3.1.1 실험의 목표 및 방법

첫 번째 목표는 ‘오존의 주입이 질소산화물의 저감에 유의미한 영향을 미치는가?’였고, 두 번째 목표는 ‘오존의 주입량에 따라 질소산화물의 저감률이 어떠한 변화를 보이는가?’였다. 마지막 세 번째 목표는 ‘170℃의 고온가스와 110℃의 저온가스를 처리할 때에 NOx 저감률이 차이를 보이는가?’로 설정하였다.

실험은 실제 생활폐기물 소각로 현장에 설치한 LoTOx 시스템을 활용하여 진행하였다. Fig. 2에 보이는 컨테이너 내부에는 시간당 2.5 kg의 오존 발생이 가능한 모듈 3대가 설치되어있어, 각 모듈을 on/off 함과 동시에 원료가스인 산소 주입량을 조절함으로 오존 발생량 즉, 오존의 주입량을 조절할 수 있다. 처리가스의 온도 조절은 Fig. 1의 Mixer 전단부 덕트 내부에 삽입하여 설치한 살수 스프레이를 on/off 함으로 조절할 수 있었다. 본 시설에 설치한 살수 스프레이를 최대로 가동하였을 때, 처리가스의 온도는 최대 110℃까지 낮출 수 있었다. 이러한 현장 환경에서 처리가스의 온도와 시간당 오존 주입량에 차이를 두어, 배출가스 중 NOx 농도 변화를 현장의 연돌부에 설치되어있는 <총량 TMS 관제 시스템>으로 측정하여 비교하는 방식으로 결과를 도출하였다. 주의할 점은 성분 측정에 있어서 시간적인 간격을 두어야 한다는 것이다. 오존의 주입량에 변화를 줄 때 30분씩의 시간 차이를 두어 이전의 오존 주입량이 측정값에 영향을 미치지 않도록 하였다. 아래의 Fig. 1은 오존 주입 배관을 삽입한 덕트로, 내부는 처리가스와 오존이 잘 혼합되는 구조로 되어있다. Fig. 2는 현장에 설치 완료된 산소발생기와 컨테이너형 오존발생기의 모습이다.

Fig. 1 Ozone injectors and mixers.

Fig. 2 Ozone generator and oxygen generator.

3.1.2 문제점

첫째는 현재 환경부의 “대기오염물질 배출허용기준”에서 규제하고 있는 NOx 성분이 사실상 NO와 $NO_{2}$이기 때문에, 시중에 상용화 되어있는 대부분의 TMS 시스템이 질소산화물 중 이 두 성분 외에 $NO_{3}$, $N_{2}O$, $N_{2}O_{3}$, $N_{2}O_{4}$, $N_{2}O_{5}$ 등의 성분은 측정이 불가능하다는 사실이었다. 법적인 규제를 맞추기 위한 연구결과를 얻을 수는 있겠지만, 총괄적인 NOx의 저감률을 파악하기에는 어려움이 있을 것으로 보였다.

두 번째는 한 공정 내에서 진행되는 실험이기에, 유입되는 연소가스의 성분이 시간별로 완벽히 일정하지 않다는 점이었다. 따라서 오존의 주입량에 따른 NOx의 저감률 측정값의 신뢰도를 높이기 위해서는 보다 오랜 시간 측정을 진행하여, 데이터 값을 많이 모아 분석을 진행하여야 할 것으로 판단되었다.

3.1.3 측정 결과

170℃인 고온의 연소가스에 오존을 각기 다른 양으로 주입하며 30분 단위로 측정한 NOx의 농도 결과는 Table 1에 정리하였으며, 110℃로 온도를 낮춘 연소가스에 오존을 각기 다른 양으로 주입하며 30분 단위로 측정한 NOx의 농도 결과는 Table 2에 정리하였다. 이 측정값들은 Fig. 3~Fig. 6에 나타내었다.

