(57)【要約】【課題】有害成分を殆ど含まない二酸化炭素を低コストに製造することが可能な二酸化炭素製造装置、およびこれを用いた二酸化炭素製造方法を提供する。【解決手段】熱交換器は、ガス循環ラインと、ガス循環ラインの温度よりも高温の高温雰囲気場との間で熱交換を行い、原料粉体供給ラインは、反応器と熱交換器との間、または反応器に接続されて、ガス循環ラインに二酸化炭素の生成原料粉体を供給し、反応器は、熱交換器で加熱された混合ガスに生成原料粉体を接触させて脱炭酸反応によって二酸化炭素を生成し、二酸化炭素回収ラインは混合ガスをガス循環ラインの系外に回収し、希釈媒体供給ラインは、希釈媒体をガス循環ラインに供給し、二酸化炭素回収ラインに設けられたと希釈媒体分離手段は、混合ガスから希釈媒体を分離する。【選択図】図１
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【特許請求の範囲】
【請求項１】
二酸化炭素と希釈媒体とを含む混合ガスを循環させるガス循環ラインと、前記ガス循環ラインに順に配された熱交換器、反応器、および分離器と、前記ガス循環ラインに接続された原料粉体供給ライン、二酸化炭素回収ライン、および希釈媒体供給ラインと、前記二酸化炭素回収ラインに形成された希釈媒体分離手段と、を備え、
前記熱交換器は、前記ガス循環ラインと、該ガス循環ラインの温度よりも高温の高温雰囲気場との間で熱交換を行い、
前記原料粉体供給ラインは、前記反応器と前記熱交換器との間、または前記反応器に接続されて、前記ガス循環ラインに二酸化炭素の生成原料粉体を供給し、
前記反応器は、前記熱交換器で加熱された前記混合ガスに前記生成原料粉体を接触させて脱炭酸反応によって二酸化炭素を生成し、
前記分離器は、前記生成原料粉体と前記混合ガスとを分離し、
前記二酸化炭素回収ラインは、前記混合ガスを前記ガス循環ラインの系外に回収し、
前記希釈媒体供給ラインは、前記希釈媒体を前記ガス循環ラインに供給し、
前記希釈媒体分離手段は、前記混合ガスから前記希釈媒体を分離することを特徴とする二酸化炭素製造装置。
【請求項２】
前記希釈媒体分離手段は、二酸化炭素と前記希釈媒体との沸点差、または溶解度差を利用して二酸化炭素と前記希釈媒体とを分離することを特徴とする請求項１記載の二酸化炭素製造装置。
【請求項３】
前記高温雰囲気場は、セメント製造装置におけるセメントキルン、クリンカクーラー、プレヒーター、仮焼炉、および前記クリンカクーラーと前記仮焼炉とを接続する抽気ダクトのうち、少なくともいずれか１つを含むことを特徴とする請求項１または２記載の二酸化炭素製造装置。
【請求項４】
請求項１ないし３いずれか一項記載の二酸化炭素製造装置を用いた二酸化炭素製造方法であって、
前記希釈媒体供給ラインを介して希釈媒体を前記ガス循環ラインに供給する希釈媒体供給工程と、
前記熱交換器で前記混合ガスを加熱する加熱工程と、
前記加熱工程で加熱された前記混合ガスに前記生成原料粉体を直接接触させて加熱し、脱炭酸反応を生じさせて二酸化炭素を生成する反応工程と、
前記生成原料粉体と前記混合ガスとを分離する固気分離工程と、
前記反応工程で生じた二酸化炭素生成量に相当する量の前記二酸化炭素を含む前記混合ガスを回収し、残りの前記混合ガスを前記ガス循環ラインに還流させる回収工程と、
前記回収工程で回収した前記混合ガスから前記希釈媒体を分離する希釈媒体分離工程と、を備えたことを特徴とする二酸化炭素製造方法。
【請求項５】
前記反応工程では、前記希釈媒体供給工程における希釈媒体供給量、および前記加熱工程で加熱された後の前記混合ガスの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が最大値±１０％の範囲内になるように、前記ガス循環ラインへの前記生成原料粉体の供給量を制御することを特徴とする請求項４記載の二酸化炭素製造方法。
【請求項６】
請求項１ないし３いずれか一項記載の二酸化炭素製造装置の設計方法であって、
前記ガス循環ラインに供給する希釈媒体供給量、および前記熱交換器で加熱された後の前記混合ガスの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が最大値±１０％の範囲内になるように、前記ガス循環ラインへの前記生成原料粉体の供給量を決定し、この決定に基づいて前記二酸化炭素製造装置の設計を行うことを特徴とする二酸化炭素製造装置の設計方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、例えばセメント製造装置で生じる熱を用いて、セメント原料精粉や石灰石などを加熱して二酸化炭素を製造するための二酸化炭素製造装置、二酸化炭素製造方法、および二酸化炭素製造装置の設計方法に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
近年、世界的かつ全産業にわたって、地球温暖化の主因である二酸化炭素（ＣＯ２）を削減する試みが推進されている。例えばセメント産業は、電力や鉄鋼等と共に二酸化炭素の排出量が多い産業の一つであり、日本における二酸化炭素の全排出量の約４％を占めている。このため、セメント製造プロセスで生じる二酸化炭素を含む排ガスを大気中に放出せずに回収することが考えられている。
【０００３】
回収した二酸化炭素は、地中に貯留したり、植物や藻類の育成、液化炭酸として食品原料、工業原料に用いるなど、幅広く再利用することができる。一方、回収した二酸化炭素を産業的に有効利用するためには、二酸化炭素の濃度を例えば９０〜１００ｖｏｌ％といった高濃度に高める必要がある。また、回収した二酸化炭素を植物や藻類の育成や食品原料に用いる場合、有害成分を含まないことも重要である。
【０００４】
セメント製造装置のセメントキルンや仮焼炉において石炭、石油、天然ガス等の熱エネルギーを純酸素で燃焼させて得られる排ガスは、二酸化炭素を多く含んでいるものの、この排ガス中には燃焼ガス由来の揮発性有機化合物（ＶＯＣ）、一酸化炭素、窒素酸化物、硫黄酸化物等の人体や植物に有害な不純物が含まれている。このため、得られた二酸化炭素を含む排ガスを植物や藻類の育成や食品原料に用いる場合には、これらの不純物を除去する工程が別途必要があり、二酸化炭素の製造方法としてはコストが高く、未だに実用化には至っていない。
【０００５】
一方、特許文献１には、セメント原料精粉に含まれる石灰石から発生する二酸化炭素を間接的に加熱することによって、二酸化炭素を回収する方法が記載されている。これは、セメント原料精粉を隔壁越しに加熱したり、過熱させた仮焼済のセメント原料などの熱媒体を仮焼時に生じた二酸化炭素を含む排ガスに接触させて、高濃度の二酸化炭素を生成する方法である。
【先行技術文献】
【特許文献】
【０００６】
【特許文献１】特開２００９−２６９７８５号公報
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【０００７】
