JPH01296078A - 空気分離方法及び装置 - Google Patents
空気分離方法及び装置Info
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- JPH01296078A JPH01296078A JP1065793A JP6579389A JPH01296078A JP H01296078 A JPH01296078 A JP H01296078A JP 1065793 A JP1065793 A JP 1065793A JP 6579389 A JP6579389 A JP 6579389A JP H01296078 A JPH01296078 A JP H01296078A
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Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
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Description
【発明の詳細な説明】
本発明は空気分離方法、装置及びプラントに関する。
空気は伝統的に極低温における分留によって分離されて
いる。分留による空気分離プラントでは単一蒸留塔また
は二重蒸留塔のいずれかが用いられる。典型的に、絶対
的にではなく、窒素と酸素の両生成物を生産する。さら
に、単一または二重蒸留塔からアルゴン富化蒸気流を取
り出し、これを他の塔で蒸留することによって、アルゴ
ン生成物も生産することができる。例えば酸素と窒素の
両方が気体状態の生成物として必要である場合には、二
重蒸留塔を用いるプラントにおいて供給空気を６〜７絶
対気圧の範囲内の圧力に圧縮する。
いる。分留による空気分離プラントでは単一蒸留塔また
は二重蒸留塔のいずれかが用いられる。典型的に、絶対
的にではなく、窒素と酸素の両生成物を生産する。さら
に、単一または二重蒸留塔からアルゴン富化蒸気流を取
り出し、これを他の塔で蒸留することによって、アルゴ
ン生成物も生産することができる。例えば酸素と窒素の
両方が気体状態の生成物として必要である場合には、二
重蒸留塔を用いるプラントにおいて供給空気を６〜７絶
対気圧の範囲内の圧力に圧縮する。
液体窒素と液体酸素の両方に対して大きな需要が存在す
るので、これらの両生成物を液体状態で生産するプラン
トが必要である。蒸留塔の底部に回収される液体酸素は
そこから生成物として取り出される。液体窒素の需要は
気体状窒素生成物を取り出し、これの少なくとも一部を
液化することによって満たされる。近代的な窒素化装置
は典型的に、窒素の圧力を４０気圧以上に高めるコンプ
レッサーを含む。または、液体窒素生成物を単一または
二重蒸留塔から直接、実質的な量で取り出すことができ
るように、液体プラントを空気分離プラントに組込むこ
とができる。
るので、これらの両生成物を液体状態で生産するプラン
トが必要である。蒸留塔の底部に回収される液体酸素は
そこから生成物として取り出される。液体窒素の需要は
気体状窒素生成物を取り出し、これの少なくとも一部を
液化することによって満たされる。近代的な窒素化装置
は典型的に、窒素の圧力を４０気圧以上に高めるコンプ
レッサーを含む。または、液体窒素生成物を単一または
二重蒸留塔から直接、実質的な量で取り出すことができ
るように、液体プラントを空気分離プラントに組込むこ
とができる。
本質的に気体状酸素と窒素を生産するプラントでは、気
体状窒素と液体酸素を再混合するための付加的な液体−
蒸気接触塔の使用を含み、この塔への付加的な液体窒素
還流を形成し、この塔からアルゴン富化蒸気流をさらに
分離するために取り出す、アルゴン生産量を高める方法
が提案されている。このような方法はヨーロッパ特許出
願第１３＋５．９２６Ａ号及び国際（ＰＣＴ）特許出願
第ＷＯ８７７００６０９号に述べられている。さらに、
英国特許出願筒２．１７４．９１６Ａ号とヨーロッパ特
許出願第２５９．０７０ Ａ号は、空気分離の単独また
は主要生成物としてアルゴンが必要である場合に気体状
窒素と液体酸素を再混合する、付加的な液体−蒸気接触
塔のこのよゐな使用に関する。実質的な量の液体窒素生
成物を生産する空気分離プラントへの特別な液体窒素還
流を生ずるために、液体酸素と気体状窒素の再混合の原
理を利用することはこの技術分野で提案されていない。
体状窒素と液体酸素を再混合するための付加的な液体−
蒸気接触塔の使用を含み、この塔への付加的な液体窒素
還流を形成し、この塔からアルゴン富化蒸気流をさらに
分離するために取り出す、アルゴン生産量を高める方法
が提案されている。このような方法はヨーロッパ特許出
願第１３＋５．９２６Ａ号及び国際（ＰＣＴ）特許出願
第ＷＯ８７７００６０９号に述べられている。さらに、
英国特許出願筒２．１７４．９１６Ａ号とヨーロッパ特
許出願第２５９．０７０ Ａ号は、空気分離の単独また
は主要生成物としてアルゴンが必要である場合に気体状
窒素と液体酸素を再混合する、付加的な液体−蒸気接触
塔のこのよゐな使用に関する。実質的な量の液体窒素生
成物を生産する空気分離プラントへの特別な液体窒素還
流を生ずるために、液体酸素と気体状窒素の再混合の原
理を利用することはこの技術分野で提案されていない。
本発明は液体酸素と気体状窒素とを再混合させて、液体
窒素生成物を生産して蒸留塔から直接取り出す方法、装
置及びプラントに関する、 本発明によると、空気から二酸化炭素と水蒸気を抽出し
て、空気を分留によるその分離に適した極低温に冷却す
る工程； 第１圧力で操作する第１蒸留塔内で空気の分留を実施し
、第１蒸留塔から酸素、窒素蒸気及びアルゴン富化酸素
を抽出する工程； 第１圧力よりも実質的に低い第２圧力において操作する
第２蒸留塔内でアルゴン富化酸素をさらに分離する工程
； 第２蒸留塔からアルゴンを抽出する工程；被冷却空気と
共通に少なくとも１つの熱交換器を共有し、第１圧力よ
りも実質的に高い第６圧力までの窒素の圧縮を利用する
サイクルによって窒素蒸気の少なくとも一部を液化する
工程；液体窒素の第１部分を生成物として取り出し、液
体窒素の第２部分を前記第１蒸留塔へ還流として導入す
る工程から成り、 液体酸素と不純な窒素を第１蒸留塔から抽出し、液体−
蒸気接触塔内で再混合し、不純な液体窒素を前記蒸気−
液体接触塔から取り出して前記第１還流蒸留塔への還流
として用い、再混合した酸素−窒素流を前記液体−蒸気
接触塔から取り出して、外部仕事の作用によって膨張さ
せて低温を生じさせる、空気を酸素、窒素及びアルゴン
に分離する方法に関する、 本発明はまた、空気から二酸化炭素と水蒸気を抽出する
手段：分留による空気の分離に適した極低温にまで空気
を冷却する熱交換手段；液体酸素、窒素蒸気及びアルゴ
ン富化蒸気を取り出す出口を有する、空気を分留するた
めの第１蒸留塔；アルゴン富化酸素からアルゴンを分離
するように操作可能な、前記アルゴン富化酸素出口と連
通ずる第２蒸留塔：第２蒸留塔からのアルゴンの出口；
前記熱交換手段の少なくとも一部を用いるサイクルであ
って、第１蒸留塔の操作圧力よりも実質的に高い圧力に
窒素圧力を高めるため少なくとも１つのコンプレッサー
を含むサイクルを実施すること罠よって窒素蒸気の少な
くとも一部を液化する手段；液体窒素の一部を生成物と
して取り出す手段：及び液体窒素の第２部分を前記第１
蒸留塔へ還流として戻す手段から成り、さらに、液体酸
素と不純な窒素蒸気とを再混合するための液体−蒸気接
触塔を含み、前記液体−蒸気接触塔が第１蒸留塔からの
液体酸素の出口と連通ずる液体酸素の入口及び第１蒸留
塔への不純な窒素蒸気の出口と連通ずるこのような蒸気
の入口を有し、さらに第１蒸留塔への不純な液体窒素の
入口と連通ずるこのような窒素の出口及び外部仕事の作
用によって再混合した酸素−窒素混合物を膨張させて低
温を生じさせる少なくとも１つの装置と連通する、この
ような混合物のための他の出口を有する、空気を酸素、
窒素及びアルゴンに分離する装置またはプラントを提供
する。
窒素生成物を生産して蒸留塔から直接取り出す方法、装
置及びプラントに関する、 本発明によると、空気から二酸化炭素と水蒸気を抽出し
て、空気を分留によるその分離に適した極低温に冷却す
る工程； 第１圧力で操作する第１蒸留塔内で空気の分留を実施し
、第１蒸留塔から酸素、窒素蒸気及びアルゴン富化酸素
を抽出する工程； 第１圧力よりも実質的に低い第２圧力において操作する
第２蒸留塔内でアルゴン富化酸素をさらに分離する工程
； 第２蒸留塔からアルゴンを抽出する工程；被冷却空気と
共通に少なくとも１つの熱交換器を共有し、第１圧力よ
りも実質的に高い第６圧力までの窒素の圧縮を利用する
サイクルによって窒素蒸気の少なくとも一部を液化する
工程；液体窒素の第１部分を生成物として取り出し、液
体窒素の第２部分を前記第１蒸留塔へ還流として導入す
る工程から成り、 液体酸素と不純な窒素を第１蒸留塔から抽出し、液体−
蒸気接触塔内で再混合し、不純な液体窒素を前記蒸気−
液体接触塔から取り出して前記第１還流蒸留塔への還流
として用い、再混合した酸素−窒素流を前記液体−蒸気
接触塔から取り出して、外部仕事の作用によって膨張さ
せて低温を生じさせる、空気を酸素、窒素及びアルゴン
に分離する方法に関する、 本発明はまた、空気から二酸化炭素と水蒸気を抽出する
手段：分留による空気の分離に適した極低温にまで空気
を冷却する熱交換手段；液体酸素、窒素蒸気及びアルゴ
ン富化蒸気を取り出す出口を有する、空気を分留するた
めの第１蒸留塔；アルゴン富化酸素からアルゴンを分離
するように操作可能な、前記アルゴン富化酸素出口と連
通ずる第２蒸留塔：第２蒸留塔からのアルゴンの出口；
前記熱交換手段の少なくとも一部を用いるサイクルであ
って、第１蒸留塔の操作圧力よりも実質的に高い圧力に
窒素圧力を高めるため少なくとも１つのコンプレッサー
を含むサイクルを実施すること罠よって窒素蒸気の少な
くとも一部を液化する手段；液体窒素の一部を生成物と
して取り出す手段：及び液体窒素の第２部分を前記第１
蒸留塔へ還流として戻す手段から成り、さらに、液体酸
素と不純な窒素蒸気とを再混合するための液体−蒸気接
触塔を含み、前記液体−蒸気接触塔が第１蒸留塔からの
液体酸素の出口と連通ずる液体酸素の入口及び第１蒸留
塔への不純な窒素蒸気の出口と連通ずるこのような蒸気
の入口を有し、さらに第１蒸留塔への不純な液体窒素の
入口と連通ずるこのような窒素の出口及び外部仕事の作
用によって再混合した酸素−窒素混合物を膨張させて低
温を生じさせる少なくとも１つの装置と連通する、この
ような混合物のための他の出口を有する、空気を酸素、
窒素及びアルゴンに分離する装置またはプラントを提供
する。
液体−蒸気接触塔（ここでは混合塔とも呼ぶ）は典型的
に、第１蒸留塔と本質的に同じ圧力において操作する。
に、第１蒸留塔と本質的に同じ圧力において操作する。
この圧力は好ましくは少なくとも６気圧、より好ましく
は５気圧である。酸素と窒素の再混合は少なくとも６気
圧においてこれより実質的に低い圧力におけるよりも大
きな熱力学的効率で実施することができる。さらＫ、液
体−蒸気接触塔をこのような圧力で操作することによっ
て、取り出した酸素−窒素混合物の仕事膨張（ｗｏｒｋ
ｅｘｐａｎｓｉｏｎ）は有意な程度の低温を生じ、こ
の低温はプロセスの総必要低温度を満たすために役立ち
；混合塔を用いない完全に同等な方法で必要とするより
も低い第３圧力の選択を可能にする。
は５気圧である。酸素と窒素の再混合は少なくとも６気
圧においてこれより実質的に低い圧力におけるよりも大
