JP6738126B2 - 空気分離装置 - Google Patents
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Description
本発明は、原料空気から少なくとも酸素を分離する空気分離装置に関する。
製鉄所、化学、電子産業などの工場、発電設備等では、酸素、窒素、またはアルゴンなどが用いられている。例えば、製鉄所および火力発電所では、空気よりも酸素濃度の高い酸素富化空気を用いてバーナーを燃焼させることによって、排気ガスからの熱損失を削減し、燃焼効率を向上させる酸素富化燃焼技術が適用されつつある。そのため製鉄所等では、酸素、窒素、またはアルゴンなどを自給するために、空気分離装置が併設されている。空気分離装置は、空気を圧縮し、冷却液化して蒸留により酸素、窒素、またはアルゴンに分離する装置である。空気分離装置は、その設備によっては数十ＭＷもの電力エネルギーを必要とする。しかし、二酸化炭素などによる地球温暖化やエネルギー価格の高騰から、空気分離装置には、一層の省エネルギー化が求められている。
上記空気分離装置の一例として、深冷式の空気分離装置の代表的な構成例を図１を用いて説明する。図１に示した深冷式空気分離装置１は、空気圧縮機２、吸着器３ａ、３ｂ、主熱交換器４、高圧精留塔５、低圧精留塔６、低圧精留塔６内に設けられた主凝縮器６ａ、冷却設備７、および膨張タービン９を主として備えている。冷却設備７と吸着器３ａ、３ｂは、まとめて前処理設備と呼ばれることがある。また、主熱交換器４、高圧精留塔５、および低圧精留塔６は、図示しないコールドボックス内に収容されている。本明細書では、上記前処理設備とコールドボックスをまとめて空気分離設備８と呼び、空気分離設備８と上記空気圧縮機２をまとめて空気分離装置１と呼ぶことがある。また、高圧精留塔５および低圧精留塔６をまとめて精留塔と呼ぶことがある。
原料空気は、空気圧縮機２によって高圧精留に必要な約３００〜５００ｋＰａの圧力に昇圧圧縮され、冷却設備７で冷却された後、吸着器３ａ、３ｂで二酸化炭素、水分、炭化水素等の不純物が除去される。吸着器３ａ、３ｂを経た原料空気は、経路Ｌ１を通り、コールドボックスに供給される。コールドボックスに供給された原料空気は、主熱交換器４のＨＯＴ側に供給され、該主熱交換器４で冷却され、経路Ｌ１により高圧精留塔５の底部へ供給される。また、主熱交換器４で冷却された原料空気の一部は、主熱交換器４内で経路Ｌ１が分岐した経路Ｌ１ｂにより膨張タービン９へ供給され、減圧された後、低圧精留塔６へ供給される。
高圧精留塔５に供給された原料空気は、高圧精留塔５内を上昇中に下降液と向流接触を行い、蒸留により低沸点成分が増加することで液体窒素と酸素リッチな液体空気とに精留分離される。高圧精留塔５内で精留分離された液体窒素および酸素リッチな液体空気は、図示しない経路により低圧精留塔６へ供給される。低圧精留塔６に供給された液体窒素と酸素リッチな液体空気は上昇ガスと向流接触を起こし、蒸留により低圧精留塔６内で高純度の窒素ガスと液体酸素とに精留分離される。
一方、高圧精留塔５内の窒素ガスは経路Ｌ２を通して低圧精留塔６に設けられた主凝縮器６ａへ供給される。主凝縮器６ａでは、供給された窒素ガスと低圧精留塔６内の底部に溜まった液体酸素との間で熱交換を行って、該液体酸素を気化させて酸素ガスとし、窒素ガスを凝縮して液体窒素とする。この熱交換に必要な窒素ガスと液体酸素との温度差を確保するために、高圧精留塔５および低圧精留塔６の各運転圧力が設定される。
上記低圧精留塔６内で気化して生成した酸素ガスは、経路Ｌ５の途中に設けられた主熱交換器４のＣＯＬＤ側へ送られて常温に戻された後、回収される。経路Ｌ５から回収される酸素ガスは、おおよそ１０〜３０ｋＰａＧ程度の低圧ガスである。なお、上記低圧精留塔６内で気化して生成した酸素ガスの一部は、低圧精留塔６内で上昇ガスとなり、精留分離に利用される。
