JP3544860B2

JP3544860B2 - Pretreatment device in air separation unit

Info

Publication number: JP3544860B2
Application number: JP13713398A
Authority: JP
Inventors: 嘉昭裏久保; 有幸藤本; 耕治田中; 俊一高橋
Original assignee: Air Water Inc
Current assignee: Air Water Inc
Priority date: 1998-05-19
Filing date: 1998-05-19
Publication date: 2004-07-21
Anticipated expiration: 2018-05-19
Also published as: JPH11319458A

Description

【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、原料空気中の不純物（Ｈ_２Ｏ・ＣＯ_２等）を除去するために用いられる空気分離装置における前処理装置に関するものである。
【０００２】
【従来の技術】
従来から、空気分離装置において、原料空気中の不純物（Ｈ_２Ｏ・ＣＯ_２等）を除去する前処理装置として、ＰＳＡ方式またはＴＳＡ方式の２塔式交互切替タイプ吸着除去装置が用いられている。その中でも、ＴＳＡ方式が、プロセスの圧力変動が少なく、切替時間が長いという理由で、ほとんどの装置に採用されている。
【０００３】
【発明が解決しようとする課題】
しかしながら、上記の両方式には、つぎのような問題がある。すなわち、ＰＳＡ方式は、吸着剤の各圧力における吸着容量の差を利用して不純物（Ｈ_２Ｏ・ＣＯ_２等）を除去する方式である。このため、運転圧力と再生圧力に大きな差があるほど、吸着剤の単位重量当たりの吸着容量が多くなる。当然、ある装置を設計した場合に、圧力差が大きいほど、吸着剤の総量を減らすことができる。また、圧力が高いほど、原料空気中の飽和水分量が低下するため、総吸着容量が減り、これに伴い吸着剤の総量を減らすことができる。
【０００４】
一方、吸着した吸着剤は再生を行う必要がある。この吸着剤の再生は、空気分離装置においては、通常、精留塔等の分離器より発生した製品以外の排ガスを利用して行っている。現在のところ、原料空気圧力が０．５ＭＰａ以下であると、精製のための吸着剤が多量に必要とされるのに対し、それを再生する排ガス量が不足しており、システムとして成り立っていない。
【０００５】
また、ＴＳＡ方式は、吸着剤の各温度における吸着容量の差を利用して不純物（Ｈ_２Ｏ・ＣＯ_２等）を除去する方式である。このため、運転温度と再生温度に大きな差があるほど、吸着剤の単位重量当たりの吸着容量が多くなる。当然、ある装置を設計した場合に、温度差が大きいほど、吸着剤の総量を減らすことができる。また、圧力が高いほど、原料空気中の飽和水分量が低下するため、総吸着容量が減り、これに伴い吸着剤の総量を減らすことができる。
【０００６】
一方、ＴＳＡ方式においても、吸着した吸着剤は再生を行う必要があるが、ＰＳＡ方式と同様の事情で、原料空気圧力が０．５ＭＰａ以下であると、システムとして成り立っていない。そこで、原料空気圧力が０．５ＭＰａ以下である場合には、前段に冷却手段（通常は、冷凍機）を設け、この冷却手段により原料空気を５℃程度に冷却して原料空気中の水分をある程度除去し、総吸着量を減らすことにより、システムを成立させている。
【０００７】
以上のように、０．５ＭＰａ以下の原料空気中の不純物を精製する場合に、ＰＳＡ方式では無理であり、ＴＳＡ方式では前段に冷却手段を設ける必要がある。ところが、冷凍機は回転機器を持つ機械設備であるために機械故障のリスクを常に持っている。また、１年の周期で必ずメンテナンスを実施しなければ、故障の確率が増大する。しかも、冷凍機は、原料空気の出口温度が一定となるように制御されているが、冷凍機に対する負荷は季節によって大きく変化する（その変化幅は５０〜１００％程度である）ため、その調整は困難を極めている。さらに、冷凍機の最も一般的な冷媒はフロンガスであるが、このフロンガスは、世界的な環境の問題から全廃の方向に進行中である。また、代替ガスとしてのアンモニア等は設備費が増大し、漏洩による危険性が高い。
【０００８】
本発明は、このような事情に鑑みなされたもので、冷凍機を削除することのできる空気分離装置における前処理装置の提供をその目的とする。
【０００９】
【課題を解決するための手段】
上記の目的を達成するため、本発明の空気分離装置における前処理装置は、外部より取り入れた原料空気を圧縮する圧縮機と、この圧縮機による圧縮熱によって昇温した原料空気を水と熱交換させて冷却する第１の熱交換器と、この第１の熱交換器による冷却によって発生した凝縮水を分離する凝縮水分離器と、この凝縮水分離器を経た原料空気中の水分をさらに吸着して除湿するＴＳＡ方式による第１の吸着塔と、この第１の吸着塔による吸着除湿によって昇温した原料空気を水と熱交換させて冷却する上記第１の熱交換器とは別の第２の熱交換器と、この第２の熱交換器を経由した原料空気中の炭酸ガスと水とを吸着して除去するＴＳＡ方式による第２の吸着塔と、この第２の吸着塔を経た原料空気を空気分離装置の精留塔に導入する導入路とを設け、凝縮水分離器を経由したのち第２の熱交換器に導入する前の原料空気を第１の吸着塔にのみ供給し、第２の熱交換器を経由した原料空気を第２の吸着塔にのみ供給するように構成したという構成をとる。
【００１０】
すなわち、本発明の空気分離装置における前処理装置は、圧縮機と精留塔との間に、第１の熱交換器と凝縮水分離器と第１の吸着塔と第２の熱交換器と第２の吸着塔とを備えている。そして、第１の熱交換器により、圧縮機による圧縮熱によって昇温した原料空気を水（例えば、３２℃以下の冷却水）と熱交換させて冷却し、ついで凝縮水分離器により、第１の熱交換器による冷却によって発生した凝縮水を分離し、つぎに第１の吸着塔により、凝縮水分離器を経た原料空気中の水分をさらに吸着して除湿し、つぎに第２の熱交換器により、第１の吸着塔による吸着除湿によって昇温した原料空気を水（例えば、３２℃以下の冷却水）と熱交換させて冷却し、つぎに第２の吸着塔により、第２の熱交換器を経由した原料空気中の炭酸ガスと水とを吸着して除去したのち、精製ガスとして精留塔に導入するようにしている。このように、本発明では、第２の吸着塔の前段に設けた第１の熱交換器，凝縮水分離器および第１の吸着塔により、原料空気中の水分を除去することができ、従来例の冷凍機を削除することができる。この効果は、原料空気圧力が０．５ＭＰａ以下である場合にも、０．５ＭＰａ以上である場合にも奏することは当然である。
