JP5298291B2 - 酸素選択型吸着剤を利用した圧力スイング吸着法による酸素製造方法及び装置 - Google Patents

Description

本発明は、空気中の酸素を分離、除去、又は濃縮するための酸素選択的吸着剤を使用しての酸素と窒素との分離方法及び装置に関する。

空気からの酸素の分離、除去、又は濃縮プロセスにおける最大の問題点は、通常原料を空気に求めるため原料コストは存せず、酸素に付加される価格が
（ａ）分離、濃縮に設けられる設備費
（ｂ）装置を稼動させるに必要な諸動力費
（ｃ）分離媒体が必要な場合、その価格及び補充費用
等に依存することである。

酸素の分離、濃縮、除去に関しては、装置を稼動させるのに必要な諸動力費の内、電力原単位の面からは、従来、製造しようとする酸素の純度が高い程、空気の極低温冷却による深冷分離プロセスが省電力で効率的な酸素製造が可能なことから採用され、他方、純度が比較的低い酸素を製造する場合には、モレキュラーシーブスを吸着剤として用いた圧力スイング吸着（ＰＳＡ）プロセスが、省電力で効率的な酸素製造が可能なことから、採用されてきた。

ＰＳＡプロセスは、深冷分離プロセスに比べて、用いる装置がコンパクトであることから、容易に設置でき、しかも保守も比較的容易であることから、近年広い分野に普及している。しかし、ＰＳＡプロセスは、深冷分離プロセスに比べて、製品回収率が低く、生産コストの面で不利である。そのため、ＰＳＡプロセスの一層の普及を図るには、吸着性能の高い吸着剤を見出すことが当分野で望まれている。

本発明者等は、構造式Ｌａ_ｘＳｒ_１−ｘＣｏ_ｙＦｅ_１−ｙＯ_３−δによって表される立方晶ペロブスカイト型酸化物に各種金属をドーピングして得られる酸素選択型吸着剤性能について検討した（例えば特許文献１を参照）。吸着温度４００℃におけるＬＳＣＦ１９９１（Ｌａ：Ｓｒ：Ｃｏ：Ｆｅ＝１：９：９：１）の可逆酸素吸着量ｑ_ｒｅｖは、９ｍｌＮ／ｇであり、これは既存酸素選択型吸着剤で最も酸素吸着量の大きな活性炭系酸素選択型吸着剤ＭＳＣ−３Ａの２５℃、２１ｖｏｌ％の可逆酸素吸着量の３０倍になる。更に、ＭＳＣ−３Ａを酸素−窒素２成分系からの酸素選択型吸着剤に使用する場合には、酸素分離係数α（同一酸素、窒素分圧における酸素、窒素吸着量比（ｑｏ_２／Ｃｏ_２）／（ｑｎ_２／Ｃｎ_２））が３程度と、窒素の共吸着による性能低下が避けられなかったが、Ｙ、ＩｎドープしたＢａＦｅＯ_３−δでは殆ど窒素を吸着しないのでα＞１００以上と完全な酸素吸着性を示すことを見出し、優れたＰＳＡ用吸着剤になることを開示した。

高温条件下、酸素を選択的に吸着するペロブスカイト型酸化物を吸着剤として使用したＰＳＡによる空気からの酸素、窒素分離方法では、酸素製造時の電力原単位は現行酸素製造法の中で最小値を示す深冷分離法の０．３１ｋＷｈ／ｍ^３Ｎを下回る０．２ｋＷｈ／ｍ^３Ｎが予想されている。

しかし、実際にペロブスカイト型酸素選択型吸着剤を使用する場合、従来はこの吸着剤は、酸素の可逆吸着量が温度約３００℃以上で増大する傾向にあることから、約４００℃以上の高温で使用する必要があり、吸着剤への有効な熱移動、分離後の酸素、窒素からの熱の回収、高温での流路変更のための耐熱、耐酸素性バルブ、原料空気からの露点−４０℃以下の脱湿の課題を解決する必要がある。

この為、現在の公知の知見のみで装置を構成すると空気からの酸素／窒素分離以外の周辺技術の点で非常に大きな負担が生じ、上記の電力原単位の達成は困難であり、また安定した酸素・窒素分離も困難となる。
特開平２００５−０８７９４１号公報

本発明は、上述したペロブスカイト型酸素選択型吸着剤の欠点を改善し、比較的低い温度で酸素選択型吸着剤の酸素吸着能を最大に発揮させ、比較的低い温度で酸素選択型吸着剤が有する熱を効率的に利用することによって、酸素選択性の優れた酸素選択型吸着剤を提供し、かつ該吸着剤を用いて少ない動力原単位で酸素を容易に製造することができる酸素・窒素を分離するプロセス及び装置を提供するものである。

本発明者等は、上記の課題を達成するために、鋭意研究した結果、特定のペロブスカイト型酸素選択型吸着剤が、驚くべきことに酸素を２００〜３５０℃の比較的低い温度において可逆吸着によって多量に吸着しかつ吸着速度も大きいことを見出し、単に圧力を増減させることによって酸素の吸着及び脱着を容易に行うことを見出した。しかも、比較的高い温度の製品酸素及び窒素の有する熱を有効利用して回収することにより、酸素製造電力原単位を低減させて、極めて低い動力原単位で高純度の酸素を容易に製造することができることを見出して、本発明をなすに至った。