上記低圧精留塔６内で分離された高純度の窒素ガスは、低圧精留塔６の頂部から取り出され、経路Ｌ１０の途中に設けられた主熱交換器４のＣＯＬＤ側へ送られて常温に戻された後、回収される。経路Ｌ１０から回収される窒素ガスは、おおよそ５〜２０ｋＰａＧ程度の低圧ガスである。
なお、上記主凝縮器６ａ内で生成した液体窒素は、経路Ｌ８を通して高圧精留塔５へ供給される。また、上記低圧精留塔６内の残部ガスは、図示しない経路から吸着器３ａ、３ｂに送られ、吸着剤の再生ガスとして利用できる。
こうした空気分離装置を用い、低温で空気を蒸留分離することによって、主として９９％Ｏ2以下の低純度酸素を回収する方法が特許文献１に記載されている。特許文献１に記載されている回収方法は、高圧塔から導出した昇温工程後の窒素の一部を、圧縮工程後の圧縮原料空気と熱交換させて昇温し、昇温した窒素を膨張させて低温化した後、精製工程前の圧縮原料空気と再び熱交換させて圧縮原料空気を冷却するとともに、窒素の膨張による仕事を利用して圧縮工程における原料空気の圧縮を行うものである。
上記特許文献１には、高圧塔の上部から得られる中圧窒素ガスを増量して取出し、増量分の中圧窒素ガスを動力回収用膨張タービンで断熱膨張させ、断熱膨張による仕事を原料空気の圧縮に利用するとともに、動力回収用膨張タービンで膨張して低温となった低温窒素を圧縮原料空気の冷却に用いることも記載されている。この技術によれば、原料空気の圧縮に要するエネルギーや、圧縮原料空気の冷却に要するエネルギーを低減することによって、製品低純度酸素ガスの原単位を低減できる。具体的には、特許文献１では、高圧塔の頂部から約５．４ｋｇｆ／ｃｍ2 ａｂｓ（５２９．５ｋＰａＧ ａｂｓ）の中圧窒素ガスを抜き出し、この中圧窒素ガスを動力回収用膨張タービンに供給してエネルギーを回収している。
ところで上記製鉄所では、例えば、圧力が８００〜２０００ｋＰａＧ程度の窒素ガスが用いられ、上記火力発電所では、例えば、圧力が３５００ｋＰａＧ以上の高圧の窒素ガスが用いられる。そのため、上記特許文献１で回収された中圧窒素ガスを製鉄所等で用いる場合には、中圧窒素ガスを昇圧する必要がある。しかし、ガスを昇圧するには多大な動力が必要となり、コスト高となる。
一方、製鉄所等に限らず、酸素の需要はこれからも益々拡大すると考えられるため、原価の安い酸素を製造できる空気分離装置が求められている。
本発明は上記の様な事情に着目してなされたものであり、その目的は、原料空気から少なくとも酸素を分離する空気分離装置であって、高圧の窒素ガスを製造できる技術を提供することにある。
上記課題を解決することのできた本発明に係る空気分離装置は、原料空気を圧縮する空気圧縮機と、前記空気圧縮機で圧縮された圧縮空気を用いて熱交換する主熱交換器と、前記主熱交換器を経た圧縮空気から少なくとも酸素を分離する高圧精留塔および低圧精留塔を備える精留塔と、前記空気圧縮機で圧縮された圧縮空気を、前記主熱交換器を介して前記高圧精留塔へ供給する第１経路と、前記低圧精留塔から酸素ガスを抜き出し、前記主熱交換器を介して酸素ガスを回収する第２経路とを有する。そして、前記高圧精留塔から液体窒素を抜き出し、前記主熱交換器を介して窒素ガスを回収する第３経路を備え、前記第３経路には、前記高圧精留塔より下流側で前記主熱交換器より上流側に、前記圧縮空気の沸点より高い沸点となる窒素の飽和圧力以上に前記液体窒素を昇圧する液体窒素昇圧用ポンプが設けられている点に要旨を有する。
上記空気分離装置は、前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の圧力をｘ（ＭＰａＧ）、前記空気圧縮機に供給された原料空気の流量（Ｎｍ3／時間）に対する前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の流量（Ｎｍ3／時間）の割合をｙ（％）としたとき、前記圧力ｘと前記割合ｙが下記式（１）の関係を満足することが好ましい。
ｙ≦−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（１）