特許文献１に示されたセメント製造設備における二酸化炭素の回収方法によれば、セメント製造に伴い生じる排ガスから、濃度１００ｖｏｌ％といった高濃度の二酸化炭素を回収することが可能である。しかしながら、回収する二酸化炭素の濃度を高くするほど、反応温度も高くする必要があり、加熱に要するコストが掛かる。このため、より低い反応温度で二酸化炭素を低コストに製造することが可能な二酸化炭素の製造方法が望まれていた。
【０００８】
この発明は、前述した事情に鑑みてなされたものであって、有害成分を殆ど含まない二酸化炭素を低コストに製造することが可能な二酸化炭素製造装置、およびこれを用いた二酸化炭素製造方法、二酸化炭素製造装置の設計方法を提供することを目的とする。
【課題を解決するための手段】
【０００９】
上記の課題を解決するために、本発明の二酸化炭素製造装置は、二酸化炭素と希釈媒体とを含む混合ガスを循環させるガス循環ラインと、前記ガス循環ラインに順に配された熱交換器、反応器、および分離器と、前記ガス循環ラインに接続された原料粉体供給ライン、二酸化炭素回収ライン、および希釈媒体供給ラインと、前記二酸化炭素回収ラインに形成された希釈媒体分離手段と、を備え、前記熱交換器は、前記ガス循環ラインと、該ガス循環ラインの温度よりも高温の高温雰囲気場との間で熱交換を行い、前記原料粉体供給ラインは、前記反応器と前記熱交換器との間、または前記反応器に接続されて、前記ガス循環ラインに二酸化炭素の生成原料粉体を供給し、前記反応器は、前記熱交換器で加熱された前記混合ガスに前記生成原料粉体を接触させて脱炭酸反応によって二酸化炭素を生成し、前記分離器は、前記生成原料粉体と前記混合ガスとを分離し、前記二酸化炭素回収ラインは、前記混合ガスを前記ガス循環ラインの系外に回収し、前記希釈媒体供給ラインは、前記希釈媒体を前記ガス循環ラインに供給し、前記希釈媒体分離手段は、前記混合ガスから前記希釈媒体を分離することを特徴とする。
【００１０】
本発明の二酸化炭素製造装置によれば、ガス循環ラインに二酸化炭素と希釈媒体とを含む混合ガスを循環させるとともに、希釈媒体供給ラインから希釈媒体を供給し、高温雰囲気場で混合ガスを加熱し、この加熱された混合ガスを熱源として用いて、ガス循環ラインに供給された生成原料粉体を加熱して脱炭酸反応を生じさせることにより、二酸化炭素を連続して効率的に生成することができる。
【００１１】
このような脱炭酸反応を行う際に、ガス循環ラインに希釈媒体を供給して混合ガスに含まれる二酸化炭素の分圧を低下させることにより、大気圧環境での脱炭酸反応のような高温にする必要が無く、より低温で二酸化炭素を生成することができる。
【００１２】
また、本発明では、前記希釈媒体分離手段は、二酸化炭素と前記希釈媒体との沸点差、または溶解度差を利用して二酸化炭素と前記希釈媒体とを分離することが好ましい。
【００１３】
また、本発明では、前記高温雰囲気場は、セメント製造装置におけるセメントキルン、クリンカクーラー、プレヒーター、仮焼炉、および前記クリンカクーラーと前記仮焼炉とを接続する抽気ダクトのうち、少なくともいずれか１つを含むことが好ましい。
【００１４】
本発明の二酸化炭素製造方法は、前記各項記載の二酸化炭素製造装置を用いた二酸化炭素製造方法であって、前記希釈媒体供給ラインを介して希釈媒体を前記ガス循環ラインに供給する希釈媒体供給工程と、前記熱交換器で前記混合ガスを加熱する加熱工程と、前記加熱工程で加熱された前記混合ガスに前記生成原料粉体を直接接触させて加熱し、脱炭酸反応を生じさせて二酸化炭素を生成する反応工程と、前記生成原料粉体と前記混合ガスとを分離する固気分離工程と、前記反応工程で生じた二酸化炭素生成量に相当する量の前記二酸化炭素を含む前記混合ガスを回収し、残りの前記混合ガスを前記ガス循環ラインに還流させる回収工程と、前記回収工程で回収した前記混合ガスから前記希釈媒体を分離する希釈媒体分離工程と、を備えたことを特徴とする。
【００１５】
本発明の二酸化炭素製造方法によれば、ガス循環ラインに二酸化炭素と希釈媒体とを含む混合ガスを循環させるとともに、希釈媒体供給工程でガス循環ラインに希釈媒体を供給し、反応工程で混合ガスを加熱して、加熱された混合ガスを熱源として用いて、ガス循環ラインに供給された生成原料粉体を加熱して脱炭酸反応を生じさせることにより、二酸化炭素を連続して効率的に生成することができる。
【００１６】
このような脱炭酸反応を行う際に、希釈媒体供給工程で希釈媒体をガス循環ラインに供給して混合ガスに含まれる二酸化炭素の分圧を低下させることにより、大気圧環境での脱炭酸反応のような高温にする必要が無く、より低温で二酸化炭素を生成することができる。
【００１７】
また、本発明は、前記反応工程では、前記希釈媒体供給工程における希釈媒体供給量、および前記加熱工程で加熱された後の前記混合ガスの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が最大値±１０％の範囲内になるように、前記ガス循環ラインへの前記生成原料粉体の供給量を制御することが好ましい。
【００１８】
本発明の二酸化炭素製造装置の設計方法は、前記ガス循環ラインに供給する希釈媒体供給量、前記熱交換器で加熱された後の前記混合ガスの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が最大値±１０％の範囲内になるように、前記ガス循環ラインへの前記生成原料粉体の供給量を決定し、この決定に基づいて前記二酸化炭素製造装置の設計を行うことを特徴とする。
【発明の効果】
【００１９】
本発明によれば、有害成分を殆ど含まない二酸化炭素を低コストに製造することが可能な二酸化炭素製造装置、およびこれを用いた二酸化炭素製造方法、二酸化炭素製造装置の設計方法を提供することができる。
【図面の簡単な説明】
【００２０】
【図１】本発明の二酸化炭素製造装置およびこの二酸化炭素製造装置が設置されるセメント製造装置を示す模式図である。
【図２】第１熱交換器（熱交換器）の一例を示す模式図である。
【図３】反応器の一例を示す模式図である。
【図４】石灰石の主成分であるＣａＣＯ３の脱炭酸反応における二酸化炭素の平衡蒸気圧曲線である。
【図５】本発明の二酸化炭素製造方法を段階的に示したフローチャートである。
【図６】二酸化炭素生成量と石灰石投入量との関係を示すグラフである。
【図７】石灰石反応率と二酸化炭素生成量との関係を示すグラフである。
【図８】石灰石反応率と石灰石投入量との関係を示すグラフである。
【図９】反応後温度と石灰石反応率との関係を示すグラフである。
【図１０】二酸化炭素を含む混合ガスの温度ごとに、Ｃ／Ｌと石灰石投入量Ｌとの関係をプロットした計算例のグラフである。
【図１１】二酸化炭素を含む混合ガスの温度および水蒸気供給量ごとに、最大二酸化炭素生成量とその時の石灰石投入量との関係をプロットした計算例のグラフである。
【図１２】石灰石投入量と最大二酸化炭素生成量（回収量）のグラフである。
【図１３】反応工程での水蒸気供給量と脱炭酸反応温度との関係を示すグラフである。
【図１４】石灰石投入量と二酸化炭素の生成量との関係を示すグラフである。
【図１５】石灰石投入量と二酸化炭素の生成量との関係を示すグラフである。
【発明を実施するための形態】
【００２１】