【００１１】
また、本発明において、第１の吸着塔および第２の吸着塔をそれぞれ２塔式とし、精製工程において、第１の吸着塔では主に原料空気中の水分を吸着除湿し、第２の吸着塔では原料空気中の水分をさらに吸着除去するとともに、炭酸ガスを吸着除去する場合には、つぎのような利点がある。すなわち、通常の２塔式を直列にすると、再生ガス量不足のためにシステムとして成立しないのに対し、本発明では、そのシステムを成立させることができるという利点がある。より詳しく説明すると、本発明では、第１の吸着塔を水分精製用（粗精製用）として用い、第２の吸着塔を水分精製用（精密精製用）と炭酸ガス精製用として用い、また、第２の吸着塔に原料空気を導入する前に、第１の吸着塔の水分吸着時に発生する吸着熱を第２の熱交換器により除去するようにしている。したがって、第２の吸着塔の運転温度が低下し、吸着剤の炭酸ガス吸着容量が大きくなり、第２の吸着塔の充填量が低減する。しかも、第１の吸着塔を水分精製用（粗精製用）とすることにより、吸着剤量に余裕が不要となり、第１の吸着塔の充填量が低減する。また、第１の吸着塔と第２の吸着塔とに分離することにより、第２の吸着塔で再生に使用した、多量の炭酸ガスおよび少量の水分を含む再生ガスを、再度第１の吸着塔の再生に使用することができ、必要再生ガス量が半減する。
【００１２】
また、本発明において、第１の吸着塔に用いる吸着剤が活性アルミナであり、第２の吸着塔に用いる吸着剤が合成ゼオライトである場合には、第１の吸着塔を水分精製用として用い、第２の吸着塔を水分精製用と炭酸ガス精製用として用いるのに、好適である。
【００１３】
【発明の実施の形態】
つぎに、本発明の実施の形態を図面にもとづいて詳しく説明する。
【００１４】
図１は本発明の前処理装置の一実施の形態を示すフローシートである。この実施の形態では、Ａは原空圧縮機であり、図２に示すように、外部より取り入れた原料空気を清浄化するフィルター１と、第１圧縮機２と、第１圧縮機２を経た原料空気を冷却水（３２℃以下）により４０℃程度に冷却するインタークーラー３と、第２圧縮機４と、第２圧縮機４を経た原料空気と再生ガス（精留塔〔図示せず〕等の分離器で発生した排ガス）とを熱交換させて原料空気を降温させるとともに再生ガスを昇温（３０→１１０℃）させる排熱回収器５と、排熱回収器５を経た原料空気を冷却水（３２℃以下）により４０℃以下に冷却するアフタークーラー６とを備えている。図において、８は再生ガスを排熱回収器５に供給するパイプであり、９は排熱回収器５を経た再生ガスを後述する第２吸着ユニットＥの第２再生ヒーター２７に供給するパイプである。
【００１５】
Ｂは原空冷却器ユニットであり、図２に示すように、アフタークーラー６を経た原料空気を冷却水（３２℃以下）により３４℃以下に冷却する第１原空冷却器（第１の熱交換器）１０と、第１原空冷却器１０による冷却によって発生した凝縮水を分離するミストセパレーター１１と、後述する空気処理設備Ｄの原空熱交換器２０で降温した原料空気を冷却水（３２℃以下）により３４℃以下に冷却する第２原空冷却器（第２の熱交換器）１２とを備えている。図において、７は原空圧縮機Ａのインタークーラー３，アフタークーラー６および原空冷却器ユニットＢの第１原空冷却器１０，第２原空冷却器１２に冷却水（３２℃以下）を供給するパイプであり、１３はミストセパレーター１１を経た原料空気を後述する第１吸着ユニットＣの第１吸着塔１５もしくは第２吸着塔１６に供給するパイプであり、２３は原空熱交換器２０を経た原料空気を第２原空冷却器１２に供給するパイプであり、２４は第２原空冷却器１２を経た原料空気を後述する第２吸着ユニットＥの第１吸着塔２５もしくは第２吸着塔２６に供給するパイプである。
【００１６】
Ｃは第１吸着ユニットであり、図３に示すように、ＴＳＡ方式による２塔交互切替式の第１吸着塔１５，第２吸着塔１６と、第１再生ヒーター１７とを備えている。上記両吸着塔１５，１６には、水分の吸着容量が大きい活性アルミナ等の吸着剤が充填されており、精製工程では、ミストセパレーター１１を経た原料空気中の水分を露点−２０℃以下まで、ＣＯ_２を３００ｐｐｍ程度に吸着除去する。一方、第１再生ヒーター１７では、第２吸着ユニットＥの第１吸着塔２５もしくは第２吸着塔２６を経た再生ガスを１７０℃程度に加熱する。図において、１８は第１吸着ユニットＣの第１吸着塔１５もしくは第２吸着塔１６を経た原料空気を原空熱交換器２０に供給するパイプであり、１９は再生ガスを外部に放出する放出弁１９ａ付きパイプであり、２８は第２吸着ユニットＥの第１吸着塔２５もしくは第２吸着塔２６を経た再生ガスを第１再生ヒーター１７に供給するパイプである。このパイプ２８は、後述するバイパスパイプ３０，バイパス弁３０ａによりバイパスされた再生ガスを第１吸着ユニットＣの第１吸着塔１５もしくは第２吸着塔１６に供給する作用もする。
【００１７】
Ｄは空気処理設備であり、図４に示すように、第１吸着ユニットＣの第１吸着塔１５もしくは第２吸着塔１６を経た原料空気（入口ガス）と後述する触媒塔２２を経た原料空気（出口ガス）とを熱交換させて入口ガスを加温させるとともに出口ガスを降温させる原空熱交換器２０と、原空熱交換器２０により加温された原料ガス（上記入口ガス）を後述する触媒塔（空気処理塔）２２での酸化反応温度まで再加温させる（この再加温は、原空熱交換器２０の温端ロスおよび外部放熱分を補うために行う）原空ヒーター２１と、原空ヒーター２１により再加温された原料空気中のＣＯおよびＨ_２を酸化反応しそれぞれＣＯ_２およびＨ_２Ｏに変化させる触媒塔２２とを備えている。この触媒塔２２での一般的な酸化反応温度は、水素除去目的の場合に１６０〜２８０℃であり、ＣＯ除去目的の場合に９０〜１６０℃である。この実施の形態では、導入する原料空気中に触媒毒が殆ど無く、反応の活性の高い乾燥状態であるため、触媒塔２２での酸化反応温度を一般的な反応温度に対して５０〜１００℃程度に低く設定することができる。
【００１８】