ｙ≦−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（１）
前記第３経路は、前記主熱交換器を介して動力回収用タービンに接続してもよい。前記動力回収用タービンの軸端は、前記空気圧縮機、該空気圧縮機とは別の圧縮機、または発電機の軸端に接続してもよい。前記第３経路には、前記主熱交換器より下流側で前記動力回収用タービンより上流側に熱交換器を設けてもよい。
本発明の空気分離装置は、高圧精留塔から液体窒素を抜き出し、これを液体窒素昇圧用ポンプで昇圧してから主熱交換器に供給するように構成されている。その結果、主熱交換器に供給された液体窒素と圧縮空気との間で熱交換が行われ、高圧の窒素ガスを製造できる。そのため、本発明の空気分離装置によれば、従来のように、低圧の窒素ガスを用途に応じて昇圧する必要がない。よって、空気分離装置全体に要する電力を低減でき、酸素の製造コストを削減できる。
本発明者らは、圧縮空気から少なくとも酸素を分離する空気分離装置について、酸素を分離する際に副生する窒素を有効活用することによって、空気分離装置で消費される電力を低減し、酸素の製造コストを低減するために、鋭意検討を重ねてきた。その結果、高圧精留塔から窒素を液体状態で抜き出し、ポンプで昇圧してから主熱交換器に供給しても、主熱交換器に供給される圧縮空気との間で熱交換できること、熱交換して得られた窒素ガスは既に高圧を維持しているため、従来のように窒素ガスを昇圧しなくても、製鉄所等の需要先へ供給できること、液体窒素を昇圧するポンプを設けて高圧の窒素ガスを製造すれば、従来に比べて空気分離装置全体の消費電力を抑えることができるため、結果として、酸素の製造コストを低減できること、を見出し、本発明を完成した。
即ち、本発明に係る空気分離装置は、高圧精留塔から液体窒素を抜き出す経路を設けており、この経路上に液体窒素昇圧用ポンプを設け、昇圧した液体窒素を主熱交換器へ供給し、圧縮空気と熱交換しているところに特徴がある。そして、上記液体窒素昇圧用ポンプでは、高圧精留塔から抜き出した液体窒素を、上記主熱交換器のＣＯＬＤ側に供給する前に、上記主熱交換器のＨＯＴ側に供給される圧縮空気の沸点より沸点が高くなるように飽和圧力以上に昇圧すればよい。本発明によれば、主熱交換器のＨＯＴ側に供給される圧縮空気の沸点より温度が高い液体窒素を主熱交換器のＣＯＬＤ側に供給しても、液体窒素の量が所定量以下であれば、主熱交換器において、圧縮空気と液体窒素との間で熱交換が行なわれ、高圧の窒素ガスを回収できることが明らかになったからである。
まず、主熱交換器における空気と窒素の熱交換について説明する。空気および窒素の圧力と沸点の関係は下記表１に示す通りである。
表１から明らかなように、空気および窒素共、圧力を上げると沸点は高くなり、例えば、圧力が５００ｋＰａＧの空気の沸点は−１７４．５１℃、窒素の沸点は−１７６．７２℃である。ここで、主熱交換器で熱交換を行なうには、ＨＯＴ側に供給される流体の温度をＣＯＬＤ側に供給される流体の温度より高くする必要があり、ＨＯＴ側流体とＣＯＬＤ側流体の温度差は、通常、２℃程度確保する必要がある。従って、空気分離装置の主熱交換器におけるＨＯＴ側流体は空気であるため、例えば、ＨＯＴ側流体として圧力が５００ｋＰａＧの空気を供給する場合は、ＣＯＬＤ側流体として圧力が最大で５００ｋＰａＧの窒素を供給すれば、空気と窒素との間で熱交換できるが、圧力が５００ｋＰａＧを超える高圧の窒素を供給しても、窒素の温度が高くなり過ぎるため、空気と窒素との間で熱交換できないと考えられる。
このように空気分離装置の主熱交換器において熱交換を行ない、窒素や酸素を製品として回収するには、主熱交換器のＣＯＬＤ側流体として供給される窒素や酸素の圧力（即ち、沸点）に応じて、ＨＯＴ側流体として供給する空気の圧力（即ち、沸点）を制御する必要がある。そのため上記図１において、吸着器３ａ、３ｂを経た圧縮空気の一部は、図示しない別の空気圧縮機にて昇圧されてから主熱交換器４を通して高圧精留塔５へ供給される。しかし空気圧縮機の数を増やすと消費電力が大きくなるため、製品コストを低減できない。