以下、図面を参照して、本発明の一実施形態の二酸化炭素製造装置、およびこれを用いた二酸化炭素製造方法について説明する。なお、以下に示す各実施形態は、発明の趣旨をより良く理解させるために具体的に説明するものであり、特に指定のない限り、本発明を限定するものではない。また、以下の説明で用いる図面は、本発明の特徴をわかりやすくするために、便宜上、要部となる部分を拡大して示している場合があり、各構成要素の寸法比率などが実際と同じであるとは限らない。
【００２２】
（二酸化炭素製造装置）
まず最初に、本発明の二酸化炭素製造装置における生成原料粉体の供給源や高温雰囲気場となるセメント製造装置の構成について説明する。
図１は、本発明の一実施形態の二酸化炭素製造装置およびこの二酸化炭素製造装置が設置されるセメント製造装置を示す模式図である。
なお、以下の説明において、混合ガスといった場合、生成した二酸化炭素と希釈媒体とが混合したガスであり、更に空気が含まれる場合もある。また、図１において、実線矢印は二酸化炭素を含む混合ガスなど気体の流れを示し、点線矢印は、生成原料粉体など固体（粉体）の流れを示す。
【００２３】
図１に示すセメント製造装置３０は、プレヒーター３１、セメントキルン３２、クリンカクーラー３３、仮焼炉３４を備えている。なお、図１に示すセメント製造装置３０は、セメント製造プロセスの要部である焼成工程を行うための構成であり、この焼成工程の前工程である原料工程においては、原料粉砕機や原料混合機（図示略）が備えられ、また、焼成工程の後工程である仕上工程においては、クリンカ粉砕機や分級機（図示略）が備えられている。
【００２４】
プレヒーター３１は、鉛直方向に配置された複数段のサイクロン３１Ａ〜３１Ｄが連結されたものから構成され、鉛直方向に隣り合う段どうしのサイクロン３１Ａ〜３１Ｄは、互いに水平方向にずらして配置されている。なお、本実施形態では、２組のプレヒーター３１，３１が互いに並列して配置された構成となっている。プレヒーター３１は、１組だけであっても、３組以上設けられていてもよい。
【００２５】
最上段のサイクロン３１Ａにはセメント原料供給ライン４２が接続され、前工程である原料工程から、このセメント原料供給ライン４２を介して最上段のサイクロン３１Ａにセメント原料精粉Ｍが供給される。セメント原料精粉Ｍは、主成分が粉体の石灰石（ＣａＣＯ３）であり、その他に粘土成分（ＳｉＯ２，Ａｌ２Ｏ３，Ｆｅ２Ｏ３）などを含んでいる。
【００２６】
一方、最下段のサイクロン３１Ｄには、仮焼炉３４から排出される高温の排ガスＣ１が供給され、最上段のサイクロン３１Ａに向かって流れる。そして、最上段のサイクロン３１Ａに達した排ガスＣ１は、排気ファン３５によって排気ライン３６を介して排気される。
【００２７】
最上段のサイクロン３１Ａに供給されたセメント原料精粉Ｍは、下段のサイクロン３１Ｂ，３１Ｃに順次落下するにしたがって、最上段のサイクロン３１Ａに向かって流れる高温の排ガスＣ１によって予熱される。下段のサイクロン３１Ｃに達したセメント原料精粉Ｍは、例えば約７５０℃程度まで加熱されており、この後、原料配管３７を介して仮焼炉３４に送られる。セメント原料精粉Ｍは、この仮焼炉３４で石炭バーナー３４ａによって更に８５０℃程度まで加熱される。
【００２８】
原料配管３７の途中からは、後述する二酸化炭素製造装置１０のガス循環ライン１１に接続される原料粉体供給ライン２１が分岐する。この原料粉体供給ライン２１には、下段のサイクロン３１Ｃから排出されたセメント原料精粉Ｍの一部が入り、二酸化炭素製造装置１０のガス循環ライン１１に仮焼後のセメント原料精粉Ｍを供給する。
【００２９】
仮焼炉３４によって加熱されたセメント原料精粉Ｍは、仮焼炉排気ダクト３８を介して再びプレヒーター３１に戻され、最下段のサイクロン３１Ｄから移送管３９を介してセメントキルン３２の窯尻部３２ａに送られる。
【００３０】
セメントキルン３２は、例えば、回転可能な円筒形の炉体３２ｂと、この炉体３２ｂの内部を加熱する主バーナ３２ｃを備える。窯尻部３２ａから供給された予備加熱後のセメント原料精粉Ｍは、炉体３２ｂの内部で主バーナ３２ｃによって加熱される。
【００３１】
セメントキルン３２で例えば１４５０℃程度まで加熱されたセメント原料精粉Ｍは、以下の式（１）〜（５）に示す反応が生じる。
ＣａＣＯ３→ＣａＯ＋ＣＯ２  ・・・（１）
３ＣａＯ＋ＳｉＯ２→３ＣａＯ・ＳｉＯ２   ・・・（２）
２ＣａＯ＋ＳｉＯ２→２ＣａＯ・ＳｉＯ２   ・・・（３）
３ＣａＯ＋Ａｌ２Ｏ３→３ＣａＯ・Ａｌ２Ｏ３   ・・・（４）
４ＣａＯ＋Ａｌ２Ｏ３＋Ｆｅ２Ｏ３→４ＣａＯ・Ａｌ２Ｏ３・Ｆｅ２Ｏ３   ・・・（５）
これにより、最終的にセメントクリンカを構成するケイ酸カルシウム化合物であるエーライト（３ＣａＯ・ＳｉＯ２）およびビーライト（２ＣａＯ・ＳｉＯ２）並びに間隙相であるアルミネート相（３ＣａＯ・Ａｌ２Ｏ３）およびフェライト相（４ＣａＯ・Ａｌ２Ｏ３・Ｆｅ２Ｏ３）が生成される。
【００３２】
クリンカクーラー３３は、例えば冷却ファンなどから構成され、セメントキルン３２で生成された高温のセメントクリンカを冷却する。こうして冷却されたセメントクリンカは、仕上工程において更に粉砕や分級が行われてセメントとなる。
【００３３】
一方、このクリンカクーラー３３で高温のセメントクリンカを冷却する際に生じた高温の抽気ガスＣ２は、クリンカクーラー３３と仮焼炉３４とを接続する抽気ダクト４１を介して仮焼炉３４に送られる。この抽気ガスＣ２は、例えば、８００℃〜１２００℃程度に加熱されている。本実施形態では、この抽気ダクト４１は、後述する二酸化炭素製造装置１０における高温雰囲気場Ｈを構成する。また、この抽気ダクト４１には、後述する二酸化炭素製造装置１０における分離器１４で固気分離された後の固相である生石灰（ＣａＯ）および未反応のセメント原料精粉Ｍを返送する返送ライン１９の排出側が接続されている。
【００３４】
次に、本発明の二酸化炭素製造装置の構成、作用を説明する。二酸化炭素製造装置１０は、二酸化炭素を含む混合ガスＧを循環させるガス循環ライン１１と、このガス循環ライン１１に順に配された第１熱交換器（熱交換器）１２、反応器１３、および分離器１４と、ガス循環ライン１１に接続された原料粉体供給ライン２１、二酸化炭素回収ライン２２、および希釈媒体供給ライン２３とを備えている。ガス循環ライン１１には、さらに第２熱交換器１５および循環ポンプ１６が配されている。
【００３５】
ガス循環ライン１１は、二酸化炭素を含む混合ガスＧが流れるガス流路であり、環状に形成され、内部に混合ガスＧが循環する。図１においては、反時計回り方向に混合ガスＧが循環している。なお、このガス循環ライン１１の一部区間には、後述する生成原料粉体であるセメント原料精粉Ｍも流れる。また、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧに含まれる二酸化炭素の濃度は、ガス循環ライン１１全体で必ずしも一様とは限らず、区間によって二酸化炭素の濃度が異なることもある。
【００３６】
ガス循環ライン１１は、高温環境、例えば８００℃以上の温度に耐えうる材料、例えば炭化ケイ素やアルミナ、ジルコニアなど、またはそれらを含む材料によって形成されている。なお、ガス循環ライン１１のうち、第１熱交換器１２や反応器１３が形成されている部分は、更に高温の８５０℃程度まで耐えうる材料によって形成されていればよい。
