JP2013537614A - 単段膨張及び蒸発促進用ポンプを利用する、エネルギー効率の良いｃｏ２の製造 - Google Patents

単段膨張及び蒸発促進用ポンプを利用する、エネルギー効率の良いｃｏ２の製造 Download PDF

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Abstract

エネルギー消費を抑えしかも安定に動作する、燃焼排ガスから液体ＣＯ２を製造する方法及びそのプラントについて記載している。

Description

本発明は、燃焼排ガス中に含まれるＣＯ２の液化方法及びそのための装置に関する。
燃焼排ガスからＣＯ２を液化することは以前から知られている。燃焼排ガスからＣＯ２を製造する低温処理方法では、２段以上の分離段を有する従来の分離スキームを利用することが多い。図１に、このような従来装置のブロック図を示す。
この応用例の図では、燃焼排ガス流及びＣＯ２の各ポイントでの温度及び圧力はいわゆるフラグで示されている。各フラグの温度及び圧力を以下の表にまとめる。当業者には明らかであるが、これらの温度及び圧力が一例として示されている。これらは、燃焼排ガスの組成、周囲温度、及び液体ＣＯ２の所望純度に応じて変更され得る。
第１コンプレッサ１では、燃焼排ガスが圧縮される。この圧縮は、水蒸気及び水それぞれの大部分を燃焼排ガスから分離する各圧縮段（図示せず）の間に冷却器及び水分離器を備えた多段圧縮工程であってよい。
図１において、燃焼排ガス流は符号３で示す。第１コンプレッサ１から放出されたときの燃焼排ガスの温度は周囲温度よりもかなり高いが、その後、第１冷却器５で約１３℃まで冷却される。圧力は約３５．７ｂａｒである。
燃焼排ガス流３中にまだ残っている水分は、好適な乾燥工程、例えばドライヤー７における乾式吸着によって水が除去され、続いて第１分離段９に送られる。この第１分離段９は、第１熱交換器１１及び中間分離ドラム１３を備える。第１熱交換器１１は、燃焼排ガス流３を冷却する役割を果たす。この冷却により、燃焼排ガス流３に含まれているＣＯ２の部分凝縮が生じる。その結果、燃焼排ガス流３は中間分離ドラム１３に二相混合物として流れ込む。その中で、燃焼排ガス流の液相と気相は重力によって分離される。第１分離ドラム中、圧力は約３４．７ｂａｒであり、温度は−１９℃である（５番フラグ参照）。
液体ＣＯ２は、中間分離ドラム１３の底部で抽出されて、第１減圧弁１５．１によって約１８．４ｂａｒの圧力まで膨張される（符号３．１参照）。その結果、ＣＯ２の温度は−２２℃〜−２９℃となる（１０番フラグ参照）。燃焼排ガスの部分ＣＯ２流３．１は第１熱交換器１１内で燃焼排ガス流３によって加熱され蒸発される。第１熱交換器１１の出口では、部分流３．１の温度は約２５℃であり、圧力は約１８ｂａｒである（１１番フラグ参照）。
中間分離ドラム１３の上部で抽出される第２部分流３．２について見てみると、中間分離ドラム１３から気相状態で抽出された部分流３．２は第２熱交換器１７で冷却されて部分凝縮をされることが分かる。その後、この二相混合物となった部分流３．２は第２分離ドラム１９に送られる。第２熱交換器１７及び第２分離ドラム１９は、第２分離段の主要構成要素である。
第２分離ドラム１９では、再度、部分流３．２を液相と気相とに重力で分離する。第２分離ドラム１９内の圧力は約３４．３ｂａｒであり、温度は約−５０℃である（６番フラグ参照）。
第２分離ドラム１９内の気相、いわゆるオフガス２３は、第２分離ドラム１９の上部で抽出されて、第２減圧弁１５．２で約２７ｂａｒまで膨張され、その結果、約−５４℃まで冷却される（７番フラグ参照）。
図中、オフガスは符号２３で示す。オフガス２３は、第２熱交換器１７を通過する流れとなり、それにより、対抗する流れである燃焼排ガス３．２を冷却する。