これに対し、本発明者らが検討したところ、液体窒素を昇圧してから主熱交換器のＣＯＬＤ側へ供給する場合は、液体窒素が所定量以下であれば、ＨＯＴ側に供給される圧縮空気の沸点と、昇圧した液体窒素の沸点が逆転しても、驚くべきことに主熱交換器において熱交換が行われることが明らかとなった。即ち、高圧精留塔から抜き出した液体窒素を、主熱交換器のＨＯＴ側に供給される圧縮空気の沸点より高い沸点となる窒素の飽和圧力までポンプにより昇圧してから主熱交換器のＣＯＬＤ側へ供給すると、液体窒素の沸点と空気の沸点が逆転してしまうため圧縮空気との間で熱交換が行われないと考えられる。しかし、主熱交換器のＣＯＬＤ側に供給される液体窒素が所定量以下であれば、高圧精留塔から抜き出した液体窒素を、窒素の沸点が空気の沸点よりも高くなる圧力領域まで昇圧してから主熱交換器のＣＯＬＤ側に供給しても圧縮空気との間で熱交換を行うことができることが判明した。つまり、圧縮空気と液体窒素について、熱交換器における熱交換量Ｑと温度Ｔとの関係（Ｑ−Ｔ線図）を調べたところ、部分的に温度差が大きいため、主熱交換器４に液体窒素を供給しても圧縮空気との間で熱交換できることが分かった。
昇圧した液体窒素を主熱交換器へ供給し、圧縮空気との間で熱交換を行うことによって、液体窒素はガス化し、高圧の窒素ガスとして回収できる。回収した窒素ガスは、既に高圧になっているため、更に昇圧することなく、そのまま、或いは必要により減圧して製鉄所等で利用できる。
一方、上記特許文献１では、中圧窒素ガスを回収しているため、製鉄所等で利用するには、窒素ガスの圧力を高める必要があり、ガス状態の窒素を昇圧しなければならない。しかし、窒素ガスの体積は、液体窒素の体積の６００倍程度となる。昇圧対象がガス状態でも、液体状態でも、昇圧するときの機構はほぼ同じであるため、消費電力は殆ど変わらない。そのため上記特許文献１のように、相対的に体積が大きい窒素ガスを圧縮するよりも、本発明のように、相対的に体積が小さい液体窒素を圧縮する方が、消費電力は少なくなり、昇圧に要する動力は１／１００程度となる。よって、本発明の空気分離装置によれば、液体窒素昇圧用ポンプを設け、高圧精留塔から抜き出した液体窒素を昇圧してから主熱交換器へ供給することによって、空気分離装置全体における消費電力を低減できる。その結果、酸素の製造コストを低減できる。
次に、本発明に係る空気分離装置について図面を用いて詳細に説明する。本発明の空気分離装置は、下記図面に限定されるものではなく、前記および後記の趣旨に適合し得る範囲で設計変更してもよい。図２は、本発明に係る第１の空気分離装置の構成例を示した模式図であり、上記図１に示した深冷式空気分離装置と同一の箇所には同じ符号を付した。なお、図２には前処理設備を図示していない。また、図２においては経路の一部を省略し、図示していない。図２において、２は空気圧縮機、４は主熱交換器、５は高圧精留塔、６は低圧精留塔、６ａは低圧精留塔６内に設けられた主凝縮器、９は膨張タービン、１１は液体窒素昇圧用ポンプ、Ｌ１は第１経路、Ｌ１ｂは第１経路Ｌ１の分岐路、Ｌ５は第２経路、Ｌ１０は低圧精留塔６から窒素ガスを回収する経路、Ｌ１１は第３経路、をそれぞれ示している。
上記第１経路Ｌ１は、空気圧縮機２と高圧精留塔５を、主熱交換器４を介して接続する経路である。空気圧縮機２で圧縮された圧縮空気を、第１経路Ｌ１を通して高圧精留塔５へ供給する。
上記第２経路Ｌ５は、低圧精留塔６と主熱交換器４を接続する経路である。低圧精留塔６から抜き出した酸素ガスを、第２経路Ｌ５を通して、主熱交換器４へ供給し、別途主熱交換器４に供給される圧縮空気との間で熱交換することによって昇温し、酸素ガスとして取り出すことができる。