きな熱力学的効率で実施することができる。さらＫ、液
体−蒸気接触塔をこのような圧力で操作することによっ
て、取り出した酸素−窒素混合物の仕事膨張（ｗｏｒｋ
ｅｘｐａｎｓｉｏｎ）は有意な程度の低温を生じ、こ
の低温はプロセスの総必要低温度を満たすために役立ち
；混合塔を用いない完全に同等な方法で必要とするより
も低い第３圧力の選択を可能にする。
酸素−窒素再混合流は液体−蒸気接触塔の中間レベルか
ら取り出すのが好ましい。この最初の再混合流よりも酸
素の含有割合の大きい別の酸素−窒素再混合流を混合塔
から取り出し、蒸留塔の１つからの沸とう液体流との熱
交換によって凝縮させて、混合塔に戻し、沸とうした液
体は蒸留塔の１つに戻すことがさらに好ましい。酸素と
窒素の第２再混合流の取出しは液体−蒸気接触塔の操作
の熱力学的効率を改良する。
ら取り出すのが好ましい。この最初の再混合流よりも酸
素の含有割合の大きい別の酸素−窒素再混合流を混合塔
から取り出し、蒸留塔の１つからの沸とう液体流との熱
交換によって凝縮させて、混合塔に戻し、沸とうした液
体は蒸留塔の１つに戻すことがさらに好ましい。酸素と
窒素の第２再混合流の取出しは液体−蒸気接触塔の操作
の熱力学的効率を改良する。
前記液体窒素の第３部分を用いて、液体−蒸気接触塔か
らの窒素蒸気を凝縮して凝縮液を塔に戻し、これによっ
て前記第６部分を蒸発させ、蒸気の少なくとも一部を再
循環させ、液化させるのが好ましい。
らの窒素蒸気を凝縮して凝縮液を塔に戻し、これによっ
て前記第６部分を蒸発させ、蒸気の少なくとも一部を再
循環させ、液化させるのが好ましい。
第１蒸留塔への再沸とう物を窒素流によって形成し、こ
れを形成する個所の下流で窒素流の少なくとも一部を液
化する。
れを形成する個所の下流で窒素流の少なくとも一部を液
化する。
従って、前記第１蒸留塔から窒素蒸気を取り出す工程：
熱交換手段において窒素蒸気を空気と向流で加熱する工
程：加熱した窒素の一部を圧縮する工程；このような圧
縮窒素の温度を熱交換手段において冷却し温度を低下さ
せる工程：冷却された窒素の少なくとも一部を取り出し
、外部仕事の作用によって膨張させる工程：このような
膨張した窒素を第１蒸留塔に付随するリボイラーに通し
て第１蒸留塔で蒸留させる再沸とう物（ｒｅｂｏｉｌ）
を形成する工程；リボイラ〜を出る窒素をさらに冷却し
熱交換手段において温度低下させる工程；生成する液体
窒素の一部を蒸留への還流として用いる工程及び生成す
る液体窒素の他の一部を生成物として取り出す工程から
成る窒素液化サイクルを実施することが好ましい。第１
蒸留塔を再沸とうさせるために窒素流を用いる他Ｋ、こ
のために空気流を用いることもできる。好ましい実施例
では、好ましくはその露点の空気流を用いて、第１蒸留
塔への再沸とう物の一部を形成し、生成する液体空気を
第１蒸留塔に導入する。
熱交換手段において窒素蒸気を空気と向流で加熱する工
程：加熱した窒素の一部を圧縮する工程；このような圧
縮窒素の温度を熱交換手段において冷却し温度を低下さ
せる工程：冷却された窒素の少なくとも一部を取り出し
、外部仕事の作用によって膨張させる工程：このような
膨張した窒素を第１蒸留塔に付随するリボイラーに通し
て第１蒸留塔で蒸留させる再沸とう物（ｒｅｂｏｉｌ）
を形成する工程；リボイラ〜を出る窒素をさらに冷却し
熱交換手段において温度低下させる工程；生成する液体
窒素の一部を蒸留への還流として用いる工程及び生成す
る液体窒素の他の一部を生成物として取り出す工程から
成る窒素液化サイクルを実施することが好ましい。第１
蒸留塔を再沸とうさせるために窒素流を用いる他Ｋ、こ
のために空気流を用いることもできる。好ましい実施例
では、好ましくはその露点の空気流を用いて、第１蒸留
塔への再沸とう物の一部を形成し、生成する液体空気を
第１蒸留塔に導入する。
第１蒸留塔から取り出す窒素は典型的に多段コンプレッ
サーで窒素の臨界圧よりも高い圧力に圧縮する、圧縮窒
素は取り出して、５０〜７５気圧の範囲内の圧力（及び
１５０〜１７０にの範囲内の温度）において、外部仕事
の作用によって膨張させることは重要ではない。望まし
い場合には、圧縮窒素の一部を仕事膨張手段と第１蒸留
塔に付随するリボイラーとを通さずに液化することもで
きる。
サーで窒素の臨界圧よりも高い圧力に圧縮する、圧縮窒
素は取り出して、５０〜７５気圧の範囲内の圧力（及び
１５０〜１７０にの範囲内の温度）において、外部仕事
の作用によって膨張させることは重要ではない。望まし
い場合には、圧縮窒素の一部を仕事膨張手段と第１蒸留
塔に付随するリボイラーとを通さずに液化することもで
きる。
仕事膨張の終了時に、窒素は１２〜２０絶対気圧の範囲
内の圧力を有するのが好ましく、飽和蒸気であることが
好ましい。次に、窒素の液化は第１蒸留塔に付随するリ
ボイラーで実施するのが好ましい。
内の圧力を有するのが好ましく、飽和蒸気であることが
好ましい。次に、窒素の液化は第１蒸留塔に付随するリ
ボイラーで実施するのが好ましい。
リボイラーを出る液体窒素を熱交換によって適冷し、こ
れに対して多重のフラッシュ分離工程を行って液体窒素
と複数のフラッシュガス流とを形成する。フラッシュガ
ス流は供給空気に対して向流で熱交換手段に通して戻し
、熱交換手段に低温を提供するのが好ましい。望ましい
場合には少なくとも３回の７ラツシ工分離工程を用いる
ことができる。
れに対して多重のフラッシュ分離工程を行って液体窒素
と複数のフラッシュガス流とを形成する。フラッシュガ
ス流は供給空気に対して向流で熱交換手段に通して戻し
、熱交換手段に低温を提供するのが好ましい。望ましい
場合には少なくとも３回の７ラツシ工分離工程を用いる
ことができる。
第１フラッシュ分離工程からの液体窒素を用いて、液体
−蒸気接触塔からの窒素蒸気を凝縮して生ずる凝縮液を
還流としてこの塔に戻すのが好ましい。
−蒸気接触塔からの窒素蒸気を凝縮して生ずる凝縮液を
還流としてこの塔に戻すのが好ましい。
第１蒸留塔は１つ以上の塔を含むことができる。
典型的には、上部塔と下部塔から成る。２つの塔は純粋
な窒素中で置き換え可能であり、蒸気は下部塔から上部
塔へ流れ、液体は反対方向で流れる。
な窒素中で置き換え可能であり、蒸気は下部塔から上部
塔へ流れ、液体は反対方向で流れる。
上部塔への還流は窒素液化サイクルから形成されるが、
下部塔への還流は混合塔から形成される。
下部塔への還流は混合塔から形成される。
分離すべき空気は下部塔へ供給され、混合塔への液体酸
素フィードと不純な窒素フィードとはアルゴン富化酸素
流として下部塔から取り出される。
素フィードと不純な窒素フィードとはアルゴン富化酸素
流として下部塔から取り出される。
第２蒸留塔は再沸することが好ましい、再沸物は第１蒸
留塔によって形成されるのが好ましいが、またはこの代
りに、空気フィードの一部を送給する付加的な蒸留塔を
用いることができる。第２蒸留塔の再沸は第２蒸留塔か
らの典型的には液体状態での比較的純粋な酸素生成物の
取り出しを可能にする。第２蒸留塔は第１蒸留塔よりも
大気圧に近い圧力で操作されるので、液体酸素が生成物
として必要である場合には、これが有利である。典型的
には、第２蒸留塔は１〜２絶対気圧の範囲内の圧力で操
作され、第１蒸留塔と混合塔は５．５〜６．５絶対気圧
の範囲内で操作される。
留塔によって形成されるのが好ましいが、またはこの代
りに、空気フィードの一部を送給する付加的な蒸留塔を
用いることができる。第２蒸留塔の再沸は第２蒸留塔か
らの典型的には液体状態での比較的純粋な酸素生成物の
取り出しを可能にする。第２蒸留塔は第１蒸留塔よりも
大気圧に近い圧力で操作されるので、液体酸素が生成物
として必要である場合には、これが有利である。典型的
には、第２蒸留塔は１〜２絶対気圧の範囲内の圧力で操
作され、第１蒸留塔と混合塔は５．５〜６．５絶対気圧
の範囲内で操作される。
次に、本発明の方法、装置及びプラントを添付図面を参
照しながら実施例に基づいて説明する一図面の第１図で
は、本発明による方法の実施に適した蒸留塔の配置を示
す。説明を容易圧するために、第１図では熱交換器１台
の他には、全ての熱交換器、コンプレッサー、膨張ター
ビン、パルプを省略する。図示した装置は下部塔４と上
部塔６とから成る第１蒸留塔２を含む。第１蒸留塔２は
空気を酸素、窒素、アルゴン富化酸素に分離するために
用いられる。アルゴン富化酸素は第２蒸留塔１０で分離
される。第２蒸留塔１０は空気フィードの一部を受容す
る第３蒸留塔６によって再沸される。この他、下部塔４
からの液体酸素と窒素蒸気とを再混合して下部塔４への
窒素還流を形成する液体−蒸気接触塔１４が存在する。
照しながら実施例に基づいて説明する一図面の第１図で
は、本発明による方法の実施に適した蒸留塔の配置を示
す。説明を容易圧するために、第１図では熱交換器１台
の他には、全ての熱交換器、コンプレッサー、膨張ター
ビン、パルプを省略する。図示した装置は下部塔４と上
部塔６とから成る第１蒸留塔２を含む。第１蒸留塔２は
空気を酸素、窒素、アルゴン富化酸素に分離するために
用いられる。アルゴン富化酸素は第２蒸留塔１０で分離
される。第２蒸留塔１０は空気フィードの一部を受容す
る第３蒸留塔６によって再沸される。この他、下部塔４
からの液体酸素と窒素蒸気とを再混合して下部塔４への
窒素還流を形成する液体−蒸気接触塔１４が存在する。
空気は典型的にはその露点において、昇圧下（典型的に
は６絶対気圧下）で入口１６から下部塔４に供給される
。空気は下部塔４で分留され、下部塔４の底部でリボイ
ラー１８によって再沸物が形成され、下部塔４の頂部に
は管２０を介して上部塔６から、管２・２を介して混合
塔１４から不純な液体窒素還流が供給される。従って、
下部塔４内には徐々に酸素が富化する液体下降流と、徐
々に窒素が富化する蒸気上昇流とが確立される。
は６絶対気圧下）で入口１６から下部塔４に供給される
。空気は下部塔４で分留され、下部塔４の底部でリボイ
ラー１８によって再沸物が形成され、下部塔４の頂部に
は管２０を介して上部塔６から、管２・２を介して混合
塔１４から不純な液体窒素還流が供給される。従って、
下部塔４内には徐々に酸素が富化する液体下降流と、徐
々に窒素が富化する蒸気上昇流とが確立される。
蒸留塔２の下部塔４から底部の出口２４を介して商業的
に純粋な液体酸素が取り出され、下部塔４の頂部の出口
２６からは不純な窒素蒸気流が取り出され、空気フィー
ド人口１６と液体酸素出口２４との中間レベルにある出
口２８からはアルゴン富化蒸気流が取り出される。アル
ゴン富化酸素流の出口２８の位置は、下部塔４内の蒸気
相のアルゴン濃度が最高または最高に近いレベルである
ので、出口２８から取り出される流れは典型的に約８〜
１０容量係のオーダーのアルゴンを含む。
に純粋な液体酸素が取り出され、下部塔４の頂部の出口
２６からは不純な窒素蒸気流が取り出され、空気フィー
ド人口１６と液体酸素出口２４との中間レベルにある出
口２８からはアルゴン富化蒸気流が取り出される。アル
ゴン富化酸素流の出口２８の位置は、下部塔４内の蒸気
相のアルゴン濃度が最高または最高に近いレベルである
ので、出口２８から取り出される流れは典型的に約８〜
１０容量係のオーダーのアルゴンを含む。
下部塔４の頂部から取り出される流れは典型的に、酸素
１〜２容ｉ係オーダー（例えば１．４係）を含む窒素蒸
気流である。この流れの一部を次に上部塔乙に導く。上
部塔６には徐々に窒素が富化する窒素蒸気上昇流と徐々
に酸素が富化する液体下降流とが存在する。上部塔乙の
底部から取り出される不純な液体窒素は典型的ＶＣ２容
量チオーダーの酸素を含む。このｆ嵌体窒素は下部塔４
の還流の一部として用いられる。上部塔６への還流は管