本発明において、ペロブスカイト型酸化物とは、立方晶、六方晶及び斜方晶ペロブスカイト型酸化物構造を有する酸化物、ブラウンミラライト構造を有する酸化物、及び２Ｈ−ＢａＮｉＯ₃構造を有する酸化物を総称して言う。

かくして、本発明によれば、下記の１〜１１の発明を提供する：
１．酸素、窒素を主成分とする混合ガスを蓄熱材、混合ガス−窒素熱交換器、混合ガス加熱器、高温酸素選択的吸着剤として使用するＢａＦｅＯ_３−δにＹまたはＩｎをドーピングしたペロブスカイト型酸化物の充填された吸着塔に相対的高圧条件下で供給して、混合ガスと蓄熱材とを接触させて混合ガスを昇温し、次いで混合ガスを混合ガス−窒素熱交換器で塔出口窒素と熱交換して昇温し、次いで混合ガスを混合ガス加熱器と接触させて吸着温度に設定した後に、酸素選択型吸着剤と接触させて酸素を吸着させて、窒素と分離した後に、酸素を吸着した酸素選択型吸着剤を相対的低圧条件に導いて酸素を脱着させ、酸素と蓄熱材との接触により高温酸素からの熱回収を行う、酸素と窒素との圧力スイング吸着法（ＰＳＡ）による分離方法。
２．酸素、窒素を主成分とする混合ガスを酸素選択型吸着剤と接触させて相対的高圧条件下で酸素を吸着させて窒素と分離した後に、酸素を吸着した酸素選択型吸着剤を、製品窒素をパージガスとして大気圧ないし減圧条件下でパージして酸素を更に脱着させる、上記１記載の酸素と窒素とのＰＳＡによる分離方法。
３．混合ガスの流れ方向に向かって、蓄熱材の上流に水分吸着剤を装架し、相対的高圧条件下で水分を吸着して乾燥混合ガスを調製して、酸素選択型吸着剤に供給して酸素を吸着させ、相対的減圧条件下で脱着された高温酸素を蓄熱材と接触させて酸素から熱を回収して降温した濃縮酸素から吸着水分を離脱させる、上記１、２のいずれかに記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。
４．吸着工程終了後の吸着塔と脱着工程終了後の吸着塔とを塔後方で連絡させ、吸着工程終了後の吸着塔に残留する酸素を脱着工程終了後の吸着塔に供給して回収する、上記１〜３のいずれかに記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。
５．酸素、窒素を主成分とする混合ガスを相対的高圧条件下で供給して酸素と窒素とを分離する圧力スイング吸着装置であって、混合ガスの流れ方向に、順に、
（１）吸着された高温酸素から熱を回収し、回収した熱を混合ガスに付与するための蓄熱材、
（２）分離蓄熱材を通った混合ガスが熱交換器の一方の側を流れ、充填塔を流出する高温の窒素製品ガスが熱交換器の他方の側を流れ、高温の窒素製品ガスから混合ガスに熱を回収して熱交換器を流出する混合ガスを昇温させる混合ガス−窒素熱交換器、
（３）窒素との熱交換器を通って昇温した混合ガスを加熱して吸着温度にするための加熱器、
（４）混合ガス−窒素熱交換器を通った混合ガスを通して酸素を選択的に吸着した後に窒素を通過させて酸素を選択的に吸着する吸着剤床
を内部に装着した充填塔を並列に２塔以上含み、充填塔を保温するために保温庫内に収容される酸素と窒素とを分離する圧力スイング吸着装置。
６．酸素選択型吸着剤としてＢａＦｅＯ_３−δにＹをＹ／Ｆｅモル比で０．００１以上ドーピングするかまたはＩｎをＩｎ／Ｆｅモル比で０．００２以上ドーピングしたペロブスカイト型酸化物を使用し、２００〜３５０℃の吸着温度で実施する請求項１〜５のいずれか記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。

ペロブスカイト型酸化物使用温度としては最低温の２００〜３５０℃において、酸素を可逆吸着によって多量に吸着し、かつ可逆的吸着速度も大きく、単に圧力を増減させることによって酸素の吸着及び脱着を容易に行うことができる。しかも、高温の製品酸素及び窒素の有する熱を有効利用して回収することにより、酸素製造電力原単位を低減させて、極めて低い動力原単位で高純度の酸素を容易に製造することができる。

更に、蓄熱材の前方部に水分吸着剤を装架することにより、原料空気中の水分除去を酸素と窒素の分離において同時に実施することが出来ることから、高効率かつ低コストで高純度の酸素を容易に製造することができる。

高い熱回収率と、高温部での動作の困難な自動弁、現空ブロワー、真空ポンプ等の駆動部を有するユニットを低温部に設置すること、高効率で信頼性の高い空気からの酸素と窒素の分離方法を提供することができる。