上記第３経路Ｌ１１は、高圧精留塔５と主熱交換器４を接続する経路であり、高圧精留塔５より下流側で主熱交換器４より上流側に液体窒素を昇圧する液体窒素昇圧用ポンプ１１が設けられている。高圧精留塔５から抜き出した液体窒素を、第３経路Ｌ１１を通して液体窒素昇圧用ポンプ１１に供給し、該ポンプ１１で昇圧してから第３経路Ｌ１１を通して主熱交換器４へ供給し、別途主熱交換器４に供給される圧縮空気との間で熱交換することによって昇温し、窒素ガスとして取り出すことができる。この窒素ガスは、上記液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧されているため、高圧状態になっている。
上記液体窒素昇圧用ポンプ１１の種類は特に限定されず、公知のポンプを用いることができる。
上記液体窒素昇圧用ポンプ１１では、高圧精留塔５から抜き出した液体窒素は、動力回収の観点からは高圧にするほど望ましいが、実際には機器の設計圧力（耐圧性）との兼ね合いからは６００〜３５００ｋＰａＧ程度まで昇圧することが推奨される。
上記液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧された液体窒素の圧力をｘ（ＭＰａＧ）、上記空気圧縮機２に供給された原料空気の流量（Ｎｍ3／時間）に対する前記液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧された液体窒素の流量（Ｎｍ3／時間）の割合をｙ（％）としたとき、前記圧力ｘと前記割合ｙが下記式（１）の関係を満足することが好ましい。
ｙ≦−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（１）
ｙ≦−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（１）
上記割合ｙが、上記式（１）の右辺の値より大きくなると、主熱交換器４のＣＯＬＤ側へ供給される液体窒素の流量が過剰になるため、主熱交換器４における圧縮空気との熱交換が難しくなる。即ち、上記式（１）は、主熱交換器４のＣＯＬＤ側へ供給する液体窒素の量は、原料空気の量に対して、おおよそ４％までであれば許容でき、高圧の窒素ガスを回収できることを示している。従って、本発明では、上記圧力ｘと上記割合ｙが、上記式（１）の関係を満足することが望ましい。
次に、本発明に係る第２の空気分離装置の構成例について、図３を用いて説明する。図３に示した第２の空気分離装置は、上記図２に示した第１の空気分離装置の一部を変形した例であり、動力回収用タービン１２を設けている。なお、上記図２に示した第１の空気分離装置と同一の箇所には同じ符号を付した。また、図３においても前処理設備は図示していない。また、図３においても経路の一部は省略し、図示していない。
図３においては、高圧精留塔５から延伸する第３経路Ｌ１１を、主熱交換器４より下流側で動力回収用タービン１２に接続し、主熱交換器４で昇温して得られた高圧の窒素ガスで、動力回収用タービン１２を動かして電気エネルギーを回収している。これにより、高圧の窒素ガスのエネルギーを電気エネルギーに変換できる。その結果、空気分離装置全体のエネルギー効率を向上でき、酸素の原単位を低減できる。
回収された電気エネルギーは、例えば、空気圧縮機２、膨張タービン９、液体窒素昇圧用ポンプ１１などで利用できる他、製品として回収される酸素および窒素を昇圧するための圧縮機、これらの製品ガスを供給する他の工場内に設けられた機器などでも利用できる。
上記図３において、上記動力回収用タービン１２の軸端は、例えば、上記空気圧縮機２、製品として回収される酸素および窒素を昇圧するための圧縮機、これらの製品ガスを供給する他の工場内に設けられた回転機などの軸端に直接接続してもよい。動力回収用タービン１２と、空気分離装置内に設けられた装置に直接接続することによって、動力回収用タービン１２で回収されたエネルギーを直接利用できるため、動力回収用タービンで一旦発電するよりもエネルギーロスを低減できる。
