JPH0114510B2 - - Google Patents
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- JPH0114510B2 JPH0114510B2 JP15704979A JP15704979A JPH0114510B2 JP H0114510 B2 JPH0114510 B2 JP H0114510B2 JP 15704979 A JP15704979 A JP 15704979A JP 15704979 A JP15704979 A JP 15704979A JP H0114510 B2 JPH0114510 B2 JP H0114510B2
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- Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
Description
【発明の詳細な説明】
本発明は、可逆式熱交換器を使用した比較的原
料空気圧力の低い方式の空気分離装置において多
量の液状製品を採取する方法に係り、動力の低減
化と設備の簡略化を図つたものである。
料空気圧力の低い方式の空気分離装置において多
量の液状製品を採取する方法に係り、動力の低減
化と設備の簡略化を図つたものである。
可逆式熱交換器を備えた空気分離装置におい
て、例えば液採取量をガス採取量に対して１：１
あるいはそれ以上にしようとする場合には、液化
精溜に必要な寒冷が不足するため、圧縮原料空気
の供給量を増加するか、あるいは冷凍サイクルを
付設して寒冷不足に対処しているのが普通であ
る。しかしながら、原料空気の供給量を増加する
場合には必要寒冷量を得るため多量の原料空気を
圧縮するため動力費が上昇する問題があり、また
冷凍サイクルを付設する場合には冷凍サイクル専
用の圧縮機、断熱膨脹機またはタービン等を必要
として設備費が高騰化する問題がある。
て、例えば液採取量をガス採取量に対して１：１
あるいはそれ以上にしようとする場合には、液化
精溜に必要な寒冷が不足するため、圧縮原料空気
の供給量を増加するか、あるいは冷凍サイクルを
付設して寒冷不足に対処しているのが普通であ
る。しかしながら、原料空気の供給量を増加する
場合には必要寒冷量を得るため多量の原料空気を
圧縮するため動力費が上昇する問題があり、また
冷凍サイクルを付設する場合には冷凍サイクル専
用の圧縮機、断熱膨脹機またはタービン等を必要
として設備費が高騰化する問題がある。
また、可逆式熱交換器を使用しない高中圧ガス
プロセス方式の空気分離装置を採用することも考
えられるが、この場合には吸着システムが使用さ
れるため、吸着システムの再生電力を必要とし、
また装置の規模によつては原料空気圧縮機のメン
テナンスに多大の労力と費用とを必要として得策
ではない。
プロセス方式の空気分離装置を採用することも考
えられるが、この場合には吸着システムが使用さ
れるため、吸着システムの再生電力を必要とし、
また装置の規模によつては原料空気圧縮機のメン
テナンスに多大の労力と費用とを必要として得策
ではない。
このように、従来の空気分離装置において液採
取量をガス採取量に対して１：１あるいはそれ以
上にしようとすると、運転費や設備費等が高騰化
する問題がある。
取量をガス採取量に対して１：１あるいはそれ以
上にしようとすると、運転費や設備費等が高騰化
する問題がある。
本発明は上記事情に鑑みてなされたもので、そ
の目的とするところは、運転費や設備費等がかか
らず液採取量とガス採取量を１：１あるいはそれ
以上にすることができる空気分離方法を提供する
点にある。
の目的とするところは、運転費や設備費等がかか
らず液採取量とガス採取量を１：１あるいはそれ
以上にすることができる空気分離方法を提供する
点にある。
以下、本発明の実施例を図によつて説明する。
なお実施例として液体酸素1040Nm3／hr.と酸
素ガス1000Nm3／hr.を採取する場合について説
明する。
素ガス1000Nm3／hr.を採取する場合について説
明する。
原料空気20000Nm3／hr.は圧縮機１で8.5at.G
（ゲージ圧力）に圧縮された後、管２から可逆式