２８から上部塔６の頂部近くに入る液体窒素流によって
形成される。液体窒素は熱交換器（図示せず）を用いて
冷却すべき空気を冷却する窒素液化サイクル（図示せず
）から供給される。上部塔６から出口ろＯを介して実質
的に純粋な窒素ガス流が取り出される、 出口２６を介して上部塔６から取り出される不純な窒素
流の他の部分は液体−蒸気接触塔すなわち混合塔１４の
底部に導かれる。この不純な窒素は塔１４において下部
塔４の底部から出口２４を介して取り出される液体酸素
の一部と再混合される。このような液体酸素は混合塔１
４へその頂部から導入される。このようにして、混合塔
１４内には液体下降流と質量交換する蒸気上昇流が確立
され、液体は下降するにつれ徐々に窒素富化し、蒸気は
上昇するＫつれ徐々に酸素富化する。液体下降流を強化
するために、塔１４はその頂部にコンデンサー３２を備
え、酸素蒸気は塔１４の頂部で凝縮される。説明を容易
にするために、コンデンサー３２に冷却液を供給する手
段は第１図に図示しない。塔１４から下部塔４へ還流と
して管２２を介して戻される液体窒素は典型的に３〜６
容量チ（例えば、４．９容量係）の酸素を含む。
１〜２容ｉ係オーダー（例えば１．４係）を含む窒素蒸
気流である。この流れの一部を次に上部塔乙に導く。上
部塔６には徐々に窒素が富化する窒素蒸気上昇流と徐々
に酸素が富化する液体下降流とが存在する。上部塔乙の
底部から取り出される不純な液体窒素は典型的ＶＣ２容
量チオーダーの酸素を含む。このｆ嵌体窒素は下部塔４
の還流の一部として用いられる。上部塔６への還流は管
２８から上部塔６の頂部近くに入る液体窒素流によって
形成される。液体窒素は熱交換器（図示せず）を用いて
冷却すべき空気を冷却する窒素液化サイクル（図示せず
）から供給される。上部塔６から出口ろＯを介して実質
的に純粋な窒素ガス流が取り出される、 出口２６を介して上部塔６から取り出される不純な窒素
流の他の部分は液体−蒸気接触塔すなわち混合塔１４の
底部に導かれる。この不純な窒素は塔１４において下部
塔４の底部から出口２４を介して取り出される液体酸素
の一部と再混合される。このような液体酸素は混合塔１
４へその頂部から導入される。このようにして、混合塔
１４内には液体下降流と質量交換する蒸気上昇流が確立
され、液体は下降するにつれ徐々に窒素富化し、蒸気は
上昇するＫつれ徐々に酸素富化する。液体下降流を強化
するために、塔１４はその頂部にコンデンサー３２を備
え、酸素蒸気は塔１４の頂部で凝縮される。説明を容易
にするために、コンデンサー３２に冷却液を供給する手
段は第１図に図示しない。塔１４から下部塔４へ還流と
して管２２を介して戻される液体窒素は典型的に３〜６
容量チ（例えば、４．９容量係）の酸素を含む。
酸素−窒素混合流は中間レベルから管６４を介して取り
出される。この酸素−窒素混合流は典型的に約２１容量
係の、すなわち空気中とほぼ同じレベルの酸素を含む。
出される。この酸素−窒素混合流は典型的に約２１容量
係の、すなわち空気中とほぼ同じレベルの酸素を含む。
しかし、望ましい場合には、混合流はこれより高濃度ま
たは低濃度の酸素を含む。管６４から取り出される流れ
は第１図に図示しない手段による外部仕事の作用によっ
て膨張させられる。この流れを取り出すことによって塔
１４内には質量平衡が維持され、この流れを中間位置か
ら取り出すことば塔１４の運転効率を改良する。塔１４
の効果的な操作は６絶対気圧よりも大きい操作圧力を選
択することによっても助成される。塔１４と上部塔６は
典型的に下部塔４と実質的に同じ圧力で、すなわち６気
圧のオーダーの圧力で操作されるが、液体ヘッド効果の
ために塔１４と上部塔６内の平均圧力は下部塔４におけ
るよりもやや低くなる（すなわち、５．８絶対気圧のオ
ーダー）。
たは低濃度の酸素を含む。管６４から取り出される流れ
は第１図に図示しない手段による外部仕事の作用によっ
て膨張させられる。この流れを取り出すことによって塔
１４内には質量平衡が維持され、この流れを中間位置か
ら取り出すことば塔１４の運転効率を改良する。塔１４
の効果的な操作は６絶対気圧よりも大きい操作圧力を選
択することによっても助成される。塔１４と上部塔６は
典型的に下部塔４と実質的に同じ圧力で、すなわち６気
圧のオーダーの圧力で操作されるが、液体ヘッド効果の
ために塔１４と上部塔６内の平均圧力は下部塔４におけ
るよりもやや低くなる（すなわち、５．８絶対気圧のオ
ーダー）。
塔１４の運転効率を強化する目的で、酸素と窒素から成
る混合蒸気流を、塔１４から管３４レベルより上方であ
るが液体と蒸気の間の質量交換が行われる、塔１４の最
低レベルよりも下方であるレベルにおいて管３６から取
り出す。管６６から取り出される蒸気流は典型的に約４
５〜５ｏ容量係（典型的には、約４７容量チ）の酸素を
含む。
る混合蒸気流を、塔１４から管３４レベルより上方であ
るが液体と蒸気の間の質量交換が行われる、塔１４の最
低レベルよりも下方であるレベルにおいて管３６から取
り出す。管６６から取り出される蒸気流は典型的に約４
５〜５ｏ容量係（典型的には、約４７容量チ）の酸素を
含む。
この蒸気はコンデンサー６８内で凝縮され、生成する液
体は、還流液の組成が還流液が戻される液体の組成とほ
ぼ同じであるようなレベルにおいて、管４０を介して塔
１４に戻される。コンデンサー４０の冷却は、蒸留塔２
の下部塔４から酸素富化液体流を管４２を介して取り出
し、これをコンデンサー３８に導き、ここで塔１４から
管６６を介して取り出される流れと熱交換させ、上昇流
を凝縮させ、それ自体は再沸させること忙よって生ずる
。生成する蒸気は還流蒸気の組成が還流蒸気が戻される
液体の組成と一致するレベルにある入口４４から下部塔
４に戻される。
体は、還流液の組成が還流液が戻される液体の組成とほ
ぼ同じであるようなレベルにおいて、管４０を介して塔
１４に戻される。コンデンサー４０の冷却は、蒸留塔２
の下部塔４から酸素富化液体流を管４２を介して取り出
し、これをコンデンサー３８に導き、ここで塔１４から
管６６を介して取り出される流れと熱交換させ、上昇流
を凝縮させ、それ自体は再沸させること忙よって生ずる
。生成する蒸気は還流蒸気の組成が還流蒸気が戻される
液体の組成と一致するレベルにある入口４４から下部塔
４に戻される。
アルゴン生成物を生産するためには、下部塔４から出口
２８を介して取り出されるアルゴン富化酸素蒸気流はサ
ブ−クーラー（図示せず）に導いて温度低下させ、絞り
弁（図示せず）を通して入口４６から塔１０へ供給し、
ここで蒸留によって酸素とアルゴン生成物に分離する。
２８を介して取り出されるアルゴン富化酸素蒸気流はサ
ブ−クーラー（図示せず）に導いて温度低下させ、絞り
弁（図示せず）を通して入口４６から塔１０へ供給し、
ここで蒸留によって酸素とアルゴン生成物に分離する。
アルゴン生成物は典型的に２容量係のオーダーで酸素不
純物を含有する。従って、塔１０では一般的に下降する
液体流が蒸気上昇流と接触し、それらの間で質量交換が
行われるので、液体は塔１ｏを下降するにつれて徐々に
酸素富化し、蒸気は塔１ｏを上昇するにつれて徐々にア
ルゴン富化する、塔１０はその頂部にコンデンサー４８
を備えて塔への液体アルゴン還流を形成し、底部にはリ
ボイラー５０を備えて蒸気上昇流を形成する。リボイラ
ー５０は塔１２のコンデンサーとしても機能し、この塔
への還流を形成する。液体アルゴン生成物は塔１０から
その頂部の出口５２を介して取り出され、液体酸素生成
物はその底部の出口５４から同様に取り出される。
純物を含有する。従って、塔１０では一般的に下降する
液体流が蒸気上昇流と接触し、それらの間で質量交換が
行われるので、液体は塔１ｏを下降するにつれて徐々に
酸素富化し、蒸気は塔１ｏを上昇するにつれて徐々にア
ルゴン富化する、塔１０はその頂部にコンデンサー４８
を備えて塔への液体アルゴン還流を形成し、底部にはリ
ボイラー５０を備えて蒸気上昇流を形成する。リボイラ
ー５０は塔１２のコンデンサーとしても機能し、この塔
への還流を形成する。液体アルゴン生成物は塔１０から
その頂部の出口５２を介して取り出され、液体酸素生成
物はその底部の出口５４から同様に取り出される。
塔１０は典型的に大気圧よりやや高い圧力で、例えば１
．３絶対気圧で操作される。コンデンサー〜リボイラー
５０に適当な温度差を与えるために、塔１２は６絶対気
圧（すなわち下部塔４と実質的に同じ圧力）で操作され
る。第１図に示した装置から比較的低い圧力で液体酸素
生成物を取り出すことが望ましいので、下部塔４の底部
から出口２４を介して取り出される液体酸素の一部を膨
張弁５６を介して塔１０の底部へ移す。従って、液体酸
素を塔１０の出口５４から取り出す速度は促進される。
．３絶対気圧で操作される。コンデンサー〜リボイラー
５０に適当な温度差を与えるために、塔１２は６絶対気
圧（すなわち下部塔４と実質的に同じ圧力）で操作され
る。第１図に示した装置から比較的低い圧力で液体酸素
生成物を取り出すことが望ましいので、下部塔４の底部
から出口２４を介して取り出される液体酸素の一部を膨
張弁５６を介して塔１０の底部へ移す。従って、液体酸
素を塔１０の出口５４から取り出す速度は促進される。
上述したよ５Ｋ、塔１２は塔１Ｄへの再沸物を形成する
。供給空気の小部分が塔１２へ入口５８から導入され、
その露点まで予備冷却される。塔１２内で空気は塔の底
部に集積する酸素富化分画と、塔１２の頂部に集積する
窒素富化分画とに分離される。酸素富化液体は塔１２の
出口６０から取り出され、下部塔４へ入口６２がら導入
される。
。供給空気の小部分が塔１２へ入口５８から導入され、
その露点まで予備冷却される。塔１２内で空気は塔の底
部に集積する酸素富化分画と、塔１２の頂部に集積する
窒素富化分画とに分離される。酸素富化液体は塔１２の
出口６０から取り出され、下部塔４へ入口６２がら導入
される。
塔１２の底部から液体が取り出されるので、塔１２への
再沸物を用意する必要はない。窒素蒸気−液体混合物は
塔１２の頂部から取り出され、液体窒素と一緒にされて
、蒸留塔２の上部塔６へ入口２８から導入される。
再沸物を用意する必要はない。窒素蒸気−液体混合物は
塔１２の頂部から取り出され、液体窒素と一緒にされて
、蒸留塔２の上部塔６へ入口２８から導入される。
塔２，１０，１２，１４は各々、典型的に多数の液体−
蒸気接触トレー（図示せず）を含み、液相−蒸気相との
間の質量交換を行う。この代りに。
蒸気接触トレー（図示せず）を含み、液相−蒸気相との
間の質量交換を行う。この代りに。
構造バッキングをこのために用い、ることもできる。
トレーを用いる場合には、典型的にシープ・トレー型が
用いられる。下部塔４は典型的に８９段の理論トレーに
よって操作され、上部塔６は１６，５段の理論トレー数
によって操作され、第２蒸留塔１０は７３段の理論トレ
ー数、付加的蒸留塔１２は４２段の理論トレー数及び混
合塔１４は３５段の理論トレー数によって操作される。
用いられる。下部塔４は典型的に８９段の理論トレーに
よって操作され、上部塔６は１６，５段の理論トレー数
によって操作され、第２蒸留塔１０は７３段の理論トレ
ー数、付加的蒸留塔１２は４２段の理論トレー数及び混
合塔１４は３５段の理論トレー数によって操作される。
（実際の使用トレー数はトレー効率の逆数を乗じた理論
トレー数である。） 次に第２図では、ここに示した装置は第１図に示した塔
配置と同じ塔配置を有するが、この場合に第１蒸留塔は
第２蒸留塔の再沸に用いられるので、その結果第２図に
示した装置は第１図忙示した装置よりも１つ少ない蒸留
塔を用いる。
トレー数である。） 次に第２図では、ここに示した装置は第１図に示した塔