第２分離ドラム１９の底部では液体ＣＯ２（符号３．３参照）が抽出されて、第３減圧弁１５．３で約１７ｂａｒまで膨張され、温度も−５４℃に達する（７ａフラグ参照）。この流れ３．３もまた第２熱交換器１７に送られる。第２熱交換器１７内では、液体ＣＯ２の一部が蒸発されて、流れ３．３が第４減圧弁１５．４で約５〜１０ｂａｒまで膨張されるので、このポイントでの温度は−５４℃に達し（７ｂフラグ）、そして流れ３．３が再度、第２熱交換器１７へ戻される。
前記流れ３．３は、第２熱交換器１７から流れ出た後、再度、第１熱交換器１１へ戻される。第１熱交換器１１の入口では、この流れの圧力は約５〜１０ｂａｒであり、温度は−２２〜−２９℃である（１４番フラグ参照）。
この流れ３．３は、第１熱交換器１１内で熱を吸収するので、当該流れ３．３の出口での温度は約−７℃で、圧力は約５〜１０ｂａｒとなる。この第３の流れ３．３は、第２コンプレッサ２５の１段目の圧縮機へ送られるのに対し、圧力が約１８ｂａｒの流れ３．１は、図１に示す三段式圧縮機２５の２段目の圧縮機へ送られる。
第２コンプレッサ２５の各段の間の中間冷却器、及び圧縮されたＣＯ２用の後段冷却器は、図１には示していない。
第２コンプレッサ２５の出口では、圧縮されたＣＯ２の圧力は６０ｂａｒ〜１１０ｂａｒであり、温度は８０℃〜１３０℃である。図示していない後段冷却器において、ＣＯ２は周囲温度まで冷却される。
必要に応じて、ＣＯ２は、パイプラインに直接供給されてもよく、又は液化されて第１ＣＯ２ポンプ２７から、例えば、図示していないパイプラインへ送られてもよい。第１ＣＯ２ポンプ２７は、液体ＣＯ２の圧力を、パイプラインに定められた圧力まで上昇させる。
オフガス２３に話を戻すと、オフガスは第２熱交換器１７及び第１熱交換器１１の中を流れることで、燃焼排ガス流３から熱を吸収することが分かる。第１熱交換器１１の出口では、オフガス２３の温度は２６〜３０℃であり、圧力は約２６ｂａｒである（１６番フラグ参照）。
エネルギー回収を最大限に高めるために、オフガス２３をオフガス過熱器２９で過熱し、加熱後のガスを膨張タービン３１又はいずれかの他の膨張装置に送ることが知られている。力学的エネルギーをそこで再生した後、オフガスは周囲の圧力程度の低圧の状態で周囲環境に放出される。
図１にて例示されるこのＣＯ２液化装置は、比較的シンプルで、しかも支障なく作動する。例えば化石燃料を燃料源とする発電所の燃焼排ガスから液体ＣＯ２を製造するこの従来技術は、そのエネルギー必要量が大きく、発電所の正味効率にマイナスの影響を及ぼすという欠点がある。
従って、本発明の目的は、より少ないエネルギー必要量で稼働し、発電所の正味効率を増加させる、燃焼排ガスに含まれるＣＯ２の液化方法及びその装置を提供することである。
それに加えて、前記方法は、出来る限りシンプルでなければならず、しかも操作手法が頑強で且つ故障のない動作を保証するように制御可能であることが好ましい。
本発明によれば、この目的は、燃焼排ガスから液体ＣＯ２を製造する方法であって、前記排ガスが少なくとも１つの熱交換器及び分離ドラムを備える単段相分離で部分凝縮され、前記少なくとも１つの熱交換器が、膨張されたオフガス及び膨張された液体ＣＯ２によって冷却され、前記ＣＯ２の一部分が第１圧力レベルまで膨張され、そして少なくとも１つの熱交換器を通過後、追加分離ドラム内で液体ＣＯ２及び気体ＣＯ２に分離され、前記追加分離ドラムにおける気体ＣＯ２及び液体ＣＯ２が、第２圧力レベルまで膨張される、前記製造方法によって解決する。前記分離ドラムにおける液体ＣＯ２の第２部分は、前記少なくとも１つの熱交換器内でＣＯ２を冷却するために第３圧力レベルまで膨張される。
高圧力レベルでＣＯ２を蒸発することにより生成される体積流量が減少する結果、第２コンプレッサ２５に必要な電力が大幅に削減され、その上流の発電所の正味効率の向上に直接影響を及ぼす。
特許請求の範囲で主張する本発明の更に有益な実施形態は、第１分離ドラムの液体ＣＯ２の第３部分の圧力を、少なくとも１つの熱交換器内でＣＯ２を冷却するために第４圧力レベルまで上昇させる工程を含む。
