JP4841591B2

JP4841591B2 - 窒素製造方法及び装置

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Publication number: JP4841591B2
Application number: JP2008162701A
Authority: JP
Inventors: 真入澤; 俊幸野島; 高司辰巳
Original assignee: Taiyo Nippon Sanso Corp
Current assignee: Taiyo Nippon Sanso Corp
Priority date: 2008-06-23
Filing date: 2008-06-23
Publication date: 2011-12-21
Anticipated expiration: 2024-11-08
Also published as: JP2008275313A

Description

本発明は、窒素製造方法及び装置に関し、詳しくは、深冷液化分離法により原料空気を分離精製して窒素を採取する方法及び装置であって、特に、圧力範囲が０．６〜１．１ＭＰａ（絶対圧力、以下同じ）程度の製品窒素を採取するのに最適な窒素製造方法及び装置に関する。

窒素の工業的な製造には、深冷液化分離法による空気液化分離が多く採用されており、製品窒素ガスの動力原単位の改善や減量幅の拡大のために様々な提案がなされている。例えば、運転圧力が異なる第１精留塔と第２精留塔とを使用することにより、製品窒素の動力原単位の低減を図るとともに、製品窒素の減量幅を大きくした窒素製造方法及び装置が提案されている（例えば、特許文献１参照。）。
特開２００３−１５６２８４号公報

しかし、製品窒素の動力原単位については更なる改善が求められており、特に、需要の多い０．６〜１．１ＭＰａ程度の圧力を有する製品窒素を効率よく製造することができる方法及び装置の開発が望まれている。例えば、前記特許文献１に記載された二塔式の窒素製造装置では、第１精留塔から抜き出して第１凝縮器で蒸発ガス化した第１酸素富化ガス流体の一部を膨張タービンに導入して寒冷を発生させているため、第２精留塔の処理量が僅かに減少することになる。また、小規模な窒素製造装置の場合には、膨張タービンの処理量が少なくなるため、膨張タービンの選択幅が狭くなってしまうなど、まだ改善の余地があった。

そこで本発明は、二塔式の窒素製造装置であって、圧力範囲が０．６〜１．１ＭＰａ程度の製品窒素を効率よく経済的に供給することができ、最適な構成機器を容易に選択することができる窒素製造方法及び装置を提供することを目的としている。

上記目的を達成するため、本発明の窒素製造方法は、原料空気を深冷液化分離して製品窒素を採取する窒素製造方法において、圧縮、精製、冷却した原料空気を０．６ＭＰａ以上、１．１ＭＰａ以下の圧力で低温蒸留して第１窒素ガスと第１酸素富化液化流体とに分離する第１分離工程と、前記第１窒素ガスと減圧後の前記第１酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第１窒素ガスを凝縮液化して第１液化窒素を得ると同時に第１酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第１酸素富化ガス流体を得る第１間接熱交換工程と、前記第１酸素富化ガス流体を０．３ＭＰａ以上で、かつ、前記第１分離工程より低い圧力で低温蒸留して第２窒素ガスと第２酸素富化液化流体とに分離する第２分離工程と、前記第２窒素ガスと減圧後の前記第２酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第２窒素ガスを凝縮液化して第２液化窒素を得ると同時に第２酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第２酸素富化ガス流体を得る第２間接熱交換工程と、前記原料空気の一部を断熱膨張させることにより運転に必要な寒冷を発生させる寒冷発生工程と、該寒冷発生工程を経た原料空気を前記第２分離工程の中間段に導入する空気導入工程と、前記第１窒素ガスの一部を熱回収後に第１製品窒素ガスとして導出する第１製品回収工程と、前記第２窒素ガスの一部を熱回収後に第２製品窒素ガスとして導出する第２製品回収工程とを含むことを特徴としている。

