JP2010286216A - 空気分離方法及び装置 - Google Patents
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Abstract
【課題】上部塔及び下部塔の操作圧力を高くした場合においても、原料空気量の増加及び消費動力の増加を抑えつつ、装置の小型化が可能な空気分離方法及び装置を提供する。
【解決手段】下部塔５と、前記下部塔５より低い圧力で運転される上部塔６と、前記上部塔６より低い圧力で運転される補助精留塔７と、主凝縮器８と、副凝縮器９と、製品ガス回収経路Ｌ２１とを備える空気分離装置１４を用いて、下部塔５において原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に補助精留塔７において低温蒸留して、低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離し、必要に応じて低圧液化酸素を前記上部塔６に返送することを特徴とする空気分離方法である。
【選択図】図１
【解決手段】下部塔５と、前記下部塔５より低い圧力で運転される上部塔６と、前記上部塔６より低い圧力で運転される補助精留塔７と、主凝縮器８と、副凝縮器９と、製品ガス回収経路Ｌ２１とを備える空気分離装置１４を用いて、下部塔５において原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に補助精留塔７において低温蒸留して、低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離し、必要に応じて低圧液化酸素を前記上部塔６に返送することを特徴とする空気分離方法である。
【選択図】図１
Description
本発明は、空気分離装置に関し、詳しくは、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留することにより少なくとも酸素を製品として採取する空気分離方法及び装置に関する。
空気を深冷分離して製品酸素ガスを製造する方法としては、複式精留プロセスが最も一般的な方法である。この複式精留プロセスに用いる空気分離装置は、圧縮、精製、冷却された原料空気を低温蒸留して高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する下部塔と、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して中圧窒素ガスと液化酸素とに分離する上部塔と、下部塔の塔頂部の高圧窒素ガスを凝縮液化すると同時に上部塔の塔底部の液化酸素を蒸発ガス化する主凝縮器と、を主な構成機器としている。
通常、製品酸素ガスは上部塔の塔底部から採取され、製品窒素ガスは必要に応じて上部塔の塔頂部から採取される。上部塔は、通常０．１３〜０．３５ＭＰａＡ（絶対圧力）の中圧で操作され、下部塔は上部塔の圧力に応じて、主凝縮器で熱交換が成立するように０．５０〜１．１０ＭＰａＡの高圧で操作される。
複式精留プロセスでは、上部塔、下部塔の操作圧力を高くすることにより、処理流体のガス密度が大きくなるため、原料空気を精製する空気精製器や、熱交換器、精留塔をコンパクトに設計することが可能になる。
また、消費動力に関しては、原料空気の圧力が高くなり、空気圧縮機の消費動力は大きくなるが、上部塔から導出される酸素ガスや窒素ガスの圧力も高くなるため、これらのガスを更に圧縮して需要先に供給する場合、酸素圧縮機や窒素圧縮機などの圧送設備の吸入圧力が高くなるため消費動力は小さくなる。その結果、装置全体の消費動力としては、低圧で操作する場合と同程度の消費動力に抑えることが可能になり、加えて、圧送設備のコンパクト化も期待できる。
しかしながら、低温蒸留による空気分離装置では、操作圧力が高くなると酸素に対する窒素やアルゴンの比揮発度が小さくなるため、分離効率が低下することが知られている。このため、操作圧力を高くするにつれて、同じ量の製品を採取する場合には原料空気が多量に必要となり、消費動力が大きくなってしまうという問題があった。したがって、装置のコンパクト化を狙って操作圧力を高くする場合、操作圧力の最適な範囲が存在する。具体的には、例えば、酸素濃度９９．６％の製品酸素ガスを製造する場合、下部塔の圧力は０．９ＭＰａＡ以下が適している。
ところで、操作圧力が高い低温蒸留による空気分離装置としては、特許文献１が知られている。特許文献１には、複式精留プロセスにおいて上部塔および下部塔の操作圧力を高くし、上部塔から排出された廃ガス（不純窒素ガス）をブロワで昇圧した後に膨張タービンで膨張させて運転に必要な寒冷を得る装置が開示されている。
通常の装置では、圧縮された原料空気の一部を膨張タービンで膨張させて寒冷を発生させるため、膨張タービンで処理された原料空気は上部塔に供給される。これに対して、特許文献１の装置では、原料空気を全て下部塔に供給することができるため、操作圧力の上昇に伴う原料空気量の増加を通常の装置に比べて少なく抑えることが可能になり、より高い圧力で操作して、装置を更にコンパクト化することができる。
通常の装置では、圧縮された原料空気の一部を膨張タービンで膨張させて寒冷を発生させるため、膨張タービンで処理された原料空気は上部塔に供給される。これに対して、特許文献１の装置では、原料空気を全て下部塔に供給することができるため、操作圧力の上昇に伴う原料空気量の増加を通常の装置に比べて少なく抑えることが可能になり、より高い圧力で操作して、装置を更にコンパクト化することができる。
また、複式精留プロセスの効率を向上させるための空気分離装置としては、特許文献２が知られている。特許文献２に記載の空気分離装置には、下部塔と上部塔との操作圧力の中間の圧力で操作される第３の精留塔が設けられており、この第３の精留塔を用いることにより複式精留プロセスの効率を向上させることができる。
しかしながら、特許文献１に示される装置においても、更に操作圧力を高くしていくと、分離効率が低下するため、操作圧力が低い場合と比較して上部塔の回収部の気液接触における流下液（Ｌ）と上昇ガス（Ｖ）との流量比（Ｌ／Ｖ）をより小さくする必要がある。このため、上昇ガス（Ｖ）量を増加させるためには下部塔に導入する空気量を増やす必要があり、原料空気量が増加する。これにより、空気圧縮機の処理量が多くなり、消費動力が増加するだけでなく、空気量の増加によって空気圧縮機、空気精製器、熱交換器、各精留塔、配管等が大きくなってしまうため、高圧化によるコンパクト化の利点が失われてしまうという問題があった。更に、膨張タービンに関しては、低圧力下で操作される一般的な複式精留プロセスと比べて入口圧力が低くなるため、膨張比が小さく単位処理量あたりの発生寒冷量が小さくなるだけでなく、膨張タービン入口の体積流量が大きくなるため、インペラ径が大きくなるという問題があった。
また、特許文献２に示されるような三塔式空気分離装置では、複式精留プロセスよりも効率を向上させることが示されているが、補助精留塔の操作圧力が下部塔と上部塔との中間の圧力で操作されるため、上部塔から取り出される製品の圧力には制限（上限）があった。
本発明は、上記事情に鑑みてなされたものであり、上部塔及び下部塔の操作圧力を高くした場合においても、原料空気量の増加及び消費動力の増加を抑えつつ、装置の小型化が可能な空気分離方法及び装置を提供することを目的としている。
かかる課題を解決するため、