Fig. 3을 통하여 170℃인 고온의 연소가스에 오존을 4 kg/h로 주입 하였을 때에는 평균 NOx 농도가 25.44 ppm으로 26.16%, 5 kg/h로 주입시 22.61 ppm으로 34.04%, 6 kg/h로 주입시 19.55 ppm으로 34.04%의 저감률을 보여 기대에 미치지 못하는 수준임을 확인할 수 있었다. 그러나 처리가스의 온도를 110˚C로 낮추었을 때인 Fig. 4에서는 3 kg/h로 주입 시 NOx농도는 27.89 ppm으로 24.89%, 4 kg/h 주입 시 20.30 ppm으로 45.33%, 5 kg/h 주입 시 14.05 ppm으로 62.17%, 6 kg/h 주입 시 8.68 ppm으로 76.63%, 7 kg/h 주입 시 4.82 ppm으로 87%의 저감률을 보여, 고온조건 대비 큰 저감률을 보였다.

Fig. 3 NOx emission according to ozone injection mass flow rate (kg/h, 170℃ condition).

Fig. 4 NOx emission according to ozone injection mass flow rate (kg/h, 110℃ condition).

Fig. 5 Reduction rate of NOx according to ozone injection mass flow rate. (at 110℃).

Fig. 6 NOx reduction rate according to processing gas temperature.

Fig. 5에는 오존 주입량에 따라, 계산을 통하여 산출한 이론적 NOx 저감률과 실제 현장에서 측정된 실제 NOx 저감률을 동시에 그려내었다. 여기서 오존주입량에 따른 이론적 NOx 저감률이란 차후 “4.2 LoTOx 시스템 설계” 항목에서 상세히 설명할, 처리가스량과 초기 NOx 농도, 최종 NOx 농도, NOx의 몰 질량으로 필요한 오존의 주입량을 산출하는 방식을 역순으로 적용하였다. 즉 처리가스량, 초기 NOx 농도, NOx의 몰 질량, 오존 주입량을 수치로 지정하고, 최종 NOx 농도를 미지수로 지정해 역순으로 계산함으로 이론적 최종 NOx 농도를 확인하여 저감률을 산출한 것이다. Fig. 5를 통해 처리가스의 온도를 110℃으로 낮추면 이론적 기대치에 비해 NOx의 저감효율이 조금 못 미치는 수준임을 확인했다. 또한 실제 저감률을 나타낸 그래프가 수렴하는 직선 그래프인 “y=89.7”을 추가함으로, 오존을 아무리 많이 투입 할 지라도 110℃ 환경에서는 저감률 89.7%를 넘길 수 없다는 점을 나타낼 수 있었다. 이를 통해 오존의 주입량을 계속하여 늘리더라도 NOx의 저감률이 둔화되는 지점이 있음을 알 수 있으며, 110℃ 조건에서는 NOx 저감률 87.0%를 보이는 오존 주입량인 7 kg/h 이상으로 주입 하는 것은 크게 의미가 없음을 증명할 수 있었다. 한편 Fig 6을 볼 때, 저온이 고온의 조건에 비해서는 훨씬 높은 저감률을 보여준다는 사실 역시 확인할 수 있었다. 따라서 처리가스의 온도를 100℃ 이하로 더 낮추는 것이 가능하다면, 계산으로 도출한 이론적 저감률에 훨씬 근접한 수치를 보일 것으로 예상되었다. 이러한 결과가 나타난 이유는 오존과 NO가 1대1 비율로 반응하여 NOx의 산화반응을 이끌어 내야 하나, 고온의 조건에서 쉽게 분해되는 오존의 특성상 오존의 반감기가 약 5배까지 차이가 나며 충분한 산화반응을 이끌어 내지 못했기 때문으로 판단된다. 이에 대한 보다 상세한 분석은 “5.1 처리가스의 온도와 NOx 저감 효율성 사이의 관계”에서 시뮬레이션을 통해 진행할 예정이다.