配置と同じ塔配置を有するが、この場合に第１蒸留塔は
第２蒸留塔の再沸に用いられるので、その結果第２図に
示した装置は第１図忙示した装置よりも１つ少ない蒸留
塔を用いる。
第２図に示した装置は下部塔７４ち上部塔７６から成る
第１蒸留塔７２、第２蒸留塔７８及び液゛体−蒸気接触
塔（または混合塔）７９を用いる。
第１蒸留塔７２、第２蒸留塔７８及び液゛体−蒸気接触
塔（または混合塔）７９を用いる。
典型的に６絶対気圧を有し、その露点にある空気が第１
蒸留塔７２の下部塔７４に導かれ、この塔内で分留によ
って酸素、アルゴン富化酸素、不純な窒素分画に分離さ
れる。下部塔７４には２発生源の不純な液体窒素還流が
供給される。第１発生源は管８２を介して下部塔７４に
液体窒素を供給する上部塔８６である。第２発生源は下
部塔７４の頂部に連通ずる混合塔７９の底部にある管８
４を介して液体窒素を供給する混合塔７９である。下部
塔７４はその底部近くにリボイラー８６を備え、リボイ
ラー８６は蒸気上昇流を液体下降流と質量交換させるの
に適合しており、液体は下降するにつれて酸素富化し、
蒸気は上昇するにつれて窒素富化する。゛説明を容易に
するために、再沸物を形成する液体の発生源は第２図に
図示しない。
蒸留塔７２の下部塔７４に導かれ、この塔内で分留によ
って酸素、アルゴン富化酸素、不純な窒素分画に分離さ
れる。下部塔７４には２発生源の不純な液体窒素還流が
供給される。第１発生源は管８２を介して下部塔７４に
液体窒素を供給する上部塔８６である。第２発生源は下
部塔７４の頂部に連通ずる混合塔７９の底部にある管８
４を介して液体窒素を供給する混合塔７９である。下部
塔７４はその底部近くにリボイラー８６を備え、リボイ
ラー８６は蒸気上昇流を液体下降流と質量交換させるの
に適合しており、液体は下降するにつれて酸素富化し、
蒸気は上昇するにつれて窒素富化する。゛説明を容易に
するために、再沸物を形成する液体の発生源は第２図に
図示しない。
下部塔７４の底部から出口８８を介して、液体酸素を取
り出す。この液体酸素の一部は直接生成物として取り出
すかまたは最初に塔７６に導入しそこから生成物として
取り出すが、出口８８から下部塔７４を出る液体酸素の
残りは混合塔７８の頂部に達する。不純な窒素蒸気は下
部塔７４の頂部から２つの流れとして取り出される。こ
のような不純な窒素の第１流は下部塔７４の頂部から管
９０を介して取り出され、上部塔７６の底部に入る。蒸
気は上部塔７６を上昇し、液体下降流と質量交換関係に
入る。この液体下降流は上部塔７６の頂部において蒸気
の一部を凝縮することによって形成される。コンデンサ
ー９２がこのために備えられる。コンデンサー９２は第
２蒸留塔７８のだめの再沸物を形成するためにも役立つ
。上部塔７６に入口９４から液体窒素を導入することに
よっても、さらに液体窒素還流が形成される。液体窒素
は供給空気の冷却に用いられる熱交換器（図示せず）を
用いる液化サイクル（第２図に図示せず）で形成する。
り出す。この液体酸素の一部は直接生成物として取り出
すかまたは最初に塔７６に導入しそこから生成物として
取り出すが、出口８８から下部塔７４を出る液体酸素の
残りは混合塔７８の頂部に達する。不純な窒素蒸気は下
部塔７４の頂部から２つの流れとして取り出される。こ
のような不純な窒素の第１流は下部塔７４の頂部から管
９０を介して取り出され、上部塔７６の底部に入る。蒸
気は上部塔７６を上昇し、液体下降流と質量交換関係に
入る。この液体下降流は上部塔７６の頂部において蒸気
の一部を凝縮することによって形成される。コンデンサ
ー９２がこのために備えられる。コンデンサー９２は第
２蒸留塔７８のだめの再沸物を形成するためにも役立つ
。上部塔７６に入口９４から液体窒素を導入することに
よっても、さらに液体窒素還流が形成される。液体窒素
は供給空気の冷却に用いられる熱交換器（図示せず）を
用いる液化サイクル（第２図に図示せず）で形成する。
不純な窒素蒸気の第２流を蒸留塔７２の下部塔７４から
取り出し、管９８に沿って液体−蒸気混合塔７９の底部
に供給する。窒素蒸気に蒸留塔７２の下部塔７４の底部
の出口８８から塔７９の頂部に入口１００から供給され
る液体酸素と混合する。混合塔７９の操作は一般に第１
図に示した混合塔１４の操作と同じである。特に、混合
塔７９はこの塔に付加的な液体還流を供給するためにコ
ンデンサー１０２を備える、この塔は蒸留塔７２の下部
塔７４と実質的に同じ圧力で操作されるが、塔７９から
下部塔７４への重力下での液体還流を可能にするために
、典型的に僅かな圧力差が存在する。このような液体流
は上記のように管８４を介して行われる。液体が塔７９
を下降する時に、液は上昇する蒸気と接触して、液体と
蒸気の間に質量交換が生じ、その結果下降液体は徐々に
窒素富化し、上昇蒸気は徐々に酸素富化する。
取り出し、管９８に沿って液体−蒸気混合塔７９の底部
に供給する。窒素蒸気に蒸留塔７２の下部塔７４の底部
の出口８８から塔７９の頂部に入口１００から供給され
る液体酸素と混合する。混合塔７９の操作は一般に第１
図に示した混合塔１４の操作と同じである。特に、混合
塔７９はこの塔に付加的な液体還流を供給するためにコ
ンデンサー１０２を備える、この塔は蒸留塔７２の下部
塔７４と実質的に同じ圧力で操作されるが、塔７９から
下部塔７４への重力下での液体還流を可能にするために
、典型的に僅かな圧力差が存在する。このような液体流
は上記のように管８４を介して行われる。液体が塔７９
を下降する時に、液は上昇する蒸気と接触して、液体と
蒸気の間に質量交換が生じ、その結果下降液体は徐々に
窒素富化し、上昇蒸気は徐々に酸素富化する。
塔の頂部で蒸気はコンデンサー１０２によって凝縮する
。塔７２に還流として作用するために戻される液体窒素
は純粋ではなく、典型的に６モルチまでの酸素を含有す
る。
。塔７２に還流として作用するために戻される液体窒素
は純粋ではなく、典型的に６モルチまでの酸素を含有す
る。
酸素−窒素混合流は混合塔７９の中間レベルから取り出
され、管１０６に沿って運ばれ、例えば膨張タービン（
第２図に図示せず）内で外部仕事の作用によって膨張す
る。管１０６から取り出された流れは典型的に、空気中
の酸素の割合と同じまたはこれに類似した酸素の割合を
含む。混合塔７９から、管１０６から取り出される流れ
よりも酸素の含有割合の大きい酸素／窒素混合流が取り
出される。酸素濃度の大きい流れが出口１０８から取り
出され、熱交換器１１０に達し、そこで凝縮され、生成
した液体は、還流液の組成が還流液が戻される液体の組
成と同じであるようなレベルにある入口１１２から塔７
９に戻される。熱交換器（またはコンデンサー）１１０
での蒸気の凝縮は蒸留塔７２の下部塔７４から出口１１
６を介して取り出される液体流との熱交換によって行わ
れる。この液体は熱交換器１１０内で再沸され、還流蒸
気の組成が還流蒸気が戻される蒸気の組成とほぼ同じで
あるような位置にある入口１１８を介して下部塔７４１
Ｃ蒸気として戻される。
され、管１０６に沿って運ばれ、例えば膨張タービン（
第２図に図示せず）内で外部仕事の作用によって膨張す
る。管１０６から取り出された流れは典型的に、空気中
の酸素の割合と同じまたはこれに類似した酸素の割合を
含む。混合塔７９から、管１０６から取り出される流れ
よりも酸素の含有割合の大きい酸素／窒素混合流が取り
出される。酸素濃度の大きい流れが出口１０８から取り
出され、熱交換器１１０に達し、そこで凝縮され、生成
した液体は、還流液の組成が還流液が戻される液体の組
成と同じであるようなレベルにある入口１１２から塔７
９に戻される。熱交換器（またはコンデンサー）１１０
での蒸気の凝縮は蒸留塔７２の下部塔７４から出口１１
６を介して取り出される液体流との熱交換によって行わ
れる。この液体は熱交換器１１０内で再沸され、還流蒸
気の組成が還流蒸気が戻される蒸気の組成とほぼ同じで
あるような位置にある入口１１８を介して下部塔７４１
Ｃ蒸気として戻される。
出口８８からの実質的に純粋な液体酸素と管９０．９８
からの不純な窒素との取り出しの他に。
からの不純な窒素との取り出しの他に。
蒸気相のアルゴン富化酸素流も下部塔７４から取り出さ
れる。この流れは蒸気相中のアルゴン濃度が比較的高く
、例えば８〜１０容量チであるような空気入口８０レベ
ルより低いレベルから取り出される。アルゴン富化酸素
流は下部塔７４から管１２０に入り、熱交換器（第２図
に図示せず）内でアルゴン富化酸素の液化温度以下の温
度にまで冷却（サブクーリング）し、膨張弁１２２を通
り、典凰的に大気圧よりやや高い圧力（すなわち１．６
絶対気圧）で操作される塔７８に導入される。アルゴン
富化酸素は塔７８内で酸素分画とアルゴン分画に分離さ
れる。アルゴン分画は典型的に酸素２容量係までを含む
。塔７８は、上述のように、底部で液体を再沸させるた
めにリボイラー９２と頂部で蒸気を凝縮させて塔７８へ
の液体還流を形成するための頂部のコンデンサとを備え
る。従って、液体は塔７８を下降して、上昇する蒸気と
質量交換関係に入る。液体は塔を下降するにつれて徐々
に低揮発性成分（酸素）に富み、蒸気は同様に塔７８を
上昇するにつれて徐々に高揮発性成分（アルゴン）に富
むようになる。液体酸素生成物は塔７８の底部の出口１
２６から取り出され、液体アルゴン生成物は塔７８の頂
部の出口１２８から取り出される。
れる。この流れは蒸気相中のアルゴン濃度が比較的高く
、例えば８〜１０容量チであるような空気入口８０レベ
ルより低いレベルから取り出される。アルゴン富化酸素
流は下部塔７４から管１２０に入り、熱交換器（第２図
に図示せず）内でアルゴン富化酸素の液化温度以下の温
度にまで冷却（サブクーリング）し、膨張弁１２２を通
り、典凰的に大気圧よりやや高い圧力（すなわち１．６
絶対気圧）で操作される塔７８に導入される。アルゴン
富化酸素は塔７８内で酸素分画とアルゴン分画に分離さ
れる。アルゴン分画は典型的に酸素２容量係までを含む
。塔７８は、上述のように、底部で液体を再沸させるた
めにリボイラー９２と頂部で蒸気を凝縮させて塔７８へ
の液体還流を形成するための頂部のコンデンサとを備え
る。従って、液体は塔７８を下降して、上昇する蒸気と
質量交換関係に入る。液体は塔を下降するにつれて徐々
に低揮発性成分（酸素）に富み、蒸気は同様に塔７８を
上昇するにつれて徐々に高揮発性成分（アルゴン）に富
むようになる。液体酸素生成物は塔７８の底部の出口１
２６から取り出され、液体アルゴン生成物は塔７８の頂
部の出口１２８から取り出される。
第１図に示す装置では、全ての塔は典型的に液相と蒸気
相との間の質量交換を容易にするために液体−蒸気接触
トレーを含む、またはこのための適当なバッキングを備
える。
相との間の質量交換を容易にするために液体−蒸気接触
トレーを含む、またはこのための適当なバッキングを備
える。
下部塔７４は典型的に次のように少なくとも９３の理論
トレー数を有する：すなわち、下部塔１７４の頂部と空
気入口８０のレベルとの間の埋論トレー数６５；空気入
口レベルと入口１１８レベルとの間の理論トレー数５．
４；入口１１８レベルと管１２０への入口レベルとの間
の理論トレー数１７；管１２０への入口レベルより下の
理論トレー数３５．６を有する。上部塔７６は理論トレ
ー数１８．２を有し、塔７８は理論トレー数８１．６を
有する、すなわち空気フィード・レベルの上方に理論ト
レー数４５．９及び空気フィードの下方の理論トレー数
３５．４を有する、また塔７９は理論トレー数３５、す
なわち管１０６への入口レベルの下方に１７、管１０６
への入口と管１０８のレベルとの間に８、管１０８のレ
ベルの上方に１０の理論トレー数を有する。