Ｅは第２吸着ユニットであり、図３に示すように、ＴＳＡ方式による２塔交互切替式の第１吸着塔２５，第２吸着塔２６と、第２再生ヒーター２７とを備えている。上記両吸着塔２５，２６には、ＣＯ_２の吸着容量が大きい合成ゼオライト等の吸着剤が充填されており、精製工程では、第２原空冷却器１２を経た原料空気中の水分を露点−７０℃以下まで、ＣＯ_２を１ｐｐｍ以下まで吸着除去する。また、従来のＴＳＡ方式により吸着除去していたアセチレン等の炭化水素も同様に吸着除去する。一方、第２再生ヒーター２７では、排熱回収器５を経由した再生ガスを２１０℃程度に加熱する。図において、２９は冷却工程において再生ガスを第２吸着ユニットＥの第１吸着塔２５もしくは第２吸着塔２６に直接供給する切換弁２９ａ付きパイプであり、３０は再生ガスをバイパスしてパイプ２８に供給するバイパス弁３０ａ付きバイパスパイプであり、３１は原料空気（精製ガス）を精留塔等の分離器に送るパイプである。
【００１９】
上記構成において、つぎのようにして、精製および再生を行う。すなわち、精製工程では、原空圧縮機Ａの圧縮機２，４により圧縮した原料空気をアフタークーラー６により４０℃以下に冷却する。ついで、アフタークーラー６により冷却した原料空気を原空冷却器ユニットＢの第１原空冷却器１０の冷却水により３４℃以下に冷却し、この冷却により発生した凝縮水をミストセパレーター１１により原料空気から分離する。このとき、凝縮時に凝縮水に溶け込んだ原料空気中の大半の代表的な触媒毒であるＳＯ_Ｘも、凝縮水とともに原料空気から分離される。つぎに、ミストセパレーター１１を経由した原料空気を第１吸着ユニットＣの精製工程の第１吸着塔１５もしくは第２吸着塔１６（以下、精製塔という）に供給し、ここで原料空気中の水分を露点−２０℃以下まで、ＣＯ_２を３００ｐｐｍ程度に吸着除去する。このとき、ミストセパレーター１１での凝縮水分離時に一部残っていたＳＯ_Ｘも、水分とともに吸着されるか、もしくは、活性アルミナ等と反応し、除去される。また、水分吸着により吸着熱が発生し、５〜３０℃程度原料空気が温度上昇する。
【００２０】
つぎに、精製塔１５（１６）を経た原料空気を空気処理設備Ｄの原空熱交換器２０に供給し、触媒塔２２を経た原料空気と熱交換して加温したのち、原空ヒーター２１により酸化反応温度まで再加温し触媒塔２２に供給する。この触媒塔２２では、原料空気中のＣＯおよびＨ_２を酸化反応し、それぞれＣＯ_２およびＨ_２Ｏに変化させる。つぎに、触媒塔２２を経た原料空気を再度原空熱交換器２０に供給し、精製塔１５（１６）を経た原料空気と熱交換して降温したのち、第２原空冷却器１２の冷却水により３４℃以下に冷却する。そののち、第２原空冷却器１２を経た原料空気（水分：露点−２０℃以下，ＣＯ_２：３５０〜４００ｐｐｍ，温度３４℃以下）を第２吸着ユニットＥの精製工程の第１吸着塔２５もしくは第２吸着塔２６（以下、精製塔という）に供給し、ここで水分：露点−７０℃以下，ＣＯ_２：１ｐｐｍ以下まで精製する。このとき、アセチレン等の炭化水素も同様に吸着除去する。なお、原料空気を第２原空冷却器１２で冷却することなく、第２吸着ユニットＥの精製塔２５（２６）に供給する場合には、吸着温度が高く、吸着剤のＣＯ_２を吸着する吸着容量が半減することになる。そして、第２吸着ユニットＥの精製塔２５（２６）を経た原料空気（精製ガス）をパイプ３１により精留塔に送る。
【００２１】
一方、再生工程では、再生ガスを原空圧縮機Ａの排熱回収器５に供給し、ここで圧縮機４の圧縮熱を回収して加熱する（３０→１００℃）。ついで、排熱回収器５を経た再生ガスを第２再生ヒーター２７により２１０℃程度に加熱したのち、第２吸着ユニットＥの再生工程の第２吸着塔２６もしくは第１吸着塔２５（以下、再生塔という）に供給し加熱する。この実施の形態では、再生ガスを効率よく利用するために、第２吸着ユニットＥでの精製工程，再生工程（加熱工程＋冷却工程）を第１吸着ユニットＣでの精製工程，再生工程（加熱工程＋冷却工程）より１時間早める（図５参照）。
【００２２】
第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）が加熱工程の初期１時間は、第１吸着ユニットＣが切替中であるため、パイプ２８中の再生塔２６（２５）使用済み再生ガスをパイプ１９，放出弁１９ａにより放出する。すなわち、再生ガスとして、分離器で発生した排ガスを使用しているため、再生ガス量を変動させることは分離器の圧力等の制御に外乱を与えることになる。これを防止するために、この実施の形態では、再生ガスが必要でない場合に（切替時に）、同一量を外部に放出している。
【００２３】
第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）の加熱工程の１時間経過後、第１吸着ユニットＣの第２吸着塔１６もしくは第１吸着塔１５は加熱工程に入る。この加熱工程では、再生塔２６（２５）を加熱した再生ガスは第１再生ヒーター１７により１７０℃程度に再加熱されたのち、上記加熱工程の第２吸着塔１６もしくは第１吸着塔１５（以下、再生塔という）を加熱する。なお、第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）が加熱工程に入ったとき、この再生塔２６（２５）の加温のために再生ガスは熱量を消費し、再生塔２６（２５）の塔出口では常温の状態となっているが、加熱工程の約１時間経過後には、次第に再生塔２６（２５）の塔本体が加温され、上記再生塔２６（２５）の塔出口での再生ガスの温度も上昇を始める。第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）の加熱工程は、上記再生塔２６（２５）の塔出口での再生ガスが温度上昇を始めた時間にスタートする。
【００２４】