4.1.1 환원제 투입량

SCR 전단의 초기 NOx 농도를 50 ppm에서 최종적으로 10 ppm까지 저감하기 위하여 필요한 암모니아수의 사용량을 산출하기 위해서는 다음의 대표적 SCR 화학 반응식을 활용한다.⁽⁴⁾

위의 각 반응식에서 필요로 하는 100% 암모니아수의 양을 알기 위하여 다음과 같은 계산식을 거친다. 주의할 점은 통상적인 발전소, 보일러 시설, 소각로, 자동차 등 배출가스의 NOx 성분 중 NO는 약 95%, $NO_{2}$가 나머지 약 5%를 차지한다는 점이다.⁽¹⁰⁾ 따라서 (1)번 식을 기반으로 (3)번 식을 작성 할 때에 초기 NO의 농도는 초기 NOx 농도 50 ppm 중 95%인 47.5 ppm, 최종 NO의 농도는 최종 NOx 농도 10 ppm 중 95%인 9.5 ppm로 설정하여야 하며, 식(2)를 적용할 때에도 이와 마찬가지로 적용하여야 한다.

식(3)의 22.4 L/mol와 1 kg/106 mg은 기체의 부피단위를 질량으로 환산하는 등 단위 환산을 위한 수치이다. 이에 (1)번 반응식과 (2)번 반응식을 토대로 식(3)에 각 값을 대입하여 그 합을 구하면, 100%의 암모니아수가 총 0.99 kg/h 소모된다는 것을 알 수 있다. 이에 NSR(Normalized Stoichiometric Ratio)을 1.4로 설정하여 곱함으로 1.39 kg/h의 값을 구할 수 있었다. 그러나 현장에서는 9%의 암모니아수를 보편적으로 사용하기에 이를 적용하였다. 따라서 100% 암모니아수의 소모량을 0.09로 나눔으로, 9% 암모니아수의 총 사용량이 15.4 kg/h로 산출되었다. 이 과정에서 NSR의 정의는 “공정에 실제로 투입된 환원제의 몰 수/1몰의 NO 제거를 위해 화학 양론적으로 필요한 환원제의 몰 수”이다. 따라서 화학식 상에서는 1몰의 NO 제거를 위해 암모니아 1몰이 필요하지만, 효율적 측면을 고려하여 실제 투입 시 NSR은 보통 0.9~2.0 정도로 적용한다.⁽⁵⁾ 본 실험에서는 그 중간 값인 1.4를 선정하여 적용하였다.

4.1.2 촉매 및 본체 설계

촉매 용량과 SCR 규격은 설계공간속도와 유입되는 가스량을 통해 계산할 수 있다. 본 설계는 SCR 촉매 전문 업체의 도움을 받아 작성하였으며, 그에 따라 상세한 촉매 사양을 제시할 수 있었다. 우선 Table 3에서 제시한 32,000 N㎥/h의 연소가스가 3,640 $h^{-1}$의 공간 속도를 갖는 것으로 계산하였다. 여기서 공간속도란 촉매의 체적에 대한 처리가스의 유량 비로써, 촉매의 외관 체적에 대한 수치를 유량에 나누어 준 값이다. 이 값은 촉매의 규격 및 수량, 배열, SCR 본체 사이즈 설정에 영향을 주는데, 소각시설에 적용할 SCR의 경우 4,000 $h^{-1}$ 내외의 공간속도를 적용하여 본체의 사이즈가 너무 커지지 않도록 설계하는 것이 통상적이다.⁽⁶⁾ 촉매용량은 연소가스량을 온도보정 후 공간속도로 나눈 값으로, 최소 16.38 ㎥ 이상이 필요로 한다는 사실을 확인하였다. 촉매 업체에서 제안한 촉매의 규격은 개당 1,910 mmD × 970 mmW × 1,150 mmH로, 부피는 2.13 ㎥임을 확인할 수 있었다. 이에 따라 총 필요 촉매부피인 16.38 ㎥을 2.13 ㎥로 나눌 시 7.69라는 값이 나와, 필요 촉매 수량이 최소 8개 이상임을 확인할 수 있었다. 이에 2.13 ㎥의 촉매를 단 별 3×1 배열로 총 3단으로 설치하여, 촉매 9개가 삽입된 SCR을 설계하였다. 촉매의 성분은 $V_{2}O_{5}-WO_{3}-TiO_{2}$로 오산화바나듐을 주성분으로 하되, 산화텅스텐과 이산화티타늄을 첨가한 제품임을 확인할 수 있다. 촉매 층의 단면도와, SCR 도면은 아래의 Fig. 7, Fig. 8과 같다. 아울러 촉매의 상세 사양은 Table 4와 같다.