また、本発明の窒素製造装置は、原料空気を深冷液化分離して製品窒素を採取する窒素製造装置において、圧縮、精製、冷却された原料空気を０．６ＭＰａ以上、１．１ＭＰａ以下の圧力で低温蒸留して塔上部の第１窒素ガスと塔底部の第１酸素富化液化流体とに分離する第１精留塔と、前記第１窒素ガスと減圧後の前記第１酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第１窒素ガスを凝縮液化して第１液化窒素を得ると同時に第１酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第１酸素富化ガス流体を得る第１凝縮器と、前記第１酸素富化ガス流体を０．３ＭＰａ以上で、かつ、前記第１精留塔より低い圧力で低温蒸留して塔上部の第２窒素ガスと塔底部の第２酸素富化液化流体とに精留分離する第２精留塔と、前記第２窒素ガスと減圧後の前記第２酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第２窒素ガスを凝縮液化して第２液化窒素を得ると同時に第２酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第２酸素富化ガス流体を得る第２凝縮器と、前記原料空気の一部を断熱膨張させて装置の運転に必要な寒冷を発生する膨張タービンと、前記膨張タービンを経た原料空気を前記第２精留塔の中間段に導入する空気導入経路と、前記第１窒素ガスの一部を熱回収後に第１製品窒素ガスとして導出する第１製品回収経路と、前記第２窒素ガスの一部を熱回収後に第２製品窒素ガスとして導出する第２製品回収経路とを備えていることを特徴としている。

加えて、本発明は、前記各構成において、前記第２製品窒素ガスを圧縮する工程を行う窒素圧縮機を備えていること、また、前記第２精留塔が装置外からの液化窒素を導入する液化窒素導入経路を備えていることを特徴としている。

本発明の窒素製造方法及び窒素製造装置では、圧縮、精製、冷却された原料空気の一部を分岐して寒冷発生工程を行う膨張タービンに導入し、断熱膨張させて装置の運転に必要な寒冷を発生させた後、第２精留塔の中間段に導入するので、必要量の寒冷を効率よく得ることができるとともに、従来に比べて第２精留塔の処理量を増加でき、第２精留塔から採取する製品窒素を増量できる。

さらに、窒素圧縮機を設置して第２製品窒素ガスを圧縮することにより、第２製品窒素ガスの圧力を第１製品窒素ガスと同じ圧力にして使用先に供給することができる。また、装置外からの液化窒素を導入することにより、第１酸素富化液化流体の一部を第２精留塔に寒冷補給用として導入する必要がなくなり、さらに、膨張タービンの処理量を減少させることもできる。

図１は参考例を示す窒素製造装置の系統図である。

本参考例に示す窒素製造装置は、圧縮、精製、冷却された原料空気を０．８ＭＰａ以上、１．１ＭＰａ以下の圧力で低温蒸留して塔上部の第１窒素ガスと塔底部の第１酸素富化液化流体とに分離する第１精留塔１１と、前記第１窒素ガスと前記第１酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第１窒素ガスを凝縮液化して第１液化窒素を得ると同時に第１酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第１酸素富化ガス流体を得る第１凝縮器１２と、前記第１酸素富化ガス流体を０．４ＭＰａ以上で、かつ、前記第１精留塔１１より低い圧力で低温蒸留して塔上部の第２窒素ガスと塔底部の第２酸素富化液化流体とに精留分離する第２精留塔１３と、前記第２窒素ガスと前記第２酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第２窒素ガスを凝縮液化して第２液化窒素を得ると同時に第２酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第２酸素富化ガス流体を得る第２凝縮器１４と、第２酸素富化ガス流体を断熱膨張させて装置の運転に必要な寒冷を発生する膨張タービン（以下、低圧膨張タービンという）１５とを有している。

圧縮、精製された原料空気は、経路３１から主熱交換器１６に流入し、この主熱交換器１６で製品窒素ガスや廃ガスと熱交換を行って所定の温度に冷却される。冷却された原料空気は、原料空気流入経路３２を通って第１精留塔１１の下部に導入され、該第１精留塔１１内での深冷液化分離法による低温蒸留により、塔上部の窒素ガス（第１窒素ガス）と塔底部の酸素富化液化流体（第１酸素富化液化流体）とに分離される（第１分離工程）。
塔頂部から経路３３に抜き出された前記第１窒素ガスは、一部が経路３４に分岐して主熱交換器１６で前記原料空気と熱交換を行い、熱回収された後に第１製品回収経路３５から第１製品窒素ガスとして導出される（第１製品回収工程）。また、残部の第１窒素ガスは、経路３６を通って第１凝縮器１２に導入される。