トレー数を有する：すなわち、下部塔１７４の頂部と空
気入口８０のレベルとの間の埋論トレー数６５；空気入
口レベルと入口１１８レベルとの間の理論トレー数５．
４；入口１１８レベルと管１２０への入口レベルとの間
の理論トレー数１７；管１２０への入口レベルより下の
理論トレー数３５．６を有する。上部塔７６は理論トレ
ー数１８．２を有し、塔７８は理論トレー数８１．６を
有する、すなわち空気フィード・レベルの上方に理論ト
レー数４５．９及び空気フィードの下方の理論トレー数
３５．４を有する、また塔７９は理論トレー数３５、す
なわち管１０６への入口レベルの下方に１７、管１０６
への入口と管１０８のレベルとの間に８、管１０８のレ
ベルの上方に１０の理論トレー数を有する。
次に第３図では、蒸留塔７２の上部塔７６の改良を示す
。蒸留塔７２の上部塔７６に生成した液体窒素は典型的
に、２００ ｖｐｍまでの不純物（アルゴンを除く）を
含む。高純度の窒素が必要である場合には、液体窒素還
流を純粋な窒素ガス生成物を管９６から取り出すレベル
より数トレー（例えば、５）だけ下方のレベルにある入
口９４から塔７２に導入する。従って、不純物の大部分
（アルゴンを除く）は入口９４のレベルと出口９６のレ
ベルとの間で上昇蒸気相から下降液体相へ移されるので
、生成する窒素ガスは典型的にわずか１ｖｐｍオーダー
で不純物（アルゴンを除く）を含むにすぎない。
。蒸留塔７２の上部塔７６に生成した液体窒素は典型的
に、２００ ｖｐｍまでの不純物（アルゴンを除く）を
含む。高純度の窒素が必要である場合には、液体窒素還
流を純粋な窒素ガス生成物を管９６から取り出すレベル
より数トレー（例えば、５）だけ下方のレベルにある入
口９４から塔７２に導入する。従って、不純物の大部分
（アルゴンを除く）は入口９４のレベルと出口９６のレ
ベルとの間で上昇蒸気相から下降液体相へ移されるので
、生成する窒素ガスは典型的にわずか１ｖｐｍオーダー
で不純物（アルゴンを除く）を含むにすぎない。
第１図と第２図に示した装置では、第１蒸留塔は２つの
分離した塔から形成されるように示される。望ましい場
合には、この塔を単一の塔から構成することができる。
分離した塔から形成されるように示される。望ましい場
合には、この塔を単一の塔から構成することができる。
次Ｋ、第１図と第２図に示したような装置を用いる方法
とプラントの２実施例を説明する。
とプラントの２実施例を説明する。
最初に第４図に関しては、第２図に示した系と同様な基
糸な用いたプラントを示すが、図示したようにこの第１
蒸留塔は単一塔から成る。
糸な用いたプラントを示すが、図示したようにこの第１
蒸留塔は単一塔から成る。
第４図では、１３０．０００ａｍ／時の空気がコンプレ
ッサー２００に流入し、６．２絶対気圧の圧力に圧縮さ
れる。（ここで用いるかぎり、１ ｓｍ１時は１５℃、
１絶対気圧における１ｍＦ／時を意味する。）水蒸気、
二酸化炭素等は空気から水蒸気と二酸化炭素を選択吸着
する複数の吸着床を典型的に含む清浄器２０１において
、空気から除去される。このような清浄器の構成と作動
は技術上周知である。精製された圧縮空気４４９６７
ｓｒｒ？７時をコンプレッサー２０２において３０絶対
気圧の圧力にさらに圧縮するが、残りはコンプレッサー
２０２を迂回する。次に２つの空気流が第１熱交換器２
０４を通って流れ、そこで２９８にの温度から２６５に
の温度に冷却される。次に大きい空気流を熱交換器２０
６において１５９にの温度にさらに冷却する、小さい空
気流（３０気圧）は熱交換器２０６を迂回し、その代り
に膨張タービン２０８において外部仕事の作用によって
６．１絶対気圧まで膨張する。生成する膨張空気は１５
９にの温度においてタービン２０８を出て熱交換器２０
６の下流、他の熱交換器２１０の上流で池の空気流と合
流する。合流した空気流を次に熱交換器２１０において
１１３．＜ＳＫの温度まで冷却する。
ッサー２００に流入し、６．２絶対気圧の圧力に圧縮さ
れる。（ここで用いるかぎり、１ ｓｍ１時は１５℃、
１絶対気圧における１ｍＦ／時を意味する。）水蒸気、
二酸化炭素等は空気から水蒸気と二酸化炭素を選択吸着
する複数の吸着床を典型的に含む清浄器２０１において
、空気から除去される。このような清浄器の構成と作動
は技術上周知である。精製された圧縮空気４４９６７
ｓｒｒ？７時をコンプレッサー２０２において３０絶対
気圧の圧力にさらに圧縮するが、残りはコンプレッサー
２０２を迂回する。次に２つの空気流が第１熱交換器２
０４を通って流れ、そこで２９８にの温度から２６５に
の温度に冷却される。次に大きい空気流を熱交換器２０
６において１５９にの温度にさらに冷却する、小さい空
気流（３０気圧）は熱交換器２０６を迂回し、その代り
に膨張タービン２０８において外部仕事の作用によって
６．１絶対気圧まで膨張する。生成する膨張空気は１５
９にの温度においてタービン２０８を出て熱交換器２０
６の下流、他の熱交換器２１０の上流で池の空気流と合
流する。合流した空気流を次に熱交換器２１０において
１１３．＜ＳＫの温度まで冷却する。
空気をさらに熱交換器２１２において１０１Ｋ（露点）
の温度に冷却して、６絶対気圧の圧力において入口２１
８から第１蒸留塔（すなわち主蒸留塔）２１６に導入し
、そこで塔２１６の頂部における窒素分画と塔２１６の
底部における酸素分画とに分離する。
の温度に冷却して、６絶対気圧の圧力において入口２１
８から第１蒸留塔（すなわち主蒸留塔）２１６に導入し
、そこで塔２１６の頂部における窒素分画と塔２１６の
底部における酸素分画とに分離する。
蒸留塔２１６はその底部にリボイラーを備え、その頂部
に実質的に純粋な液体窒素還流の入口を備える。さらに
、コンデンサー／リボイラー２２４が存在し、塔２１６
の頂部で蒸気を凝縮し、第２蒸留塔２２６の底部で再沸
物を形成する。リボイラー２２０を通過して塔２１６の
入口２２２に入る窒素は、塔２１６から出発して塔２１
６に終る窒素冷却−液化サイクルで形成される。従って
、実質的に純粋な窒素蒸気が塔２１６の頂部から出口２
２８を通して、速度１１１７５５ａｍ／時、温度９６Ｋ
において取り出され、相セパレーター２３０（サイクル
中の位置は下記で説明する）から取り出された、他の窒
素１３７７２５ｍ／時と合流する。合流した窒素流は次
に熱交換器２１４の低温端部から高温端部までを通過し
、９８Ｋまで温度上昇する。次にこれは熱交換器２１２
，２１０゜２０６．２０４を通って、流入空気に対して
向流で流れ、２９８にの温度において熱交換器２０４を
出る。
に実質的に純粋な液体窒素還流の入口を備える。さらに
、コンデンサー／リボイラー２２４が存在し、塔２１６
の頂部で蒸気を凝縮し、第２蒸留塔２２６の底部で再沸
物を形成する。リボイラー２２０を通過して塔２１６の
入口２２２に入る窒素は、塔２１６から出発して塔２１
６に終る窒素冷却−液化サイクルで形成される。従って
、実質的に純粋な窒素蒸気が塔２１６の頂部から出口２
２８を通して、速度１１１７５５ａｍ／時、温度９６Ｋ
において取り出され、相セパレーター２３０（サイクル
中の位置は下記で説明する）から取り出された、他の窒
素１３７７２５ｍ／時と合流する。合流した窒素流は次
に熱交換器２１４の低温端部から高温端部までを通過し
、９８Ｋまで温度上昇する。次にこれは熱交換器２１２
，２１０゜２０６．２０４を通って、流入空気に対して
向流で流れ、２９８にの温度において熱交換器２０４を
出る。
熱交換器２０４を出る窒素流を、２０．０８１５ｍ／時
の速度及び約５３４絶対気圧の圧力でコンプレッサー２
３２から出る窒素流と混合し、混合物をコンプレッサー
２３４において１１気圧の圧力まで圧縮する。１１気圧
の圧力の生成混合流を温度２９８Ｋにおいて、３３９８
８ｓｍＦ／時の速度で流れる、さらに他の窒素流と混合
する。この混合流を次にコンブレラ廿−２６６内で５９
気圧の圧力に圧縮する。この結果の１７９５９６ｓゴ／
時の流速度を有する圧縮流を次に熱交換器２０４と２０
６に流入空気と並流で通し、これによって１５９にの温
度に冷却する。この流れを次に２部分に分割する。主要
部分は膨張タービン２６８の入口に導かれる１３４２１
３ｓｍ／時の流れから成る。このｆｆ１Ｘ流はタービン
２３８において外部仕事の作用によつて膨張し、１７．
６気圧の圧力と１１３．６にの温度においてタービンの
出口を出る。この液体流を次に第１蒸留塔２１６のリボ
イラー２２０に通すことによって、塔２１６の底部に再
沸物が形成され、窒素自体は少なくとも一部が凝縮され
る。
の速度及び約５３４絶対気圧の圧力でコンプレッサー２
３２から出る窒素流と混合し、混合物をコンプレッサー
２３４において１１気圧の圧力まで圧縮する。１１気圧
の圧力の生成混合流を温度２９８Ｋにおいて、３３９８
８ｓｍＦ／時の速度で流れる、さらに他の窒素流と混合
する。この混合流を次にコンブレラ廿−２６６内で５９
気圧の圧力に圧縮する。この結果の１７９５９６ｓゴ／
時の流速度を有する圧縮流を次に熱交換器２０４と２０
６に流入空気と並流で通し、これによって１５９にの温
度に冷却する。この流れを次に２部分に分割する。主要
部分は膨張タービン２６８の入口に導かれる１３４２１
３ｓｍ／時の流れから成る。このｆｆ１Ｘ流はタービン
２３８において外部仕事の作用によつて膨張し、１７．
６気圧の圧力と１１３．６にの温度においてタービンの
出口を出る。この液体流を次に第１蒸留塔２１６のリボ
イラー２２０に通すことによって、塔２１６の底部に再
沸物が形成され、窒素自体は少なくとも一部が凝縮され
る。
生成する窒素はリボイラー２２０を出て、主流と副流に
分けられる。主流はジュール−トムソン（Ｊｏｕｌｅ−
Ｔｈｏｍｓｏｎ）弁すなわち絞り弁２４０を１１８４２
４５ｍ’／時の流速度でフラッシュ通過し、それによっ
て１１気圧まで減圧される。生成する２相混合物を次に
相セパレーター２４２内で分離される。蒸気流をセパレ
ーター２４２から取り出し、熱交換器２１２，２１０，
２０６，２０４に連続的に通すことによって２９８Ｋに
加熱し、コンプレッサー２６２と２６４の中間の１１気
圧窒素流と混合する窒素として用いられる。
分けられる。主流はジュール−トムソン（Ｊｏｕｌｅ−
Ｔｈｏｍｓｏｎ）弁すなわち絞り弁２４０を１１８４２
４５ｍ’／時の流速度でフラッシュ通過し、それによっ
て１１気圧まで減圧される。生成する２相混合物を次に
相セパレーター２４２内で分離される。蒸気流をセパレ
ーター２４２から取り出し、熱交換器２１２，２１０，
２０６，２０４に連続的に通すことによって２９８Ｋに
加熱し、コンプレッサー２６２と２６４の中間の１１気
圧窒素流と混合する窒素として用いられる。
相セパレーター２４２中に回収される生成液体の大部分
は２相流に寄与するために用いられ、２相流は他の相セ
パレーター２３０に導かれる。従って、この液体の第１
流７１０５２５ｍ’／時は絞り弁すなわちジュール−ト
ムソン弁２４４をフラッシュ通過し、生ずる液体−蒸気
混合物は相セパレーター２３０に導かれる。この液体−
蒸気混合物は、相セパレーター２３０の上流で、池の液
体−蒸気混合物流と混合される、この他の混合物流は相
セパレーター２４２の底部から３３８４ ａｍｐ／時の
速度で（１０５°にの温度において）他の液体窒素流を
取り出し、熱交換器２１４に通すことによって９８にの
温度にこの流れを適冷し、次にこれを絞り弁２４６にフ
ラッシュ通過させ、それによってこれの圧力を５．８絶
対気圧に減圧することによって形成される。相セパレー
ター２３０に導かれる液体−蒸気混合物に対する他の寄
与は、弁２２０を迂回し、熱交換器２１２を通って１５
７８９ｓｔｒｔ／時 の速度（１Ｚ６絶対気圧の圧力に