請求項１に記載の発明は、原料空気を深冷液化分離して、少なくとも製品酸素を採取する空気分離方法において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する第１分離工程と、前記第１分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して、中圧窒素ガスと中圧液化酸素とに分離する第２分離工程と、前記第２分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して、低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離する第３分離工程と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換し、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る第１間接熱交換工程と、前記中圧窒素ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換し、中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る第２間接熱交換工程と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収工程と、を含むことを特徴とする空気分離方法である。
請求項１に記載の発明は、原料空気を深冷液化分離して、少なくとも製品酸素を採取する空気分離方法において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する第１分離工程と、前記第１分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して、中圧窒素ガスと中圧液化酸素とに分離する第２分離工程と、前記第２分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して、低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離する第３分離工程と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換し、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る第１間接熱交換工程と、前記中圧窒素ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換し、中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る第２間接熱交換工程と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収工程と、を含むことを特徴とする空気分離方法である。
請求項２に記載の発明は、請求項１に記載の空気分離方法において、前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後にブロワで昇圧し、これを膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、のいずれかを含むことを特徴とする空気分離方法である。
請求項３に記載の発明は、原料空気を深冷液化分離して少なくとも製品酸素を採取する空気分離方法において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する第１分離工程と、前記第１分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して、中圧窒素ガスと、第１中圧廃ガスと、第２中圧廃ガスと、中圧液化酸素と、に分離する第２分離工程と、前記第２分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して、低圧廃ガスと低圧液化酸素とに分離する第３分離工程と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換し、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る第１間接熱交換工程と、前記第２中圧廃ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換し、第２中圧廃ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る第２間接熱交換工程と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収工程と、を含むことを特徴とする空気分離方法である。
請求項４に記載の発明は、請求項３に記載の空気分離方法において、前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後にブロワで昇圧し、これを膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、のいずれかを含むことを特徴とする空気分離方法である。
請求項５に記載の発明は、請求項４に記載の空気分離方法において、前記寒冷発生工程において膨張する第１中圧廃ガスと、前記第２間接熱交換工程において凝縮液化する第２中圧廃ガスとが、異なるガス組成であることを特徴とする空気分離方法である。
請求項５に記載の発明は、請求項４に記載の空気分離方法において、前記寒冷発生工程において膨張する第１中圧廃ガスと、前記第２間接熱交換工程において凝縮液化する第２中圧廃ガスとが、異なるガス組成であることを特徴とする空気分離方法である。
請求項６に記載の発明は、請求項１乃至５のいずれかの空気分離方法において、前記低圧液化酸素の一部を導出し、加圧後に前記第２分離工程に導入する送液工程と、前記低圧液化酸素の一部を導出し、製品液化酸素として採取する液製品回収工程と、のいずれか一方又は両方の工程を含むことを特徴とする空気分離方法である。
請求項７に記載の発明は、原料空気を深冷液化分離して少なくとも製品酸素を採取する空気分離装置において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する下部塔と、前記下部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して中圧窒素ガスと中圧液化酸素とに分離する上部塔と、前記上部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離する補助精留塔と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換させ、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器と、前記中圧窒素ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換させ、中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る副凝縮器と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収経路と、を備えることを特徴とする空気分離装置である。
請求項８に記載の発明は、請求項７に記載の空気分離装置において、前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に膨張させて寒冷を発生させる膨張タービン、または前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に昇圧するブロワと、ブロワで昇圧された中圧窒素ガスの一部を膨張させて寒冷を発生させる膨張タービンとを備えることを特徴とする空気分離装置である。