このＣＯ２流はその後、コンプレッサ２５の更に高次の圧縮段に供給されてもよく、それにより電力消費が更に削減する。
この分離ドラムの液体ＣＯ２の第２部分は、約１５〜２５ｂａｒ、好ましくは２０ｂａｒの圧力までに膨張させることが望ましい。この圧力範囲は、延伸圧縮機に通常適用される一般的な圧縮比と同等である。
特許請求の範囲で主張する本発明の方法の更に有益な実施形態は、第１分離ドラムの液体ＣＯ２の最後の第３部分の圧力を、約４０〜５０ｂａｒ、好ましくは４５ｂａｒまで上昇させることを含む。
前記圧力レベルは、商業上利用可能な圧縮比を維持しつつエネルギー効率のよいプラントの運転を可能にする一方で、例えば要望されるＣＯ２の品質及び／又は周囲温度に応じて異なる運用点でプラントを稼働することも可能にする。
分離ドラムで得たＣＯ２の部分流を少なくとも１つの熱交換器内での冷却目的のために利用することもまた有益である。
前記ＣＯ２流を冷却目的のために利用することで、可燃性冷媒の使用を回避でき、結果的に、火災の危険が減少し、セキュリティシステムのためのコストも最小限に抑えられる。
ＣＯ２流を、その圧力レベルに応じて第２コンプレッサの異なる段階に供給することで、エネルギー消費の削減が実現される。
燃焼排ガス（３）を、少なくとも１つの熱交換器に流入させる前に、第１コンプレッサ内で圧縮し、それを第１冷却器内で冷却させ及び／又はドライヤー内で乾燥させることにより、大部分の水蒸気が除去されるため、燃焼排ガス量が減少する。これにより、液体ＣＯ２製造用のドライヤー及びプラントのサイズ縮小が可能となり、結果としてエネルギー損失が軽減し、コストが削減される。
最終分離段で得たオフガスを、少なくとも１つの熱交換器に流れ込む前に、約２７ｂａｒまで膨張し、温度を約−５４℃とすることで、膨張後の圧力レベルを可能な限り高め、結果的に、膨張機内でのエネルギー回収を最大化する。
少なくとも１つの熱交換器に通過後のオフガスを少なくとも１つの膨張装置で膨張し、その後、少なくとも１つの熱交換器に再び供給することにより、エネルギー消費を更に抑えることも可能である。
場合により、オフガス２３を、少なくとも１つの熱交換器を通過後、少なくとも１つの膨張装置に流入する前に、過熱してもよい。廃熱を過熱工程に使用できれば、膨張装置の出力が増加し、その結果、プラント全体の効率が改善され得る。
二段式膨張を使用することが好ましく（図３参照）、そうすることで、第３圧力レベル及び第４圧力レベルの圧力にするＣＯ２の量を最大化できる。
従来技術による燃焼排ガスからＣＯ２を液化する装置を示す。 本発明によるＣＯ２液化装置の実施形態を示す。 本発明によるＣＯ２液化装置の実施形態を示す。
以下に、特許請求の範囲で主張する本発明の更なる利点を、図２及び３と関連付けて説明する。
図２中、各構成要素は各符号で示す。図１に関する記載が同様に準用される。
第１コンプレッサ１、第１冷却器５、ドライヤー７、第１熱交換器１１における燃焼排ガス流３の処理は、図１を用いて説明した通りに行われる。燃焼排ガス流３は第１熱交換器１１から第２熱交換器１７へ直接流れ、次いで、第１分離ドラム１９に送られる。燃焼排ガス流３の２つの相（液体及び気体）は、第１分離ドラム１９内でオフガス流２３と液体ＣＯ２の部分流とに分離される。図１の場合と同様に、この部分流は第１分離ドラム１９の底部で抽出されて、符号３．３となる。
図１に関する記載において既に説明したように、部分流３．３は第３減圧弁１５．３で圧力１７．５ｂａｒまで膨張され、それにより−５４℃まで冷却される。部分流３．３は、第２熱交換器１７の中を通ることで燃焼排ガス流３から熱を吸収して、温度約−４７℃（８’番フラグ参照）の状態で第２分離ドラム３３に流れ込む。
そこでは、部分的に液体でかつ部分的に気体であるＣＯ２は、圧力約１６．５ｂａｒ及び温度−４７℃である（９’番フラグ参照）。
気相は、第２分離ドラム３３の上部で抽出されて、第４減圧弁１５．４で膨張される。第２分離ドラム３３の上部で抽出された気体の部分流は、図２中、符号３．４で示す。