前記第１酸素富化液化流体は、第１精留塔１１の下部から経路３７に抜き出され、減圧弁１７で前記第１窒素ガスを液化できる温度となる圧力に減圧され、経路３８から第１凝縮器１２に導入される。この第１酸素富化液化流体と前記第１窒素ガスとが第１凝縮器１２で間接熱交換を行い、第１窒素ガスが凝縮液化して液化窒素（第１液化窒素）になると同時に、第１酸素富化液化流体が蒸発ガス化して酸素富化ガス流体（第１酸素富化ガス流体）となる（第１間接熱交換工程）。前記第１液化窒素は、経路３９を通って第１精留塔１１の上部に導入されて還流液となる。

第１凝縮器１２で蒸発ガス化した第１酸素富化ガス流体は、経路４０を通って第２精留塔１３の下部に導入され、該第２精留塔１３内での深冷液化分離法による低温蒸留により、塔上部の窒素ガス（第２窒素ガス）と塔底部の酸素富化液化流体（第２酸素富化液化流体）とに分離される（第２分離工程）。塔頂部から経路４１に抜き出された前記第２窒素ガスは、一部が経路４２に分岐して主熱交換器１６で前記原料空気と熱交換を行い、熱回収された後に第２製品回収経路４３から第２製品窒素ガスとして導出され（第２製品回収工程）、窒素圧縮機１８で所定圧力に圧縮されて経路４４から使用先に送出される（圧縮工程）。また、残部の第２窒素ガスは、経路４５を通って第２凝縮器１４に導入される。

前記第２酸素富化液化流体は、第２精留塔１３の下部から経路４６に抜き出され、前記経路３７から経路４７に分岐して減圧弁１９で第２酸素富化液化流体の圧力に応じた圧力に減圧された前記第１酸素富化液化流体と合流した後、減圧弁２０で前記第２窒素ガスを液化できる温度となる圧力に減圧され、経路４８から第２凝縮器１４に導入される。この第２凝縮器１４では、第１酸素富化液化流体及び第２酸素富化液化流体の混合流体と前記第２窒素ガスとが間接熱交換を行い、第２窒素ガスが凝縮液化して液化窒素（第２液化窒素）になると同時に、前記混合流体が蒸発ガス化して酸素富化ガス流体（第２酸素富化ガス流体）となる（第２間接熱交換工程）。前記第２液化窒素は、経路４９を通って第２精留塔１３の上部に導入されて還流液となる。

第２凝縮器１４から経路５０に導出した前記第２酸素富化ガス流体は、経路５１と経路５２とに分岐し、大部分が経路５２を通って主熱交換器１６に導入され、中間温度まで昇温して経路５３に抜き出され、低圧膨張タービン１５に導入される。残部は経路５１に分岐して弁２１で減圧される。低圧膨張タービン１５で断熱膨張することによって装置の運転に必要な寒冷を発生（寒冷発生工程）した第２酸素富化ガス流体は、経路５４を通り、前記経路５１に分岐して弁２１で減圧した第２酸素富化ガス流体と合流し、主熱交換器１６で熱回収された後に経路５５から廃ガスとして導出される。この廃ガスは、その一部が原料空気を精製する吸着器の再生に利用される。

前記経路４７に分岐される第１酸素富化液化流体は、第２精留塔１３の寒冷補給を目的として少量が分岐されるものであって、大部分の第１酸素富化液化流体は第１凝縮器１２に導入される。この経路４７に分岐される第１酸素富化液化流体は、第２精留塔１３の中段に導入してもよい。また、第２精留塔１３の圧力調節を目的として、経路４０を流れる第１酸素富化ガス流体の一部を調節弁を介して経路５０に流す場合もあるが、この場合も、経路４０から経路５０に流す第１酸素富化ガス流体は少量であり、大部分の第１酸素富化ガス流体は第２精留塔１３に導入される。したがって、第１精留塔１１で分離した第１酸素富化液化流体は、その全量乃至大部分が第１凝縮器１２で蒸発ガス化して第１酸素富化ガス流体となり、この第１酸素富化ガス流体の全量乃至大部分が第２精留塔１３に導入されることになる。

第２製品窒素ガスは、前記窒素圧縮機１８によって圧縮され、通常は第１製品回収経路３５から導出される第１製品窒素ガスと同じ圧力にされるが、使用先の状況に応じて任意の圧力を選択することができ、窒素圧縮機１８を設置せずに第２製品回収経路４３からそのままの圧力で供給することもできる。また、第１製品窒素ガスを圧縮する圧縮機を必要に応じて設置することも可能である。