つぎに、第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）の加熱工程終了後、冷却工程に入る。この冷却工程は、パイプ２９，切換弁２９ａにより、再生ガスを直接再生塔２６（２５）に導入して行う。第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）が冷却工程に入ったとき、この再生塔２６（２５）の冷却のために再生ガスは高温の状態となっている。そして、この高温の状態で再生ガスが第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）に供給される。それ以降も第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）が常温になるまでは、第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）が加熱工程であるために、第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）において加熱に使用された熱はほとんど第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）の加熱に再利用される。このように、両吸着ユニットＣ，Ｅの切替時間を１時間遅らせることにより、再生熱の回収を効率的に行うことができる。また、両吸着ユニットＣ，Ｅの切替を同時に行わないことにより、精製ガスラインの圧力変動を低減することができる。
【００２５】
第２吸着ユニットＥの再生塔２６（２５）の冷却工程終了１時間前に、第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）は冷却工程を開始する。その時点では、再生塔２６（２５）使用済み再生ガスの温度はほぼ常温となっているため、第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）の冷却に支障はない。なお、第１再生ヒーター１７は作動停止の状態になっている。そして、第２吸着ユニットＥは冷却工程終了後に、切替工程に入る。そのとき、第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）は冷却工程を続けているために、バイパスパイプ３０，バイパス弁３０ａ，パイプ２８により再生ガスを直接第１吸着ユニットＣの再生塔１６（１５）に送る。以上のようなプロセスにより、非常に効率良く、前処理装置を運転することができる。また、切替工程には、昇圧・並列・脱圧工程があり、精製は連続的に行われる。
【００２６】
このように、上記実施の形態では、従来例における冷凍機を省略することができる。また、第１吸着ユニットＣを水分精製用（粗精製）とし、第２吸着ユニットＥを水分精製用（精密精製）とＣＯ_２精製用としているため、第１吸着ユニットＣの両吸着塔１５，１６およびは第２吸着ユニットＥの両吸着塔２５，２６の吸着剤の充填量を低減することができる。しかも、第１および第２の吸着ユニットＣ，Ｅに分離したことにより、第２吸着ユニットＥで再生に使用した再生ガスを第１ユニットＣの再生に使用することができる。さらに、両吸着ユニットＣ，Ｅの工程を１時間ずらすことにより、第２吸着ユニットＥの再生に利用した熱を第１吸着ユニットＣの再生にほとんど回収することができ、省エネルギーを実現することができる。
【００２７】
なお、上記実施の形態と同様の設備を、アルゴンガス・ヘリウムガス等の使用済みガスの回収精製装置において、混入した水分やＣＯ_２の除去装置として、設計することができる。
【００２８】
また、上記実施の形態では、再生工程において、再生ガスとして、分離器で発生した排ガスを用いているが、第２吸着ユニットＥの両吸着塔２５，２６の塔出口の精製ガスを用いてもよい。また、上記実施の形態では、再生ガスを排熱回収器５に導入しているが、この排熱回収工程は省エネルギーのための工程であり、必要不可欠なものではない。また、上記実施の形態では、切替時間を１時間に設定しているが、１時間に限定するものではない。
【００２９】
【発明の効果】
以上のように、本発明の空気分離装置における前処理装置によれば、第２の吸着塔の前段に設けた第１の熱交換器，凝縮水分離器および第１の吸着塔により、原料空気中の水分を除去することができ、従来例の冷凍機を削除することができる。
【００３０】
また、本発明において、第１の吸着塔および第２の吸着塔をそれぞれ２塔式とし、精製工程において、第１の吸着塔では主に原料空気中の水分を吸着除湿し、第２の吸着塔では原料空気中の水分をさらに吸着除去するとともに、炭酸ガスを吸着除去する場合には、つぎのような利点がある。すなわち、通常の２塔式を直列にすると、再生ガス量不足のためにシステムとして成立しないのに対し、本発明では、そのシステムを成立させることができるという利点がある。より詳しく説明すると、本発明では、第１の吸着塔を水分精製用（粗精製用）として用い、第２の吸着塔を水分精製用（精密精製用）と炭酸ガス精製用として用い、また、第２の吸着塔に原料空気を導入する前に、第１の吸着塔の水分吸着時に発生する吸着熱を第２の熱交換器により除去するようにしている。したがって、第２の吸着塔の運転温度が低下し、吸着剤の炭酸ガス吸着容量が大きくなり、第２の吸着塔の充填量が低減する。しかも、第１の吸着塔を水分精製用（粗精製用）とすることにより、吸着剤量に余裕が不要となり、第１の吸着塔の充填量が低減する。また、第１の吸着塔と第２の吸着塔とに分離することにより、第２の吸着塔で再生に使用した、多量の炭酸ガスおよび少量の水分を含む再生ガスを、再度第１の吸着塔の再生に使用することができ、必要再生ガス量が半減する。
【００３１】
また、本発明において、第１の吸着塔に用いる吸着剤が活性アルミナであり、第２の吸着塔に用いる吸着剤が合成ゼオライトである場合には、第１の吸着塔を水分精製用として用い、第２の吸着塔を水分精製用と炭酸ガス精製用として用いるのに、好適である。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明の前処理装置のフローシートを示す図である。
【図２】上記フローシートの要部を示す図である。
【図３】上記フローシートの要部を示す図である。
【図４】上記フローシートの要部を示す図である。
【図５】精製工程および再生工程の説明図である。
【符号の説明】
２，４圧縮機
１０第１原空冷却器
１１ミストセパレーター
１２第２原空冷却器
１５第１吸着塔
１６第２吸着塔
２５第１吸着塔
２６第２吸着塔
Ｃ第１吸着ユニット
Ｅ第２吸着ユニット[0001]
TECHNICAL FIELD OF THE INVENTION
TECHNICAL FIELD The present invention relates to a pretreatment device in an air separation device used for removing impurities (H ₂ O, CO _{2 and the} like) in raw material air.