【００３７】
希釈媒体供給ライン２３は、例えば循環ポンプ１６と第１熱交換器１２との間でガス循環ライン１１に接続される。希釈媒体供給ライン２３には、希釈媒体の供給量を調節する流量調節バルブ２７、および希釈媒体の流量を検出する流量計２６が接続されている。このような希釈媒体供給ライン２３によって、予め設定された流量の希釈媒体Ｅがガス循環ライン１１内に送り込まれる。なお、希釈媒体の供給は、ポンプ（図示略）などによって行えばよい。更に、希釈媒体供給ライン２３には、フィルターなどを形成することも好ましい。
【００３８】
希釈媒体供給ライン２３からガス循環ライン１１に供給される希釈媒体Ｅは、二酸化炭素よりも沸点が高い物質、特に室温では液体で、１００〜２００℃程度まで加熱することによって容易に気体になる物質、なおかつ液体状態では二酸化炭素を多量に溶解しない物質から選択することが好ましい。このような物質として、水（気化時は水蒸気）、アセトン、エタノール、ベンゼン、モノエタノールアミン、メチルジエタノールアミンなどが挙げられる。本実施形態では、水を気化させた水蒸気を希釈媒体Ｅとして用いた。この場合、希釈媒体供給ライン２３は、例えばボイラーなどの水蒸気供給源に接続されていればよい。
【００３９】
第１熱交換器１２（熱交換器）は、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧと、高温雰囲気場Ｈである抽気ダクト４１を流れる高温の抽気ガスＣ２との間で熱交換を行う。高温雰囲気場Ｈは、第１熱交換器１２に流入する側のガス循環ライン１１の温度よりも高温とする。例えば、第１熱交換器１２に入る部分のガス循環ライン１１の温度は６００℃程度であり、高温雰囲気場Ｈは９００℃程度である。こうした高温雰囲気場Ｈとの間で熱交換を行うことにより、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧは、例えば８５０℃程度まで加熱される。
【００４０】
図２は、第１熱交換器の一例を示す模式図である。
第１熱交換器１２は、本実施形態においては、高温雰囲気場Ｈの一例であるセメント製造装置３０の抽気ダクト４１に形成されている。この抽気ダクト４１の内部には、クリンカクーラー３３から仮焼炉３４に向かう例えば８００℃〜１０００℃程度の高温の抽気ガスＣ２が流れている。
【００４１】
第１熱交換器１２は、内管１７ａと外管１７ｂとを備えた二重管構造の熱交換チューブ１７を有し、この熱交換チューブ１７は、ガス循環ライン１１の一部を構成する。第１熱交換器１２に流入した混合ガスＧは内管１７ａの内側を流れ、内管１７ａの端部から外管１７ｂの内側に流出して、更に内管１７ａと外管１７ｂとの間を流れる。ガス循環ライン１１は、第１熱交換器１２においては、内管１７ａと外管１７ｂとからなる混合ガスＧの流路を構成される。
【００４２】
第１熱交換器１２の熱交換チューブ１７を構成する内管１７ａや外管１７ｂは、例えば炭化ケイ素（ＳｉＣ）によって形成されている。炭化ケイ素は、１０００℃程度の高温環境であっても、混合ガスＧや、セメント製造装置３０のプレヒーター３１、セメントキルン３２、クリンカクーラー３３、仮焼炉３４など（図１参照）から排出される燃焼ガス由来の揮発性有機化合物（ＶＯＣ)、一酸化炭素、窒素酸化物、硫黄酸化物等の不純物を含むガスなどに対して優れた耐蝕性を有し、かつ、熱伝導性に優れている。このような構成の第１熱交換器１２によれば、長期間にわたって構成材料が劣化することがなく、混合ガスＧと抽気ガスＣ２との間で効率的に熱交換を行うことができる。
【００４３】
再び図１を参照して、本実施形態では、第１熱交換器１２において、ガス循環ライン１１と熱交換を行う高温雰囲気場Ｈは、セメント製造装置３０におけるクリンカクーラー３３と仮焼炉３４とを接続する抽気ダクト４１の内部としているが、高温雰囲気場Ｈは、抽気ダクト４１の内部以外にも、セメント製造装置３０における高温部分、例えば温度が８００〜１０００℃程度となるセメントキルン３２、クリンカクーラー３３、プレヒーター３１、仮焼炉３４のうち、少なくともいずれか１つであればよい。
【００４４】
ガス循環ライン１１における第１熱交換器１２の下流側の反応器１３には、二酸化炭素の生成原料粉体であるセメント原料精粉Ｍを供給する原料粉体供給ライン２１が接続される。この原料粉体供給ライン２１は、セメント製造装置３０のプレヒーター３１で例えば７５０℃程度まで加熱されたセメント原料精粉（生成原料粉体）Ｍを反応器１３に供給する。原料粉体供給ライン２１から供給されたセメント原料精粉Ｍは、反応器１３内で第１熱交換器１２で加熱された混合ガスＧに直接接触して、脱炭酸反応を生じる。
【００４５】
なお、本実施形態では、原料粉体供給ライン２１は反応器１３に接続され、セメント原料精粉Ｍは反応器１３に直接供給される構成になっているが、これ以外にも、例えば、第１熱交換器１２と反応器１３との間（反応器１３の上流側）に原料粉体供給ライン２１が接続され、反応器１３に混合ガスＧとセメント原料精粉Ｍとが流入する構成であってもよい。また、二酸化炭素の生成原料粉体は、セメント原料精粉Ｍ以外にも、高純度の石灰石粉末などであってもよい。本実施形態では、セメント原料精粉Ｍは石灰石である場合を例示している。
【００４６】
図３は、反応器の一例を示す模式図である。
反応器１３は、例えば、筒状の反応容器２５を備える。この反応容器２５は、例えば、ガスＧの滞留時間を長くして、反応促進を促すため、ガス循環ライン１１を構成する配管よりも直径以上の反応管であればよい。反応容器２５はガス循環ライン１１の一部を成し、一端２５ａから他端２５ｂに向けて第１熱交換器１２で加熱された混合ガスＧが流れる。また、この反応容器２５の一端２５ａ寄りには原料粉体供給ライン２１が接続され、反応容器２５内にセメント原料精粉Ｍが所定の流量で供給される。
【００４７】
反応器１３は、反応容器２５内において、第１熱交換器１２によって８５０℃程度まで加熱された混合ガスＧに対して、プレヒーター３１で７５０℃程度まで加熱されたセメント原料精粉Ｍを接触させることにより、セメント原料精粉Ｍが加熱される。これにより、セメント原料精粉Ｍの主成分である石灰石（ＣａＣＯ３）の脱炭酸反応（熱分解反応：下記の式（６）を参照）を起こさせる。
ＣａＣＯ３→ＣａＯ＋ＣＯ２  ・・・（６）
【００４８】
なお、必ずしも投入されたセメント原料精粉Ｍの全量が反応器１３内で脱炭酸反応が完結するとは限らず、例えば、反応器１３から下流側の分離器１４に至るガス循環ライン１１の配管内で脱炭酸反応が生じる場合もあり、脱炭酸反応の発生領域を限定するものでは無い。
また、原料粉体供給ライン２１から投入されたセメント原料精粉Ｍは、必ずしも投入量の全量が脱炭酸反応を起こすとは限らず、未反応のセメント原料精粉Ｍが残ることもある。
【００４９】
反応器１３（およびこれを含むガス循環ライン１１全体）では、希釈媒体供給ライン２３から希釈媒体Ｅをガス循環ライン１１に供給することによって、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧに含まれる二酸化炭素の分圧が、希釈媒体Ｅである水蒸気の供給分だけ低下する。