請求項９に記載の発明は、原料空気を深冷液化分離して少なくとも製品酸素を採取する空気分離装置において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する下部塔と、前記下部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して中圧窒素ガスと第１中圧廃ガスと第２中圧廃ガスと中圧液化酸素とに分離する上部塔と、前記上部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して低圧廃ガスと低圧液化酸素とに分離する補助精留塔と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換させ、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器と、前記第２中圧廃ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換させ、第２中圧廃ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る副凝縮器と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収経路と、を備えることを特徴とする空気分離装置である。
請求項１０に記載の発明は、請求項９に記載の空気分離装置において、前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後に膨張させて寒冷を発生させる膨張タービン、または前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後に昇圧するブロワと、ブロワで昇圧された第１中圧廃ガスを膨張させて寒冷を発生させる膨張タービンとを備えることを特徴とする空気分離装置である。
請求項１１に記載の発明は、請求項１０に記載の空気分離装置において、前記副凝縮器において凝縮液化する第２中圧廃ガスを上部塔から導出する経路と、前記膨張タービンにおいて膨張する第１中圧廃ガスを上部塔から導出する経路とを備え、これらが上部塔の異なる位置から導出されていることを特徴とする空気分離装置である。
請求項１１に記載の発明は、請求項１０に記載の空気分離装置において、前記副凝縮器において凝縮液化する第２中圧廃ガスを上部塔から導出する経路と、前記膨張タービンにおいて膨張する第１中圧廃ガスを上部塔から導出する経路とを備え、これらが上部塔の異なる位置から導出されていることを特徴とする空気分離装置である。
請求項１２に記載の発明は、請求項７乃至１１のいずれかの空気分離装置において、前記低圧液化酸素の一部を導出し、加圧後に上部塔の下部に導入する送液経路と、前記低圧液化酸素の一部を導出し、製品液化酸素として採取する液製品回収経路と、のいずれか一方又は両方の経路を備えることを特徴とする空気分離装置である。
本発明によれば、上部塔及び下部塔に加えて上部塔より低い運転圧力で操作される補助精留塔を追加し、下部塔の塔底から導出された酸素富化液化空気の一部を補助精留塔にて精留して液化酸素を製造する構成となっている。これにより、上部塔回収部のＬ／Ｖを相対的に小さくして分離効率を改善することができるため、上部塔および下部塔の操作圧力を高くした場合においても、原料空気量の増加及び消費動力の増加を抑えつつ装置をコンパクトに設計することができる。
また、副凝縮器において温流体（中圧窒素ガス或いは第２中圧廃ガス）と冷流体（低温液化酸素）との流体間温度差が一定の場合には、凝縮液化するガスを中圧窒素ガスに代えて第２中圧廃ガスを使用することにより、温流体側の圧力を若干低くすることができるので、上部塔および下部塔の操作圧力を若干低下することができ、運転圧力の幅を広げることができる。
さらに、副凝縮器において凝縮液化する第２中圧廃ガスと、膨張タービンにおいて膨張する第１中圧廃ガスとを上部塔の異なる位置（高さ）から導出することによって、すなわち、第１中圧廃ガスよりも酸素濃度の高いガス組成の第２中圧廃ガスを温流体として使用することによって、上部塔および下部塔の操作圧力をさらに低下することができるので運転圧力の幅をさらに広げることができる。
また、副凝縮器において温流体（中圧窒素ガス或いは第２中圧廃ガス）と冷流体（低温液化酸素）との流体間温度差が一定の場合には、凝縮液化するガスを中圧窒素ガスに代えて第２中圧廃ガスを使用することにより、温流体側の圧力を若干低くすることができるので、上部塔および下部塔の操作圧力を若干低下することができ、運転圧力の幅を広げることができる。
さらに、副凝縮器において凝縮液化する第２中圧廃ガスと、膨張タービンにおいて膨張する第１中圧廃ガスとを上部塔の異なる位置（高さ）から導出することによって、すなわち、第１中圧廃ガスよりも酸素濃度の高いガス組成の第２中圧廃ガスを温流体として使用することによって、上部塔および下部塔の操作圧力をさらに低下することができるので運転圧力の幅をさらに広げることができる。
以下、本発明を適用した一実施形態である空気分離方法について、これに用いる空気分離装置とともに図面を用いて詳細に説明する。なお、以下の説明で用いる図面は、特徴をわかりやすくするために、便宜上特徴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。
先ず、本発明を適用した一実施形態である空気分離装置の構成について説明する。
図１に示すように、本実施形態の空気分離装置１４は、原料空気を圧縮する空気圧縮機１と、圧縮された原料空気の圧縮熱を取り除く空気予冷器２と、空気予冷器２を経た原料空気中の不純物（水分、二酸化炭素等）を除去する空気精製器３と、空気精製器３を経た原料空気を冷却する主熱交換器４と、主熱交換器４を経た原料空気を低温蒸留によって塔上部の高圧窒素ガスと塔底部の酸素富化液化空気とに分離する下部塔５と、前記下部塔５より低い圧力で運転されて前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して塔上部の中圧窒素ガスと塔中部の第１中圧廃ガスと第２中圧廃ガスと塔底部の中圧液化酸素とに分離する上部塔６と、前記上部塔６より低い圧力で運転されて前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して塔上部の低圧廃ガスと塔底部の低圧液化酸素とに分離する補助精留塔７と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換させて高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器８と、前記第２中圧廃ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換させて第２中圧廃ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る副凝縮器９と、前記第１中圧廃ガスを膨張させ装置に必要な寒冷を得る膨張タービン１１と、前記低圧液化酸素を導出して液化酸素ポンプ１２で加圧し上部塔６の下部に導入する送液経路Ｌ１９と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ２１と、前記中圧窒素ガスを熱回収後に製品窒素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１１と、過冷器１０と、を主要な構成機器とするものである。また、符号１３は、保冷外槽を示す。