前記低圧膨張タービン１５には、経路５０を通る第２酸素富化ガス流体の全量を導入することもでき、処理量の増大により増加した寒冷を利用して経路３９の第１液化窒素や、経路４９の第２液化窒素の一部を製品液化窒素として採取することができる。

また、両精留塔１１，１３の運転圧力は、経路５５から取り出される廃ガスの圧力により、最低運転圧力が決まってくる。すなわち、低圧膨張タービン１５から導出した第２酸素富化ガス流体（廃ガス）は、主熱交換器１６で熱回収した後、吸着器の再生に使用することから、低圧膨張タービン１５の出口部における経路５４の第２酸素富化ガス流体は、主熱交換器１６等での圧力損失を含めて吸着器再生後に大気に放出できる圧力を有していなければならない。

さらに、低圧膨張タービン１５で装置の運転に必要な量の寒冷を発生させるためには、低圧膨張タービン１５において所定の膨張比を確保しておく必要があることから、低圧膨張タービン１５の入口部における経路５３の第２酸素富化ガス流体の圧力を、約０．１６ＭＰａ以上の圧力にしておく必要がある。

また、第２凝縮器１４では、第２酸素富化液化流体と第２窒素ガスとを間接熱交換させ、第２窒素ガスを液化して第２酸素富化液化流体を蒸発ガス化させる必要がある。したがって、第２酸素富化ガス流体の最低圧力が約０．１６ＭＰａとすると、第２窒素ガスの圧力である第２精留塔１３の塔頂部の圧力は、約０．４ＭＰａ以上に設定しておく必要がある。

さらに、第２精留塔１３の塔頂部の圧力を約０．４ＭＰａ以上とすると、この第２精留塔１３の圧力は、前述のように、第１凝縮器１２で第１窒素ガスと間接熱交換する第１酸素富化ガス流体の圧力であるから、第１窒素ガスの圧力である第１精留塔１１の塔頂部の圧力は、約０．８ＭＰａ以上に設定する必要がある。

すなわち、第１精留塔１１の運転圧力は０．８ＭＰａ以上に設定する必要があり、第２精留塔１３の運転圧力は０．４ＭＰａ以上で、かつ、第１酸素富化ガス流体を受け入れる必要から第１精留塔１１の運転圧力より低い圧力に設定する必要がある。

図２は、本発明の一形態例示す窒素製造装置の系統図である。なお、以下の説明において、前記参考例で示した窒素製造装置における構成要素と同一の構成要素には、それぞれ同一符号を付して詳細な説明は省略する。

本形態例に示す窒素製造装置は、圧縮、精製されて経路３１から主熱交換器１６に流入した原料空気の一部を、中間温度で経路７１に分岐して主熱交換器１６から抜き出し、原料空気の一部を利用した膨張タービン（以下、空気タービンという）７２に導入し、断熱膨張させて寒冷を発生させた（寒冷発生工程）後、空気導入経路７３を通して第２精留塔１３の中間段に導入している（空気導入工程）。また、前記経路３７から経路４７に分岐して減圧弁１９で減圧した第１酸素富化液化流体の一部は、酸素富化液化流体導入経路７４を通して前記第２精留塔１３の中間段に寒冷源として導入されている。

なお、空気タービン７２に分岐する原料空気の割合は、必要寒冷量やタービン効率等に応じて適当に設定することができるが、通常は、１０〜２０％の範囲が適当である。また、空気導入経路７３及び酸素富化液化流体導入経路７４の第２精留塔１３への接続位置は、設計条件に応じて任意に設定できるが、通常は同一位置に設定される。

経路３１から主熱交換器１６に流入した原料空気は、その大部分が所定温度に冷却された後に経路３２を通って第１精留塔１１の下部に導入される。該第１精留塔１１での低温蒸留によって分離された第１窒素ガスの一部が第１製品窒素ガスとして導出されるとともに、第１凝縮器１２での間接熱交換によって第１液化窒素と第１酸素富化ガス流体とが得られる。