以下に、本発明を実施するための形態を、添付図面を参照しながら説明する。
発明を実施するための装置の例を図１及び２に示す。

図１及び２において、本発明を実施するための酸素と窒素とを分離する圧力スイング吸着装置を示す。圧力スイング吸着装置は、充填塔４ａ、ｂが保温庫２４内に収容されてなる。

充填塔４ａ、ｂは、混合ガスの流れ方向に、順に、
（１）吸着された高温酸素から熱を回収し、回収した熱を混合ガスに付与するための蓄熱材１９ａ、ｂ、
（２）蓄熱材を通った混合ガスが熱交換器の一方の側を流れ、充填塔を流出する高温の窒素製品ガスが熱交換器の他方の側を流れ、高温の窒素製品ガスから混合ガスに熱を回収して熱交換器を流出する混合ガスを昇温させる混合ガス−窒素熱交換器２０ａ、ｂ、
（３）窒素との熱交換器を通って昇温した混合ガスを加熱して吸着温度にするための加熱器２１ａ、ｂ、
（４）混合ガス−窒素熱交換器を通った混合ガスを通して酸素を選択的に吸着して窒素を通過させる酸素を選択的に吸着する吸着剤床５ａ、ｂ
を内部に収容する。

蓄熱材１９ａ、ｂは、一般に市販されている任意のものを使用してよいが、ガスが通過する際の圧損が最少になりかつ蓄熱量の大きなものを使用するのが好ましい。このような蓄熱材として、例えばライナー間ピッチ２ｍｍ程度、平板厚さ０．５ｍｍ程度のステンレス製蓄熱材ハニカムを挙げることができる。

混合ガス−窒素熱交換器２０ａ、ｂは、一般に市販されている任意のものを使用してよいが、ガスが通過する際の圧損が最少になりかつ熱交換率の高いものを使用するのが好ましい。このような熱交換器として、例えば内部を高温窒素が流過するフィン付きチューブ管群を挙げることができる。外部を流過する混合ガスは、フィン付きチューブ管群を流過するため、高い温度に接触する面積が大きくなり、熱交換率が増大する。

加熱器２１ａ、ｂは、吸着剤が最適の吸着能を発揮する温度にまで混合ガスを昇温するためのものであり、一般に市販されている任意のものを使用してよいが、ガスが通過する際の圧損が最少になりかつ熱交換率の高いものを使用するのが好ましい。このような加熱器として、例えば電気ヒータを挿入したフィン付きチューブを挙げることができる。吸着剤床に熱電対を設置して、熱電対により検知される温度に応じて加熱器からの熱を制御して設定温度を維持する制御システムにするのが好ましい。

本発明において用いる吸着剤床５ａ、ｂは、酸素を比較的高い温度において可逆吸着によって多量に吸着しかつ可逆的吸着速度も大きいものである。このような吸着剤として、ペロブスカイト型酸化物を用いるのが好ましい。

本発明において用いるのに好適な吸着剤は、構造式ＢａＦｅ_ｙＯ_３−ｚにＩｎをＩｎ／Ｆｅモル比で０．００２以上ドーピングしたペロブスカイト型酸化物であり、特許文献１に開示されている製造法でＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δを製造することができる。（調製法は実施例合成法１に記載。）

同じく、構造式ＢａＦｅＯ_３−δにＹをＹ／Ｆｅモル比で０．０２以上ドーピングしたペロブスカイト型酸化物であり、特許文献１に開示されている製造法でＹをドープした、ＢａＦｅＯ_３−δを製造することができる。（調製法は実施例合成法２に記載。）

混合ガスとして空気を使用する本発明の第一の実施態様を図１に、シーケンスを表１に示す。

第１ステップ〔充填塔４ａ、充填塔４ｂ−塔間均圧工程〕
図１に於いて、吸着工程の終了した吸着圧力１００〜２００ｋＰＡの充填塔４ａと再生工程の終了した再生圧力２〜２０ｋＰａの充填塔４ｂを塔後方のバルブ８ａ、６ａを開くと充填塔４ａ後方に残留する窒素が充填塔４ｂに移行して脱着工程に移行する充填塔４ａの酸素濃度が著しく上昇する。又充填塔４ａ、充填塔４ｂとも塔内圧力は均圧化されるため、吸着工程にとっては円滑な昇圧、減圧工程にとっては円滑な減圧が進行する。

均圧化により降圧した充填塔４ａと製品タンク１２の間をバルブ８ｂで結ぶと、充填塔４ａの後方から製品窒素が、流路１７ａ、空気−窒素熱交換器２０ａ、流路２２ａを通じて昇温して供給され、充填塔４ａの吸着圧力は１００〜２００ｋＰＡに近いところまで昇圧する。均圧程度に減圧した充填塔４ｂをバルブ９ｂを介して真空ポンプと結ぶと塔内圧力は減圧して吸着酸素が脱着する。この時、前述したように、蓄熱材ハニカム１９ｂと接触し、蓄熱材は昇温し、脱着酸素は降温して脱着酸素の持つ熱は効率良く回収される。