図１に示すように、本実施形態の空気分離装置１４は、原料空気を圧縮する空気圧縮機１と、圧縮された原料空気の圧縮熱を取り除く空気予冷器２と、空気予冷器２を経た原料空気中の不純物（水分、二酸化炭素等）を除去する空気精製器３と、空気精製器３を経た原料空気を冷却する主熱交換器４と、主熱交換器４を経た原料空気を低温蒸留によって塔上部の高圧窒素ガスと塔底部の酸素富化液化空気とに分離する下部塔５と、前記下部塔５より低い圧力で運転されて前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して塔上部の中圧窒素ガスと塔中部の第１中圧廃ガスと第２中圧廃ガスと塔底部の中圧液化酸素とに分離する上部塔６と、前記上部塔６より低い圧力で運転されて前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して塔上部の低圧廃ガスと塔底部の低圧液化酸素とに分離する補助精留塔７と、前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換させて高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器８と、前記第２中圧廃ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換させて第２中圧廃ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る副凝縮器９と、前記第１中圧廃ガスを膨張させ装置に必要な寒冷を得る膨張タービン１１と、前記低圧液化酸素を導出して液化酸素ポンプ１２で加圧し上部塔６の下部に導入する送液経路Ｌ１９と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ２１と、前記中圧窒素ガスを熱回収後に製品窒素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１１と、過冷器１０と、を主要な構成機器とするものである。また、符号１３は、保冷外槽を示す。
次に、この空気分離装置１４を用いた空気分離方法について説明する。
まず、大気中の原料空気が空気圧縮機１で圧縮され、空気予冷器２で常温付近まで冷却された後、空気精製器３において原料空気中の水分および二酸化炭素等の不純物が吸着除去される。通常、空気精製器３は、２筒切り替え方式で使用される。
空気精製器３を経た原料空気は、保冷外槽１３に導入され、主熱交換器４において露点付近まで冷却された後、経路Ｌ３を経て下部塔５に導入される。
まず、大気中の原料空気が空気圧縮機１で圧縮され、空気予冷器２で常温付近まで冷却された後、空気精製器３において原料空気中の水分および二酸化炭素等の不純物が吸着除去される。通常、空気精製器３は、２筒切り替え方式で使用される。
空気精製器３を経た原料空気は、保冷外槽１３に導入され、主熱交換器４において露点付近まで冷却された後、経路Ｌ３を経て下部塔５に導入される。
下部塔５に導入された原料空気は、後述する高圧液化窒素との気液接触により蒸留され、塔頂に向かって窒素成分が濃縮する。また、下部塔５の塔底に向って酸素成分が濃縮して酸素富化液化空気が分離生成される。
下部塔５の塔頂部から導出された高圧窒素ガスは、経路Ｌ４を経て主凝縮器８に導入され、後述する上部塔６塔底部の中圧液化酸素との間接熱交換により、中圧液化酸素を蒸発させて中圧酸素ガスを生成し、自らは全量凝縮して高圧液化窒素となる。一方、凝縮した高圧液化窒素の一部は下部塔５の還流液として下部塔５の塔頂部に導入される。
下部塔５の塔頂部から導出された高圧窒素ガスは、経路Ｌ４を経て主凝縮器８に導入され、後述する上部塔６塔底部の中圧液化酸素との間接熱交換により、中圧液化酸素を蒸発させて中圧酸素ガスを生成し、自らは全量凝縮して高圧液化窒素となる。一方、凝縮した高圧液化窒素の一部は下部塔５の還流液として下部塔５の塔頂部に導入される。
高圧液化窒素の残部は、経路Ｌ５を経て過冷器１０に導入されて冷却され、経路Ｌ６を経て減圧弁Ｖ１で減圧された後に上部塔６の塔頂部に導入される。
また、下部塔５の塔底部より導出された酸素富化液化空気は、経路Ｌ７を経て過冷器１０に導入されて冷却され、経路Ｌ８を経て減圧弁Ｖ２で減圧された後に上部塔６の中部に導入される。
また、下部塔５の塔底部より導出された酸素富化液化空気は、経路Ｌ７を経て過冷器１０に導入されて冷却され、経路Ｌ８を経て減圧弁Ｖ２で減圧された後に上部塔６の中部に導入される。
上部塔６では、減圧弁Ｖ１で減圧された前記高圧液化窒素と、減圧弁Ｖ２で減圧された前記酸素富化液化空気と、主凝縮器８で蒸発ガス化した前記中圧酸素ガスとが蒸留され、上部塔６の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。
上部塔６の塔頂部から経路Ｌ１０に中圧窒素ガスが導出され、過冷器１０、主熱交換器４を経て、熱回収された後に保冷外槽１３から導出され、経路Ｌ１１から製品窒素ガスＧＮとして採取される。なお、更に高い圧力の窒素ガスが必要な場合、窒素圧縮機１８を設けて必要な圧力まで昇圧される。
上部塔６の塔頂部から経路Ｌ１０に中圧窒素ガスが導出され、過冷器１０、主熱交換器４を経て、熱回収された後に保冷外槽１３から導出され、経路Ｌ１１から製品窒素ガスＧＮとして採取される。なお、更に高い圧力の窒素ガスが必要な場合、窒素圧縮機１８を設けて必要な圧力まで昇圧される。
上部塔６の中部においては、経路Ｌ１２に第１中圧廃ガスが導出され、過冷器１０、主熱交換器４を経て、熱回収された後に経路Ｌ１３を経て膨張タービン１１に導入される。そして、大気圧付近まで断熱膨張して装置の運転に必要な寒冷を発生させる。
経路Ｌ１４に導出された膨張タービン出口廃ガスは、後述する低圧廃ガスと合流し、主熱交換器４を経て熱回収された後に保冷外槽１３から導出される。保冷外槽１３から導出された低圧廃ガスは、経路Ｌ１８を経て精製器再生用ヒーター１９で加温され、空気精製器３の再生用として用いることができる。
経路Ｌ１４に導出された膨張タービン出口廃ガスは、後述する低圧廃ガスと合流し、主熱交換器４を経て熱回収された後に保冷外槽１３から導出される。保冷外槽１３から導出された低圧廃ガスは、経路Ｌ１８を経て精製器再生用ヒーター１９で加温され、空気精製器３の再生用として用いることができる。
上部塔６の中部からは、経路１２よりも下方に設けられた経路Ｌ１５に、第２中圧廃ガスが導出され、過冷器１０を経て熱回収された後、副凝縮器９に導入され、後述する補助精留塔７塔底部の低圧液化酸素との間接熱交換により、低圧液化酸素を蒸発させて低圧酸素ガスを生成し、自らは全量凝縮して低純液化窒素となる。凝縮した低純液化窒素は経路Ｌ１６を経て減圧弁Ｖ４で減圧された後に補助精留塔７の塔頂部に還流液として導入される。
なお、第１中圧廃ガスと第２中圧廃ガスとは、異なるガス組成比を有している。すなわち、第２中圧廃ガスは、第１中圧廃ガスよりも酸素濃度が高いガス組成となっている。また、第２中圧廃ガスの温度は、第１中圧廃ガスよりも高くなっている。
上部塔６の下部からは、経路Ｌ２０に中圧酸素ガスの一部が導出され、主熱交換器４を経て熱回収された後に保冷外槽１３から導出され、経路Ｌ２１（製品ガス回収経路）から製品酸素ガスＧＯとして採取される。なお、更に高い圧力の酸素ガスが必要な場合、酸素圧縮機１７を設けて必要な圧力まで昇圧される。
一方、下部塔５の塔底部より経路Ｌ７に導出された酸素富化液化空気の一部は、経路Ｌ９に分岐され、減圧弁Ｖ３で減圧された後に補助精留塔７の中部に導入される。
補助精留塔７では、減圧弁Ｖ４で減圧された前記低純液化窒素と、減圧弁Ｖ３で減圧された前記酸素富化液化空気の一部と、副凝縮器９で蒸発ガス化した前記低圧酸素ガスとが蒸留され、補助精留塔７の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。