熱交換器３の通路３Ａに導入されて、精溜塔４よ
り導出されて該器３を向流に流れる低温の不純窒
素ガス製品酸素ガス、窒素ガス等との熱交換によ
り冷却されて原料空気中の水分、炭酸ガスが除去
される。なお通路３Ａと通路３Ｂとは切り換機構
５，６の操作で一定時間毎に切換えられて、原料
空気が通過し冷却される過程で析出した水分や炭
酸ガスは不純窒素ガスの通過時に該不純窒素ガス
中に再気化して外部に排出される。通路３Ａを通
過した原料空気は、冷却精製されて温度−165℃
となつて管７より液化器８の通路８Ａを通り逆流
する低温の不純窒素ガス等により更に−167℃に
冷却されて一部液化された後、管９から精溜塔４
の下部塔１０の底部に導入される。該下部塔１０
は多数の精溜棚段よりなり、該塔１０に導入され
た前記気液混合状態の空気のうち気体分は該塔１
０内を上昇し、各棚段で該塔１０上部より降下し
てくる液体と順次気液接触して精溜が行なわれ、
該塔１０上部に高純窒素が、後述する上部塔１１
底部の凝縮器１２に貯溜した液体酸素により冷却
されて液体状で貯溜し、又該塔１０底部には酸素
が溜化された液体空気が貯溜する。酸素35％の酸
素に富んだ液体空気圧力8.5at.G、6000Nm3／ｈ
は管１３より下部塔１０から導出されて過冷器１
４を通り向流に流れる低温の不純窒素ガス等によ
り冷却され弁１５で膨脹し2at.G、−180℃の温度
で精溜塔４の上部塔１１の中間部に導入される。
又前記下部塔１０の中間部から管１６により95％
窒素の還流窒素5350Nm3／ｈが導出されて過冷器
１４を通り前記した如く逆流する低温の不純窒素
ガス等により冷却された後弁１７を介して2at.G
に膨脹して−180℃の温度で上部塔１１の上部に
導入される。この結果上部塔１１内では該塔１１
に設けた多数の精溜棚段で気液接触による精溜が
行なわれる。そして上部塔１１の底部の凝縮器１
２に液体酸素が貯溜し、この凝縮器１２で、上部
塔１１の底部に集まつた液体酸素は下部塔１０の
頂部の窒素により加熱で蒸発されると共に、下部
塔１０の頂部に集まつた窒素の液化が行なわれ
る。
（ゲージ圧力）に圧縮された後、管２から可逆式
熱交換器３の通路３Ａに導入されて、精溜塔４よ
り導出されて該器３を向流に流れる低温の不純窒
素ガス製品酸素ガス、窒素ガス等との熱交換によ
り冷却されて原料空気中の水分、炭酸ガスが除去
される。なお通路３Ａと通路３Ｂとは切り換機構
５，６の操作で一定時間毎に切換えられて、原料
空気が通過し冷却される過程で析出した水分や炭
酸ガスは不純窒素ガスの通過時に該不純窒素ガス
中に再気化して外部に排出される。通路３Ａを通
過した原料空気は、冷却精製されて温度−165℃
となつて管７より液化器８の通路８Ａを通り逆流
する低温の不純窒素ガス等により更に−167℃に
冷却されて一部液化された後、管９から精溜塔４
の下部塔１０の底部に導入される。該下部塔１０
は多数の精溜棚段よりなり、該塔１０に導入され
た前記気液混合状態の空気のうち気体分は該塔１
０内を上昇し、各棚段で該塔１０上部より降下し
てくる液体と順次気液接触して精溜が行なわれ、
該塔１０上部に高純窒素が、後述する上部塔１１
底部の凝縮器１２に貯溜した液体酸素により冷却
されて液体状で貯溜し、又該塔１０底部には酸素
が溜化された液体空気が貯溜する。酸素35％の酸
素に富んだ液体空気圧力8.5at.G、6000Nm3／ｈ
は管１３より下部塔１０から導出されて過冷器１
４を通り向流に流れる低温の不純窒素ガス等によ
り冷却され弁１５で膨脹し2at.G、−180℃の温度
で精溜塔４の上部塔１１の中間部に導入される。
又前記下部塔１０の中間部から管１６により95％
窒素の還流窒素5350Nm3／ｈが導出されて過冷器
１４を通り前記した如く逆流する低温の不純窒素
ガス等により冷却された後弁１７を介して2at.G
に膨脹して−180℃の温度で上部塔１１の上部に
導入される。この結果上部塔１１内では該塔１１
に設けた多数の精溜棚段で気液接触による精溜が
行なわれる。そして上部塔１１の底部の凝縮器１
２に液体酸素が貯溜し、この凝縮器１２で、上部
塔１１の底部に集まつた液体酸素は下部塔１０の
頂部の窒素により加熱で蒸発されると共に、下部