第３ステップ〔充填塔４ａ−吸着工程、充填塔４ｂ−再生工程〕
乾燥空気を流路１からブロワー２、バルブ３ａを通じて酸素選択型吸着剤充填塔４ａに供給する。充填塔４ａに、供給する乾燥空気の流れ方向に、順に、蓄熱材ハニカム１９ａ、空気−窒素熱交換器２０ａ、空気加熱器２１ａ、酸素選択型吸着剤ハニカム５ａが充填されている。充填塔４ａの最前方部には、蓄熱材ハニカム１９ａが充填されており、空気との接触で空気は昇温し、蓄熱材ハニカム１９ａは降温して脱着酸素の持つ熱量が回収されて空気が昇温する。次いで、昇温された空気は、内部を高温窒素が流過する混合ガス−窒素熱交換器２０ａと接触し、空気は昇温し、管群２０ａ内の窒素は降温して流過する窒素の持つ熱量が回収されて空気が昇温する。これで、吸着剤の適した吸着温度に達しない場合には、空気加熱器２１ａと空気が接触して、適した吸着温度に達する。加熱器２１ａを流過し、次いで酸素選択型吸着剤ハニカム床５ａと接触した空気は、酸素が吸着されて、床から流過した窒素は、次いで充填塔４ａ後方から流出する。流出する窒素は吸着剤床設定温度の高温のため、流路２２ａから空気−窒素熱交換器２０ａに供給され、昇温中の空気と接触して、熱回収が計られる。ここで酸素選択型吸着剤ハニカム５ａの酸素吸着帯は塔前方から後方に移動し、充填塔４ａ後方から酸素が流過する直前に空気の供給を停止する。充填塔４ｂは塔後方まで酸素吸着帯が移動した状態であり、流路１７ａから供給される製品窒素を減圧弁１８、バルブ８ｂを通じて充填塔４ｂは塔後方から供給し、酸素選択型吸着剤ハニカム５ｂと向流接触することで酸素が脱着する。脱着した酸素は空気加熱器２１ｂ、空気−窒素熱交換器を通過して、（ここまでは脱着酸素の熱回収は殆ど計られない。）蓄熱材ハニカム１９ｂと接触し、蓄熱材は昇温し、脱着酸素は降温して脱着酸素の持つ熱は効率良く回収される。なお脱着した酸素濃度は約５０ｖｏｌ％以上に濃縮されている。

本酸素−窒素分離は２００〜８００℃の高温で操作されるため、酸素選択型吸着剤充填塔４ａ、４ｂは左記温度に保持する必要があり、本実施例では充填塔４ａ、４ｂを保温庫２４に設置して熱損失を最小にとどめている。

ここで第１〜３ステップと同じ操作を充填塔４ａと充填塔４ｂを変更して、第４〜６ステップの操作を実施する。

次に、混合ガスとして空気を使用する本発明の第二の実施態様を説明する。

第一実施例においては、「吸着工程」では塔間均圧−昇圧−吸着、「再生工程」では塔間均圧−減圧−向流パージで酸素回収を行ったが、第二実施例においては、向流パージにおけるパージガスとして製品窒素を使用し、又吸着工程終了後の吸着塔に窒素が残留するため、９９ｖｏｌ％程度の高濃度酸素回収は困難である。回収酸素からの窒素の除去を行う方法としては、「再生工程」において吸着工程終了後の吸着塔に塔前方から回収した酸素をパージすると吸着塔に残留する窒素が酸素と置換して、塔後方から窒素が流過し、脱着工程に於ける酸素濃度が著しく上昇する。

この時の装置のフローシートを図２に、装置フローシ−トを表２に示す。図中、図１と同一の番号は同一の部品を示す。図２において吸着工程終了後の充填塔４ｂにガスタンク２６から真空ポンプ１１をブロワーとして使用し、バルブ２７、２８、３ｂ、６ｂを開くと、塔に残留する窒素が流過して流路２９から流路１に還流して回収される。

この操作を並流パージと呼ぶが、脱着ガス量をＧ２（ｍ^３Ｎ／ｈ）、並流パージガス流量をＧ４（ｍ^３Ｎ／ｈ）とすると、並流パージ率Ｋを、
Ｋ＝Ｇ４／Ｇ２
で定義する。なお脱着ガス量Ｇ３は、Ｇ３＝Ｇ２−Ｇ４である。
以下に、実施例を例示して本発明を具体的に説明するが、これらは、本発明を制限するものではない。

合成例１ Ｉｎ／Ｆｅ比０．０２のＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの合成
硝酸バリウム、硝酸インジウム、硝酸鉄の粉末を、モル比で１００：９８：２に混合し、純水にて溶解した後、空気中で３５０℃に昇温して蒸発乾固した後、空気中で８００℃，２ｈ仮焼し、さらに１２００℃で６ｈ本焼成して、ＢａＦｅ_０．９８Ｉｎ_０．０２Ｏ_３−δペロブスカイト型酸化物粉末を調製した。酸化物粉末がペロブスカイト型構造を有することは、ＣｕＫα線を用いたＸ線回折分析（ＸＲＤ）によって確認した。この粉末１６ｇにカオリン４ｇ、セルロース４ｇ、純水２ｇを加えてペロブスカイト系酸化物原料ケーキを調製し、これを押し出し成形機に荷重１００ｋｇを加えて直径１．６ｍｍφのペレットを得た。このペレットを空気中２００℃／時で８００℃に昇温して１時間保持して活性化したペロブスカイト型酸化物ペレットを調製した。