補助精留塔７の塔頂部からは、経路Ｌ１７に低圧廃ガスが導出され、過冷器１０を経た後に、前記膨張タービン出口廃ガスと合流し、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１３から導出される。
補助精留塔７の塔底部からは、経路Ｌ１９に低圧液化酸素の一部が導出され、液化酸素ポンプ１２で加圧された後に上部塔６の下部に導入される。このとき、過冷器１０を経て熱回収されることが好ましい。
なお、補助精留塔７の塔底部から導出された低圧液化酸素の一部または全量を、図１中に破線で示した経路Ｌ２９（液製品回収経路）に分岐して、製品液化酸素ＬＯとして採取してもよい。さらに、上部塔６の塔底部から、図１中に破線で示した経路Ｌ３０に中圧液化酸素の一部を抜き出して製品液化酸素ＬＯとして採取してもよい。いずれの場合も、製品液化酸素ＬＯ経路は、過冷器１０を経て過冷にされることが好ましい。また、前記高圧液化窒素の一部を経路Ｌ６から図１中に破線で示した経路Ｌ２８に分岐して、製品液化窒素ＬＮとして採取してもよい。
なお、本発明の技術範囲は上記実施の形態に限定されるものではなく、本発明の趣旨を逸脱しない範囲において種々の変更を加えることが可能である。例えば、図１とは別の形態として、上部塔６から導出された第１中圧廃ガスを、過冷器１０、主熱交換器４で熱回収した後に保冷外槽１３から導出し、ブロワ（図示略）で昇圧した後に膨張タービン１１で膨張させることにより、膨張比を大きくし、より多くの寒冷を発生させることもできる。この場合、ブロワは膨張タービン１１と同軸とし、膨張タービン１１で第１中圧廃ガスを膨張させる際に得られる動力を利用してブロワを駆動するのが好ましい。
また、さらに別の形態として、製品としてアルゴンも採取する場合、従来の複式精留プロセスで採用される一般的な方法と同様に、図１の実施形態にアルゴン塔とアルゴン凝縮器を追加し、上部塔６の中部からアルゴン成分がやや濃縮したアルゴン富化酸素ガスを導出し、これをアルゴン塔で低温蒸留し、アルゴン塔頂部からアルゴン成分が濃縮した中圧アルゴンガスを導出し、これを熱回収後に製品アルゴンガスとして採取することができる。アルゴン塔の還流液はアルゴン塔上部に設置されたアルゴン凝縮器で中圧アルゴンガスを凝縮液化させて生成することができる。
以下に、図１に示す実施形態例と、図２に示す従来プロセスとを比較して、本実施形態における作用効果を説明する。
本発明の実施形態例の構成要素と実質的に同一とみなせる従来プロセスの構成要素には１００を加算した数字からなる符号を付してある。
本発明の実施形態例の構成要素と実質的に同一とみなせる従来プロセスの構成要素には１００を加算した数字からなる符号を付してある。
図２に示すように、従来プロセスの装置１１４は、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して高圧窒素ガスと酸素富化液化空気に分離する下部塔１０５と、減圧した前記酸素富化液化空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと中圧廃ガスと液化酸素とに分離する上部塔１０６と、前記高圧窒素ガスと前記液化酸素とを間接熱交換させて高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器１０８と、前記中圧窒素ガスを熱回収後に製品窒素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１１１と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１２１と、前記中圧廃ガスを熱回収後に膨張させて運転に必要な寒冷を発生させる膨張タービン１１１とを主な構成機器としている。
図２に示すような従来プロセスにおいて、上部塔１０６の操作圧力を高くすると、上部塔１０６塔底部の液化酸素の沸点が高くなるため、主凝縮器１０８の流体間温度差が一定の場合には、主凝縮器１０８で凝縮する高圧窒素ガスの露点を高くする必要があり、下部塔１０５の圧力が上昇する。したがって、空気圧縮機１０１の吐出圧力が高くなって消費動力は増加するが、装置内で処理されるガス流体の密度が大きくなるため、配管、熱交換器、各精留塔などをコンパクトに設計できるようになる。
また、保冷外槽１１３から導出される製品酸素ガスＧＯ、製品窒素ガスＧＮの圧力が高くなり、これらの製品ガスを酸素圧縮機１１７や窒素圧縮機１１８を用いて更に昇圧して採取する場合、酸素圧縮機１１７や窒素圧縮機１１８の消費動力を低減することができる。このため、保冷外槽１１３から導出された製品ガスの大部分をそのままの圧力または圧縮して高圧で使用するような場合、装置全体の消費動力としては、空気圧縮機１０１の消費動力増加分と酸素圧縮機１１７および窒素圧縮機１１８の消費動力減少分が相殺され、低圧力下で操作される空気分離装置と同等の消費動力となる。
しかしながら、蒸留分離による空気分離装置の場合、各精留塔内において操作圧力が高くなるにつれて、酸素に対する窒素やアルゴンの比揮発度は小さくなる。このため、分離効率が低下し、必要な原料空気が増加し、酸素回収率が低下する傾向にある。
図３に原料空気圧力と酸素回収率との関係を示す。ここで、酸素回収率とは、原料空気量に対する製品酸素ガスと製品液化酸素との合計量の割合を意味する。図３中の破線は、図２に示すような従来プロセスを用いた場合の酸素回収率の値である。図３に示すように、従来プロセスでは、原料空気の圧力が上昇するにつれて酸素回収率が低下する。具体的には、例えば、原料空気圧力が１．３ＭＰａＡ以上では、酸素回収率が１７％以下になることが確認できる。
このように、図２に示すような従来プロセスでは、各精留塔内において操作圧力が高すぎる場合、酸素回収率が低下して空気圧縮機の処理量が多くなり、装置全体の消費動力が増加するだけでなく、装置全体の処理量が増加し、操作圧力上昇による装置のコンパクト化のメリットも失われることになる。
これに対して、図１に示す本発明の実施形態例の場合には、図３中の実線で示されるように、原料空気圧力が１．３ＭＰａＡ以上の場合においても、酸素回収率が１９〜２０％程度を維持することができる。したがって、図３の破線で示す従来のプロセスより高い操作圧力においても比較的高い酸素回収率を維持することが可能となり、装置のコンパクト化に対して有効であることが確認できる。
以下に、本発明の実施形態例のプロセスが従来プロセスよりも高い操作圧力において高い酸素回収率を維持できる理由について説明する。
前述したように、空気分離装置において精留操作を行う場合には、操作圧力が高くなるにつれて酸素に対する窒素やアルゴンの比揮発度は小さくなる。このため、製品量を変えずに製品純度を維持するには、操作圧力の上昇に伴って精留塔内で気液接触する気液の流量比Ｌ／Ｖを１に近づける、すなわち精留塔上部の濃縮部ではＬ／Ｖを大きく、精留塔下部の回収部ではＬ／Ｖを小さくする必要が生じる。
前述したように、空気分離装置において精留操作を行う場合には、操作圧力が高くなるにつれて酸素に対する窒素やアルゴンの比揮発度は小さくなる。このため、製品量を変えずに製品純度を維持するには、操作圧力の上昇に伴って精留塔内で気液接触する気液の流量比Ｌ／Ｖを１に近づける、すなわち精留塔上部の濃縮部ではＬ／Ｖを大きく、精留塔下部の回収部ではＬ／Ｖを小さくする必要が生じる。
具体的には、例えば、図２に示すような従来のプロセスにおいて、原料空気圧力が０．８２ＭＰａＡ、上部塔１０６の圧力が０．２３ＭＰａＡの場合に、酸素濃度９９．６％程度の酸素を濃縮するためには、上部塔１０６下部のＬ／Ｖを約１．３５以下にする必要がある。なお、この１．３５は、上部塔の操作圧力と上部塔底部の酸素濃度と下部塔から導入される酸素富化液化空気中の酸素濃度とから算出される値である。