[0002]
[Prior art]
2. Description of the Related Art Conventionally, a PSA-type or TSA-type two-column alternately-switching type adsorption / removal device has been used as a pretreatment device for removing impurities (such as H ₂ O · CO ₂ ) in raw air in an air separation device. . Among them, the TSA method is adopted in most apparatuses because the pressure fluctuation of the process is small and the switching time is long.
[0003]
[Problems to be solved by the invention]
However, both of the above methods have the following problems. That is, the PSA method is a method of removing impurities (such as H ₂ O.CO ₂ ) using a difference in adsorption capacity at each pressure of the adsorbent. For this reason, the larger the difference between the operating pressure and the regeneration pressure, the larger the adsorption capacity per unit weight of the adsorbent. Of course, when a certain device is designed, the larger the pressure difference, the more the total amount of the adsorbent can be reduced. Also, the higher the pressure, the lower the amount of saturated water in the raw material air, so that the total adsorption capacity decreases, and accordingly, the total amount of the adsorbent can be reduced.
[0004]
On the other hand, it is necessary to regenerate the adsorbed adsorbent. In the air separation apparatus, the regeneration of the adsorbent is usually performed using exhaust gas other than products generated from a separator such as a rectification column. At present, when the raw material air pressure is 0.5 MPa or less, a large amount of adsorbent for purification is required, but the amount of exhaust gas for regenerating the adsorbent is insufficient, and the system cannot be established. .
[0005]
The TSA method is a method of removing impurities (H ₂ O.CO _{2 and the} like) by using a difference in adsorption capacity at each temperature of the adsorbent. Therefore, the larger the difference between the operating temperature and the regeneration temperature, the larger the adsorption capacity per unit weight of the adsorbent. Of course, when a certain apparatus is designed, the larger the temperature difference, the more the total amount of the adsorbent can be reduced. Also, the higher the pressure, the lower the amount of saturated water in the raw material air, so that the total adsorption capacity decreases, and accordingly, the total amount of the adsorbent can be reduced.
[0006]
On the other hand, in the TSA method, the adsorbent that has been adsorbed must be regenerated, but under the same circumstances as in the PSA method, if the raw material air pressure is 0.5 MPa or less, the system cannot be established. Therefore, when the raw material air pressure is 0.5 MPa or less, a cooling means (usually a refrigerator) is provided in the preceding stage, and the raw material air is cooled to about 5 ° C. by this cooling means to reduce the moisture in the raw material air. The system is established by removing to some extent and reducing the total amount of adsorption.
[0007]
As described above, when purifying impurities in the raw material air of 0.5 MPa or less, it is impossible in the PSA method, and it is necessary to provide a cooling means in a preceding stage in the TSA method. However, a refrigerator always has a risk of mechanical failure because it is a machine having rotating equipment. Further, if maintenance is not always performed in a cycle of one year, the probability of failure increases. In addition, the refrigerator is controlled so that the outlet temperature of the raw material air is constant, but the load on the refrigerator changes greatly depending on the season (the range of the change is about 50 to 100%). Is extremely difficult. Furthermore, the most common refrigerant in refrigerators is chlorofluorocarbon gas, which is in the process of being totally eliminated due to global environmental problems. In addition, ammonia and the like as an alternative gas increase equipment costs and have a high risk of leakage.
[0008]
The present invention has been made in view of such circumstances, and has as its object to provide a pretreatment device in an air separation device that can eliminate a refrigerator.
[0009]
[Means for Solving the Problems]
In order to achieve the above object, a pretreatment device in the air separation device of the present invention comprises a compressor for compressing raw air taken in from outside, and heat exchange of raw air heated by compression heat by the compressor with water. A first heat exchanger for cooling by condensing water, a condensed water separator for separating condensed water generated by cooling by the first heat exchanger, and further adsorbing water in raw material air passing through the condensed water separator. A first adsorption tower based on the TSA system for dehumidifying the raw material, and a first heat exchanger different from the first heat exchanger for cooling the raw material air heated by the adsorption dehumidification by the first adsorption tower by exchanging heat with water. 2, a second adsorption tower of the TSA system for adsorbing and removing carbon dioxide and water in the raw material air passing through the second heat exchanger, and a second adsorption tower. Introduction of feed air into the rectification column of the air separation unit A road is provided, the feed air prior to introduction into the second heat exchanger after passing through the condensed water separator is supplied only to the first adsorption tower, the feed air passed through the second heat exchanger the The configuration is such that it is configured to supply only to the second adsorption tower .
[0010]
That is, the pretreatment device in the air separation device of the present invention includes a first heat exchanger, a condensed water separator, a first adsorption tower, and a second heat exchanger between the compressor and the rectification column. A second adsorption tower. Then, the raw material air heated by the heat of compression by the compressor is cooled by exchanging heat with water (for example, cooling water of 32 ° C. or less) by the first heat exchanger, and then cooled by the condensed water separator. The condensed water generated by the cooling by the heat exchanger is separated, and then the first adsorption tower further adsorbs and dehumidifies the water in the raw material air passing through the condensed water separator, and then performs the second heat exchange. The raw material air heated by the adsorption and dehumidification by the first adsorption tower is cooled by exchanging heat with water (for example, cooling water having a temperature of 32 ° C. or lower), and then cooled by the second adsorption tower. After adsorbing and removing carbon dioxide gas and water in the raw material air passing through the exchanger, the gas is introduced into the rectification column as a purified gas. As described above, according to the present invention, water in the raw material air can be removed by the first heat exchanger, the condensed water separator, and the first adsorption tower provided in the preceding stage of the second adsorption tower. Example refrigerators can be eliminated. This effect is naturally exerted when the raw material air pressure is 0.5 MPa or less and 0.5 MPa or more.
[0011]
Further, in the present invention, the first adsorption tower and the second adsorption tower are each of a two-column type, and in the purification step, the first adsorption tower mainly adsorbs and dehumidifies moisture in the raw material air, and performs the second adsorption tower. The column has the following advantages in the case of adsorbing and removing the water in the raw material air and adsorbing and removing the carbon dioxide gas. That is, if a normal two-column system is connected in series, the system cannot be established due to the shortage of the amount of regeneration gas, whereas the present invention has an advantage that the system can be established. More specifically, in the present invention, the first adsorption tower is used for water purification (for crude purification), and the second adsorption tower is used for water purification (for precision purification) and carbon dioxide purification. Before the feed air is introduced into the second adsorption tower, the heat of adsorption generated when the first adsorption tower adsorbs moisture is removed by the second heat exchanger. Therefore, the operating temperature of the second adsorption tower decreases, the carbon dioxide adsorption capacity of the adsorbent increases, and the filling amount of the second adsorption tower decreases. In addition, since the first adsorption tower is used for water purification (for crude purification), there is no need for a margin in the amount of the adsorbent, and the filling amount of the first adsorption tower is reduced. Further, by separating into a first adsorption tower and a second adsorption tower, the regeneration gas containing a large amount of carbon dioxide and a small amount of water used for regeneration in the second adsorption tower is again subjected to the first adsorption. It can be used for tower regeneration, and the required regeneration gas amount is halved.