次に、本発明に係る第３の空気分離装置の構成例について、図４を用いて説明する。図４に示した第３の空気分離装置は、上記図３に示した第２の空気分離装置の一部を変形した例であり、熱交換器１３を設けている。なお、上記図２、図３に示した第１、第２の空気分離装置と同一の箇所には同じ符号を付した。また、図４においても前処理設備は図示していない。また、図４においても経路の一部は省略し、図示していない。
図４においては、高圧精留塔５から延伸する第３経路Ｌ１１について、主熱交換器４より下流側で動力回収用タービン１２より上流側に熱交換器１３を設けている。主熱交換器４と動力回収用タービン１２の間に、熱交換器１３を設け、例えば、空気分離装置内で発生する廃熱によって、主熱交換器４を経た高圧の窒素ガスを８０〜１００℃程度に加熱すれば、動力回収用タービン１２で回収できるエネルギーを更に増大できる。よって、空気分離装置全体のエネルギー効率を高めることができ、酸素の原単位を低減できる。
上記主熱交換器４を経た高圧の窒素ガスを加熱するときの温度は、高くするほど動力回収用タービン１２で回収できるエネルギーを増大できる。加熱時に用いる熱源は特に限定されず、上述したように空気分離装置内で発生する廃熱を利用できる他、例えば、酸素および窒素を供給する工場内の他の設備で排出される廃熱（例えば、１００℃以上の廃熱）を利用してもよい。
本発明に係る空気分離装置においては、上記図２〜図４に示したように、第１経路Ｌ１を主熱交換器４の内部で分岐させ、分岐した分岐路Ｌ１ｂを、膨張タービン９を介して低圧精留塔６に接続してもよい。圧縮空気の一部を、分岐路Ｌ１ｂを通して低圧精留塔６へ供給することによって、圧縮空気の余剰分を原料として利用できる。
上記図２〜図４に示したように、低圧精留塔６は、高圧精留塔５の上方に設けることが好ましい。低圧精留塔６を高圧精留塔５の上方に設けることによって、位置エネルギーによる圧力上昇効果を利用できる。
上記図２〜図４では、主熱交換器４を一つ設けた構成例を示したが、主熱交換器は複数設けても良い。例えば、圧縮空気と酸素ガスとの間で熱交換する主熱交換器、圧縮空気と窒素ガスとの間で熱交換する主熱交換器、圧縮空気と液体窒素との間で熱交換する主熱交換器、等に分けて設けても良い。また、圧縮空気と酸素ガスとの間で熱交換する主熱交換器を複数設けても良く、圧縮空気と窒素ガスとの間で熱交換する主熱交換器を複数設けても良く、圧縮空気と液体窒素との間で熱交換する主熱交換器を複数設けても良い。
上記図２〜図４では、前処理設備を図示していないが、前処理設備は、空気圧縮機２より下流側で、主熱交換器４よりも上流側に設ければよい。
以下、実施例を挙げて本発明をより具体的に説明するが、本発明は下記実施例によって制限を受けるものではなく、前記および後記の趣旨に適合し得る範囲で変更を加えて実施することも勿論可能であり、それらはいずれも本発明の技術的範囲に包含される。
図３に示した第２の空気分離装置、および図４に示した第３の空気分離装置を用い、圧縮空気から酸素と窒素を分離した。本実施例に用いた第２、第３の空気分離装置のスペックを下記表２に示す。第２、第３の空気分離装置共、スペックは同じで、第３経路Ｌ１１に熱交換器１３を設けていないか、設けているかという点で相違している。即ち、空気圧縮機２には、空気を流量５１０００Ｎｍ3／ｈで供給した。第２経路Ｌ５からは、下記表２に示すように、流量１００００Ｎｍ3／ｈで、圧力１５．０ｋＰａＧで、純度が９９．３４〜９９．３５％の低圧酸素ガスを回収できる。経路Ｌ１０からは、下記表２に示すように、流量１５０００Ｎｍ3／ｈで、圧力８．０ｋＰａＧで、窒素の純度が０．００２０〜０．００３１％Ｏ2の低圧窒素ガスを回収できる。なお、低圧精留塔６から伸びる第２経路Ｌ５において、低圧精留塔６の出口における酸素の圧力の計算値は２５ｋＰａＧであり、配管および主熱交換器４において圧力損失が発生する。また、低圧精留塔６から伸びる経路１０において、低圧精留塔６の出口における窒素の圧力の計算値は２０ｋＰａＧであり、配管および主熱交換器４において圧力損失が発生する。
また、窒素ガスの純度は直接測定できないため、窒素ガス中の酸素ガスの含有率（％Ｏ2）を窒素ガスの純度とした。