おいて）で流れ、それによって１０１にの温度に冷却さ
れる、リボイラー２２０からの液体副流から形成される
。生成液体は次に熱交換器２１４を通ることによって、
９８にの温度にさらに冷却される。この冷却された窒素
を次に絞り弁またはジュール−トムソン弁２５０にフラ
ッシュ通過させてから、相セパレーター２３０に導かれ
る液体−蒸気流と合流させる。相セパレーター２３０に
導かれる液体−蒸気混合物に対する第４の最後の寄与は
膨張タービン２６８を迂回する、熱交換器２０６からの
窒素流の小部分によって形成される。この窒素流部分は
４５３８３ｓｍ／時の速度及び５９絶対気圧の圧力で流
れ、熱交換器を通過し続け、熱交換器２１０，２１２，
２１４の高温端部から低温端部へ連続的に通過する。窒
素は熱交換器２１４の高温端部から９８にの温度で出て
、次に絞り弁またはジュール−トムソン弁２５２を通過
して、その圧力を５．８気圧に減する。生成する液体−
蒸気流を上述のように、相セパレーター２６０に導かれ
る液体−蒸気混合物の残りと混合する。
は２相流に寄与するために用いられ、２相流は他の相セ
パレーター２３０に導かれる。従って、この液体の第１
流７１０５２５ｍ’／時は絞り弁すなわちジュール−ト
ムソン弁２４４をフラッシュ通過し、生ずる液体−蒸気
混合物は相セパレーター２３０に導かれる。この液体−
蒸気混合物は、相セパレーター２３０の上流で、池の液
体−蒸気混合物流と混合される、この他の混合物流は相
セパレーター２４２の底部から３３８４ ａｍｐ／時の
速度で（１０５°にの温度において）他の液体窒素流を
取り出し、熱交換器２１４に通すことによって９８にの
温度にこの流れを適冷し、次にこれを絞り弁２４６にフ
ラッシュ通過させ、それによってこれの圧力を５．８絶
対気圧に減圧することによって形成される。相セパレー
ター２３０に導かれる液体−蒸気混合物に対する他の寄
与は、弁２２０を迂回し、熱交換器２１２を通って１５
７８９ｓｔｒｔ／時 の速度（１Ｚ６絶対気圧の圧力に
おいて）で流れ、それによって１０１にの温度に冷却さ
れる、リボイラー２２０からの液体副流から形成される
。生成液体は次に熱交換器２１４を通ることによって、
９８にの温度にさらに冷却される。この冷却された窒素
を次に絞り弁またはジュール−トムソン弁２５０にフラ
ッシュ通過させてから、相セパレーター２３０に導かれ
る液体−蒸気流と合流させる。相セパレーター２３０に
導かれる液体−蒸気混合物に対する第４の最後の寄与は
膨張タービン２６８を迂回する、熱交換器２０６からの
窒素流の小部分によって形成される。この窒素流部分は
４５３８３ｓｍ／時の速度及び５９絶対気圧の圧力で流
れ、熱交換器を通過し続け、熱交換器２１０，２１２，
２１４の高温端部から低温端部へ連続的に通過する。窒
素は熱交換器２１４の高温端部から９８にの温度で出て
、次に絞り弁またはジュール−トムソン弁２５２を通過
して、その圧力を５．８気圧に減する。生成する液体−
蒸気流を上述のように、相セパレーター２６０に導かれ
る液体−蒸気混合物の残りと混合する。
相セパレーター２３０中に集積する液体窒素は６目的に
用いられる。液体窒素の一部は第１蒸留塔２１６の入口
２２２に戻され、還流として役立つ。液体窒素の第２部
分は最後に生成物として回収される。これの第６部分は
、液体アルゴン生成物が形成される第２蒸留塔の頂部で
蒸気を凝縮するために用いられる。差し当り、蒸留塔２
１６に戻される液体窒素の第１流のみを説明する。この
流れは６１５５５ ｓｍ”／ 時ノ〕速度である。
用いられる。液体窒素の一部は第１蒸留塔２１６の入口
２２２に戻され、還流として役立つ。液体窒素の第２部
分は最後に生成物として回収される。これの第６部分は
、液体アルゴン生成物が形成される第２蒸留塔の頂部で
蒸気を凝縮するために用いられる。差し当り、蒸留塔２
１６に戻される液体窒素の第１流のみを説明する。この
流れは６１５５５ ｓｍ”／ 時ノ〕速度である。
塔２′１６への付加的な還流を形成するために、不純な
窒素蒸気流を塔２１６から出口２５４を介して９７２８
７５ｍ’／時の速度で取り出す。この窒素蒸気は典型的
に２容量係のオーダーで酸素を含む。この流れは混合塔
２５６の底部に導入される。塔２５６では、蒸気上昇流
が液体下降流と密接に接触する。従って、液体酸素流は
塔２１６の底部から出口２５８を介して取り出され、こ
のような液体酸素の大部分は１４７７２５ｍ／蒔の速度
で混合塔２５６の頂部に導かれる、このため、徐々に窒
素富化する塔２５６の液体下降流と、徐々に酸素富化す
る蒸気上昇流が存在する。不純な液体窒素は塔２５６の
底部から出口２６０を介して４７０６０ｓｒｒｉ：７時
の速度で取り出され、塔の還流として作用するために、
蒸留塔２１６に戻される。塔２５６への付加的な還流は
コンデンサー２６２０作用によって形成される。コンデ
ンサーは相セパレーター２４２から取り出される液体窒
素のさらに他の部分によって冷却される。従って、液体
窒素は１８７０３ｓｍ／時の速度で、１１気圧の圧力及
び１０５にの温度においてコンデンサー２６２に流入す
るため、塔２５６の頂部での酸素蒸気の凝縮に有効であ
る。窒素自体は気化して、１１気圧の窒素流の一部を形
成するために用いらし、コンプレッサー２３４からコン
プレッサー２３６へ流れる窒素と混合される。このよう
な流れの残りは相セパレーター２４２から取り出された
窒素ガス１５２８５ｓｍ／時から構成される。
窒素蒸気流を塔２１６から出口２５４を介して９７２８
７５ｍ’／時の速度で取り出す。この窒素蒸気は典型的
に２容量係のオーダーで酸素を含む。この流れは混合塔
２５６の底部に導入される。塔２５６では、蒸気上昇流
が液体下降流と密接に接触する。従って、液体酸素流は
塔２１６の底部から出口２５８を介して取り出され、こ
のような液体酸素の大部分は１４７７２５ｍ／蒔の速度
で混合塔２５６の頂部に導かれる、このため、徐々に窒
素富化する塔２５６の液体下降流と、徐々に酸素富化す
る蒸気上昇流が存在する。不純な液体窒素は塔２５６の
底部から出口２６０を介して４７０６０ｓｒｒｉ：７時
の速度で取り出され、塔の還流として作用するために、
蒸留塔２１６に戻される。塔２５６への付加的な還流は
コンデンサー２６２０作用によって形成される。コンデ
ンサーは相セパレーター２４２から取り出される液体窒
素のさらに他の部分によって冷却される。従って、液体
窒素は１８７０３ｓｍ／時の速度で、１１気圧の圧力及
び１０５にの温度においてコンデンサー２６２に流入す
るため、塔２５６の頂部での酸素蒸気の凝縮に有効であ
る。窒素自体は気化して、１１気圧の窒素流の一部を形
成するために用いらし、コンプレッサー２３４からコン
プレッサー２３６へ流れる窒素と混合される。このよう
な流れの残りは相セパレーター２４２から取り出された
窒素ガス１５２８５ｓｍ／時から構成される。
相セパレーター２４２からの窒素ガス流はコンデンサー
２６２からの窒素蒸気流と混合されて、熱交換器２１２
，２１０，２０６，２０４を流入空気に対して向流で通
って戻されてから、コンプレッサー２６４と２６６の中
間で窒素と混合される。
２６２からの窒素蒸気流と混合されて、熱交換器２１２
，２１０，２０６，２０４を流入空気に対して向流で通
って戻されてから、コンプレッサー２６４と２６６の中
間で窒素と混合される。
混合塔２５６の底部から出口２６０を介して取り出され
る不純な窒素流の他に、塔２５６の中間部分から出口２
６４を介して、６５，０００ ｓｍ／時の流速度で窒素
−酸素蒸気混合物が取り出される、この混合流は典型的
に２１容量チの酸素を含む。
る不純な窒素流の他に、塔２５６の中間部分から出口２
６４を介して、６５，０００ ｓｍ／時の流速度で窒素
−酸素蒸気混合物が取り出される、この混合流は典型的
に２１容量チの酸素を含む。
これは熱交換器２１２，２１０，２０６を連続的に通っ
て、流入空気に対して向流で流れ、２３０にの温度に冷
却される。この混合窒素−酸素流は次に膨張タービン２
６６中で外部仕事の作用によって膨張される。酸素／窒
素流は圧力１．１絶対気圧及び温度１５５ＫＫ、おいて
膨張する。これは熱交換器２０６と２０４を連続的に通
って、２９８Ｋまで加温される。生成する廃ガス流は大
気に排出される。
て、流入空気に対して向流で流れ、２３０にの温度に冷
却される。この混合窒素−酸素流は次に膨張タービン２
６６中で外部仕事の作用によって膨張される。酸素／窒
素流は圧力１．１絶対気圧及び温度１５５ＫＫ、おいて
膨張する。これは熱交換器２０６と２０４を連続的に通
って、２９８Ｋまで加温される。生成する廃ガス流は大
気に排出される。
窒素分画と酸素分画の他に、蒸留塔２１６は第２蒸留塔
２２６へのアルゴン富化酸素蒸気フィードも形成する。
２２６へのアルゴン富化酸素蒸気フィードも形成する。
従って、典型的に８容量係オーダーでアルゴンを含むア
ルゴン富化酸素蒸気が塔２１６の空気入口２１８レベル
より下方のレベルの出口２６８から、１３０５０ｓ７Ｆ
Ｌ３／時の速度で取り出され、熱交換器２１２の高温端
部に導かれ、熱交換器２１２を通ることによって液化す
る。生成する１０１に温度の液体アルゴン−酸素混合物
は次に熱交換器２１４を通ることによって過冷される。
ルゴン富化酸素蒸気が塔２１６の空気入口２１８レベル
より下方のレベルの出口２６８から、１３０５０ｓ７Ｆ
Ｌ３／時の速度で取り出され、熱交換器２１２の高温端
部に導かれ、熱交換器２１２を通ることによって液化す
る。生成する１０１に温度の液体アルゴン−酸素混合物
は次に熱交換器２１４を通ることによって過冷される。
過冷されたアルゴン−酸素液体混合物は絞り弁またはジ
ュール−トムソン弁を７ラツシ工通過して、１．３絶対
気圧の圧力で入口２７２から塔２２６に導入される。塔
２２６への再沸物はコンデンサー−リボイラー２２４に
よって形成され、塔２２６の頂部におけるコンデンサー
２７４の作動によって還流が形成される。コンデンサー
２７４の冷却は相セパレーター２３０から７０２８１５
ｍ／時の速度で液体窒素流を取り出し、熱交換器２７８
内で過冷却して温度を９６Ｋから９０Ｋに減することに
よって行われる、生成する過冷却窒素は次に絞り弁また
はジュール−トムソン弁２８０をフラッシュ通過させ、
生成する液体−蒸気混合物を６絶対気圧の圧力で作動す
る相セパレーター２８２に導く。相セパレーター２８２
から第１液体流を４１３８９３ｍ／ｕの速度で取り出し
、コンデンサー２７６に通すことによって蒸気が凝縮さ
れ、塔２２６の還流が形成されるが、第１液体流自体は
気化する。生成する蒸気な相セパレーター２８２の頂部
から取り出される蒸気と混合し、混合物を相セパレータ
ー２６０からの液体窒素流に対して内済で熱交換器２７
８に通して戻す。
ュール−トムソン弁を７ラツシ工通過して、１．３絶対
気圧の圧力で入口２７２から塔２２６に導入される。塔
２２６への再沸物はコンデンサー−リボイラー２２４に
よって形成され、塔２２６の頂部におけるコンデンサー
２７４の作動によって還流が形成される。コンデンサー
２７４の冷却は相セパレーター２３０から７０２８１５
ｍ／時の速度で液体窒素流を取り出し、熱交換器２７８
内で過冷却して温度を９６Ｋから９０Ｋに減することに
よって行われる、生成する過冷却窒素は次に絞り弁また
はジュール−トムソン弁２８０をフラッシュ通過させ、
生成する液体−蒸気混合物を６絶対気圧の圧力で作動す
る相セパレーター２８２に導く。相セパレーター２８２
から第１液体流を４１３８９３ｍ／ｕの速度で取り出し
、コンデンサー２７６に通すことによって蒸気が凝縮さ
れ、塔２２６の還流が形成されるが、第１液体流自体は
気化する。生成する蒸気な相セパレーター２８２の頂部