[0012]
In the present invention, when the adsorbent used for the first adsorption tower is activated alumina and the adsorbent used for the second adsorption tower is synthetic zeolite, the first adsorption tower is used for water purification. It is suitable to use the second adsorption tower for water purification and carbon dioxide purification.
[0013]
BEST MODE FOR CARRYING OUT THE INVENTION
Next, embodiments of the present invention will be described in detail with reference to the drawings.
[0014]
FIG. 1 is a flow sheet showing one embodiment of the pretreatment device of the present invention. In this embodiment, A is an original air compressor, which passes through a filter 1 for purifying raw air taken in from outside, a first compressor 2, and a first compressor 2, as shown in FIG. An intercooler 3 for cooling the raw material air to about 40 ° C. with cooling water (32 ° C. or less), a second compressor 4, a raw material air passing through the second compressor 4 and a regeneration gas (rectification column [not shown], etc.) (Exhaust gas generated in the separator) heat exchange between the raw material air and the temperature of the regenerated gas (30 → 110 ° C.), and the raw material air passing through the exhaust heat recovery unit 5 is cooled. And an aftercooler 6 for cooling to 40 ° C or lower with water (32 ° C or lower). In the figure, reference numeral 8 denotes a pipe for supplying a regeneration gas to the exhaust heat recovery unit 5, and 9 denotes a pipe for supplying the regeneration gas passing through the exhaust heat recovery unit 5 to a second regeneration heater 27 of a second adsorption unit E described later. is there.
[0015]
B is a raw air cooler unit, as shown in FIG. 2, which is a first raw air cooler (first heat cooler) for cooling the raw material air having passed through the after cooler 6 to 34 ° C. or less by cooling water (32 ° C. or less). Exchanger) 10, a mist separator 11 for separating condensed water generated by cooling by the first raw air cooler 10, and a raw water air cooled by a raw air heat exchanger 20 of the air processing equipment D to be described below. A second raw air cooler (second heat exchanger) 12 that cools to 34 ° C. or lower by 32 ° C. or lower. In the drawing, reference numeral 7 denotes a supply of cooling water (32 ° C. or lower) to the intercooler 3, the aftercooler 6 of the original air compressor A, and the first original air cooler 10 and the second original air cooler 12 of the original air cooler unit B. Reference numeral 13 denotes a pipe that supplies the raw air that has passed through the mist separator 11 to the first adsorption tower 15 or the second adsorption tower 16 of the first adsorption unit C, which will be described later. A pipe 24 supplies the raw air passed through the second raw air cooler 12 to the first adsorption tower 25 or the second adsorption tower 25 of the second adsorption unit E described later. 26 is a pipe to be supplied.
[0016]
Reference numeral C denotes a first adsorption unit, which is provided with a first adsorption tower 15, a second adsorption tower 16, and a first regeneration heater 17 of a two-column alternate switching type by the TSA method, as shown in FIG. Both the adsorption towers 15 and 16 are filled with an adsorbent such as activated alumina having a large water adsorption capacity. CO ₂ is adsorbed and removed to about 300 ppm. On the other hand, in the first regeneration heater 17, the regeneration gas that has passed through the first adsorption tower 25 or the second adsorption tower 26 of the second adsorption unit E is heated to about 170 ° C. In the figure, reference numeral 18 denotes a pipe for supplying the raw air passed through the first adsorption tower 15 or the second adsorption tower 16 of the first adsorption unit C to the raw air heat exchanger 20, and 19 denotes a discharge for releasing the regeneration gas to the outside. Reference numeral 28 denotes a pipe with a valve 19a, and reference numeral 28 denotes a pipe for supplying a regeneration gas that has passed through the first adsorption tower 25 or the second adsorption tower 26 of the second adsorption unit E to the first regeneration heater 17. The pipe 28 also serves to supply a regeneration gas bypassed by a bypass pipe 30 and a bypass valve 30a described later to the first adsorption tower 15 or the second adsorption tower 16 of the first adsorption unit C.
[0017]
D is an air treatment equipment, as shown in FIG. 4, the raw material air (inlet gas) passing through the first adsorption tower 15 or the second adsorption tower 16 of the first adsorption unit C and the raw material air passing through the later-described catalyst tower 22. (Exit gas) to heat the inlet gas to heat the inlet gas and lower the outlet gas, and the raw material gas (the inlet gas) heated by the raw air heat exchanger 20 will be described later. The raw air heater 21 is reheated to the oxidation reaction temperature in the catalyst tower (air treatment tower) 22 (this reheating is performed in order to compensate for the loss of the hot end of the raw air heat exchanger 20 and the amount of external heat radiation). And a catalyst tower 22 that oxidizes CO and H ₂ in the raw material air reheated by the raw air heater 21 to change them into CO ₂ and H ₂ O, respectively. The general oxidation reaction temperature in the catalyst tower 22 is 160 to 280 ° C. for the purpose of removing hydrogen, and 90 to 160 ° C. for the purpose of removing CO. In this embodiment, since the raw material air to be introduced has almost no catalyst poison and is in a dry state with high reaction activity, the oxidation reaction temperature in the catalyst tower 22 is set to 50 to 100 ° C. with respect to the general reaction temperature. It can be set as low as possible.
[0018]
E denotes a second adsorption unit, which is provided with a first adsorption tower 25, a second adsorption tower 26, and a second regenerative heater 27 of a two-column alternate switching type by the TSA method, as shown in FIG. The two adsorption towers 25 and 26 are filled with an adsorbent such as a synthetic zeolite having a large CO ₂ adsorption capacity. In the purification step, the moisture in the raw air passed through the second raw air cooler 12 is dew-point- The CO ₂ is adsorbed and removed to 70 ° C. or less and to 1 ppm or less. In addition, hydrocarbons such as acetylene that have been adsorbed and removed by the conventional TSA method are also adsorbed and removed. On the other hand, the second regeneration heater 27 heats the regeneration gas that has passed through the exhaust heat recovery unit 5 to about 210 ° C. In the figure, reference numeral 29 denotes a pipe with a switching valve 29a for directly supplying the regeneration gas to the first adsorption tower 25 or the second adsorption tower 26 of the second adsorption unit E in the cooling step, and 30 denotes a pipe 28 which bypasses the regeneration gas. Is a bypass pipe with a bypass valve 30a for supplying the raw material air, and 31 is a pipe for sending the raw air (purified gas) to a separator such as a rectification tower.