【００５０】
図４に示すグラフによれば、二酸化炭素の分圧を平衡圧力よりも下げることにより、脱炭酸反応の反応温度が低下する。希釈媒体供給ライン２３によってガス循環ライン１１に希釈媒体Ｅである水蒸気を供給して、混合ガスＧに含まれる二酸化炭素の分圧を下げれば、水蒸気の供給量に応じてセメント原料精粉Ｍに含まれる石灰石の脱炭酸反応の反応温度が低下する。
なお、希釈媒体の供給量は、本実施形態の希釈媒体である水蒸気を例にとると、利用できる（工場等で余剰の）水蒸気量を上限とし、所望の二酸化炭素製造量を得られるように決定することが好ましい。
【００５１】
本実施形態では、例えば、希釈媒体供給ライン２３から水蒸気をガス循環ライン１１に供給し反応器１３内の二酸化炭素の分圧を０．３３ａｔｍにすれば、脱炭酸反応の反応温度を８２３℃まで低下させることができ、大気圧環境での脱炭酸反応と比較して、反応温度を約７０℃低下させることができる。
【００５２】
なお、反応器１３に流入する混合ガスＧの流量は、二酸化炭素の分圧を０．１ａｔｍ以上１．０ａｔｍ未満となるように調整することが好ましい。二酸化炭素の分圧が０．１ａｔｍよりも低い場合、反応温度を下げることが出来るものの脱炭酸反応の反応速度が大きく低下する。具体的には、二酸化炭素の分圧が０．０５ａｔｍの時の反応温度は７２１℃であり１．０ａｔｍの時の反応温度８９３℃に対して１７２℃に低下することができるが、後述する式（７）に基づいて求めた反応速度は１．０ａｔｍの時の値の１００分の２となるため、効率的に二酸化炭素を生成することが困難である。また、二酸化炭素の分圧が１．０ａｔｍ以上であれば、脱炭酸反応の反応温度を低下させることができない。
【００５３】
分離器１４は、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧと、反応器１３で生じた生石灰（ＣａＯ）および未反応のセメント原料精粉Ｍとを分離（固気分離）する。ここで分離された生石灰（ＣａＯ）および未反応のセメント原料精粉Ｍは、返送ライン１９を介してセメント製造装置３０に送られて、セメント原料精粉Ｍとして利用される。
【００５４】
なお、返送ライン１９は、本実施形態のように反応器１３と抽気ダクト４１とを接続する構成以外にも、例えば、反応器１３とセメントキルン３２、反応器１３とプレヒーター３１、反応器１３と仮焼炉３４をそれぞれ接続するように構成しても良い。
【００５５】
第２熱交換器１５は、ガス循環ライン１１において、二酸化炭素回収ライン２２が接続された位置を挟んだ上流側と下流側との間で、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧどうしの熱交換を行う。具体的には、反応器１３で脱炭酸反応を行った７５０℃程度の混合ガスＧと、下流側で混合ガスＧの一部が二酸化炭素回収ライン２２に回収された残りの比較的低温、例えば３００℃程度の混合ガスＧとの間で熱交換が行われる。これによって、反応器１３で脱炭酸反応によって生じた二酸化炭素を含む混合ガスＧは３００℃程度まで温度が低下し、一方で第１熱交換器１２に入る直前の混合ガスＧは６００℃程度まで温度が高められる。
【００５６】
循環ポンプ１６は、ガス循環ライン１１全体で混合ガスＧを循環させる。この循環ポンプ１６を前述した第２熱交換器１５の下流側に配置することにより、第２熱交換器１５による熱交換で温度が３００℃程度まで下げられた混合ガスＧが循環ポンプ１６に流入するので、例えば５００℃以上の高温ガスの流入による循環ポンプ１６の破損や劣化を防止できる。
【００５７】
二酸化炭素回収ライン２２は、循環ポンプ１６の下流側に接続され、ここから二酸化炭素と希釈媒体Ｅである水蒸気との混合ガスＧが回収される。二酸化炭素回収ライン２２には、流量計２８が接続されている。この二酸化炭素回収ライン２２で回収される混合ガスＧの量（単位時間当たりの回収量）は、例えば、反応器１３でセメント原料精粉Ｍの脱炭酸反応により生成させた二酸化炭素の生成量（単位時間当たりの生成量）と、希釈媒体供給ライン２３から供給される水蒸気の量（単位時間当たりの供給量）とを加算した量と同一になるように調整される。これにより、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧの流量、および全圧は一定に保たれる。
【００５８】
二酸化炭素回収ライン２２の流量計２８よりも下流側には、二酸化炭素と希釈媒体との沸点差、または溶解度差を利用して二酸化炭素と希釈媒体Ｅとを分離する希釈媒体分離手段が設けられている。本実施形態では、希釈媒体分離手段として、希釈媒体Ｅである水蒸気を冷却、凝集させて水にして二酸化炭素と分離させる凝集器（希釈媒体分離手段）２９が二酸化炭素回収ライン２２に形成されている。
【００５９】
二酸化炭素回収ライン２２で回収された二酸化炭素と水蒸気とを含む混合ガスＧは、この凝集器２９を通過する間に例えば１００℃未満まで冷却され、水蒸気が液化されて水になり二酸化炭素と分離される。これによって、混合ガスＧから希釈媒体Ｅである水蒸気を取り除いた二酸化炭素を二酸化炭素回収ライン２２から得ることができる。なお、分離された水は二酸化炭素を若干溶解するが、水蒸気が液化された直後の水は８０℃〜９０℃と高温であり、二酸化炭素の溶解量は僅かである。
【００６０】
二酸化炭素回収ライン２２に設けられた凝集器２９を介してガス循環ライン１１の系外に回収される二酸化炭素は、例えば液化炭酸の原料として利用することを想定し、濃度範囲を９０ｖｏｌ％以上１００ｖｏｌ％以下、望ましくは９５ｖｏｌ％以上１００ｖｏｌ％以下、より望ましくは９８ｖｏｌ％以上１００ｖｏｌ％以下の範囲とする。例えば二酸化炭素の濃度は９５ｖｏｌ％である。
【００６１】
なお、希釈媒体分離手段は、希釈媒体の種類に応じて適宜選択すればよい。例えば、沸点差（液化温度差）を利用した凝集器２９以外にも、希釈媒体Ｅが易溶性であり、かつ二酸化炭素を溶解しない希釈媒体吸収液体に混合ガスＧを通過（例えばバブリング）させて、二酸化炭素と希釈媒体Ｅとを分離する溶解器などから希釈媒体分離手段を構成することも好ましい。
【００６２】
（二酸化炭素製造方法）
以上のような構成の二酸化炭素製造装置１０を用いた、本発明の二酸化炭素製造方法を説明する。
図５は、本発明の二酸化炭素製造方法を段階的に示したフローチャートである。
二酸化炭素製造装置１０を用いて所定濃度の二酸化炭素を製造する際には、まず、循環ポンプ１６によって、ガス循環ライン１１に二酸化炭素と水蒸気とを含む混合ガスＧを循環させる。
【００６３】
また、セメント製造装置３０のプレヒーター３１から、例えば、７５０℃程度まで加熱されたセメント原料精粉（生成原料粉体）Ｍを、原料粉体供給ライン２１を介してガス循環ライン１１に供給する。また、希釈媒体供給ライン２３からガス循環ライン１１に向けて、本実施形態の希釈媒体である水蒸気を供給する（希釈媒体供給工程Ｓ１）。水蒸気を供給することによって、ガス循環ライン１１を介して反応器１３での二酸化炭素分圧を例えば０．３３ａｔｍ程度にする。