実施例１
充填塔４ａ、ｂの酸素選択型吸着剤ハニカム５ａ、ｂとして、合成例１で調製したＩｎ／Ｆｅ比０．０２のＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δを使用して、本発明の第一の実施態様を実施した。空気からの酸素、窒素分離におけるＰＳＡ操作条件と分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）の関係を評価した。

第１ステップ〔充填塔４ａ、充填塔４ｂ−塔間均圧工程〕
吸着工程の終了した充填塔４ａの吸着圧力１２０ｋＰＡ、再生工程の終了した充填塔４ｂの再生圧力５ｋＰａにした。充填塔４ａ、充填塔４ｂの均圧化後の塔内圧力は６０ｋＰａであった。

第２ステップ〔充填塔４ａ−昇圧工程、充填塔４ｂ−減圧工程〕
６０ｋＰａ程度に昇圧した充填塔４ａと製品タンク１２の間をバルブ８ｂで結ぶと、充填塔４ａの後方から製品窒素が、吸着温度まで昇温して供給され、充填塔４ａの吸着圧力は１２０ｋＰＡに近いところまで昇圧した。６０ｋＰａ程度に減圧した充填塔４ｂをバルブ９ｂを通じて真空ポンプと結ぶと塔内圧力は１０ｋＰＡ以下に減圧して吸着酸素が脱着した。

第３ステップ〔充填塔４ａ−吸着工程、充填塔４ｂ−再生工程〕
乾燥空気１００ｍ^３Ｎ／ｈを流路１から酸素選択型吸着剤充填塔４ａに供給した。充填塔４ａは直径３０ｃｍ、高さ１５０ｃｍの大きさである。ここに２０リットルの蓄熱材ハニカム１９ａ、空気−窒素熱交換器２０ａ、空気加熱器２１ａ、８０リットルの酸素選択型吸着剤ハニカム５ａが充填されている。（空塔速度は０．５ｍ／ｓｅｃ、吸着負荷は６５０ｍ^３Ｎ／ｈ／ｔｏｎである。）充填塔４ａの最前方部には、ライナー間ピッチ２ｍｍ、平板厚さ０．５ｍｍのステンレス製蓄熱材ハニカム１９ａが直径３０ｃｍ、層高２０ｃｍの形状で充填されており、空気との接触で空気は昇温し、蓄熱材ハニカム１９ａは降温して脱着酸素の持つ熱量が回収されて空気が昇温する。次いで内部を高温窒素が流過するフィン付きチューブ管群２０ａと接触し、空気は昇温し、管群２０ａ内の窒素は降温して流過する窒素の持つ熱量が回収されて空気が昇温する。これで吸着塔設定温度の２５０℃の９０％、２２５℃までは昇温するが、最高温部の２５０℃には達しないため、電気ヒータを挿入したフィン付きチューブ２１ａと空気が接触して、２５０℃に達する。８０リットルの酸素選択型吸着剤ハニカム５と接触した空気中の酸素は吸着されて、塔後方から窒素が流過する。流過する窒素は２５０℃の高温のため、流路２２ａから空気−窒素熱交換器２０ａに供給され、昇温中の空気と接触して、熱回収が計られる。ここで、酸素選択型吸着剤ハニカム５ａの酸素吸着帯は塔前方から後方に移動し、充填塔４ａ後方から酸素が流過する直前に空気の供給を停止する。充填塔４ｂは塔後方まで酸素吸着帯が移動した状態であり、流路１７から供給される４ｍ^３Ｎ／ｈの製品窒素を減圧弁１８、バルブ８ｂを通じて供給し、酸素選択型吸着剤ハニカム５ｂと向流接触することで酸素が脱着する。脱着した酸素は空気加熱器２１ｂ、空気−窒素熱交換器を通過して、（ここまでは脱着酸素の熱回収は殆ど計られない。）蓄熱材ハニカム１９ｂと接触し、蓄熱材は昇温し脱着酸素は降温して脱着酸素の持つ熱は効率良く回収される。なお脱着した酸素濃度は５０ｖｏｌ％以上に濃縮されている。

本酸素−窒素分離は２００〜３５０℃の高温で操作されるため、酸素選択型吸着剤充填塔４ａ、４ｂは左記温度に保持する必要があり、本実施例では充填塔４ａ、４ｂを保温庫２４に設置して熱損失を最小にとどめている。

ここで第１〜３ステップと同じ操作を充填塔４ａと充填塔４ｂを変更して、第４〜６ステップで実施する。

表３に吸着圧力、再生圧力、サイクルタイム、吸着温度を変更した時の分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ））を示す。

表３でＲｕｎ１、２、３、４は再生圧力５ｋＰａ、サイクルタイム２分、吸着温度５２３Ｋ（２５０℃）に設定し、吸着圧力を１１０〜２００ｋＰａに変更した時の分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）である。製品酸素濃度は９６ｖｏｌ％と高値を示し、圧力の上昇に伴い酸素吸着負荷は上昇し、電力原単位も上昇する。このため電力原単位を低値に保つためには低吸着圧力を採用すべきであり、吸着剤使用量を削減するためには高吸着圧力を採用すべき事が判る。