このため、流量２００の製品酸素ガスＧＯを採取する場合には、主凝縮器１０８で蒸発ガス化する中圧酸素ガス流量を７７０とし、上部塔１０６の下降液流量Ｌ＝７７０、上昇ガス流量Ｖ＝５７０とすればよい。
しかしながら、操作圧力を高くし、原料空気圧力が１．４ＭＰａＡ、上部塔１０６の圧力が０．４６ＭＰａＡの場合に、同様にして酸素濃度９９．６％程度の酸素を濃縮するためには、上部塔１０６下部のＬ／Ｖを約１．２７以下にする必要がある。なお、この１．２７も前記と同じように、上部塔の操作圧力などから算出される値である。
このため、流量２００の製品酸素ガスＧＯを採取する場合には、主凝縮器１０８で蒸発ガス化する中圧酸素ガス流量を９３０まで増やし、上部塔１０６の下降液流量Ｌ＝９３０、上昇ガス流量Ｖ＝７３０としなければならない。
したがって、主凝縮器１０８の交換熱量を大きくする必要があり、下部塔１０５に導入する原料空気量を増やす必要があるために酸素回収率が低下する。
したがって、主凝縮器１０８の交換熱量を大きくする必要があり、下部塔１０５に導入する原料空気量を増やす必要があるために酸素回収率が低下する。
一方、図１に示すような本発明の実施形態例のプロセスにおいても、操作圧力が高くなることにより、酸素に対する窒素やアルゴンの比揮発度は小さくなるため、高い酸素回収率を維持するためには、精留塔内で気液接触する気液の流量比Ｌ／Ｖを１に近づける、すなわち精留塔上部の濃縮部ではＬ／Ｖを大きく、精留塔下部の回収部ではＬ／Ｖを小さくする必要がある。
図１に示すように、本発明の実施形態例では、下部塔５の塔底部から経路Ｌ７に導出された酸素富化液化空気が経路Ｌ８と経路Ｌ９とに分岐される構成となっている。これにより、酸素富化液化空気の一部が経路Ｌ９を経て補助精留塔７で蒸留分離される。その後、補助精留塔７の塔底部から経路Ｌ１９（送液経路）に低圧液化酸素が導出され、液化酸素ポンプ１２で加圧された後に上部塔６の下部に導入される構成となっている。
したがって、上部塔６の下部に着目すると、経路Ｌ８を経て減圧弁Ｖ２で減圧された酸素富化液化空気が導入される位置と、経路Ｌ９、補助精留塔７、経路Ｌ１９を経て液化酸素ポンプ１２で加圧された低圧液化酸素が導入される位置との間の領域（セクション）では、上部塔６内を下降する液流量が減少する。このため、下部塔５に導入する原料空気量を増やして上部塔６の上昇ガス（中圧酸素ガス）を増やすことなく上部塔６の回収部におけるＬ／Ｖを小さくすることができる。これにより、高い操作圧力の場合においても高い酸素回収率を維持することが可能になる。
ここで、本発明の実施形態例では、下部塔５の塔底部から経路Ｌ７に導出され、経路Ｌ９に分岐された後に補助精留塔７に供給される酸素富化液化空気の流量は、製品酸素ガスＧＯの流量２００に対して１０〜２００の範囲が好ましく、３０〜１９０の範囲がより好ましく、５０〜１８０の範囲がさらに好ましい。補助精留塔７に供給される酸素富化液化空気の流量が２００を超えると、上部塔６の分離効率は改善するが、補助精留塔７で低圧液化酸素を蒸留分離するのが困難になるため好ましくない。
具体的には、例えば、図１に示すような本発明の実施形態例のプロセスにおいて、原料空気圧力が１．４ＭＰａＡ、上部塔６の圧力が０．４６ＭＰａＡの場合に、酸素濃度９９．６％程度の酸素を濃縮するためには、前述のとおり上部塔６下部のＬ／Ｖを約１．２７以下にする必要がある。
このため、流量２００の製品酸素ガスＧＯを採取する場合には、上部塔６の中部に導入される酸素富化液化空気の一部（流量１２０）を経路Ｌ９に分岐して補助精留塔７で蒸留し、生成した低圧液化酸素を上部塔６の塔底部に導入する。これにより、上部塔６下部の下降液流量Ｌ＝７００、上昇ガス流量Ｖ＝５５０とすることができる。したがって、主凝縮器８で蒸発ガス化する中圧酸素ガス流量は７５０となり、前述の従来プロセスの場合における流量９３０と比べて２割程度減少させることができる。このように、本発明の実施形態例のプロセスを用いることにより、操作圧力が高い場合にも原料空気流量の増加を抑えて酸素回収率を比較的高く維持することができる。
なお、補助精留塔７において酸素富化液化空気を蒸留分離するためには、下降液（低圧液化酸素）の一部をリボイルするための加熱源として、低圧液化酸素よりも高温のガス流体が必要である。このため、上部塔６から経路Ｌ１５に導出された第２中圧廃ガスが利用される。第２中圧廃ガスに代えて、同じく上部塔６から経路Ｌ１０に導出される中圧窒素ガスや経路Ｌ１２に導出される第１中圧廃ガスを使用しても良いが、この第２中圧廃ガスは、中圧窒素ガスや第１中圧廃ガスよりも温度が高いために、中圧窒素ガスや第１中圧廃ガスを使用するよりも好ましい。
また、本発明の実施形態例のプロセスと従来プロセスとを同じ酸素回収率となる条件で比較した場合、本発明の実施形態例のプロセスにおける上部塔６は、従来プロセスの上部塔１０６に比べて操作圧力を高くすることができるため、膨張タービン１１の入口圧力を高くして、膨張比を大きくすることができるという利点もある。これにより、本発明の実施形態例のプロセスでは、膨張タービン１１で効率的に寒冷を発生させることが可能となり、液製品の採取量を増やすことができる。
具体的には、例えば、酸素回収率を１９％以上とする場合、シミュレーションによると、従来プロセスにおける液製品の採取量は原料空気量の２．５％程度であるが、図１の実施形態における液製品の採取量は同じ製品条件で原料空気量の３．８％程度となる。
以下、具体例を示す。
（実施例１）
図１に示した本発明の実施形態例の装置１４を用いて、原料空気から酸素濃度９９．６％以上、圧力１．９ＭＰａＡ、流量２００の製品酸素ガスと、酸素濃度１ｐｐｍ以下、圧力１．９ＭＰａＡ、流量４００の製品窒素ガスと、酸素濃度１ｐｐｍ以下、流量９の製品液化窒素とを採取する場合の実施例を示す。
（実施例１）
図１に示した本発明の実施形態例の装置１４を用いて、原料空気から酸素濃度９９．６％以上、圧力１．９ＭＰａＡ、流量２００の製品酸素ガスと、酸素濃度１ｐｐｍ以下、圧力１．９ＭＰａＡ、流量４００の製品窒素ガスと、酸素濃度１ｐｐｍ以下、流量９の製品液化窒素とを採取する場合の実施例を示す。
圧縮、予冷、精製された流量１０００、１．３８ＭＰａＡ、４０℃の原料空気は、保冷外槽１３に導入され、主熱交換器４において、露点付近まで冷却され、１．３５ＭＰａＡで運転される下部塔５に導入される。
下部塔５に導入された原料空気は、酸素濃度１ｐｐｍの高圧窒素ガスと酸素濃度３３％の酸素富化液化空気とに分離され、下部塔５の塔頂部から導出された高圧窒素ガスは主凝縮器８に導入され、後述する上部塔６塔底部の中圧液化酸素との間接熱交換により、中圧液化酸素を蒸発させて中圧酸素ガスを生成し、自らは全量凝縮して高圧液化窒素となる。
凝縮した高圧液化窒素の一部は下部塔５の還流液として下部塔５の塔頂部に導入される。高圧液化窒素の残部は、過冷器１０を経て冷却され、このうち流量９が経路Ｌ２８に分岐され、保冷外槽１３から導出された後に製品液化窒素ＬＮとして採取される。
下部塔５に導入された原料空気は、酸素濃度１ｐｐｍの高圧窒素ガスと酸素濃度３３％の酸素富化液化空気とに分離され、下部塔５の塔頂部から導出された高圧窒素ガスは主凝縮器８に導入され、後述する上部塔６塔底部の中圧液化酸素との間接熱交換により、中圧液化酸素を蒸発させて中圧酸素ガスを生成し、自らは全量凝縮して高圧液化窒素となる。
凝縮した高圧液化窒素の一部は下部塔５の還流液として下部塔５の塔頂部に導入される。高圧液化窒素の残部は、過冷器１０を経て冷却され、このうち流量９が経路Ｌ２８に分岐され、保冷外槽１３から導出された後に製品液化窒素ＬＮとして採取される。
残りの高圧液化窒素は、減圧弁Ｖ１で減圧された後に０．４６ＭＰａＡで運転される上部塔６の塔頂部に導入される。また、下部塔５の塔底部より導出された酸素富化液化空気は、過冷器１０を経て冷却され、減圧弁Ｖ２で減圧された後に上部塔６の中部に導入される。