【００６４】
そして、セメント製造装置３０に設けられた高温雰囲気場Ｈである抽気ダクト４１に形成された第１熱交換器（熱交換器）１２において、抽気ダクト４１を流れる高温の抽気ガスＣ２と、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧとの間で熱交換を行い、反応器１３に入る混合ガスＧの温度を例えば８５０℃程度まで加熱する（加熱工程Ｓ２）。
【００６５】
なお、第１熱交換器１２を設ける高温雰囲気場Ｈは、クリンカクーラー３３と仮焼炉３４とを接続する抽気ダクト４１以外にも、セメント製造装置３０における高温部分、例えばセメントキルン３２、クリンカクーラー３３、プレヒーター３１、仮焼炉３４のうち、少なくともいずれか１つであればよい。
【００６６】
次に、反応器１３において、加熱工程Ｓ２で加熱された二酸化炭素を含む混合ガスＧを熱源として用いてセメント原料精粉Ｍを加熱する。セメント原料精粉Ｍは、高温の混合ガスＧによって、例えば８５０℃〜９００℃程度まで加熱される。これにより、セメント原料精粉Ｍの主成分である石灰石（ＣａＯ３）は、脱炭酸反応によって二酸化炭素を生成する（反応工程Ｓ３）。
【００６７】
反応器１３における混合ガスＧに含まれる二酸化炭素の分圧は、ガス循環ライン１１への水蒸気の供給によって、例えば、０．３３ａｔｍ程度にされている。これにより、石灰石の脱炭酸反応が生じる反応温度は、８２３℃程度まで低下している（図４を参照）。セメント原料精粉Ｍは、こうした水蒸気の供給による二酸化炭素の分圧低下によって、大気圧での反応温度である８９３℃よりも低い８５０℃程度であっても脱炭酸反応が進行し、二酸化炭素と生石灰（ＣａＯ）に分解する。
【００６８】
混合ガスＧに含まれる二酸化炭素の分圧は、０．１ａｔｍ以上にすることが好ましい。二酸化炭素の分圧が０．１ａｔｍ以下であると、反応速度が大きく低下し、単位時間当たりの二酸化炭素の生成量が少なすぎて実用的ではない。
【００６９】
反応器１３においては、セメント原料精粉Ｍの主成分である石灰石（ＣａＣＯ３）が、それぞれの粒子の外側から内側に向かって脱炭酸反応が進行する。このため、石灰石（ＣａＣＯ３）のそれぞれの粒子は、反応時間が経過するほど、粒子の外側に反応済みの物質（ＣａＯ）が堆積し、中心側の未反応のＣａＣＯ３から生じた二酸化炭素は、この反応済みの物質（ＣａＯ）を通過して粒子の外部に放出される。よって、反応時間が経過するほど、ＣａＣＯ３のそれぞれの粒子は、反応速度が低下する。
【００７０】
このような、ＣａＣＯ３粒子の脱炭酸反応の反応速度は、以下の式（７）で示される。
Ｋ＝(１−Ｘ)2/3×Ａ・ｅｘｐ(−Ｅ／ＲＧＴ)×｛１−(ＰAll・ＰCO2)／ＰCO2_eq｝…（７）
Ｋ：反応速度[1/s]
Ａ：２．２×１０８[1/s]
Ｅ：２．０×１０５[J/mol]
ＲＧ：気体定数 ８．３１４
Ｔ：温度[K]
ＰAll：全圧[atm]
ＰCO2：ＣＯ２分圧[atm]
ＰCO2_eq：平衡ＣＯ２分圧[atm]
Ｘ：反応率
【００７１】
この式（７）では、ＣａＣＯ３粒子を球形とした場合の反応速度を示しており、二酸化炭素ガス境膜拡散による影響を考慮し、所定温度での二酸化炭素の平衡分圧を求め、反応器１３内の二酸化炭素分圧と混合ガス全圧の積との比で補正している。反応量は反応速度係数と反応器の滞留時間の積により算出した。平衡分圧の温度依存性は熱天秤などによる実測値を用いることができる。
【００７２】
反応器１３で生成させる二酸化炭素のモル重量速度よりも、セメント原料精粉Ｍの主成分である石灰石（ＣａＣＯ３）のモル重量速度が多くなるように供給することで、単位時間あたりに供給したセメント原料精粉Ｍの石灰石を全量反応させるよりも短い時間で、設定した量の二酸化炭素を生成することができる。
【００７３】
こうした反応工程Ｓ３では、希釈媒体供給工程Ｓ１における水蒸気供給量および加熱工程Ｓ２で加熱された後の混合ガスＧの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が計算上の最大値±１０％の範囲になるように、セメント原料精粉（生成原料粉体）Ｍのガス循環ライン１１への供給量を制御する。
【００７４】
以下、反応工程Ｓ３における脱炭酸反応の制御について説明する。
例えば、図１に示すセメント製造装置３０など、セメント製造プロセスからセメント原料精粉Ｍなどの石灰石粉末を一部分取する場合、二酸化炭素製造装置１０がセメント製造装置３０に近接して配置されていれば、石灰石の温度は大きく変動しないと考えることができる。よって、反応器１３における反応時間も流動層などでは一定と見做せるので、考慮すべき項目は石灰石の投入量、二酸化炭素分圧、および反応器１３内を流れる二酸化炭素を含む混合ガスＧのガス温度である。
【００７５】
本発明の発明者らは、希釈媒体供給ライン２３の希釈媒体供給量によって制御される二酸化炭素の分圧および第１熱交換器（熱交換器）１２において加熱された後の混合ガスＧの温度を測定し、その温度に応じて、その時々での二酸化炭素生成量（または二酸化炭素濃度）を最大にするための製造条件である脱炭酸反応の反応圧力または二酸化炭素分圧、および石灰石粉末の投入量を化学工学計算にて事前に求めて、この結果に基づいて反応器１３における脱炭酸反応を制御する手法を見出した。
【００７６】
まず、予め実測もしくは計算によって、希釈媒体供給量ごとの石灰石投入量と二酸化炭素生成量の関係から、最小二乗法を用いて近似曲線を作成する。そして、各条件における最大の二酸化炭素生成量とその時の石灰石投入量を求める。なお、石灰石反応率と二酸化炭素生成量との関係、石灰石反応率と石灰石投入量との関係、および脱炭酸反応の反応後温度と、石灰石反応率から求めても良い。
【００７７】
こうした関係を示す計算例として、図６に、二酸化炭素生成量と石灰石投入量との関係のグラフを示す。また、図７に、石灰石反応率と二酸化炭素生成量との関係のグラフを示す。また、図８に、石灰石反応率と石灰石投入量との関係のグラフを示す。また、図９に、反応後温度と石灰石反応率との関係のグラフを示す。
【００７８】
なお、これら計算例は、希釈媒体供給量を７５Ｌ／ｍｉｎ、１００Ｌ／ｍｉｎ、１２５Ｌ／ｍｉｎ、１５０Ｌ／ｍｉｎ（それぞれ０℃換算）にそれぞれ設定し、二酸化炭素と希釈媒体との混合ガスをガス循環ラインに循環させた場合を条件として設定している。
【００７９】
また、ＣＯ２回収量は、希釈媒体の流量を検出する流量計２６の値と、混合ガスの回収流量を検出する流量計２８の値の差分から算出できる。即ち、このＣＯ２回収量は、反応器１３における脱炭酸反応による二酸化炭素生成量である。この図６〜図９に示すグラフから、希釈媒体供給量ごとに、二酸化炭素回収量は特定の反応率もしくは石灰石投入量で最大値をとることが分かる。
【００８０】
次に、第１熱交換器（熱交換器）１２において加熱された後の混合ガスＧの温度ごとに最大二酸化炭素生成量とその時の石灰石投入量とを求める。これにより得られた値を石灰石投入量と最大二酸化炭素生成量のグラフに描画する。その際、基準となる石灰石投入量（Ｌ）で横軸を無次元化し、縦軸は単位時間当たりモル基準で最大二酸化炭素生成量ＣをＬで除算した値（Ｃ／Ｌ）、希釈媒体供給量（Ｍ）や混合ガスの循環量（Ｒ）も同様に（Ｍ／Ｌ）、（Ｒ／Ｌ）として表記する。