液体流３．５は、第２分離ドラム３３の底部で抽出され、そして第５減圧弁１５．５で膨張される。続いて、部分流３．４及び３．５を再度一つにまとめる。その結果、それらの圧力は約５〜１０ｂａｒであり、温度は−５４℃である（７ｄ’番フラグ参照）。
第１分離ドラム１９から得られるＣＯ２の第２部分３．６は、第６減圧弁１５．６で圧力を約２３ｂａｒまで膨張されて（７ｅ’番フラグ参照）、熱交換器１７の中間体入口に戻される。
この部分的に液体で且つ部分的に気体であるＣＯ２を用いて、第２熱交換器１７内の燃焼排ガス流３を冷却する。
部分流３．６の入口温度はオフガス２３や部分流３．３の入口温度よりも高いので、燃焼排ガス流３は先ず部分流３．６で冷却される。こうすれば、それは、−４５℃という前記の高い温度であっても、燃焼排ガス流３から熱を吸収することができる。図２中、このことは、部分流３．６の熱交換領域の位置により示されている。
部分流３．６は、温度約−２２〜−２９℃（１３’番フラグ参照）の状態で第２熱交換器１７より流出し、次に第１熱交換器１１へ直接送られる。第１熱交換器１１において、部分流３．６は燃焼排ガス流３から熱を吸収する。部分流３．６は、温度約２５℃及び圧力約１８ｂａｒ（１１’番フラグ）の状態で第１熱交換器より流出するため、第２コンプレッサ２５の第２圧縮段へ送ることが可能となる。
部分流３．６を第２コンプレッサ２５の第２圧縮段へ送ることが可能であるため、第２コンプレッサ２５の第１圧縮段へ送るべき部分流３．３をその分減少できる。その結果、第２コンプレッサ２５に必要な電力が削減される。これにより、本発明の装置のエネルギー必要量にプラスの効果がもたらされる。
場合により、第１分離ドラム１９で生じた液体ＣＯ２の残りの部分３．７は、ＣＯ２ポンプ３７により吸い出され（符号３７参照）、圧力が約４５ｂａｒ（７ｇ番フラグ参照）となり、その後、熱交換器１７の中間体入口へ戻される。
更なる部分流３．７は、部分流３．６と平行して第２熱交換器１７及び第１熱交換器１１を流れる。部分流３．７は、ＣＯ２ポンプ３７で吸い出されて、圧力レベルが約４５ｂａｒ（７ｇ番フラグ参照）まで上昇する。第８弁１５．８は、ＣＯ２ポンプ３７により注入されるＣＯ２の量を制御するのに役割を果たす。
部分流３．６及び３．７の入口温度は、オフガス２３や部分流３．３の入口温度よりも高いので、燃焼排ガス流３は先ず部分流３．６及び３．７で冷却される。こうすれば、上記の高い温度であっても、燃焼排ガス流３から熱を吸収することができる。図３中、このことは、部分流３．７の熱交換領域の位置により示されている
部分流３．７は、温度約−２２〜−２９℃（２０番フラグ参照）の状態で第２熱交換器１７より流出し、次に第１熱交換器１１へ直接送られる。第１熱交換器１１において、部分流３．７は燃焼排ガス流３から熱を吸収する。部分流３．７は、温度約２５℃及び圧力約４４ｂａｒの状態で第１熱交換器より流出するため（２１番フラグ）、第２コンプレッサ２５の第２圧縮段と第３圧縮段との間に送ることが可能となる。
部分流３．７を第２コンプレッサ２５の第３圧縮段へ送ることが可能であるため、それに応じて、第２コンプレッサ２５の第１圧縮段へ送るべき部分流３．３をその分減少できる。その結果、第２コンプレッサ２５に必要な電力が削減される。これにより、本発明の装置のエネルギー必要量にプラスの効果がもたらされる。
部分流３．７の抽出は、図３に示すように、オフガスのエネルギーを膨張機３１及び３９によって少なくとも２段階で膨張して使用すれば可能となる。これにより、後述のオフガスからの冷熱回収（cold recovery）が最大限に高められる。
液体又は二相のＣＯ２流（３．３，３．６，３．７）はいずれも、ＣＯ２再圧縮機又は第２コンプレッサ２５に送出される前に、熱交換器１７及び１１で蒸発される。ＣＯ２流は、圧力レベルに応じて第２コンプレッサ２５の異なる圧縮段に供給される。