[0019]
In the above configuration, purification and regeneration are performed as follows. That is, in the refining process, the raw air compressed by the compressors 2 and 4 of the raw air compressor A is cooled to 40 ° C. or lower by the aftercooler 6. Then, the raw material air cooled by the aftercooler 6 is cooled to 34 ° C. or less by the cooling water of the first raw air cooler 10 of the raw air cooler unit B, and the condensed water generated by this cooling is separated by the mist separator 11 into the raw material air. Separate from At this time, SO _X which is most of the typical catalyst poison in the raw material air dissolved in the condensed water at the time of condensation is also separated from the raw material air together with the condensed water. Next, the raw material air that has passed through the mist separator 11 is supplied to the first adsorption tower 15 or the second adsorption tower 16 (hereinafter, referred to as a purification tower) in the purification step of the first adsorption unit C. To a dew point of −20 ° C. or lower and CO ₂ by about 300 ppm. At this time, SO _X partially left when the condensed water is separated by the mist separator 11 is also adsorbed together with the water or reacted with activated alumina or the like to be removed. In addition, heat of adsorption is generated by water adsorption, and the temperature of the raw material air rises by about 5 to 30 ° C.
[0020]
Next, the raw air passed through the purification tower 15 (16) is supplied to the raw air heat exchanger 20 of the air treatment equipment D, and heat-exchanges with the raw air passed through the catalyst tower 22 to heat the raw air. To re-heat to the oxidation reaction temperature and supply it to the catalyst tower 22. In the catalyst tower 22, CO and H ₂ in the raw air are oxidized and changed to CO ₂ and H ₂ O, respectively. Next, the raw air passed through the catalyst tower 22 is supplied again to the raw air heat exchanger 20, heat exchanged with the raw air passed through the purification tower 15 (16) to lower the temperature, and then cooled in the second raw air cooler 12. Cool to 34 ° C. or less with water. After that, the raw material air (moisture: dew point −20 ° C. or less, CO ₂ : 350 to 400 ppm, temperature 34 ° C. or less) that has passed through the second raw air cooler 12 is supplied to the first adsorption tower 25 in the purification step of the second adsorption unit E. Alternatively, the water is supplied to a second adsorption tower 26 (hereinafter, referred to as a purification tower) where the water is purified to a dew point of −70 ° C. or less and CO ₂ : 1 ppm or less. At this time, hydrocarbons such as acetylene are similarly adsorbed and removed. Incidentally, without cooling the feed air in the second original air cooler 12, in case of supplying to the purification column 25 of the second adsorption unit E (26), the adsorption temperature is high, to adsorb CO ₂ adsorbent The adsorption capacity will be halved. Then, the raw material air (purified gas) that has passed through the purification tower 25 (26) of the second adsorption unit E is sent to the rectification tower through the pipe 31.
[0021]
On the other hand, in the regeneration step, the regeneration gas is supplied to the exhaust heat recovery unit 5 of the original air compressor A, where the compression heat of the compressor 4 is recovered and heated (30 → 100 ° C.). Next, after the regeneration gas that has passed through the exhaust heat recovery unit 5 is heated to about 210 ° C. by the second regeneration heater 27, the second adsorption tower 26 or the first adsorption tower 25 (hereinafter, regeneration) in the regeneration step of the second adsorption unit E is performed. And heat it. In this embodiment, in order to use the regeneration gas efficiently, the purification step and the regeneration step (heating step + cooling step) in the second adsorption unit E are performed in the purification step and the regeneration step (heating step) in the first adsorption unit C. One hour earlier than the process + cooling process) (see FIG. 5).
[0022]
During the first hour of the heating step, the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E switches the first adsorption unit C, so the used regeneration gas in the regeneration tower 26 (25) in the pipe 28 is transferred to the pipe 19. , And is discharged by the discharge valve 19a. That is, since the exhaust gas generated in the separator is used as the regenerating gas, changing the amount of the regenerating gas will disturb the control of the pressure and the like of the separator. In order to prevent this, in this embodiment, when the regeneration gas is not required (at the time of switching), the same amount is discharged to the outside.
[0023]
One hour after the heating step of the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E, the second adsorption tower 16 or the first adsorption tower 15 of the first adsorption unit C enters the heating step. In this heating step, the regeneration gas that has heated the regeneration tower 26 (25) is reheated to about 170 ° C. by the first regeneration heater 17, and then the second adsorption tower 16 or the first adsorption tower 15 (hereinafter referred to as “the first adsorption tower 15”) in the heating step. , A regeneration tower). When the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E enters a heating step, the regeneration gas consumes heat for heating the regeneration tower 26 (25), and the regeneration tower 26 (25) At the outlet of the tower, the temperature is normal temperature, but after about one hour in the heating step, the tower body of the regeneration tower 26 (25) is gradually heated, and the regeneration at the tower outlet of the regeneration tower 26 (25) is performed. The gas temperature also starts to rise. The heating step of the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C starts at the time when the temperature of the regeneration gas at the tower outlet of the regeneration tower 26 (25) starts to rise.
[0024]
Next, after the heating step of the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E is completed, the cooling step is started. This cooling step is performed by directly introducing the regeneration gas into the regeneration tower 26 (25) through the pipe 29 and the switching valve 29a. When the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E enters the cooling step, the regeneration gas is in a high temperature state for cooling the regeneration tower 26 (25). Then, in this high temperature state, the regeneration gas is supplied to the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C. After that, until the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E reaches room temperature, the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C is in a heating step, so the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E is heated. Most of the heat used for heating in 26 (25) is reused for heating the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C. In this way, by delaying the switching time of both the adsorption units C and E by one hour, the recovery of the regeneration heat can be performed efficiently. Further, by not switching the two adsorption units C and E at the same time, it is possible to reduce the pressure fluctuation in the purified gas line.