Fig. 7 SCR catalyst layer section view (mm).

Fig. 8 Assembly diagram of SCR.

4.1.3 초기투자비

초기투자비에서 공과잡비 및 기업이윤 등은 본래 총 비용의 0.1% 내외의 금액을 추가하여 산정하지만, 설치 환경과 조건에 따라 달라지기 쉬운 인자들이므로 본 연구에서는 제외하였다. 우선 도면상의 SCR 설비를 제작하는 데에 필요한 자재의 물량을 산출하는 과정이 필요하다. 철판, H형강, 파이프 등의 자재별로 구분하여 각각의 중량을 파악하고, 실 거래되는 자재들의 단가를 적용함으로 자재비를 파악할 수 있었다. 그 결과 총 자재중량은 46.945 ton이었으며, 이에 따라 SCR 케이싱 및 구조의 자재단가와 제작 및 설치비는 1억 8천만 원으로 산출되었다. 이에 더하여 촉매는 8천8백만 원, 모노레일 타입의 보조 호이스트 1천만 원, 3 kg/㎠ 성능의 Soot blower 3 set는 2천1백만 원, 10 L/h 용량의 암모니아수 펌프 2대 5백만 원, 5 ㎥ 용량의 STS304 암모니아수 저장탱크 1천3백만 원 외 암모니아 gas seal 탱크와 스프레이 노즐, 기화기, 송풍기 2대, 눈 세척기 등을 모두 합하여 341,650천 원으로 산출되었다. 이 메인 자재 및 부품 외에도 덕트 부분의 자재로 43,900천 원, 암모니아수와 공기를 이송하기 위한 배관라인으로 40,000천 원, 각 설비의 보온작업으로 47,850천 원, 전기 배선 및 계측기로 78,000천 원, 설비를 세우기 위한 토목공사 비용으로 22,000천 원, 구조계산 및 설계비용 25,000천 원 등 총 합하여 604,700천 원의 초기 투자비용이 산출되었다. 상세한 자재의 내역과 단가는 아래의 Table 5와 같다.

4.1.4 운영비

SCR 설비의 운영비는 크게 두 가지 측면으로 나눠 분석할 수 있다. 첫째는 설비의 운용에 소요되는 약품의 비용 및 촉매 교체 시 발생하는 비용이고, 두 번째는 전기 사용량에 따른 전기요금이다. 앞선 계산에서 환원제인 9% 암모니아수의 주입량을 15.4 kg/h로 산출하였으므로, 해당 약품의 단가 1 kg당 750 원(2021년 기준)을 적용시켰다. 촉매의 수명은 관리가 잘 이루어질 때 최대 3년, 관리가 부족할 때에는 1년까지 줄어들기도 하므로 평균적인 교체주기인 2년으로 설정하였다.

전기요금을 파악하기 위해서는 앞서 나열하였던 항목들 중 전기 결선을 필요로 하는 부품을 고려하여야 한다. Soot blower의 경우 0.75 kW로 3대, 암모니아 공급펌프의 경우 0.75 kW로 2대, 암모니아수 이송 송풍기는 3.7 kW로 2대 설치 예정이므로 총 11.15 kWh의 전력을 소비함을 알 수 있었다. 이를 바탕으로 한국전력공사에서 제공하는 계약종별 전기요금 계산 프로그램을 통해 전기요금을 산출하였다. 소각로의 경우 산업체이며 계약전력이 300 kW 이상이므로 <산업용(을)> 항목을 선택하였다. 기본요금에 영향을 주는 계약전력은 10,000 kW로 가정하였으며, 이 수치는 LoTOx 시스템의 운영비용을 산출 해 낼 때에도 동일하게 적용하여 기본요금에서의 차이가 없도록 하였다. 전기요금은 경부하, 중간부하, 최대부하 시간대 별로 다르게 책정되는데, 위 설비의 경우 24시간 연속 운영하는 것으로 계산하였다. 총 전기요금은 전력량요금, 환경요금차감, 기후환경요금, 연료비 조정액의 합으로 산출하였는데, 산업체의 계약전력에 따라 증감하는 기본요금과 부가가치세 및 전력산업기반기금은 제외하였다. 그 결과는 위의 Table 6과 같다.