塔１０の頂部に集まつた窒素の液化が行なわれ
る。
一方、前記下部塔１０の底部寄り位置（好まし
くは下部より２、３段の位置）からは8.5at.G、−
167℃の空気8650Nm3／ｈが管１８により導出さ
れ、この空気は途中管１９で3120Nm3／ｈが分岐
され、5530Nm3／ｈが管２０を介して液化器８の
通路８Ｄに導入され、これを逆流した後前記可逆
式熱交換器３の通路３Ｄに導入される。通路３Ｄ
は前記可逆式熱交換器３の冷端部から中間部まで
設けられていて、その先端に抽気管２１が接続さ
れている。通路３Ｄを通過した空気は原料空気と
の熱交換により再熱されて−95℃となり、抽気管
２１により前記可逆式熱交換器３の中間部から導
出され、前記管１９で分岐された3120Nm3／hrの
−167℃の空気と合流し、8.5at.G、−135℃で膨脹
タービン２２に導入される。膨脹タービン２２に
導入された8at.G、−135℃、8650Nm3／hrの空気
は該機２２で0.35at.G断熱膨脹して−183℃に降
温された後、管２４を経て後述する他の膨脹ター
ビン２２′の吐出ガスと合流する。また、前記上
部塔１１の頂部からは9310Nm3／hrの不純窒素ガ
スが2at.Gで−182℃の状態で管２５により導出さ
れ、この不純窒素ガスは液化器８の通路８Ｅを逆
流した後管２６で8905Nm3／hrを分岐して、残り
の405Nm3／ｈが管２７より前記可逆式熱交換器
３の通路３Ｅに導入される。通路３Ｅは前記可逆
式熱交換器３の冷端部から温端部まで設けられて
いて、外気への導出管２８に通気する。一方通路
３Ｅの中間部には抽気管２９が分岐して設けられ
てその流量は弁３０で調節される。通路３Ｅに導
入された405Nm3／hrの不純窒素ガスは通路３Ｅ
の中間部まで流れて原料空気との熱交換により再
熱された後、このうち155Nm3／hrは熱交換器３
の通路３Ｅの温端より排出され、250Nm3／hrは
−98℃で抽気管２９により可逆式熱交換器３から
導出されて前記管２６で分岐された8905Nm3／hr
の不純窒素ガスと合流し、管３１を介して膨脹タ
ービン２２′に−170℃、2at.Gの状態で導入され
る。膨脹タービン２２′に導入された9155Nm3／
hrの不純窒素ガスは該機２２′で0.35at.Gに断熱
膨脹して−185℃に降温された後、管２４′を介し
て前記一方の膨脹タービン２２の吐出管２４に流
れる空気8650Nm3／hrと合流し、そして17805N
m3／hrの不純窒素ガスは0.35at.G、−184℃の状態
で管３２を介して過冷器１４に至り、前記還流窒
素、空気を冷却した後、管３３、液化器８の通路
８Ｂを通つて前記可逆式熱交換器３の通路３Ｂに
導入され、それぞれ液化器８と可逆式熱交換器３
で寒冷が回収されて管３４から外部に排出され
る。このとき、可逆式熱交換器３の通路３Ｂに前
工程で原料空気中から析出して捕捉された水分、
炭酸ガスを同伴して排出され該通路３Ｂが再生さ
れる。
くは下部より２、３段の位置）からは8.5at.G、−
167℃の空気8650Nm3／ｈが管１８により導出さ
れ、この空気は途中管１９で3120Nm3／ｈが分岐
され、5530Nm3／ｈが管２０を介して液化器８の
通路８Ｄに導入され、これを逆流した後前記可逆
式熱交換器３の通路３Ｄに導入される。通路３Ｄ
は前記可逆式熱交換器３の冷端部から中間部まで
設けられていて、その先端に抽気管２１が接続さ
れている。通路３Ｄを通過した空気は原料空気と
の熱交換により再熱されて−95℃となり、抽気管
２１により前記可逆式熱交換器３の中間部から導
出され、前記管１９で分岐された3120Nm3／hrの
−167℃の空気と合流し、8.5at.G、−135℃で膨脹
タービン２２に導入される。膨脹タービン２２に
導入された8at.G、−135℃、8650Nm3／hrの空気
は該機２２で0.35at.G断熱膨脹して−183℃に降
温された後、管２４を経て後述する他の膨脹ター
ビン２２′の吐出ガスと合流する。また、前記上
部塔１１の頂部からは9310Nm3／hrの不純窒素ガ
スが2at.Gで−182℃の状態で管２５により導出さ
れ、この不純窒素ガスは液化器８の通路８Ｅを逆