[0025]
One hour before the end of the cooling step of the regeneration tower 26 (25) of the second adsorption unit E, the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C starts the cooling step. At that time, the temperature of the used regeneration gas of the regeneration tower 26 (25) is almost normal temperature, so that there is no problem in cooling the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C. The operation of the first regeneration heater 17 has been stopped. Then, after the cooling step, the second suction unit E enters a switching step. At this time, since the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C continues the cooling step, the regeneration gas is directly supplied to the regeneration tower 16 (15) of the first adsorption unit C by the bypass pipe 30, the bypass valve 30a, and the pipe 28. Send to 15). According to the above process, the pretreatment device can be operated very efficiently. In addition, the switching step includes a step-up / parallel / depressurization step, and purification is performed continuously.
[0026]
Thus, in the above embodiment, the refrigerator in the conventional example can be omitted. Further, the first adsorption unit C and a moisture purification (crude), since the second adsorption unit E to a water purification (Precision purification) and CO ₂ for purification, both the adsorption tower 15 in the first adsorption unit C, 16 and 17 can reduce the amount of adsorbent in both adsorption towers 25 and 26 of the second adsorption unit E. Moreover, the separation into the first and second adsorption units C and E allows the regeneration gas used for regeneration in the second adsorption unit E to be used for regeneration of the first unit C. Further, by shifting the processes of the two adsorption units C and E by one hour, the heat used for the regeneration of the second adsorption unit E can be almost recovered for the regeneration of the first adsorption unit C, thereby realizing energy saving. it can.
[0027]
The same equipment as the above embodiment can be designed as a device for removing mixed water and CO ₂ in a device for collecting and purifying used gas such as argon gas and helium gas.
[0028]
In the above embodiment, the exhaust gas generated in the separator is used as the regenerating gas in the regenerating step. However, the purified gas at the outlets of both adsorption towers 25 and 26 of the second adsorption unit E may be used. Good. Further, in the above embodiment, the regeneration gas is introduced into the exhaust heat recovery unit 5, but this exhaust heat recovery step is a step for energy saving and is not essential. Further, in the above embodiment, the switching time is set to one hour, but the switching time is not limited to one hour.
[0029]
【The invention's effect】
As described above, according to the pretreatment device in the air separation device of the present invention, the raw material air is separated by the first heat exchanger, the condensed water separator and the first adsorption tower provided in the preceding stage of the second adsorption tower. It is possible to remove the moisture therein, and it is possible to eliminate the conventional refrigerator.
[0030]
Further, in the present invention, the first adsorption tower and the second adsorption tower are each of a two-column type, and in the purification step, the first adsorption tower mainly adsorbs and dehumidifies moisture in the raw material air, and performs the second adsorption tower. The column has the following advantages in the case of adsorbing and removing the water in the raw material air and adsorbing and removing the carbon dioxide gas. That is, if the ordinary two-column system is connected in series, the system cannot be established due to the shortage of the regeneration gas, whereas the present invention has an advantage that the system can be established. More specifically, in the present invention, the first adsorption tower is used for water purification (for crude purification), and the second adsorption tower is used for water purification (for precision purification) and carbon dioxide purification. Before the feed air is introduced into the second adsorption tower, the heat of adsorption generated when the first adsorption tower adsorbs moisture is removed by the second heat exchanger. Therefore, the operating temperature of the second adsorption tower decreases, the carbon dioxide adsorption capacity of the adsorbent increases, and the filling amount of the second adsorption tower decreases. In addition, since the first adsorption tower is used for water purification (for crude purification), there is no need for a margin in the amount of the adsorbent, and the filling amount of the first adsorption tower is reduced. In addition, by separating into a first adsorption tower and a second adsorption tower, the regeneration gas containing a large amount of carbon dioxide and a small amount of water used for regeneration in the second adsorption tower is again subjected to the first adsorption. It can be used for tower regeneration, and the required regeneration gas amount is halved.
[0031]
In the present invention, when the adsorbent used for the first adsorption tower is activated alumina and the adsorbent used for the second adsorption tower is synthetic zeolite, the first adsorption tower is used for water purification. It is suitable to use the second adsorption tower for water purification and carbon dioxide purification.
[Brief description of the drawings]
FIG. 1 is a diagram showing a flow sheet of a pretreatment device of the present invention.
FIG. 2 is a view showing a main part of the flow sheet.
FIG. 3 is a diagram showing a main part of the flow sheet.
FIG. 4 is a diagram showing a main part of the flow sheet.
FIG. 5 is an explanatory diagram of a purification step and a regeneration step.
[Explanation of symbols]
2,4 Compressor 10 First raw air cooler 11 Mist separator 12 Second raw air cooler 15 First adsorption tower 16 Second adsorption tower 25 First adsorption tower 26 Second adsorption tower C First adsorption unit E Second Suction unit

Claims

A compressor for compressing the raw material air taken in from outside, a first heat exchanger for cooling the raw material air heated by the compression heat of the compressor by exchanging heat with water, and a first heat exchanger; A condensed water separator for separating condensed water generated by cooling, a first adsorption tower by a TSA method for further adsorbing and dehumidifying moisture in the raw material air passing through the condensed water separator, and a first adsorption tower for the first adsorption tower A second heat exchanger different from the first heat exchanger for cooling the raw material air heated by the adsorption and dehumidification by exchanging heat with water and cooling the raw material air through the second heat exchanger A second adsorption tower of the TSA type for adsorbing and removing the carbon dioxide gas and water of the second type, and an introduction path for introducing the raw material air passing through the second adsorption tower to the rectification tower of the air separation device , After passing through the water separator and before being introduced into the second heat exchanger Charge air was supplied only to the first adsorption tower, the pre-processing of the air separation apparatus characterized by being configured so that only supply the feed air passed through the second heat exchanger to the second adsorption tower apparatus.

Each of the first adsorption tower and the second adsorption tower is of a two-column type, and in the purification step, the first adsorption tower mainly absorbs and dehumidifies the moisture in the raw material air, and the second adsorption tower desorbs the moisture in the raw material air. The pretreatment device in the air separation device according to claim 1, wherein the water is further adsorbed and removed, and the carbon dioxide gas is adsorbed and removed.

The pretreatment device in the air separation device according to claim 1 or 2, wherein the adsorbent used in the first adsorption tower is activated alumina, and the adsorbent used in the second adsorption tower is synthetic zeolite.