前記経路７１に分岐して空気タービン７２に導入され、該空気タービン７２で断熱膨張した後に空気導入経路７３に導出された原料空気は、第２精留塔１３の中間段に上昇ガスとして導入され、経路４０からの第１酸素富化ガス流体、酸素富化液化流体導入経路７４からの第１酸素富化液化流体及び経路４９からの第２液化窒素と共に低温蒸留され、塔上部の窒素ガス（第２窒素ガス）と塔底部の酸素富化液化流体（第２酸素富化液化流体）とに分離される。第２窒素ガスの一部は、経路４２、主熱交換器１６、経路４３を通り、第２製品窒素ガスとして導出される。第２凝縮器１４で間接熱交換して蒸発ガス化し、経路５０に導出した前記第２酸素富化ガス流体は、主熱交換器１６で熱回収された後、経路５５から廃ガスとして導出される。

本形態例において、第２凝縮器１４で蒸発ガス化して経路５０に導出される前記第２酸素富化ガス流体（廃ガス）は、膨張タービンを通らずにそのまま主熱交換器１６を通って排出され、その後に吸着器の再生に利用されるだけであるから、前記参考例のように膨張タービンでの膨張を考慮する必要がないため、第２凝縮器１４からの導出圧力を大気圧程度にすることができる。大気圧近くの第２酸素富化液化流体で第２窒素ガスを液化させるためには、第２精留塔１３の塔頂部の圧力を約０．３ＭＰａ以上に設定する必要がある。この第２精留塔１３の圧力は、前述のように、第１凝縮器１２で第１窒素ガスと間接熱交換する第１酸素富化ガス流体の圧力であるから、第１窒素ガスの圧力である第１精留塔１１の塔頂部の圧力は、約０．６ＭＰａ以上に設定する必要がある。

また、前記参考例及び本形態例では、第１精留塔１１から抜き出した第１酸素富化液化流体の一部を経路４６や第２精留塔に導入することで第２精留塔１３の運転に必要な寒冷をまかなっているが、他の寒冷供給手段を寒冷源として使用可能な場合は、例えば装置外からの液化窒素を第２精留塔１３に導入することにより、第１酸素富化液化流体の全量を第２精留塔に導入することができ、さらに、膨張タービンの処理量を減少させることにもでき、これによって製品採取量を向上させることができる。なお、液化窒素等の寒冷源の装置外からの導入は、装置の運転状態や必要寒冷量に応じて適宜選択することができ、第１精留塔１１に液化窒素等を導入してもよい。

次に、前記参考例及び本形態例に示した構成の窒素製造装置と従来の窒素製造装置とを比較した結果を説明する。図３は、比較に使用した従来の二塔式窒素製造装置の系統図を示すものであって、膨張タービンに導入する流体の圧力が、前記参考例で示した第２酸素富化ガス流体の圧力と、本形態例で示した原料空気の一部の圧力との中間の圧力であるから、以下、参考例を低圧タービンプロセス、本形態例を空気タービンプロセス、従来例を中圧タービンプロセスと呼ぶことにする。なお、図３では、前記参考例で示した窒素製造装置における構成要素と同一の構成要素には、それぞれ同一符号を付して詳細な説明は省略する。

前記参考例の低圧タービンプロセスと中圧タービンプロセスとは、膨張タービンに導入する流体が相違している。すなわち、低圧タービンプロセスでは、第１酸素富化ガス流体は使用せず、第２凝縮器１４から経路５０に導出した第２酸素富化ガス流体の大部分を経路５３から低圧膨張タービン１５に導入しているのに対し、中圧タービンプロセスでは、図３に示すように、第１凝縮器１２で蒸発ガス化した第１酸素富化ガス流体の一部を経路４０から経路８１に分岐させて抜き出し、更にその一部を経路８２に分岐させ、残部を経路８３から主熱交換器１６に導入し、中間温度で経路８４に抜き出して膨張タービン（中圧膨張タービン）８５に導入している。

また、前記経路４０の第１酸素富化ガス流体の大部分は、経路４０ａを通って第２精留塔１３の下部に導入される。したがって、中圧タービンプロセスで第２精留塔に導入される第１酸素富化ガス流体の量は、低圧タービンプロセスに比べて経路８１に分岐させた量だけ少なくなる。

中圧膨張タービン８５で断熱膨張して経路８６に導出した第１酸素富化ガス流体は、経路５０から減圧弁８７で減圧された第２酸素富化ガス流体及び前記経路８２の減圧弁８８で減圧された第１酸素富化ガス流体と合流し、主熱交換器１６で熱回収された後に経路５５から廃ガスとして導出される。