流した後管２６で8905Nm3／hrを分岐して、残り
の405Nm3／ｈが管２７より前記可逆式熱交換器
３の通路３Ｅに導入される。通路３Ｅは前記可逆
式熱交換器３の冷端部から温端部まで設けられて
いて、外気への導出管２８に通気する。一方通路
３Ｅの中間部には抽気管２９が分岐して設けられ
てその流量は弁３０で調節される。通路３Ｅに導
入された405Nm3／hrの不純窒素ガスは通路３Ｅ
の中間部まで流れて原料空気との熱交換により再
熱された後、このうち155Nm3／hrは熱交換器３
の通路３Ｅの温端より排出され、250Nm3／hrは
−98℃で抽気管２９により可逆式熱交換器３から
導出されて前記管２６で分岐された8905Nm3／hr
の不純窒素ガスと合流し、管３１を介して膨脹タ
ービン２２′に−170℃、2at.Gの状態で導入され
る。膨脹タービン２２′に導入された9155Nm3／
hrの不純窒素ガスは該機２２′で0.35at.Gに断熱
膨脹して−185℃に降温された後、管２４′を介し
て前記一方の膨脹タービン２２の吐出管２４に流
れる空気8650Nm3／hrと合流し、そして17805N
m3／hrの不純窒素ガスは0.35at.G、−184℃の状態
で管３２を介して過冷器１４に至り、前記還流窒
素、空気を冷却した後、管３３、液化器８の通路
８Ｂを通つて前記可逆式熱交換器３の通路３Ｂに
導入され、それぞれ液化器８と可逆式熱交換器３
で寒冷が回収されて管３４から外部に排出され
る。このとき、可逆式熱交換器３の通路３Ｂに前
工程で原料空気中から析出して捕捉された水分、
炭酸ガスを同伴して排出され該通路３Ｂが再生さ
れる。
上述の如き操作により、前記上部塔１１の底部
寄り位置からは酸素ガス1000Nm3／hrが管３５に
より導出され、この酸素ガスは液化器８を通路８
Ｃを介して逆流し、つづいて前記可逆式熱交換器
３の通路３Ｃを通り原料空気と熱交換してほぼ常
温に加温された後管３６から製品として採取され
る。また前記上部塔１０の底部からは1040Nm3／
hrの液体酸素が管３７により導出されて製品とし
て採取される。
寄り位置からは酸素ガス1000Nm3／hrが管３５に
より導出され、この酸素ガスは液化器８を通路８
Ｃを介して逆流し、つづいて前記可逆式熱交換器
３の通路３Ｃを通り原料空気と熱交換してほぼ常
温に加温された後管３６から製品として採取され
る。また前記上部塔１０の底部からは1040Nm3／
hrの液体酸素が管３７により導出されて製品とし
て採取される。
なお、上記の説明では酸素ガスと液体酸素を同
時に採取した場合について説明したが、酸素ガ
ス、液体酸素、窒素ガス、液体窒素を同時に採取
し得ることは勿論である。
時に採取した場合について説明したが、酸素ガ
ス、液体酸素、窒素ガス、液体窒素を同時に採取
し得ることは勿論である。
即ち、液体酸素に代えて管３８より液体窒素
を、又管３９より窒素ガスを採取する場合は、下
部塔１０の底部より管１３を介して上部塔１１に
供給する液体空気の量及び下部塔１０より管１６
を介して上部塔１１に還流する窒素量を、適宜選
択して供給するようにすれば所望する適宜量の割
合で酸素ガス、窒素ガス、液体酸素、液体窒素が
採取し得る。
を、又管３９より窒素ガスを採取する場合は、下
部塔１０の底部より管１３を介して上部塔１１に
供給する液体空気の量及び下部塔１０より管１６
を介して上部塔１１に還流する窒素量を、適宜選
択して供給するようにすれば所望する適宜量の割
合で酸素ガス、窒素ガス、液体酸素、液体窒素が
採取し得る。
その理由は、下部塔１０からの空気の一部を管
１８により導出して、これを液化器８、可逆式熱
交換器３に通して原料空気により再熱した後、膨
脹タービン２２で断熱膨脹して降温する一方、上
部塔１１から不純窒素ガスを管２５により導出し
て、これを液化器６、可逆式熱交換器３に通して
原料空気により再熱した後、膨脹タービン２２′
で断熱膨脹して降温し、そしてこれら降温した低
温の空気及び不純窒素ガスを管３２を介して過冷
器１４に導き、その寒冷を与えた後管３３を介し
て液化器８から可逆式熱交換器３に通して原料空
気と向流熱交換して更に寒冷を回収した後、外部
に排出しているようにしているので、液体製品を