【００８１】
図１０に、二酸化炭素を含む混合ガスの温度ごとに、Ｃ／Ｌと石灰石投入量Ｌとの関係をプロットした計算例のグラフを示す。また、図１１に、二酸化炭素を含む混合ガスの温度および水蒸気供給量ごとに、最大二酸化炭素生成量とその時の石灰石投入量との関係をプロットした計算例のグラフを示す。図１０、図１１のグラフにおいて、水蒸気供給量（または混合ガスの循環量）が同じ条件を結ぶ近似曲線（以下、等供給量線と称する）を作成する。また、混合ガス温度が同じ条件を結ぶ近似曲線（以下、等温線と称する）を作成する。
【００８２】
また、図１０、図１１に示すグラフを作成するにあたって、７５０℃の石灰石を、ガス循環ライン内を流れる熱交換後の混合ガスが９００℃、１２００Ｌ／ｍｉｎ（０℃換算）になるように、生成する二酸化炭素量を調整した、脱炭酸反応を生じる反応器１３での反応時間を１０秒と仮定し、水蒸気供給量が７５Ｌ／ｍｉｎ、１００Ｌ／ｍｉｎ、１２５Ｌ／ｍｉｎ、１５０Ｌ／ｍｉｎ（それぞれ０℃換算）にそれぞれ固定し、石灰石投入量を変化させた際の二酸化炭素生成量（回収量）、脱炭酸反応の反応率、および反応後の温度を計算した。
【００８３】
そして、図１２に示すように、所望する二酸化炭素生成量と、想定される石灰石投入量の値を石灰石投入量と最大二酸化炭素生成量（回収量）のグラフ中に描き、点Ｘとする。この点Ｘを囲む２本の等供給量線と２本の等温線のそれぞれの交点を点Ａ，Ｂ，Ｃ，Ｄとする。
【００８４】
こうして作成した交点Ａ，Ｂ，Ｃ，Ｄをそれぞれ結ぶ線分Ａ−Ｂ，Ｂ−Ｃ，Ｃ−Ｄ，Ａ−Ｄで区画される矩形の領域を、図１３に示すように、例えば１０等分程度に分割する。この分割数を細かくするほど、計算精度を高めることができる。そして、分割点同士を結ぶ格子状の補助線（図１３中の破線）を作成する。
【００８５】
そして、想定される石灰石投入量を示す点Ｘと、この点Ｘを囲む等供給量線、等温線との距離を調べ、距離に応じて案分することによって、点Ｘを満たす脱炭酸反応の反応圧力と混合ガスの温度とを求めることができる。
なお、線分Ａ−Ｂ，Ｂ−Ｃ，Ｃ−Ｄ，Ａ−Ｄが等供給量線、等温線から著しく外れる場合は、等供給量線もしくは等温線の間隔を狭めることで計算精度を高めることができる。
【００８６】
図１２、１３に示した算出例は、混合ガスの循環量を１２００Ｌ／ｍｉｎ、二酸化炭素の生成量を３０．１Ｌ／ｍｉｎ、石灰石投入量を３７．９ｋｇ／時を満たす、脱炭酸反応の反応圧力と混合ガスの温度とを算出したものである。
図１３に示すプロットから、混合ガスの温度：（９２５×３＋９００×７）／１０＝９０７．５℃、水蒸気供給量：（１２５×３＋１５０×７）／１０＝１４２．５Ｌ／ｍｉｎと読み取る。この条件で最大二酸化炭素生成量とその時の石灰石投入量とを求めると、二酸化炭素生成量：３０．１Ｌ／ｍｉｎ、石灰石投入量：３７．９ｋｇ／時となり、所望する二酸化炭素の生成量を３０Ｌ／ｍｉｎ、想定する石灰石投入量を３８ｋｇ／時に設定した場合に、それぞれ０．３％、−０．３％の誤差で算出することができる。
【００８７】
なお、点Ｘを通るまで分割数を増やすことでさらに予測精度を高めることもできる。このような実施形態において作成した図は、基準となる石灰石投入量（Ｌ）を２４．４６ｋｇ／時（２４４．５ｍｏｌ／時）として無次元化することで、図１１と同様のものを得ることができる。
【００８８】
反応器１３の下流側のガス循環ライン１１には、混合ガスＧと、脱炭酸反応で生じた生石灰および反応器１３で反応せずに残った未反応のセメント原料精粉Ｍなどが分離器１４に向けて流れる。
【００８９】
なお、こうした制御において、実際の運転における高温場の温度や希釈媒体供給量などの変動に伴う二酸化炭素生成量の変動や、過大な量の石灰石を投入するための設備大型化に伴う二酸化炭素の生成量とのコストパフォーマンスを考慮すると、計算における二酸化炭素の最大生成量から±１０％の範囲となるように石灰石の投入量を制御すれば、同等の効果を得ることが出来ることから、二酸化炭素の生成量が計算上の最大値±１０％の範囲となるように制御することが好ましい（図１４および図１５を参照）。
【００９０】
分離器１４では、二酸化炭素を含む混合ガス（気体）Ｇと、脱炭酸反応で生じた生石灰および未反応のセメント原料精粉Ｍなどの粉体（固体）とが分離される（固気分離工程Ｓ４）。この分離器１４で分離された生石灰（ＣａＯ）および未反応のセメント原料精粉Ｍは抽気ダクト４１に排出され、セメント製造装置３０の仮焼炉３４に送られて、セメント原料精粉Ｍとして有効利用される。
【００９１】
分離器１４を経て固気分離された混合ガスＧは温度が７５０℃程度であり、このままガス循環ライン１１の下流側の循環ポンプ１６に入ると循環ポンプ１６が熱によって損傷する懸念がある。本実施形態では、循環ポンプ１６と分離器１４との間に第２熱交換器１５を配している。そして、この第２熱交換器１５に流入する７５０℃程度の混合ガスＧは、二酸化炭素回収ライン２２の接続位置よりも下流側で温度が３００℃程度まで低下した、ガス循環ライン１１を流れる混合ガスＧとの間で熱交換を行う。
【００９２】
これにより、循環ポンプ１６に流入する混合ガスＧは、温度が例えば３００℃程度まで低下し、循環ポンプ１６の熱による破損や劣化を防止する。一方、循環によって第１熱交換器１２に流入する混合ガスＧは、この第２熱交換器１５によって例えば６００℃程度まで昇温され、第１熱交換器１２において混合ガスＧを８５０℃程度まで確実に昇温させるのに役立つ。
なお、こうした第２熱交換器１５は、必ず設ける必要は無く、循環ポンプ１６の特性や第１熱交換器１２に流入する混合ガスＧの温度によっては省略することもできる。
【００９３】
循環ポンプ１６を経た二酸化炭素と水蒸気とを含む混合ガスＧの一部は、ガス循環ライン１１に接続された二酸化炭素回収ライン２２から、ガス循環ライン１１の系外に回収される（回収工程Ｓ５）。
【００９４】
この回収工程Ｓ５においては、二酸化炭素回収ライン２２を経て回収される二酸化炭素と水蒸気とを含む混合ガスＧの量（単位時間当たりの回収量）は、例えば、反応器１３でセメント原料精粉Ｍの脱炭酸反応により生成させた二酸化炭素の生成量（単位時間当たりの生成量）と希釈媒体供給ライン２３の希釈媒体供給量との合計量と同一になるように調整される。これにより、ガス循環ライン１１を循環する混合ガスＧの流量、圧力を一定に保つことができる。
【００９５】
二酸化炭素回収ライン２２で回収された二酸化炭素と水蒸気とを含む混合ガスＧは、凝集器（希釈媒体分離手段）２９を通過する。この時、混合ガスＧは例えば１００℃未満まで冷却され、水蒸気が液化、凝集されて水になり二酸化炭素と分離される（希釈媒体分離工程Ｓ６）。これによって、混合ガスＧから希釈媒体Ｅである水蒸気を取り除いた二酸化炭素が二酸化炭素回収ライン２２から得られる。得られた二酸化炭素の濃度は、９０ｖｏｌ％以上１００ｖｏｌ％以下、例えば濃度が９５ｖｏｌ％である。
【００９６】