前記参考例の低圧タービンプロセス及び本形態例の空気タービンプロセスと従来の中圧タービンプロセスとを略同じ圧力条件で運転したときの主要経路Ａ〜Ｍを流れる各流体の流量（相対値）、圧力、酸素濃度を表１（前記参考例：低圧タービンプロセス）、表２（本形態例：空気タービンプロセス）、表３（従来装置：中圧タービンプロセス）にそれぞれ示す。

各表に記載した符号Ａ〜Ｍは、図１乃至図３に示すように、符号Ａは経路３１の供給原料空気、符号Ｂは経路３２の第１精留塔導入原料空気、符号Ｃは第１製品回収経路３５の第１製品窒素ガス、符号Ｄは経路３７の第１精留塔導出第１酸素富化液化流体、符号Ｅは経路４７の分岐第１酸素富化液化流体、符号Ｆは経路３８の第１凝縮器導入第１酸素富化液化流体、符号Ｇは経路４０又は経路４０ａの第２精留塔導入第１酸素富化ガス流体、符号Ｈは第２製品回収経路４３の第２製品窒素ガス、符号Ｉは経路４４の圧縮第２製品窒素ガス、符号Ｊは経路５０の第２凝縮器導出第２酸素富化ガス流体、符号Ｋは低圧タービンプロセスでは経路５３の第２酸素富化ガス流体、空気タービンプロセスでは経路７１の原料空気、中圧タービンプロセスでは経路８４の第１酸素富化ガス流体であって、いずれも膨張タービン導入流体、符号Ｌは低圧タービンプロセスでは経路５１の第２酸素富化ガス流体、空気タービンプロセスでは経路７３の原料空気、中圧タービンプロセスでは経路８２の第１酸素富化ガス流体、符号Ｍは経路５５の排出第２酸素富化ガス流体（廃ガス）である。

まず、表１及び表３では、第１精留塔１１は両者の圧力が同じなので窒素の収率も同一となり、原料空気（Ｂ）の流量１００に対して第１製品窒素ガス（Ｃ）は両者とも流量が４０となる。同様に、第１精留塔１１から導出する第１酸素富化液化流体（Ｄ）も、それぞれ流量が６０である。

しかし、中圧タービンプロセスでは、第１凝縮器１２から経路４０に導出した第１酸素富化ガス流体の一部を中圧膨張タービン８５に向けて分岐させているため、経路８１に分岐した第１酸素富化ガス流体（Ｋ＋Ｌ）の流量（７＋１＝８）分だけ第２精留塔１３に導入する第１酸素富化ガス流体（Ｇ）が減少し、その流量は５０となる。一方、低圧タービンプロセスでは、第１凝縮器１２から経路４０に導出した第１酸素富化ガス流体の大部分を第２精留塔１３に導入しているため、その流量は５８となる。

したがって、第２精留塔１３から得られる第２製品窒素ガス（Ｈ）の流量が異なり、中圧タービンプロセスの流量が１９であるのに対して、低圧タービンプロセスの流量は２２に増加している。これにより、流量１００の原料空気で、中圧タービンプロセスの製品窒素の全流量が５９であるのに対し、低圧タービンプロセスでは製品窒素の全流量が６２に増加している。

また、表２及び表３を比較すると、空気タービンプロセスでは原料空気の一部が空気タービンに分岐するため、第１精留塔１１から得られる第１製品窒素ガス（Ｃ）は、中圧タービンプロセスの流量４０に対して空気タービンプロセスでは流量が３３に減少している。

しかし、空気タービンプロセスでは、第２精留塔１３に、経路４０からの第１酸素富化ガス流体だけでなく、空気導入経路７３からの膨張タービン導出原料空気及び酸素富化液化流体導入経路７４からの第１酸素富化液化流体を導入しているので、第２精留塔１３から得られる第２製品窒素ガス（Ｈ）の流量が大幅に増加し、中圧タービンプロセスの流量が１９であるのに対して空気タービンプロセスでは流量が３０に増加している。したがって、製品窒素の全流量は、中圧タービンプロセスの流量が５９に対して空気タービンプロセスの流量は６３に増加している。