Ｒｕｎ５、６は吸着圧力１２０ｋＰａ、サイクルタイム２分、吸着温度５２３Ｋ（２５０℃）に設定し、再生圧力を５〜１５ｋＰａに変更した時の分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）である。再生圧力の上昇に伴い製品酸素濃度、酸素吸着負荷、電力原単位とも低下する。このため電力原単位を低値に保つためには高再生圧力を採用すべきであるが、吸着剤使用量を削減し、製品酸素濃度を高濃度に保つためには低再生圧力を採用すべき事が判る。

Ｒｕｎ７、８は吸着圧力１２０ｋＰａ、再生圧力５ｋＰａ、吸着温度５２３Ｋ（２５０℃）に設定し、サイクルタイムを３〜５分に変更した時の分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）である。サイクルタイムの増加に伴い製品酸素濃度、電力原単位は変化しないものの酸素吸着負荷は低下する。この為、吸着剤使用量を削減するためにはサイクルタイムを短縮すべき事が判る。但し、本装置の酸素吸着性能は酸素脱着速度で規定されており、Ｉｎ／Ｆｅ比０．０２のＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δではサイクルタイムは２分程度（脱着時間１分程度）が下限と考えられる。

Ｒｕｎ９、１０は吸着圧力１２０ｋＰａ、再生圧力５ｋＰａ、サイクルタイム２分に設定し、吸着温度を４７３〜６７３Ｋに変更した時の分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）である。吸着温度の上昇に伴い製品酸素濃度は上昇し５２３Ｋで最高濃度を示した後、製品酸素濃度は減少し、電力原単位の上昇、酸素吸着負荷の低減が進行する。この為本ＰＳＡでは４７３〜６２３Ｋ（２００〜３５０℃）での操作が望ましいことが判る。従来の９００Ｋを越える高温操作では、吸着装置の構成材料としてＮｉ、Ｃｒ等の高温用高級材料が必要となり、経済性が低下していたが、本装置ではステンレススティール等の通常の耐熱性材料が使用できる。また熱回収ユニットについても８０％を越える熱回収が容易に達成できる。

Ｒｕｎ１１は吸着圧力１２０ｋＰａ、再生圧力５ｋＰａ、サイクルタイム２分、吸着温度６７３Ｋに設定し、塔間均圧は実施しなかった時の分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）である。塔間均圧を実施しないことにより電力原単位が上昇し、酸素吸着負荷も上昇する。このため本ＰＳＡでは基本的には塔間均圧を実施する方が電力原単位を低減できることが判る。

実施例２
充填塔４ａ、ｂの酸素選択型吸着剤ハニカム５ａ、ｂとして合成例１で調製したＩｎ／Ｆｅ比０．０２のＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δを使用して本発明の第一の実施態様を実施した。
ここで並流パージ率と製品酸素濃度の関係を表４に示す。

並流パージ率の増加に伴い、製品酸素濃度は上昇し、並流パージ率７０％で酸素濃度は９９％に達し、並流パージ率８０％では酸素濃度は９９．５％に達する。

合成例２ Ｙ／Ｆｅ比０．０１のＹをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの合成法。
硝酸バリウム、硝酸イットリウム、硝酸鉄の粉末を、モル比１００：９９：１になるように混合し、純水にて溶解した後、空気中、３５０℃で蒸発乾固した後、空気中で８００℃，２ｈ仮焼し、さらに１２００℃で６ｈ本焼成してＢａＦｅ_０．９９Ｙ_０．０１Ｏ_３−δペロブスカイト型酸化物粉末を調製した。酸化物粉末がペロブスカイト型構造を有することは、ＣｕＫα線を用いたＸ線回折分析（ＸＲＤ）によって確認した。この粉末１６ｇにカオリン４ｇ、セルロース４ｇ、純水２ｇを加えてペロブスカイト系酸化物原料ケーキを調製し、これを押し出し成形機に荷重１００ｋｇを加えて直径１．６ｍｍφのペレットを得た。このペレットを空気中２００℃／時で８００℃に昇温して１時間保持して活性化したペロブスカイト型酸化物ペレットを調製した。

実施例３
充填塔４ａ、ｂの酸素選択型吸着剤ハニカム５ａ、ｂとして合成例２で調製したＹ／Ｆｅ比０．０１のＹをドープしたＢａＦｅＯ_３−δを使用して本発明の第一の実施態様を実施例１と同様にして実施した。空気からの酸素、窒素分離におけるＰＳＡ操作条件と分離性能（製品酸素濃度、酸素製造時の電力原単位（ｋＷｈ／ｍ^３Ｎ−Ｏ_２）、酸素吸着負荷（ｍ^３Ｎ−Ｏ_２／ｈ／ｔｏｎ）の関係を評価した。
その結果を下記の表５に示す。

