｙT ：  塔頂での気相中の溶質ガスのモル分率
ρL ：  液の密度[kg/m3]
ρG ：  ガスの密度[kg/m3]
μL ：  液の粘度[cP]
μW ：  水の粘度[cP]
である。
【００３３】
【表１】
2010106098.tif 000008
【００３４】
【表２】
2010106098.tif 000009
【００３５】
上記の表１、表２より、向流式吸収塔及び減圧式放散塔を備えたガス精製装置を用いて、６０容量％のＣＨ4と４０容量％のＣＯ2を含む４０００ｍ3 /ｄａｙのＣＨ4醗酵ガス（原ガス）からＣＯ2を水で分離し、ＣＨ4を９５容量％以上の高濃度で含む精製ガスを得ることが可能であることが判る。
【００３６】
以上、代表的な実施形態を挙げて本発明のガス精製方法及びガス精製装置を説明したが、本発明はこの実施形態のみに限定されるものではなく、例えば、吸収塔と放散塔を上下に重ねて設置することによって、吸収塔内でＣＯ2を溶解した水が自重で放散塔に導入されるように構成したり、二つ以上の放散塔を上下に連結して、各放散塔を段階的に減圧するように構成するなど、種々の設計的な変更を許容し得るものである。
【図面の簡単な説明】
【００３７】
【図１】本発明の一実施形態に係るガス精製装置の説明図である。
【図２】向流式充填塔（吸収塔）の物質収支を示す図である。
【符号の説明】
【００３８】
１    吸収塔
２    放散塔
５    水循環管路
７    水温計
８    ｐＨ計
１１  充填材
１６  上段の減圧放散室
１７  下段の減圧放散室
【図１】
2010106098.tif 000010
【図２】
2010106098.tif 000011