下記表２に示すように、Ｎｏ．１〜６で回収した酸素ガスと窒素ガスの純度は多少バラツキがあるが、この程度のバラツキは誤差範囲と考えられ、Ｎｏ．１〜６で用いた空気分離装置のスペックは、全て同じと見なすことができる。
下記表２には、高圧精留塔５から抜き出した液体窒素を液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧したときに、液体窒素昇圧用ポンプ１１から排出される液体窒素の流量および圧力も併せて示した。また、下記表２には、液体窒素昇圧用ポンプ１１から排出される液体窒素の純度も示した。なお、窒素ガスの純度は直接測定できないため、窒素ガス中の酸素ガスの含有率（％Ｏ2）を窒素ガスの純度とした。
また、下記表２には、空気圧縮機２に供給された原料空気の流量（Ｎｍ3／時間）に対する液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧された液体窒素の流量（Ｎｍ3／時間）の割合ｙ（％）を算出して示した。
上記液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧された液体窒素は、第３経路Ｌ１１により主熱交換器４へ供給され、昇温されて高圧の窒素ガスとなる。この窒素ガスの圧力は、１．０〜３．５ＭＰａＧであった。そして、この高圧窒素ガスは、図３に示した第２の空気分離装置の場合は、動力回収タービン１２へ供給され、図４に示した第３の空気分離装置の場合は、熱交換器１３を経て動力回収タービン１２へ供給され、エネルギーが回収される。
上記図３、図４に示した第２、第３の空気分離装置を用いて酸素および窒素を製造したときに、空気圧縮機２、液体窒素昇圧用ポンプ１１で消費された電力、動力回収タービン１２で回収された電力を下記表２に示す。なお、液体窒素昇圧用ポンプ１１の効率は６０％として消費電力を算出し、動力回収タービン１２の効率は８９％として回収電力を算出した。また、下記表２には、図３における動力回収タービン１２の回収電力を「加熱なし」、図４における動力回収タービン１２の回収電力を「加熱あり」として示した。
下記表２から次のように考察できる。Ｎｏ．１〜６に示すように、本発明の空気分離装置を用いれば、酸素ガスの製造時に副生する窒素ガスを高圧の状態で回収でき、この高圧窒素ガスを用いて動力回収タービンを稼働させることによって、運動エネルギーを回収できる。その結果、空気分離装置全体のエネルギー効率を高めることができ、酸素の原単位を低減できる。
次に、下記表２に示した液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧した液体窒素の圧力と、空気圧縮機２に供給された原料空気の流量（Ｎｍ3／時間）に対する液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧された液体窒素の流量（Ｎｍ3／時間）の割合との関係を図５に示す。
図５には、上記液体窒素の圧力と、上記割合との結果に基づいて、近似線を引いた。その結果、近似線は、下記式（ａ）で表されることが分かった。
ｙ＝−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（ａ）
ｙ＝−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（ａ）
上記実施例では、高圧精留塔５から抜き出した液体窒素を昇圧し、主熱交換器４を介して得られた高圧の窒素ガスを動力回収タービン１２に供給して電力を回収した例を示したが、本発明はこれに限定されず、主熱交換器４を介して得られた高圧の窒素ガスをそのまま回収し、窒素源として利用してもよい。この場合、高圧精留塔５から液体窒素を抜き出し、液体窒素昇圧用ポンプ１１で昇圧するときの消費電力は、下記表２に示すように、１．０〜４．９ｋＷであった。一方、経路Ｌ１０から回収した窒素ガスの圧力は、下記表２に示すように、８．０ｋＰａＧであるため、この窒素ガスのうち２０００Ｎｍ3／ｈを１．０〜３．５ＭＰａＧに昇圧するには、２００〜３００ｋＷ程度の電力が必要となる。よって、本発明によれば、第３経路Ｌ１１および液体窒素昇圧用ポンプ１１を設けることによって、高圧の窒素ガスを効率良く製造できる。