から取り出される蒸気と混合し、混合物を相セパレータ
ー２６０からの液体窒素流に対して内済で熱交換器２７
８に通して戻す。
このようにして窒素蒸気は９４ＫＩＣ加温される。
これを次に熱交換器２１４，２１２，２１０゜２０６及
び２０４に連続的に通すことによって２９８Ｋにまで加
温する。２．８気圧の圧力の窒素ガス生成物をこの窒素
ガス流（２６２１３３ｎ？７時）から取り出すが、この
流れの残り（２００８１ｓ ｍ”７時）は次にコンプレ
ッサー２３２内で圧縮される。
び２０４に連続的に通すことによって２９８Ｋにまで加
温する。２．８気圧の圧力の窒素ガス生成物をこの窒素
ガス流（２６２１３３ｎ？７時）から取り出すが、この
流れの残り（２００８１ｓ ｍ”７時）は次にコンプレ
ッサー２３２内で圧縮される。
液体窒素の第２流を相セパレーター２８２から２３９８
９５ｍ／時の流速度で取り出し、熱交換器２８４内で過
冷却する、これによつてこれの温度は９０Ｋから８８Ｋ
に低下する。過冷却液体窒素は次に絞り弁またはジュー
ル−トムソン弁２８６をフラッシュ通過させ、生成する
２相混合物を相セパレーター内に回収する。１．３絶対
気圧の圧力である飽和液体窒素生成物を相セパレーター
２８８から出口２９０を介して、２１６９９ ｓｎ？／
時の速度で取り出す。窒素蒸気は相セパレーター２８８
の頂部から２２８７ｓイ／時の速度で取り出され、熱交
換器２８４．２７８．２１４．２１２．２１０．２０６
及び２０４に連続的に通すことによって徐々に加温され
る。この窒素ガスも生成物として回収される。
９５ｍ／時の流速度で取り出し、熱交換器２８４内で過
冷却する、これによつてこれの温度は９０Ｋから８８Ｋ
に低下する。過冷却液体窒素は次に絞り弁またはジュー
ル−トムソン弁２８６をフラッシュ通過させ、生成する
２相混合物を相セパレーター内に回収する。１．３絶対
気圧の圧力である飽和液体窒素生成物を相セパレーター
２８８から出口２９０を介して、２１６９９ ｓｎ？／
時の速度で取り出す。窒素蒸気は相セパレーター２８８
の頂部から２２８７ｓイ／時の速度で取り出され、熱交
換器２８４．２７８．２１４．２１２．２１０．２０６
及び２０４に連続的に通すことによって徐々に加温され
る。この窒素ガスも生成物として回収される。
塔２２６において再沸物と還流を形成することＫよって
、ここで液体アルゴン流と液体酸素流とを分離すること
が可能である。従って、典型的に２容を俤までの酸素不
純物を含む液体アルゴン流を蒸留塔２２６から塔２２６
の頂部または頂部近くに存在する出１コ２９２を介して
、１１７８ｑｍ７時の流速度及び１．２絶対気圧の圧力
において取り出す。液体酸素生成物は塔２２６の底部か
ら出口２９４を介して１３５９２ ｓｍ／時の流速度及
び１．４絶対気圧の圧力で取り出す。この液体酸素生成
物は塔２２６内で分留によって形成され、塔２１６から
出口２５８を介して取り出された液体酸素流を補充され
、絞り弁またはジュール−トムソン弁２９６を１７２０
５ｒｒｉ’／’−Ｆｐの速度で７ラツシ工通過し、生成
する２相酸素混合物は塔２２６の底部に入る。
、ここで液体アルゴン流と液体酸素流とを分離すること
が可能である。従って、典型的に２容を俤までの酸素不
純物を含む液体アルゴン流を蒸留塔２２６から塔２２６
の頂部または頂部近くに存在する出１コ２９２を介して
、１１７８ｑｍ７時の流速度及び１．２絶対気圧の圧力
において取り出す。液体酸素生成物は塔２２６の底部か
ら出口２９４を介して１３５９２ ｓｍ／時の流速度及
び１．４絶対気圧の圧力で取り出す。この液体酸素生成
物は塔２２６内で分留によって形成され、塔２１６から
出口２５８を介して取り出された液体酸素流を補充され
、絞り弁またはジュール−トムソン弁２９６を１７２０
５ｒｒｉ’／’−Ｆｐの速度で７ラツシ工通過し、生成
する２相酸素混合物は塔２２６の底部に入る。
熱交換器２０６の実際に必要な冷却が混合塔２５６から
の混合酸素−窒素流の膨張タービン２２６における膨張
によって与えられることは理解されるであろう。従って
、混合塔２５６の出口２６４から取り出された流れがプ
ロセスの全体的な冷却必要量に重要に寄与する。
の混合酸素−窒素流の膨張タービン２２６における膨張
によって与えられることは理解されるであろう。従って
、混合塔２５６の出口２６４から取り出された流れがプ
ロセスの全体的な冷却必要量に重要に寄与する。
さらに、熱交換器２１０の実際の冷却必要量が膨張ター
ビン２０８によって満たされ、熱交換器２１２の冷却必
要量が一部はタービン２３８によって、また一部はリボ
イラー２２０内噴気化される液体による蒸留塔２１６の
高温端部からの吸熱によっても満たされることも理解さ
れるであろう。
ビン２０８によって満たされ、熱交換器２１２の冷却必
要量が一部はタービン２３８によって、また一部はリボ
イラー２２０内噴気化される液体による蒸留塔２１６の
高温端部からの吸熱によっても満たされることも理解さ
れるであろう。
最高温度限界値の間で作動する熱交換器２０４の冷却必
要量は作動流体としてフレオン（Ｆｒａｏｎ。
要量は作動流体としてフレオン（Ｆｒａｏｎ。
登録商標）を用いる機械的冷却機によって満たされる。
望ましい場合には、熱交換器２０４，２０６゜２１０．
２１２を１つの熱交換ブロックとして形成することもで
きる。
２１２を１つの熱交換ブロックとして形成することもで
きる。
コンプレッサー２３２，２３４及び２３６は典型的に、
単一多段階回転コンプレッサーの別々の段階から成るこ
とができる、同様に、コンプレッサー２００と２０２も
別の複数段階または多段階回転コンプレッサーの別々の
段階から成ることができる。このような各コンプレッサ
ーは圧縮熱を除くためにそれ自体の水冷装置を備えてい
る。さらに、膨張タービン２０８，２３８及び２６６は
供給空気または窒素の圧縮は用いるブースター・コンプ
レッサーをそれぞれ駆動する、 第４図に示したプラントの多くの改良が本発明から逸脱
することなく可能である。特忙、第４図の塔配置の代り
に、第１図に示した塔配置と同様な塔配置を用いること
が可能である。また、混合塔の出口２５６レベルと塔の
頂部との中間レベルで取り出した蒸気流を凝縮させるた
めに、混合塔２５６にコンデンサーを備えることが望ま
しく、この局舎には蒸留塔２１６からの液体酸素を導入
して、混合塔２５６の運転効率を高めることができる。
単一多段階回転コンプレッサーの別々の段階から成るこ
とができる、同様に、コンプレッサー２００と２０２も
別の複数段階または多段階回転コンプレッサーの別々の
段階から成ることができる。このような各コンプレッサ
ーは圧縮熱を除くためにそれ自体の水冷装置を備えてい
る。さらに、膨張タービン２０８，２３８及び２６６は
供給空気または窒素の圧縮は用いるブースター・コンプ
レッサーをそれぞれ駆動する、 第４図に示したプラントの多くの改良が本発明から逸脱
することなく可能である。特忙、第４図の塔配置の代り
に、第１図に示した塔配置と同様な塔配置を用いること
が可能である。また、混合塔の出口２５６レベルと塔の
頂部との中間レベルで取り出した蒸気流を凝縮させるた
めに、混合塔２５６にコンデンサーを備えることが望ま
しく、この局舎には蒸留塔２１６からの液体酸素を導入
して、混合塔２５６の運転効率を高めることができる。
凝縮した酸素−窒素混合物を次に混合塔２５６に戻す。
このようなコンデンサーの作動は第２図に関連して述べ
た通りである。第４図に示したプラントに実施される第
３改良点は、第５図に示される。第４図と第５図に現わ
れる同様な部品は同じ参照番号によって指示する。
た通りである。第４図に示したプラントに実施される第
３改良点は、第５図に示される。第４図と第５図に現わ
れる同様な部品は同じ参照番号によって指示する。
第５図では、塔２１６の再沸物必要量の全てがリボイラ
ー２２０からの窒素によって満たされるわけではない。
ー２２０からの窒素によって満たされるわけではない。
その代り、作動流体が空気である付加的な再沸サイクル
が存在する。このため、空気は４７絶対気圧までコンプ
レッサー３〔）０内で圧縮される。水冷装置（図示せず
）によって圧縮熱を除いた後、圧縮空気を熱交換器２０
４と２０６に連続的に通すことによって１５９にの温度
に冷却する。この空気流を次に熱交換器２０６から環り
出し、膨張タービン３０２内で１５．６絶対気圧の圧力
及び１１３．６にの温度に膨張させる。得らえた膨張空
気を次にリボイラー２２０に通して凝縮させる。凝縮空
気は１１３．６にの温度において熱交換器２１２の高温
端部に入り、熱交換器２１２と２１４を連続的に通り、
熱交換器２１４の低温端部から９８にの温度で出る。生
成した過冷却液体空気は次に絞り弁またはジェールート
ムソン弁６０４をフラッシュ通過し、生成した液体−蒸
気混合物は５．９絶対気圧の圧力で、塔２１（ＳＩＣ入
口２１８のレベルより数トレー上方の位置の入口３０８
から入る。タービン３０２を通る空気流は典型的にリボ
イラー２２０を通る全ガス流の約７チであり、蒸留塔２
１６に導入される全空気量の約８係である。空気の一部
を蒸留塔２１６に液体として導入することによって、総
サイクル効率と総塔効率は改良される。他の全ての点に
おいて、第５図に示したプラントとその作動は第４図に
示したプラントとその作動に同じである。
が存在する。このため、空気は４７絶対気圧までコンプ
レッサー３〔）０内で圧縮される。水冷装置（図示せず
）によって圧縮熱を除いた後、圧縮空気を熱交換器２０
４と２０６に連続的に通すことによって１５９にの温度
に冷却する。この空気流を次に熱交換器２０６から環り
出し、膨張タービン３０２内で１５．６絶対気圧の圧力
及び１１３．６にの温度に膨張させる。得らえた膨張空
気を次にリボイラー２２０に通して凝縮させる。凝縮空
気は１１３．６にの温度において熱交換器２１２の高温
端部に入り、熱交換器２１２と２１４を連続的に通り、
熱交換器２１４の低温端部から９８にの温度で出る。生
成した過冷却液体空気は次に絞り弁またはジェールート
ムソン弁６０４をフラッシュ通過し、生成した液体−蒸
気混合物は５．９絶対気圧の圧力で、塔２１（ＳＩＣ入
口２１８のレベルより数トレー上方の位置の入口３０８
から入る。タービン３０２を通る空気流は典型的にリボ
イラー２２０を通る全ガス流の約７チであり、蒸留塔２
１６に導入される全空気量の約８係である。空気の一部
を蒸留塔２１６に液体として導入することによって、総
サイクル効率と総塔効率は改良される。他の全ての点に
おいて、第５図に示したプラントとその作動は第４図に
示したプラントとその作動に同じである。
第４図と第５図に示したプラントが、アルゴン、酸素及
び窒素生成物の相対的生産速度が可変であることからフ
レキシブルに操作可能であることは理解されるであろう
。従って、再混合塔への酸素と窒素の流速度が大きけれ
ば大きいほど、アルゴン生産速度は大きくなるが、酸素
と窒素の生産速度は低下する。
び窒素生成物の相対的生産速度が可変であることからフ
レキシブルに操作可能であることは理解されるであろう
。従って、再混合塔への酸素と窒素の流速度が大きけれ
ば大きいほど、アルゴン生産速度は大きくなるが、酸素
と窒素の生産速度は低下する。
第１図は本発明の実施に用いる、混合塔を含む塔装置を
説明する概路線図であり、 第２図は第１図に示した塔装置に代りうる塔装置を説明
する概路線図であり、 第６図は本発明の実施に用いる、さらに改良された塔装
置の細部を示す、 第４図は第２図に示した塔装置を用いる、本発明の方法
を実施するためのプラントを示し、第５図は第４図に示
したプラントに代りうるプラントを示す。 ４・・・下部塔、 ６・・・上部塔、１０
・・・第２蒸留塔、 １２・・・蒸留塔、１４・・