ＣＯ２の蒸発に異なる圧力レベルを使用することにはいくつかの利点がある。燃焼排ガス凝縮の管理が改善される。しかも、圧縮要件全般が最小限に抑えられ、高圧のＣＯ２が容易に入手可能となる。
オフガス２３を第１熱交換器１１から流出後にオフガス過熱器２９で過熱するだけでなく、それを膨張タービン３１で膨張後に第２熱交換器１７に再度送出することにより、ＣＯ２液化プラントのエネルギー必要量の更なる削減可能性が見出される。過熱後、オフガスの温度は約８０℃〜約１００℃であり、圧力は約２６ｂａｒである（１７番フラグ参照）。第１膨張装置３１での膨張により、圧力は２．３ｂａｒまで低下し、オフガス２３の温度は−５４℃に達する。こうすることで、オフガス２３は、燃焼排ガス３及び部分流３．２それぞれの冷却に再度寄与することができる。その後、オフガス２３は低圧及びほぼ周囲温度の状態で周囲環境へ放出可能となる。
図３に示すように、オフガス２３の多段膨張及び過熱を実行することも可能である。
また、図３に示す実施形態では、オフガス２３は、第１熱交換器１１から流出後、そのまま第１膨張タービン３１へ送られ、そしてさらに第２熱交換器１７へと送られる。オフガスは、第２熱交換器１７から流出後、第１熱交換器１１内を流れる。第１膨張タービン３１に流入前のオフガスの温度は約３０℃であり、圧力は約２６ｂａｒである（１６番フラグ参照）。第１膨張装置３１内での膨張により、圧力は８ｂａｒまで低下して、オフガスの温度は−５４℃となる。
第２膨張段は第２膨張タービン３９を備える。第２膨張装置３９に流入前のオフガス２３の温度は約３０℃である（２２番フラグ参照）。第２膨張装置３９内での膨張により、圧力は２ｂａｒまで低下して、オフガスの温度は−４７℃となる（２３番フラグ参照）。
こうすることで、オフガス２３は、燃焼排ガス３及び部分流３．２それぞれの冷却に再度寄与することができる。その後、オフガス２３は低圧及びほぼ周囲温度の状態で周囲環境へ放出可能となる。
単段膨張、又は多段膨張も同様に、本発明の装置のエネルギー必要量をかなり縮減する。これは、オフガス２３が燃焼排ガス３及び部分流３．２それぞれの冷却に大幅に寄与する一方、膨張装置３１及び／又は３９が、例えば第１コンプレッサ１又は第２コンプレッサ２５の駆動に利用できる力学的仕事量を生み出すためである。全体として見れば、本発明の方法及び本発明の方法の実施に必要なＣＯ２液化装置は、かなり有益なところがあるにもかかわらず、その設計は比較的シンプルであるといえる。
さらに、この構成は、燃焼排ガスの凝縮管理を明らかに改善するものである。ＣＯ２ポンプ３７並びに弁１５．６及び１５．３の流量調節を行うことで、熱伝導のための駆動力である対数平均温度差（Logarithmic Mean Temperature Difference：ＬＭＴＤ）が変化する。このようにすることで、分離段の性能の調節が可能である。これは、ＣＯ２の昇華温度及び凝固点に近い凝縮温度で操作する場合に特に重要である。
前記効果を最大限に引き出すために、排気／オフガス２３を、膨張後、大気中に放出する前に少なくとも一度、低温ボックスに再循環させることで、分離により生じたオフガスからの熱回収を高めることも可能である。
Figure 2013537614

Claims (14)

  1. 燃焼排ガスから液体ＣＯ２を製造する方法であって、前記燃焼排ガスが少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）及び分離ドラム（１９）を備える単段相分離で部分凝縮され、前記少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）は、膨張されたオフガス（２３）及び膨張された液体ＣＯ２（３．３）によって冷却され、前記膨張された液体ＣＯ２（３．３）は、前記少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）を通過後、追加分離ドラム（３３）内で液体ＣＯ２及び気体ＣＯ２に分離され、前記追加分離ドラム（３３）における前記気体ＣＯ２（３．４）及び前記液体ＣＯ２の第１部分（３．５）が第１圧力レベルまで膨張され（７ｄ’番フラグ）、前記追加分離ドラム（３３）における前記液体ＣＯ２の第２部分（３．６）の圧力が、前記少なくとも１つの熱交換器（１７）内の前記ＣＯ２を冷却するために第２圧力レベルまで膨張される（７ｅ’番フラグ）、方法。