Ｌａ−Ｓｒ−Ｃｏ−Ｆｅ−Ｏ系試料では、低温で可逆的酸素吸着速度の低下が顕著に表れるが、ＢａＦｅＯ_３−δを基本として種々の物質を置換した結果、Ｂａを一定量置換することにより低温での可逆的酸素吸着速度を改善することができ、更にＹおよびＩｎをドープすると３００℃以下の低温でも安定した酸素吸着量及び酸素吸着速度が確保できる。図３には、酸素濃度２１ｖｏｌ％、測定温度１００から６００℃におけるＹ／Ｆｅ比０．０１のＹをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの（以下、ＢＦＹ０．０１と略す。）可逆的酸素吸着量を、図４には酸素吸着速度を示す。図３に示すように酸素吸着量は最も高い８ｍｌＮ／ｇと、従来のＬａ_０．１Ｓｒ_０．９Ｃｏ_０．９Ｆｅ_０．１Ｏ_３−δ試料（ＬＳＣＦ１９９１と略す）の２倍の酸素吸着量を示している。又、図４に示すように、酸素吸着速度においては、２５０℃において２．５倍の酸素吸着速度を示しており、Ｙドープが酸素吸着最適温度の低温へのシフトに有効なことがわかる。
以上のことから、実用的な空気からの酸素分離に適用可能な、可逆的酸素吸着量及び酸素吸着速度の改善が達成されたことがわかる。

次に吸着温度２５０℃においてＹドープ量をＹ／Ｆｅ比０〜０．３まで変更したときの、酸素濃度２１ｖｏｌ％における可逆的酸素吸着量を図５に、酸素吸着速度を図６に示す。図５に示すように酸素吸着量は吸着温度２５０℃で最大値８ｍｌＮ／ｇを示しており、Ｙ／Ｆｅ比０．００１以上で未処理のＢａＦｅＯ_３−δに比較して酸素吸着速度は約５倍の吸着速度を示している。

図７には、酸素濃度２１ｖｏｌ％、測定温度１００から６００℃におけるＩｎ／Ｆｅ比０．０２のＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δ（以下ＢＦＩ０．０２と略する。）の可逆的酸素吸着量を、図８には酸素吸着速度を示す。図７に示すように酸素吸着量は９ｍｌＮ／ｇと、従来のＬＳＣＦ１９９１試料の２．２倍の酸素吸着量を示しており、酸素吸着速度においては５倍の吸着速度を示しており、Ｉｎドープが酸素吸着最適温度の低温へのシフトに有効なことがわかる。

次に吸着温度２５０℃においてＩｎドープ量をＩｎ／Ｆｅ比０〜０．１まで変更したときの、酸素濃度２１ｖｏｌ％における可逆的酸素吸着量を図８に、酸素吸着速度を図９に示す。図８に示すように酸素吸着量は、Ｉｎ／Ｆｅ＝０．０２で最大値９ｍｌＮ／ｇを示しており、Ｉｎ／Ｆｅ比０．００２以上で、未ドープのＢａＦｅＯ_３−δと比較して酸素吸着速度も６倍の酸素吸着速度を示している。

本発明の酸素選択型吸着剤は、その適用する範囲が極めて広く、例えば酸素選択型吸着剤を利用した酸素分離・濃縮装置に適用する場合、ＰＳＡへの適用可能であり、従来のＮ₂吸着型モレキュラーシーブスの吸着性能をはるかに凌駕し装置の小型化、酸素分離・濃縮の低廉化への道を開くものである。
また、本発明の酸素選択型吸着剤を酸素除去に利用するならば極めて安価な窒素製造を提供することとなる。

本発明の第一の実施態様を実施するために使用した装置の概略説明図である。 本発明の第二の実施態様を実施するために使用した装置の概略説明図である。 酸素濃度２１ｖｏｌ％、吸着温度１００〜６００℃におけるＹ／Ｆｅ比０．０１でＹをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの可逆酸素吸着量を示す。 酸素濃度２１ｖｏｌ％、吸着温度１００〜６００℃におけるＹ／Ｆｅ比０．０１でＹをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの酸素吸着速度を示す。 吸着温度２５０℃におけるＹドープ量をＹ／Ｆｅ比０〜０．３で変更したときのＢａＦｅＯ_３−δの可逆酸素吸着量を示す。 吸着温度２５０℃におけるＹドープ量をＹ／Ｆｅ比０〜０．３で変更したときのＢａＦｅＯ_３−δの酸素吸着速度を示す。 酸素濃度２１ｖｏｌ％、吸着温度１００〜６００℃におけるＩｎ／Ｆｅ比０．０２でＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの可逆酸素吸着量を示す。 酸素濃度２１ｖｏｌ％、吸着温度１００〜６００℃におけるＩｎ／Ｆｅ比０．０２でＩｎをドープしたＢａＦｅＯ_３−δの酸素吸着速度を示す。 吸着温度２５０℃におけるＩｎドープ量をＩｎ／Ｆｅ比０〜０．１で変更したときのＢａＦｅＯ_３−δの可逆酸素吸着量を示す。 吸着温度２５０℃におけるＩｎドープ量をＩｎ／Ｆｅ比０〜０．１で変更したときのＢａＦｅＯ_３−δの酸素吸着速度を示す。

符号の説明

４ａ、ｂ 充填塔
５ａ、ｂ 吸着剤
１２ 製品タンク
１９ａ、１９ｂ 蓄熱材
２０ａ、２０ｂ 混合ガス−窒素熱交換器
２１ａ、２１ｂ 混合ガス加熱器
２６ 脱着ガスタンク