表４は、上記各プロセスにおける動力原単位をそれぞれ算出した結果を示している。

この表４から、低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスは、従来の中圧タービンプロセスに比べて動力原単位がそれそれ４％程度改善されていることがわかる。なお、ここでは、各精留塔が棚段式精留塔の場合を想定しているが、各精留塔は、一般的に用いられている規則充填式精留塔や不規則充填式精留塔等を使用することができ、これらを使用しても略同様の効果が得られる。

図４は、一つの精留塔を使用した従来の低圧型プロセスを採用した窒素製造装置の一例を示す系統図である。この窒素製造装置は、精留塔９１を０．５ＭＰａ程度の低圧で運転し、得られた製品窒素ガスを窒素圧縮機９２で所要の圧力に圧縮して供給するもので、図示しない原料空気圧縮機の動力低減と同時に精留塔の収率向上を図ることにより低原単位を実現させる方法であって、従来から広く実施されている。なお、図４における装置各部の説明や各気液の流れは従来から周知であるから、ここでは説明を省略する。

図５は、上記低圧型プロセスと、前述の低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスとにおける製品圧力毎の動力原単位を示している。この図５から、製品圧力１．１ＭＰａ付近を境にして、これよりも低圧側では低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスの動力原単位が小さく、これよりも高圧になると従来の低圧型プロセスの動力原単位が小さくなることがわかる。

これは、低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスでは、製品圧力を高くするのに伴って第１精留塔１１及び第２精留塔１３の圧力が高くなり、廃ガスの圧力も高くなる。したがって、単に減圧されて排出されるだけで有効利用されない廃ガスのエネルギーの割合が大きくなるため、製品窒素の圧力を上昇させると次第に無駄が大きくなって原単位が悪化するのに対して、低圧型プロセスでは、単に窒素圧縮機９２の動力が増加するのみだからである。

この結果から、製品窒素の圧力、すなわち、低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスでは、第１精留塔１１の塔頂部から抜き出されて第１製品回収経路３５から導出される第１製品窒素ガスの圧力は、双方とも１．１ＭＰａが本発明の効果が期待できる限界となり、これを超える圧力で製品窒素を使用先に送出する場合は、従来の低圧型プロセスの方が有利となる。

表５は、前記低圧タービンプロセスと前記空気タービンプロセスとにおける膨張タービンの仕様を示すもので、同程度の製品窒素を採取する場合で比較している。

この例では、両者の体積流量が約１０倍（＝１７２／１６）も異なっている。これは、低圧膨張タービンプロセスでは，膨張タービンの入口圧力が低いために膨張比が小さくなり、所定の寒冷を得るために比較的多くの流体を処理する必要があるからである。この体積流量は、膨張タービンの機械的仕様（寸法）に大きく影響を及ぼす。

これらのプロセスで用いる膨張タービンは、一般の汎用膨張タービンであり，体積流量が極端に少ない場合は、汎用品の採用が困難になる場合がある。逆に体積流量が極端に多い場合も、汎用品の採用が困難になったり、膨張タービンを複数設置しなければならない場合がある。

しかし、低圧タービンプロセスを比較的小規模の窒素製造装置に採用した場合には、装置規模の割に膨張タービンの処理流量が多くなり、極端に少なくならないことから、一般の汎用膨張タービンを採用することが可能となる。逆に、空気タービンプロセスを中大規模の窒素製造装置に採用した場合には、装置規模の割に膨張タービンの処理流量を少なくすることができるので、この場合も、一般の汎用膨張タービンを採用することが可能となる。

この点を考慮して低圧タービンプロセスと空気タービンプロセスとにそれぞれ有利な製品圧力及び製品流量の範囲を図６に示す。但し、膨張タービンの処理流量は、製品液化窒素の採取の有無、装置の保冷状態等の条件によって異なるから、低圧タービンプロセスと空気タービンプロセスとの選択は、様々な条件を勘案して決定することが望ましい。しかし、定性的には、製品窒素流量が数千Ｎｍ３／ｈ以下の小規模窒素製造装置の場合には低圧タービンプロセスが有利であり、製品窒素流量が数千Ｎｍ３／ｈ以上〜数万Ｎｍ３／ｈ程度の中大規模窒素製造装置の場合には空気タービンプロセスが有利であるといえる。