4.2.1 오존 투입량

SCR 설비를 설계할 때와 같은 조건의 처리가스를 적용함으로, NOx의 농도 중 95%가 NO, 5%가 $NO_{2}$ 조건은 동일하다. 오존의 저온산화반응에서 적용되는 화학 반응식은 아래와 같다.⁽⁷⁾

우선 NO와 $O_{3}$의 화학반응식을 살펴보면, 생성물 중 $NO_{2}$가 존재하는 것을 확인할 수 있다. 따라서 우선 NO를 저감하기 위한 $O_{3}$ 주입량을 산출한 뒤, 이 과정에서 발생한 $NO_{2}$와 연소가스 내에 초기부터 존재하던 $NO_{2}$의 농도를 합산하여 총 $NO_{2}$ 저감을 위한 $O_{3}$ 주입량을 산출함으로, 목표한 총 오존 주입량을 계산할 수 있다. 저감을 목표로 하는 NOx의 양은 아래의 식을 통하여 알 수 있다.

식(6) 계산식에 Table 3의 자료를 바탕으로 “Q”에 32,000 N㎥/h를 대입하고, “ppmin” 및 “ppmout”에는 각각 NO와 $NO_{2}$의 유입농도 및 유출농도를 대입하여준다. “Mm”의 경우 제거할 NO의 몰 질량인 30 g/mol과 제거할 $NO_{2}$의 몰 질량인 46 g/mol을 각각 대입하여 계산하였다. 그 결과 제거할 NO의 양은 1.629 kg/h, 제거할 $NO_{2}$의 양은 0.131 kg/h임을 알 수 있었다. 그러나 필요 $O_{3}$량을 산출하기 이전에, NO를 제거하는 과정에서 발생한 $NO_{2}$의 양을 앞서 계산한 0.131 kg/h에 더하여 제거할 $NO_{2}$의 총량부터 산출하여야 정확한 $O_{3}$ 소모량을 계산할 수 있다. NO를 제거하는 과정에서 발생하는 $NO_{2}$의 양은 식(4)의 반응식을 통해 알 수 있다. “$M_{m(NO)}$ : $M_{m(NO_{2})}$ = 1.629 : $NO_{2}$”의 비례식을 세워 그 값을 산출하면 2.497 kg/h가 나오는데, 이 값을 앞서 계산한 0.131 kg/h와 합하면 총 제거해야 할 $NO_{2}$의 양이 2.629 kg/h임을 확인할 수 있다.

NO와 $NO_{2}$를 제거하기 위해 필요로 하는 $O_{3}$의 양 역시 식(4)와 (5)의 화학식을 바탕으로 한 비례식을 세워 산출 가능하다. 식(4) 과정을 바탕으로 “$M_{m(NO)}$ : $M_{m(O_{3})}$ = 1.629 : $O_{3}$”의 비례식을 세워, NO의 몰 질량에는 30 g/mol, $O_{3}$의 몰 질량에는 48 g/mol을 대입 후, 제거할 NO량인 1.629 kg/h값을 대입하여 계산함으로 위 반응에서 소모되는 $O_{3}$의 양은 2.606 kg/h임을 확인하였다. 마찬가지로 식(5) 과정을 바탕으로 “$M_{m(2NO_{2})}$ : $M_{m(O_{3})}$ = 2.629 : $O_{3}$”의 비례식을 세워, 2$NO_{2}$의 몰 질량에는 92.02 g/mol, $O_{3}$의 몰 질량에는 48 g/mol을 대입 후, 제거할 $NO_{2}$량인 2.629 kg/h값을 대입하여 계산함으로 위 반응에서 소모되는 $O_{3}$의 양은 1.371 kg/h임을 알 수 있다. 따라서 총 필요한 오존량은 두 값의 합인 3.98 kg/h이다. 여기에 1.2의 여유율을 주어, 5 kg/h의 $O_{3}$ 생성 능력을 갖는 오존 발생기를 적용시킬 것으로 설계를 진행하였다.