一方、凝集器（希釈媒体分離手段）２９で分離された水は、希釈媒体供給ライン２３から供給する水蒸気の供給材料として用いたり、凝集器２９の冷却などに再利用することができる。
【００９７】
なお、希釈媒体分離手段は、希釈媒体の種類に応じて適宜選択することができ、本実施形態のように沸点差（液化温度差）を利用した凝集器２９以外にも、例えば、希釈媒体だけを溶媒に溶解させて二酸化炭素と分離する溶解器などであってもよい。
【００９８】
希釈媒体供給ライン２３からガス循環ライン１１に水蒸気を導入することによって、生成原料粉体としてセメント原料精粉Ｍを用いた際に、このセメント原料精粉Ｍ由来の塩素や水溶性有機物などの不純物を水蒸気によって吸着される。そして凝集器２９で水蒸気を凝集させて水にする際に、これら塩素や水溶性有機物を水に溶解させて取り除くことができる。これにより、回収後の二酸化炭素の不純物濃度をより一層低減することができる。
【００９９】
この後、二酸化炭素回収ライン２２で回収されなかった混合ガスＧは、第２熱交換器１５によって例えば６００℃程度まで加熱された後、再び希釈媒体供給工程Ｓ１から上述した各工程を繰り返す。
【０１００】
以上のように、本発明の二酸化炭素製造装置１０、およびこれを用いた二酸化炭素製造方法によれば、ガス循環ライン１１に二酸化炭素と水蒸気（希釈媒体）とを含む混合ガスＧを循環させるとともに、希釈媒体供給ライン２３から水蒸気（希釈媒体）を供給し、高温雰囲気場Ｈで混合ガスＧを加熱し、この加熱されたガスを熱源として用いて、ガス循環ライン１１に供給されたセメント原料精粉（生成原料粉体）Ｍを加熱して脱炭酸反応を生じさせることにより、二酸化炭素（混合ガスＧ）を連続して効率的に生成することができる。
【０１０１】
このような脱炭酸反応を行う際に、ガス循環ライン１１に水蒸気（希釈媒体）を供給して混合ガスに含まれる二酸化炭素の分圧を低下させることにより、大気圧環境での脱炭酸反応のような９００℃近い高温にする必要が無いので、最高温度が８００〜８５０℃程度のセメント製造装置の高温雰囲気場Ｈを利用して混合ガスＧを加熱し、この混合ガスを熱源にしてセメント原料精粉Ｍから二酸化炭素を低コストに生成することができる。
【０１０２】
また、本発明によれば、石炭、石油、天然ガス等の化石燃料を燃焼させて生じる二酸化炭素を含まないので、これら燃焼排ガスに含まれる揮発性有機化合物（ＶＯＣ)、一酸化炭素、窒素酸化物、硫黄酸化物等の人体や植物に有害な不純物を含む懸念が無く、また希釈媒体から分離後の二酸化炭素は高濃度であるため、例えば液化炭酸として産業的に有効利用することができる。
【０１０３】
更に、セメント原料精粉Ｍに含まれる石灰石に脱炭酸反応を起こさせるための熱源となる混合ガスＧを加熱する第１熱交換器（熱交換器）には、石灰石を含むセメント原料精粉などの固体（粉体）は流入しないので、第１熱交換器にこれら固体（粉体）が付着して流路を閉塞することが無く、低メンテナンスコストで安定して二酸化炭素を製造することができる。
【０１０４】
本発明の二酸化炭素製造方法によれば、反応工程において、ガス循環ラインへ希釈媒体供給量、および加熱工程で加熱された後の混合ガスの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が最大値±１０％の範囲内になるように、ガス循環ラインへの生成原料粉体の供給量を制御することによって、最大限効率的に二酸化炭素を生成させることができる。これにより、二酸化炭素を低コストで大量に製造することができる。
【０１０５】
（二酸化炭素製造装置の設計方法）
本発明の二酸化炭素製造装置の設計方法は、ガス循環ラインに供給する希釈媒体供給量と、熱交換器で加熱された後の混合ガスの温度に基づいて、二酸化炭素の生成量が最大値±１０％の範囲内になるように、ガス循環ラインへの生成原料粉体の供給量を決定し、この決定に基づいて二酸化炭素製造装置の設計を行うものである。
【０１０６】
具体的には、二酸化炭素製造装置の設計にあたっては、上述したガス循環ラインに供給する希釈媒体供給量、熱交換器で加熱された後の混合ガスの温度、ガス循環ラインへの生成原料粉体の供給量、および二酸化炭素の生成量の関係に基づいて、希釈媒体供給ラインの希釈媒体供給量と、第１熱交換器（熱交換器）において混合ガスの熱交換による加熱温度を設定することで、第１熱交換器を設置するための高温雰囲気場Ｈを選定するなど、二酸化炭素の生成効率を最大限に高めた二酸化炭素製造装置を設計することができる。
【０１０７】
以上、本発明のいくつかの実施形態を説明したが、これら実施形態は例として提示したものであり、発明の範囲を限定することは意図していない。これら実施形態は、その他の様々な形態で実施されることが可能であり、発明の要旨を逸脱しない範囲で、種々の省略、置き換え、変更を行うことができる。これら実施形態やその変形は、発明の範囲や要旨に含まれると同様に、特許請求の範囲に記載された発明とその均等の範囲に含まれるものである。
【符号の説明】
【０１０８】
１０…二酸化炭素製造装置
１１…ガス循環ライン
１２…第１熱交換器（熱交換器）
１３…反応器
１４…分離器
１５…第２熱交換器
１６…循環ポンプ
２１…原料粉体供給ライン
２２…二酸化炭素回収ライン
２３…希釈媒体供給ライン
２５…反応容器
２９…凝集器（希釈媒体分離手段）
３１…プレヒーター
３２…セメントキルン
３３…クリンカクーラー
３４…仮焼炉
Ｅ…希釈媒体
Ｇ…混合ガス
Ｈ…高温雰囲気場
Ｍ…セメント原料精粉
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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【図５】
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【図６】
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【図７】
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【図８】
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【図９】
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【図１０】
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【図１１】
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【図１２】
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【図１３】
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【図１４】
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【図１５】
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