１ 深冷式空気分離装置
２ 空気圧縮機
３ａ、３ｂ 吸着器
４ 主熱交換器
５ 高圧精留塔
６ 低圧精留塔
６ａ 主凝縮器
７ 冷却設備
９ 膨張タービン
１１ 液体窒素昇圧用ポンプ
１２ 動力回収用タービン
１３ 熱交換器
Ｌ１ 第１経路
Ｌ１ｂ 第１経路Ｌ１の分岐路
Ｌ２ 経路
Ｌ５ 第２経路
Ｌ８ 経路
Ｌ１０ 経路
Ｌ１１ 第３経路
２ 空気圧縮機
３ａ、３ｂ 吸着器
４ 主熱交換器
５ 高圧精留塔
６ 低圧精留塔
６ａ 主凝縮器
７ 冷却設備
９ 膨張タービン
１１ 液体窒素昇圧用ポンプ
１２ 動力回収用タービン
１３ 熱交換器
Ｌ１ 第１経路
Ｌ１ｂ 第１経路Ｌ１の分岐路
Ｌ２ 経路
Ｌ５ 第２経路
Ｌ８ 経路
Ｌ１０ 経路
Ｌ１１ 第３経路
Claims (6)
- 原料空気を圧縮する空気圧縮機と、
前記空気圧縮機で圧縮された圧縮空気を用いて熱交換する主熱交換器と、
前記主熱交換器を経た圧縮空気から少なくとも酸素を分離する高圧精留塔および低圧精留塔を備える精留塔と、
前記空気圧縮機で圧縮された圧縮空気を、前記主熱交換器を介して前記高圧精留塔へ供給する第１経路と、
前記低圧精留塔から酸素ガスを抜き出し、前記主熱交換器を介して酸素ガスを回収する第２経路と
を有する空気分離装置において、
前記高圧精留塔から液体窒素を抜き出し、前記主熱交換器を介して窒素ガスを回収する第３経路を備え、
前記第３経路には、前記高圧精留塔より下流側で前記主熱交換器より上流側に、前記圧縮空気の沸点より高い沸点となる窒素の飽和圧力以上に前記液体窒素を昇圧する液体窒素昇圧用ポンプが設けられており、
前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の圧力は６００ｋＰａＧ以上であり、
前記主熱交換器では、前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素と前記空気圧縮機で圧縮された圧縮空気との間で熱交換が行われ、
前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の圧力をｘ（ＭＰａＧ）、
前記空気圧縮機に供給された原料空気の流量（Ｎｍ3／時間）に対する前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の流量（Ｎｍ3／時間）の割合をｙ（％）としたとき、
前記圧力ｘと前記割合ｙが下記式（１）の関係を満足することを特徴とする空気分離装置。
ｙ≦−０．０３９２×ｘ＋４．０１９６ ・・・（１） - 前記主熱交換器に供給する圧縮空気の圧力は５００ｋＰａＧ以下であり、前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の圧力は６００〜３５００ｋＰａＧである請求項１に記載の空気分離装置。
- 前記第３経路は、前記主熱交換器を介して動力回収用タービンに接続されている請求項１または２に記載の空気分離装置。
- 前記動力回収用タービンの軸端を、前記空気圧縮機、該空気圧縮機とは別の圧縮機、または発電機の軸端に接続する請求項３に記載の空気分離装置。
- 前記第３経路には、前記主熱交換器より下流側で前記動力回収用タービンより上流側に熱交換器が設けられている請求項３または４に記載の空気分離装置。
- 前記空気圧縮機で圧縮された原料空気の圧力は３００〜５００ｋＰａＧであり、前記液体窒素昇圧用ポンプで昇圧された液体窒素の圧力は６００〜３５００ｋＰａＧである請求項１〜５のいずれかに記載の空気分離装置。
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