4.2.2 초기투자비

LoTOx 시스템을 구성하기 위해서는 크게 오존발생기, 각종 계측기, 산소발생기와 건조기, 공기 압축기를 필요로 한다. 산소발생기와 공기압축기 대신 액체산소 시스템을 적용할 수 있으나, 본 연구에서는 그러지 아니하였다. 더불어 소각로 연소가스의 온도가 보통 높은 편이기에, 고온에서 쉽게 분해되어버리는 오존의 특성상 반응 시간을 늘리기 위해서 연소가스의 온도를 낮출 필요가 있었다. 이를 해결하기 위해 LoTOx 시스템 전단 Duct부에 살수 스프레이 시스템을 적용하는 방안을 채택하였다.

첫 번째 오존발생기 파트에는 5 kg/h의 오존발생기와 이 설비가 들어갈 컨테이너, 냉각기, 처리 가스와 $O_{3}$을 혼합하기 위한 Mixer, 그 외에 배관작업과 전기 작업 등이 포함되어 200,000천 원, 두 번째는 각종 계측기로 $O_{3}$ 유량계, $O_{3}$ 누출경보기, O2 누출경보기, 압력계 등으로 6,800천 원의 비용이 필요하다. 세 번째는 산소발생기와 건조기로 총 92,200천 원, 네 번째는 공기압축기와 더불어 배관작업과 전기 작업 등을 포함하여 29,000천 원, 마지막 살수 시스템의 경우 펌프 6대와 노즐 6개, 배관 등을 포함하여 27,000천 원으로 책정되었다. 그 결과 위의 가스 조건에 LoTOx 시스템을 도입하기 위한 초기설치비용은 445,000천 원인 것을 아래의 Table 7을 통하여 확인할 수 있었다. 공과 잡비 및 기업이윤 항목은 제외하였다.

4.2.3 운영비

LoTOx 시스템의 운영에 있어서는 추가로 소모되는 약품 등이 존재하지 않는다. 따라서 위의 품목들 중 전기 결선이 필요한 항목의 전기사용량을 계산함으로 운영비 산출이 가능하다. 그 결과 1 kg/h의 오존발생 모듈당 7.5 kW의 전력이 소모되므로 5 kg/h의 오존을 생산하기 위해서는 총 37.5 kW, 냉각기의 경우 DC-15AT 모델을 사용함으로 13.5 kW, 건조기는 2.0 kW, 에어컴프레셔는 55.0 kW의 전력을 필요로 했다.

단, 총 소비전력 산출 과정에 있어서 SCR과 다른 점이 존재했는데, 그 것은 바로 가동률의 개념을 필요로 했다는 점이다. SCR 설비의 경우 소각시설이 멈추지 않는 이상 모든 설비가 계속해서 가동되어야 하는 반면, LoTOx 시스템을 운영하는 데에 필요한 장비들 중 일부는 소각시설을 운전하는 동안 100%의 가동률을 보이지 않는다. 따라서 냉각기는 70%의 가동률, 공기압축기는 60%의 가동률을 적용하여 LoTOx 시스템을 운영하는데 시간당 총 86.38 kW의 전력이 소모된다는 사실을 도출할 수 있었다. SCR의 운영비를 분석할 때와 마찬가지로, 한국전력공사에서 제공하는 계약종별 전기요금 계산 프로그램을 통해 계산 해 낸 전기요금은 위의 Table 8과 같았다.