上部塔６では、減圧弁Ｖ１で減圧された前記高圧液化窒素と、減圧弁Ｖ２で減圧された前記酸素富化液化空気と、主凝縮器８で生成された前記中圧酸素ガスとが蒸留され、酸素濃度１ｐｐｍの中圧窒素ガスと、酸素濃度２．６％の第１中圧廃ガスと、酸素濃度３．６％の第２中圧廃ガスと、酸素濃度９９．６％の中圧液化酸素とに分離される。
上部塔６では、減圧弁Ｖ１で減圧された前記高圧液化窒素と、減圧弁Ｖ２で減圧された前記酸素富化液化空気と、主凝縮器８で生成された前記中圧酸素ガスとが蒸留され、酸素濃度１ｐｐｍの中圧窒素ガスと、酸素濃度２．６％の第１中圧廃ガスと、酸素濃度３．６％の第２中圧廃ガスと、酸素濃度９９．６％の中圧液化酸素とに分離される。
上部塔６の塔頂部から導出された流量４００の中圧窒素ガスは、熱回収された後に保冷外槽１３から導出され、窒素圧縮機１８で１．９ＭＰａＡまで圧縮された後に製品窒素ガスＧＮとして採取される。
上部塔６の中部から導出された上記第１中圧廃ガスは、過冷器１０および主熱交換器４で熱回収され、−２９℃で主熱交換器４から導出される。その後、膨張タービン１１で０．１３ＭＰａＡまで膨張し、後述の低圧廃ガスと合流して、再び主熱交換器４で熱回収され、保冷外槽１３から導出される。
保冷外槽１３から導出された低圧廃ガスは、精製器再生用ヒーター１９で２００℃以上に加熱され空気精製器３の再生用ガスとして利用される。
保冷外槽１３から導出された低圧廃ガスは、精製器再生用ヒーター１９で２００℃以上に加熱され空気精製器３の再生用ガスとして利用される。
上部塔６の中部から導出された上記第２中圧廃ガスは、副凝縮器９に導入され、後述する補助精留塔７塔底部の低圧液化酸素との間接熱交換により、低圧液化酸素を蒸発させて低圧酸素ガスを生成し、自らは全量凝縮して低純液化窒素となる。
凝縮した低純液化窒素は、減圧弁Ｖ４で０．１３ＭＰａＡまで減圧され、補助精留塔７の還流液として補助精留塔７の塔頂部に導入される。
凝縮した低純液化窒素は、減圧弁Ｖ４で０．１３ＭＰａＡまで減圧され、補助精留塔７の還流液として補助精留塔７の塔頂部に導入される。
上部塔６の塔底部から導出された流量２００の中圧酸素ガスは、熱回収された後に保冷外槽１３から導出され、酸素圧縮機１７で１．９ＭＰａＡまで圧縮された後に製品酸素ガスＧＯとして採取される。
一方、下部塔５の塔底部から導出された酸素富化液化空気の一部（流量１２０）は、過冷器１０で冷却され、減圧弁Ｖ３で０．１３ＭＰａＡまで減圧された後に補助精留塔７の中部に導入される。
補助精留塔７では、減圧弁Ｖ４で減圧された前記低純液化窒素と、減圧弁Ｖ３で減圧された前記酸素富化液化空気と、副凝縮器９で生成された前記低圧酸素ガスとが蒸留され、酸素濃度３．５％の低圧廃ガスと、酸素濃度９９．６％の低圧液化酸素とに分離される。
低圧液化酸素の一部は、経路Ｌ１９に導出され、液化酸素ポンプ１２で加圧された後に上部塔６の下部に導入される。
補助精留塔７では、減圧弁Ｖ４で減圧された前記低純液化窒素と、減圧弁Ｖ３で減圧された前記酸素富化液化空気と、副凝縮器９で生成された前記低圧酸素ガスとが蒸留され、酸素濃度３．５％の低圧廃ガスと、酸素濃度９９．６％の低圧液化酸素とに分離される。
低圧液化酸素の一部は、経路Ｌ１９に導出され、液化酸素ポンプ１２で加圧された後に上部塔６の下部に導入される。
次に、プロセスの有効性を評価するため、実施例１と、従来プロセスの装置１１４による従来プロセス例との主要機器サイズおよび消費動力の比較を行った。
その結果を表１に示す。
その結果を表１に示す。
図２の従来プロセス例における原料空気圧力は、原料空気量が本プロセスの実施例１と同じ１０００となるように０．８２ＭＰａＡとした。製品酸素ガス、製品窒素ガス、製品液化窒素の流量および製品純度は同じとし、従来プロセス例においても保冷外槽１１３から導出された中圧酸素ガスおよび中圧窒素ガスをそれぞれ酸素圧縮機１１７および窒素圧縮機１１８で１．９ＭＰａＡまで圧縮して製品として採取する。
また、表１中の機器サイズは従来プロセス例を１００とし、消費動力は従来プロセス例の合計値を１００としたときの値である。
表１に示すように、空気精製器、保冷外槽、原料空気配管などの主要機器のサイズに関しては、装置全体の操作圧力が高い本発明のプロセスのほうが、従来プロセスに比べて小さくすることができる。他の機器、配管、圧縮機、膨張タービンに関しても同様に本発明のプロセスを用いることによりコンパクトに設計することができる。
一方、消費動力に関して実施例１と従来プロセス例とを比較した場合、空気圧縮機の処理流量は同じであるが、吐出圧力は実施例１のほうが高いため、空気圧縮機の消費動力は実施例１のほうが大きくなっている。
しかしながら、酸素圧縮機、窒素圧縮機に関しては、従来プロセス例に比べて高い圧力で保冷外槽から導出できるため、圧縮機の吸入圧力が高くなり、消費動力が小さくなっている。
したがって、装置全体の合計消費動力としては、同程度となる。
したがって、装置全体の合計消費動力としては、同程度となる。
このように本発明のプロセスを用いることにより、従来プロセスと比べて装置全体の操作圧力を高くして、各機器、配管などをコンパクトに設計する場合においても、消費動力を同程度に抑えることが可能となる。
また、製品酸素ガスや製品窒素ガスの圧力が０．４〜０．５ＭＰａＡ程度である場合、上部塔６から導出された中圧窒素ガスや中圧酸素ガスを熱回収後にそのまま製品として採取することができ、この場合、酸素圧縮機や窒素圧縮機は不要となる。
１・・・空気圧縮装置
２・・・空気予冷器
３・・・空気精製器
４・・・主熱交換器
５・・・下部塔
６・・・上部塔
７・・・補助精留塔
８・・・主凝縮器
９・・・副凝縮器
１０・・・過冷器
１１・・・膨張タービン
１２・・・液化酸素ポンプ
１３・・・保冷外槽
１４・・・空気分離装置
１７・・・酸素圧縮器
１８・・・窒素圧縮器
１９・・・精製器再生用ヒーター
Ｌ１２，Ｌ１５・・・経路
Ｌ１９・・・送液経路
Ｌ２１・・・製品ガス回収経路
Ｌ２９・・・液製品回収経路
２・・・空気予冷器
３・・・空気精製器
４・・・主熱交換器
５・・・下部塔
６・・・上部塔
７・・・補助精留塔
８・・・主凝縮器
９・・・副凝縮器
１０・・・過冷器
１１・・・膨張タービン
１２・・・液化酸素ポンプ
１３・・・保冷外槽
１４・・・空気分離装置
１７・・・酸素圧縮器
１８・・・窒素圧縮器
１９・・・精製器再生用ヒーター
Ｌ１２，Ｌ１５・・・経路
Ｌ１９・・・送液経路
Ｌ２１・・・製品ガス回収経路
Ｌ２９・・・液製品回収経路
Claims (12)
- 原料空気を深冷液化分離して、少なくとも製品酸素を採取する空気分離方法において、
圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する第１分離工程と、
前記第１分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して、中圧窒素ガスと中圧液化酸素とに分離する第２分離工程と、
前記第２分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して、低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離する第３分離工程と、
前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換し、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る第１間接熱交換工程と、