採取するための寒冷が、これにより充分得られる
からである。
１８により導出して、これを液化器８、可逆式熱
交換器３に通して原料空気により再熱した後、膨
脹タービン２２で断熱膨脹して降温する一方、上
部塔１１から不純窒素ガスを管２５により導出し
て、これを液化器６、可逆式熱交換器３に通して
原料空気により再熱した後、膨脹タービン２２′
で断熱膨脹して降温し、そしてこれら降温した低
温の空気及び不純窒素ガスを管３２を介して過冷
器１４に導き、その寒冷を与えた後管３３を介し
て液化器８から可逆式熱交換器３に通して原料空
気と向流熱交換して更に寒冷を回収した後、外部
に排出しているようにしているので、液体製品を
採取するための寒冷が、これにより充分得られる
からである。
又製品として酸素ガス及び／又は窒素ガスの如
きガス製品のみで得る場合は上部塔１１の頂部よ
り管２５を介して導出される不純窒素ガスを膨脹
タービン２２′に送ることなく全量熱交換器３の
通路３Ｅを通過させた後管２８より外部に排出さ
せればよい。
きガス製品のみで得る場合は上部塔１１の頂部よ
り管２５を介して導出される不純窒素ガスを膨脹
タービン２２′に送ることなく全量熱交換器３の
通路３Ｅを通過させた後管２８より外部に排出さ
せればよい。
更に、酸素ガスを1000Nm3／ｈ採取する一方、
液体酸素を1000Nm3／ｈ、液体アルゴンを45N
m3／ｈ採取する場合、本発明では原料空気の供給
量は20000Nm3／ｈですむ。これに対し、従来の
全低圧式空気分離装置において同様のことを行な
おうとする場合には寒冷を得るため、原料空気の
供給量は27000Nm3／ｈ必要となり、動力費が節
減し得るのである。
液体酸素を1000Nm3／ｈ、液体アルゴンを45N
m3／ｈ採取する場合、本発明では原料空気の供給
量は20000Nm3／ｈですむ。これに対し、従来の
全低圧式空気分離装置において同様のことを行な
おうとする場合には寒冷を得るため、原料空気の
供給量は27000Nm3／ｈ必要となり、動力費が節
減し得るのである。
なお前記実施例では、原料空気を8.5at.Gに圧
縮し、下部塔圧力を8.5at.G、上部塔圧力を2at.G
で操作する場合について説明したが、前記圧力
は、採取する液製品の所望量によつて原料空気の
供給圧力は6.5〜9.5at.Gの圧力に、又下部塔圧力
は6.5〜9.5at.Gに、上部塔圧力は1.2〜2.5at.Gに適
宜選択して実施し得るものであることは勿論であ
る。
縮し、下部塔圧力を8.5at.G、上部塔圧力を2at.G
で操作する場合について説明したが、前記圧力
は、採取する液製品の所望量によつて原料空気の
供給圧力は6.5〜9.5at.Gの圧力に、又下部塔圧力
は6.5〜9.5at.Gに、上部塔圧力は1.2〜2.5at.Gに適
宜選択して実施し得るものであることは勿論であ
る。
以上説明したように本発明によれば、可逆式熱
交換器を使用した全低圧式空気分離装置で液体製
品を得るため、原料空気の供給量が少なくてすむ
上に、原料空気の圧縮圧をそれほど高くしなくて
もすむから、動力費が1236KW程度で、従来の全
低圧式の装置の動力費1425KWに比して約15％程
度少なくすることができる。また、冷凍サイクル
を付設したり、大型の空気圧縮機を必要とせず、
従来の場合よりも設備費を約20％程度節減でき
る。さらに、高中圧プロセスと異なり全低圧式の
装置であるのでプロセスが簡単であると共に、従
来の全低圧式装置で液体製品を採取のための装置
と比べて装置全体を囲繞する保冷箱は小型です
む。さらにまた、排出ガス圧が高いので吸着器等
の再生のためのブロアーを必要としない。したが
つて、運転費や設備費等がかからず、保守、運転
操作が容易で液採取とガス採取を同時に行うもの
として適している。
交換器を使用した全低圧式空気分離装置で液体製
品を得るため、原料空気の供給量が少なくてすむ
上に、原料空気の圧縮圧をそれほど高くしなくて
もすむから、動力費が1236KW程度で、従来の全
低圧式の装置の動力費1425KWに比して約15％程
度少なくすることができる。また、冷凍サイクル
を付設したり、大型の空気圧縮機を必要とせず、
従来の場合よりも設備費を約20％程度節減でき