5.1.1 오존의 특성

오존의 분해 반감기는 -50℃에서 3개월, 20℃에서 3일로 고작 70℃의 온도 차이지만 반감기는 무려 약 30배나 차이가 난다.⁽⁸⁾ 오존 파괴기를 생산하는 업체들의 제품 역시 온도가 높아질수록 매우 빠르게 분해된다는 오존의 특성을 활용하여, 350℃의 온도조건을 형성함으로 0.07초 만에 오존의 반감기를 겪도록 유도한다는 특징이 있다. LoTOx 시스템의 경우 연소가스와 오존을 혼합하여 화학반응을 유도하는 시스템으로, 반응 시간을 늘리기 위해서는 오존의 분해를 최소화 하는 것이 중요하다.

5.1.2 오존과 처리가스의 반응에 따른 성상변화

Fig. 9~Fig. 11은 오존 주입 시, 처리가스의 온도별 성상 변화 양상을 분석한 그래프이다. 이 자료를 작성함에 있어 공개 소프트웨어인 “Kinetiscope ver. 1.1” 시뮬레이션 프로그램의 활용이 불가피했다. 이는 현재 현장 적용된 살수 스프레이로는 처리가스의 온도를 75℃까지 낮추는 것이 불가능하며, 처리가스의 각 성분을 초 단위로 측정하는 것에 어려움이 있기 때문이다. 가스 조건은 $O_{3}$와 $NO_{2}$를 각각 4.082 μmol/L(100 ppm)으로 설정한 후, 온도조건에만 변화를 주었다. 그 결과 Fig. 9에서 알 수 있듯, 170℃의 경우 오존은 약 1초 만에 농도가 반으로 줄었고, 약 3.5초부터 무의미한 수준을 보였다. 이에 약 1초간 낮아지던 $NO_{2}$ 농도는 2초를 지나며 다시 증가하였고, 최종 합성물질인 $N_{2}O_{5}$의 농도 역시 약 1초까지 증가 후 감소하는 모습을 보였다. 이는 이론적으로 2 mol의 $NO_{2}$가 1 mol의 오존에 의해 제거되어야 하지만, 이러한 2:1의 반응비가 성립되지 않아 발생하는 것으로 보였다.

Fig. 10에 의하면 110℃의 환경에서 상황은 더 나아졌으나, 여전히 2:1의 반응 관계가 성립하지는 않는 것으로 보였다. 눈에 띄는 차이는 $N_{2}O_{5}$의 농도가 $NO_{2}$의 농도를 넘어서는 순간이 약 10초 정도 존재했다는 점이다. 이 구간에서 처리가스의 배출이 이루어지며, 후단의 습식 세정탑에 의해 $N_{2}O_{5}$의 용해가 진행되었기에 170℃ 조건과 비교해서는 훨씬 높은 저감률을 달성할 수 있었던 것으로 분석된다.

Fig. 11은 75℃ 혹은 그 이하에서 측정된 값으로 가장 이상적인 형태를 보였다. 오존의 농도는 1분이 경과할 때까지도 유의미한 농도를 유지하였으며, $NO_{2}$의 농도는 처음 10초간 급격한 저감을 이룬 후 다시 증가하지 않았다. $N_{2}O_{5}$의 경우도 처음 10초간 급증하여 계속 일정하게 높은 농도를 유지하였다. 이를 통해 처리가스의 온도가 75℃와 인접한 조건일 때에 NOx의 저감률이 90%를 상회하는 것도 가능할 것으로 기대되었다. 그러나 처리가스의 온도를 크게 낮추는 것이 경제적 측면에서는 오히려 효율성을 떨어트릴 수 있을 것이다. 따라서 LoTOx 시스템을 적용하고자 하는 처리 가스 온도를 일정 수준까지 낮추면서 오존의 주입량에 여유를 둠으로 목표 저감률을 달성하는 것이 가장 경제적인 방법이라 사료된다.

Fig. 9 Variation of NOx concentration for ozone injection into gas at 170℃.

Fig. 10 Variation of NOx concentration for ozone injection into gas at 110℃.

Fig. 11 Variation of NOx concentration for ozone injection into gas at 75℃.