  2. 前記第１分離ドラム（３３）における前記液体ＣＯ２の第４部分（３．７）の圧力が、前記少なくとも１つの熱交換器（１７）内の前記ＣＯ２を冷却するために第４圧力レベルまで上昇されて（７ｇ番フラグ）、膨張される（７ｈ番フラグ）ことを特徴とする、請求項１に記載の方法。
  3. 前記追加分離ドラム（３３）における前記液体ＣＯ２の第４部分（３．７）の圧力が約４０ｂａｒ〜５０ｂａｒ、好ましくは４７ｂａｒまで上昇される（７ｈ番及び２０番フラグ）ことを特徴とする、請求項２に記載の方法。
  4. 前記分離ドラム（１９，３３）で得た前記ＣＯ２の各部分流（３．３，３．６，３．７）は、前記少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）内での冷却目的に使用されることを特徴とする、請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
  5. 前記各ＣＯ２流（３．３，３．６，３．７）は、それぞれ当該ＣＯ２流（３．３，３．６，３．７）の圧力に応じて第２コンプレッサ（２５）の異なる段に供給されることを特徴とする、請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
  6. 前記燃焼排ガス（３）は、前記少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）に流入する前に、第１コンプレッサ（１）で圧縮され、第１冷却器（５）で冷却され及び／又はドライヤー（７）で乾燥されることを特徴とする、請求項１〜５のいずれか１項に記載の方法。
  7. 前記最終分離段（２１）からの前記オフガス（２３）は、前記少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）に流入する前に、約２７ｂａｒまで膨張されて、温度が約−５４℃となることを特徴とする、請求項１〜６のいずれか１項に記載の方法。
  8. 前記少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）を通過後の前記オフガス（２３）が、前記少なくとも１つの膨張装置（３１，３９）で膨張され、次に、前記少なくとも１つの熱交換器（１７，１１）に再度供給されることを特徴とする、請求項１〜７のいずれか１項に記載の方法。
  9. 前記オフガス（２３）が、前記少なくとも熱交換器（１１，１７）を通過後、前記少なくとも１つの膨張装置（３１，３９）に流入する前に、過熱器（２９）で過熱されることを特徴とする、請求項１〜８のいずれか１項に記載の方法。
  10. 燃焼排ガスから液体ＣＯ２を製造するためのプラントであって、前記燃焼排ガスが少なくとも１つの熱交換器（１１，１７）、分離ドラム（１９，３３）、複数の減圧弁（１５）及び多段式の第２コンプレッサ（２５）において部分凝縮される、プラント。
  11. 少なくとも１つのＣＯ２ポンプ（３７）を備えることを特徴とする、請求項１０に記載のプラント。
  12. 少なくとも１つの膨張装置（３１，３９）を備えることを特徴とする、請求項１０又は１１に記載のプラント。
  13. 少なくとも１つのオフガス過熱器（２９）を備えることを特徴とする、請求項１０〜１２のいずれか１項に記載のプラント。
  14. 第１コンプレッサ（１）、第１冷却器及びドライヤー（７）を備えることを特徴とする、請求項１０〜１３のいずれか１項に記載のプラント。
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