Claims (8)

1. 保温庫内に充填塔を並列に２塔以上収容して充填塔を保温し、酸素、窒素を主成分とする混合ガスを、蓄熱材、混合ガス−窒素熱交換器、混合ガス加熱器、酸素選択型吸着剤として使用するＢａＦｅＯ_３−δにＹまたはＩｎをドーピングしたペロブスカイト型酸化物の充填された充填塔に供給して、混合ガスを蓄熱材と接触させて混合ガスを昇温し、蓄熱材は吸着された酸素を脱着させて回収する際に混合ガスの流れ方向と向流に流過させて蓄熱材に接触させることにより昇温された酸素から熱を回収して蓄熱し、次いで混合ガスを混合ガス−窒素熱交換器で吸着塔を流過する窒素と熱交換させて昇温し、次いで混合ガスを混合ガス加熱器と接触させて吸着温度にし、酸素選択型吸着剤と接触させて酸素を吸着させ、昇温された窒素は流過して塔後方より流出して流路を経て塔内の混合ガス−窒素熱交換器を通って混合ガスを昇温して製品窒素として回収し、酸素吸着が終了した後に、酸素を吸着した酸素選択型吸着剤を低圧条件に導いて酸素を脱着させて混合ガスの流れ方向と向流に流過させ、脱着された昇温された酸素は蓄熱材と接触することにより蓄熱材に蓄熱した後に吸着塔を出て製品酸素として回収する、酸素と窒素との圧力スイング吸着法（ＰＳＡ）による分離方法。
2. 酸素、窒素を主成分とする混合ガスを酸素選択型吸着剤として使用するＢａＦｅＯ_３−δにＹまたはＩｎをドーピングしたペロブスカイト型酸化物と接触させて酸素を吸着させて窒素と分離した後に、酸素を吸着した酸素選択型吸着剤を、製品窒素をパージガスとして大気圧ないし減圧条件下で混合ガスの流れ方向と向流にパージして酸素を更に脱着させる、請求項１に記載の酸素と窒素とのＰＳＡによる分離方法。
3. 混合ガスの流れ方向に向かって、蓄熱材の上流に水分吸着剤を装架し、混合ガスから水分を吸着して乾燥混合ガスを調製し、乾燥混合ガスを、蓄熱材、混合ガス−窒素熱交換器、混合ガス加熱器、酸素選択型吸着剤として使用するＢａＦｅＯ_３−δにＹまたはＩｎをドーピングしたペロブスカイト型酸化物に供給して酸素を設定した吸着温度で吸着させ、次いで減圧条件下で脱着された昇温された酸素を混合ガスの流れ方向と向流に流過させて蓄熱材と接触させて酸素から熱を回収して降温した濃縮酸素を水分吸着剤に通して吸着された水分を水分吸着剤から離脱させる、請求項１または２に記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。
4. 吸着工程終了後の吸着塔と脱着工程終了後の吸着塔とを塔後方で連絡させ、吸着工程終了後の吸着塔に残留する酸素を脱着工程終了後の吸着塔に供給して回収する、請求項１〜３のいずれか一に記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。
5. 酸素選択型吸着剤としてＢａＦｅＯ _３−δ にＹをＹ／Ｆｅモル比で０．００１以上ドーピングするかまたはＩｎをＩｎ／Ｆｅモル比で０．００２以上ドーピングしたペロブスカイト型酸化物を使用する、請求項１〜４のいずれか一に記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。
6. 吸着温度が２００〜３５０℃である、請求項１〜５のいずれか一に記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離方法。
7. 保温するために保温庫内に充填塔が並列に２塔以上収容される酸素と窒素とを分離する圧力スイング吸着装置であって、充填塔が充填塔に供給する混合ガスの流れ方向に、順に、
   （１）吸着された酸素を脱着させて回収する際に混合ガスの流れ方向と向流に流過させて接触させることにより昇温された酸素から熱を回収して蓄熱するための蓄熱材、
   （２）蓄熱材に接触した混合ガスが熱交換器の一方の側を流れ、吸着塔を流過する昇温された窒素製品ガスが熱交換器の他方の側を流れ、昇温された窒素製品ガスから混合ガスに熱を回収して熱交換器を流過する混合ガスを昇温させる混合ガス−窒素熱交換器、
   （３）窒素との熱交換器を通って昇温した混合ガスを加熱して吸着温度にするための加熱器、および
   （４）加熱器を通った混合ガスを通して酸素を選択的に吸着して窒素を通過させる酸素選択型吸着剤としてＢａＦｅＯ _３−δ にＹまたはＩｎをドーピングしたペロブスカイト型酸化物
   を設けた酸素と窒素のＰＳＡによる分離装置。
8. 酸素選択型吸着剤としてＢａＦｅＯ _３−δ にＹをＹ／Ｆｅモル比で０．００１以上ドーピングするかまたはＩｎをＩｎ／Ｆｅモル比で０．００２以上ドーピングしたペロブスカイト型酸化物を使用する、請求項７に記載の酸素と窒素のＰＳＡによる分離装置。

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