前記中圧窒素ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換し、中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る第２間接熱交換工程と、
前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収工程と、を含むことを特徴とする空気分離方法。 - 前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、
前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後にブロワで昇圧し、これを膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、のいずれかを含むことを特徴とする請求項１に記載の空気分離方法。 - 原料空気を深冷液化分離して少なくとも製品酸素を採取する空気分離方法において、
圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して、高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する第１分離工程と、
前記第１分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して、中圧窒素ガスと、第１中圧廃ガスと、第２中圧廃ガスと、中圧液化酸素と、に分離する第２分離工程と、
前記第２分離工程より低い圧力で運転し、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して、低圧廃ガスと低圧液化酸素とに分離する第３分離工程と、
前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換し、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る第１間接熱交換工程と、
前記第２中圧廃ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換し、第２中圧廃ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る第２間接熱交換工程と、
前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収工程と、を含むことを特徴とする空気分離方法。 - 前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、
前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後にブロワで昇圧し、これを膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程と、のいずれかを含むことを特徴とする請求項３に記載の空気分離方法。 - 前記寒冷発生工程において膨張する第１中圧廃ガスと、前記第２間接熱交換工程において凝縮液化する第２中圧廃ガスとが、異なるガス組成であることを特徴とする請求項４に記載の空気分離方法。
- 前記低圧液化酸素の一部を導出し、加圧後に前記第２分離工程に導入する送液工程と、
前記低圧液化酸素の一部を導出し、製品液化酸素として採取する液製品回収工程と、のいずれか一方又は両方の工程を含むことを特徴とする請求項１乃至５のいずれか一項に記載の空気分離方法。 - 原料空気を深冷液化分離して少なくとも製品酸素を採取する空気分離装置において、
圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する下部塔と、
前記下部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して中圧窒素ガスと中圧液化酸素とに分離する上部塔と、
前記上部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して低圧窒素ガスと低圧液化酸素とに分離する補助精留塔と、
前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換させ、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器と、
前記中圧窒素ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換させ、中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る副凝縮器と、
前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収経路と、を備えることを特徴とする空気分離装置。 - 前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に膨張させて寒冷を発生させる膨張タービン、または前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に昇圧するブロワと、ブロワで昇圧された中圧窒素ガスの一部を膨張させて寒冷を発生させる膨張タービンとを備えることを特徴とする請求項７に記載の空気分離装置。
- 原料空気を深冷液化分離して少なくとも製品酸素を採取する空気分離装置において、
圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して高圧窒素ガスと酸素富化液化空気とに分離する下部塔と、
前記下部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気を減圧後に低温蒸留して中圧窒素ガスと第１中圧廃ガスと第２中圧廃ガスと中圧液化酸素とに分離する上部塔と、
前記上部塔より低い圧力で運転されるとともに、前記酸素富化液化空気の一部を減圧後に低温蒸留して低圧廃ガスと低圧液化酸素とに分離する補助精留塔と、
前記高圧窒素ガスと前記中圧液化酸素とを間接熱交換させ、高圧窒素ガスを凝縮液化して高圧液化窒素を得ると同時に中圧液化酸素を蒸発ガス化して中圧酸素ガスを得る主凝縮器と、
前記第２中圧廃ガスと前記低圧液化酸素とを間接熱交換させ、第２中圧廃ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低圧液化酸素を蒸発ガス化して低圧酸素ガスを得る副凝縮器と、
前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品ガス回収経路と、を備えることを特徴とする空気分離装置。 - 前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後に膨張させて寒冷を発生させる膨張タービン、または前記第１中圧廃ガスの一部を熱回収後に昇圧するブロワと、ブロワで昇圧された第１中圧廃ガスを膨張させて寒冷を発生させる膨張タービンとを備えることを特徴とする請求項９に記載の空気分離装置。
- 前記副凝縮器において凝縮液化する第２中圧廃ガスを上部塔から導出する経路と、前記膨張タービンにおいて膨張する第１中圧廃ガスを上部塔から導出する経路とを備え、これらが上部塔の異なる位置から導出されていることを特徴とする請求項１０に記載の空気分離装置。
- 前記低圧液化酸素の一部を導出し、加圧後に上部塔の下部に導入する送液経路と、
前記低圧液化酸素の一部を導出し、製品液化酸素として採取する液製品回収経路と、のいずれか一方又は両方の経路を備えることを特徴とする請求項７乃至１１のいずれか一項に記載の空気分離装置。
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