る。さらに、高中圧プロセスと異なり全低圧式の
装置であるのでプロセスが簡単であると共に、従
来の全低圧式装置で液体製品を採取のための装置
と比べて装置全体を囲繞する保冷箱は小型です
む。さらにまた、排出ガス圧が高いので吸着器等
の再生のためのブロアーを必要としない。したが
つて、運転費や設備費等がかからず、保守、運転
操作が容易で液採取とガス採取を同時に行うもの
として適している。
図面は本発明の方法を説明するフローシートで
ある。
ある。
Claims (1)
- １ 圧縮原料空気を可逆式熱交換器により冷却精
製した後、複精留塔に供給して液化精留分離しガ
ス市品と共に液製品を採取する方法であつて、前
記原料空気圧を6.5at.G〜9.5at.G上部塔圧を1.2at.
G〜2.5at.Gの条件下で精留操作すると共に、下部
塔より低温空気を抽出し二分してその一方を可逆
式熱交換器を通して加温し前記二分した残部と合
流した後、第１の膨張機に供給し、断熱膨張せし
める一方、上部塔よりの低温の不純窒素ガスを二
分してその一方を可逆式熱交換器を通して加温し
前記二分した残部と合流した後、第２の膨張機に
供給し断熱膨張せしめ、前記断熱膨張した低温空
気と共に過冷器に導入して下部塔より上部塔に導
入する液体空気および還流用窒素を冷却し、次い
で可逆式熱交換器に通して原料空気を冷却するこ
とを特徴とする空気分離方法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP15704979A JPS5680680A (en) | 1979-12-04 | 1979-12-04 | Air separation method for collecting liquefied product |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP15704979A JPS5680680A (en) | 1979-12-04 | 1979-12-04 | Air separation method for collecting liquefied product |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5680680A JPS5680680A (en) | 1981-07-02 |
| JPH0114510B2 true JPH0114510B2 (ja) | 1989-03-13 |
Family
ID=15641070
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP15704979A Granted JPS5680680A (en) | 1979-12-04 | 1979-12-04 | Air separation method for collecting liquefied product |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5680680A (ja) |
Families Citing this family (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4560397A (en) * | 1984-08-16 | 1985-12-24 | Union Carbide Corporation | Process to produce ultrahigh purity oxygen |
| JP4594360B2 (ja) * | 2007-08-27 | 2010-12-08 | 神鋼エア・ウォーター・クライオプラント株式会社 | 深冷空気液化分離装置およびその運転方法 |
-
1979
- 1979-12-04 JP JP15704979A patent/JPS5680680A/ja active Granted
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5680680A (en) | 1981-07-02 |
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