参考例を示す窒素製造装置の系統図である。本発明の一形態例を示す窒素製造装置の系統図である。比較に使用した従来の窒素製造装置の系統図である。一つの精留塔を使用した従来の窒素製造装置の一例を示す系統図である。低圧型プロセス、低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスとにおける製品圧力毎の動力原単位を示す図である。低圧タービンプロセス及び空気タービンプロセスが有利な製品圧力及び製品流量の範囲を示す図である。

符号の説明

１１…第１精留塔、１２…第１凝縮器、１３…第２精留塔、１４…第２凝縮器、１５…低圧膨張タービン、１６…主熱交換器、１７…減圧弁、１８…窒素圧縮機、１９…減圧弁、２０…減圧弁、３２…原料空気流入経路、３５…第１製品回収経路、４３…第２製品回収経路、７２…空気タービン、７３…空気導入経路、７４…酸素富化液化流体導入経路、８５…中圧膨張タービン

Claims

原料空気を深冷液化分離して製品窒素を採取する窒素製造方法において、圧縮、精製、冷却した原料空気を０．６ＭＰａ以上、１．１ＭＰａ以下の圧力で低温蒸留して第１窒素ガスと第１酸素富化液化流体とに分離する第１分離工程と、前記第１窒素ガスと減圧後の前記第１酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第１窒素ガスを凝縮液化して第１液化窒素を得ると同時に第１酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第１酸素富化ガス流体を得る第１間接熱交換工程と、前記第１酸素富化ガス流体を０．３ＭＰａ以上で、かつ、前記第１分離工程より低い圧力で低温蒸留して第２窒素ガスと第２酸素富化液化流体とに分離する第２分離工程と、前記第２窒素ガスと減圧後の前記第２酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第２窒素ガスを凝縮液化して第２液化窒素を得ると同時に第２酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第２酸素富化ガス流体を得る第２間接熱交換工程と、前記原料空気の一部を断熱膨張させることにより運転に必要な寒冷を発生させる寒冷発生工程と、該寒冷発生工程を経た原料空気を前記第２分離工程の中間段に導入する空気導入工程と、前記第１窒素ガスの一部を熱回収後に第１製品窒素ガスとして導出する第１製品回収工程と、前記第２窒素ガスの一部を熱回収後に第２製品窒素ガスとして導出する第２製品回収工程とを含むことを特徴とする窒素製造方法。
前記第２製品窒素ガスを圧縮する工程を含んでいることを特徴とする請求項１記載の窒素製造方法。
原料空気を深冷液化分離して製品窒素を採取する窒素製造装置において、圧縮、精製、冷却された原料空気を０．６ＭＰａ以上、１．１ＭＰａ以下の圧力で低温蒸留して塔上部の第１窒素ガスと塔底部の第１酸素富化液化流体とに分離する第１精留塔と、前記第１窒素ガスと減圧後の前記第１酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第１窒素ガスを凝縮液化して第１液化窒素を得ると同時に第１酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第１酸素富化ガス流体を得る第１凝縮器と、前記第１酸素富化ガス流体を０．３ＭＰａ以上で、かつ、前記第１精留塔より低い圧力で低温蒸留して塔上部の第２窒素ガスと塔底部の第２酸素富化液化流体とに精留分離する第２精留塔と、前記第２窒素ガスと減圧後の前記第２酸素富化液化流体とを間接熱交換させて第２窒素ガスを凝縮液化して第２液化窒素を得ると同時に第２酸素富化液化流体を蒸発ガス化して第２酸素富化ガス流体を得る第２凝縮器と、前記原料空気の一部を断熱膨張させて装置の運転に必要な寒冷を発生する膨張タービンと、前記膨張タービンを経た原料空気を前記第２精留塔の中間段に導入する空気導入経路と、前記第１窒素ガスの一部を熱回収後に第１製品窒素ガスとして導出する第１製品回収経路と、前記第２窒素ガスの一部を熱回収後に第２製品窒素ガスとして導出する第２製品回収経路とを備えていることを特徴とする窒素製造装置。
前記第２製品窒素ガスを圧縮する窒素圧縮機を備えていることを特徴とする請求項３記載の窒素製造装置。
前記第２精留塔は、装置外からの液化窒素を導入する液化窒素導入経路を備えていることを特徴とする請求項３又は４記載の窒素製造装置。