・液体−蒸気接触塔、１８・・・リボイラー、６２・・
・コンデンサー、 ７２・・・第１蒸留塔、７４・・
・下部塔、 ７６・・・上部塔、７８・・・
第２蒸留塔、 ２０４、２０６．２１０．２１２．２１４・・・熱交換
器、２８２・・・相セパレータ、２８６・・・絞り弁。 図面の浄′ＩＪ（内容に変更なし） 手続補正帯 中成１年特許願第６５７９３号 ２、発明の名称 空気分離方法及び装置 ３、補正をする者 事件との関係 特許出願人 住所 名 称 ザ・ビーオーシー中グループ・ピーエルシー
４、代理人 ５、補正の対象
説明する概路線図であり、 第２図は第１図に示した塔装置に代りうる塔装置を説明
する概路線図であり、 第６図は本発明の実施に用いる、さらに改良された塔装
置の細部を示す、 第４図は第２図に示した塔装置を用いる、本発明の方法
を実施するためのプラントを示し、第５図は第４図に示
したプラントに代りうるプラントを示す。 ４・・・下部塔、 ６・・・上部塔、１０
・・・第２蒸留塔、 １２・・・蒸留塔、１４・・
・液体−蒸気接触塔、１８・・・リボイラー、６２・・
・コンデンサー、 ７２・・・第１蒸留塔、７４・・
・下部塔、 ７６・・・上部塔、７８・・・
第２蒸留塔、 ２０４、２０６．２１０．２１２．２１４・・・熱交換
器、２８２・・・相セパレータ、２８６・・・絞り弁。 図面の浄′ＩＪ（内容に変更なし） 手続補正帯 中成１年特許願第６５７９３号 ２、発明の名称 空気分離方法及び装置 ３、補正をする者 事件との関係 特許出願人 住所 名 称 ザ・ビーオーシー中グループ・ピーエルシー
４、代理人 ５、補正の対象
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １、空気を酸素、窒素及びアルゴンに分離する方法にお
いて、次の工程： 空気から二酸化炭素と水蒸気を抽出して、空気を分留に
よる分離に適した極低温に冷却する工程；第１圧力で作
動する第１蒸留塔において空気に対して分留を実施し、
第１蒸留塔から酸素、窒素蒸気及びアルゴン富化酸素を
抽出する工程；第１圧力よりも実質的に低い第２圧力に
おいて作動する第２蒸留塔内でアルゴン富化酸素をさら
に分離する工程； 第２蒸留塔からアルゴンを抽出する工程； 空気の冷却サイクルと少なくとも１つの熱交換器を共有
し、第１圧力よりも実質的に高い第３圧力までの窒素の
圧縮を利用するサイクルによって、窒素蒸気の少なくと
も一部を液化する工程；液体窒素の第１部分を生成物と
して取り出し、液体窒素の第２部分を前記第１蒸留塔へ
還流として導入する工程；を含み、 液体酸素と不純な窒素を第１蒸留塔から抽出し、液体−
蒸気接触塔内で再混合し、不純な液体窒素を前記液体−
蒸気接触塔から取り出して前記第１還流蒸留塔への還流
として用い、再混合した酸素−窒素流を前記液体−蒸気
接触塔から抽出して、外部仕事の作用によって膨張させ
て低温を生じさせる方法。 ２、前記液体窒素の第３部分を用いて、液体−蒸気接触
塔からの窒素蒸気を凝縮させて、生じた凝縮物を液体−
蒸気接触塔に戻し、それによって前記液体窒素の前記第
３部分を気化させ、蒸気の少なくとも一部を再循環して
液化させる請求項１記載の方法。 ３、液体−蒸気接触塔が少なくとも５気圧の圧力で作動
する請求項１または請求項２に記載の方法。 ４、酸素と窒素の再混合流を塔の中間レベルから抽出す
る請求項１から請求項３までのいずれかに記載の方法。 ５、別の再混合酸素−窒素流（他のこのような気体流よ
りも酸素の含有割合が大きい）を混合塔から取り出し、
蒸留塔の１つからの沸とう液体流との熱交換で凝縮させ
て、混合塔に戻し、沸とう液体を蒸留塔の１つに戻す請
求項４記載の方法。 ６、第１蒸留塔のための再沸物が窒素流によって形成さ
れ、第１蒸留塔のための再沸物が形成される個所より下
流で、窒素流の少なくとも一部を液化する請求項１から
請求項５までのいずれかに記載の方法。 ７、窒素液化サイクルが、前記第１蒸留塔から窒素蒸気
を取り出し、この窒素蒸気を熱交換手段において空気に
対して向流で加熱し、加熱した窒素の一部を圧縮し、こ
のような圧縮窒素の温度を熱交換手段において冷却して
低下させ、冷却した窒素の少なくとも一部を取り出し、
外部仕事の作用によって膨張させ、このような膨張窒素
を第１蒸留塔に付随するリボイラーに通して第１蒸留塔
での蒸留のために再沸させ、リボイラーを出る窒素を熱
交換手段においてさらに冷却して温度低下させ、生成す
る液体窒素の一部を蒸留における還流として用い、生成
液体窒素の他の部分を生成物として取り出すことから成
る請求項１から請求項６までのいずれかに記載の方法。 ８、空気流を用いて第１蒸留塔への再沸物の一部を形成
し、生成する液体空気を次に第１蒸留塔に導入する請求
項７記載の方法。 ９、第１蒸留塔から取り出した窒素をその臨界圧よりも
大きい圧力まで圧縮する請求項７または請求項８記載の
方法。 １０、圧縮空気を取り出して、５０〜７５気圧の範囲内
の圧力での外部仕事の作用によって膨張させる請求項９
記載の方法。 １１、膨張作業の終了時に窒素が１２〜２０気圧の範囲
内の圧力において飽和蒸気である請求項１０記載の方法
。 １２、リボイラーを出る液体窒素に対して多重のフラッ
シュ分離工程を実施して、液体窒素流と複数のフラッシ
ュ・ガス流を形成する請求項７から１１項までのいずれ
かに記載の方法。 １３、第１フラッシュ分離工程からの液体窒素を用いて
、液体−蒸気接触塔からの窒素蒸気を凝縮させ、生成す
る凝縮液を還流としてこの塔に戻す請求項１３記載の方
法。 １４、第２蒸留塔を再沸させる請求項１から請求項１２
までのいずれかに記載の方法。 １５、第１蒸留塔のために、再沸物を窒素蒸気によって
形成する請求項１４記載の方法。 １６、空気フィードの一部が送給される付加的な蒸留塔
からの窒素蒸気によって、再沸物が形成される請求項１
４記載の方法。 １７、空気から二酸化炭素と水蒸気を抽出する手段；分
留による空気の分離に適した極低温まで空気を冷却する
熱交換手段； 液体酸素、窒素蒸気及びアルゴン富化酸素を取り出す出
口を有する空気を分留するための第１蒸留塔； アルゴン富化酸素からアルゴンを分離するように操作可
能なアルゴン富化酸素出口と連通する第２蒸留塔； 第２蒸留塔からのアルゴン出口； 前記熱交換手段の少なくとも一部を用いるサイクルであ
りて、第１蒸留塔の操作圧力よりも実質的に高い圧力に
窒素圧力を上昇させるために少なくとも１つのコンプレ
ッサーを含むサイクルを実施することによって窒素蒸気
の少なくとも一部を液化する手段； 液体窒素の一部を生成物として取り出す手段；及び 液体窒素の第２部分を前記第１蒸留塔への還流として戻
す手段を含み、 さらに液体酸素と不純な窒素蒸気とを再混合するための
液体−蒸気接触塔を含み、 前記液体−蒸気接触塔が第１蒸留塔からの液体酸素の出
口と連通する液体酸素の入口及び第１蒸留塔からの不純
な窒素蒸気の出口と連通するこのような蒸気の入口を有
し、さらに第１蒸留塔への不純な液体窒素の入口と連通
するこのような窒素の出口及び外部仕事の作用によって
再混合した酸素−窒素混合物を膨張させて冷却を生じさ
せる少なくとも１つの装置と連通する、このような混合
物用の別の出口 を有する空気を酸素、窒素及びアルゴンに分離する装置
またはプラント。
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| GB8806478 | 1988-03-18 | ||
| GB888806478A GB8806478D0 (en) | 1988-03-18 | 1988-03-18 | Air separation |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH01296078A true JPH01296078A (ja) | 1989-11-29 |
Family
ID=10633679
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP1065793A Pending JPH01296078A (ja) | 1988-03-18 | 1989-03-17 | 空気分離方法及び装置 |
Country Status (8)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4916908A (ja) |
| EP (1) | EP0333384B1 (ja) |
| JP (1) | JPH01296078A (ja) |
| AT (1) | ATE76960T1 (ja) |
| DE (1) | DE68901667T2 (ja) |
| ES (1) | ES2032107T3 (ja) |
| GB (1) | GB8806478D0 (ja) |
| ZA (1) | ZA891698B (ja) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP6440232B1 (ja) * | 2018-03-20 | 2018-12-19 | レール・リキード−ソシエテ・アノニム・プール・レテュード・エ・レクスプロワタシオン・デ・プロセデ・ジョルジュ・クロード | 製品窒素ガスおよび製品アルゴンの製造方法およびその製造装置 |
Families Citing this family (10)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR2655137B1 (fr) * | 1989-11-28 | 1992-10-16 | Air Liquide | Procede et installation de distillation d'air avec production d'argon. |
| US5049173A (en) * | 1990-03-06 | 1991-09-17 | Air Products And Chemicals, Inc. | Production of ultra-high purity oxygen from cryogenic air separation plants |
| US5006139A (en) * | 1990-03-09 | 1991-04-09 | Air Products And Chemicals, Inc. | Cryogenic air separation process for the production of nitrogen |
| US5077978A (en) * | 1990-06-12 | 1992-01-07 | Air Products And Chemicals, Inc. | Cryogenic process for the separation of air to produce moderate pressure nitrogen |
| US5069699A (en) * | 1990-09-20 | 1991-12-03 | Air Products And Chemicals, Inc. | Triple distillation column nitrogen generator with plural reboiler/condensers |
| US5165245A (en) * | 1991-05-14 | 1992-11-24 | Air Products And Chemicals, Inc. | Elevated pressure air separation cycles with liquid production |
| US5490391A (en) * | 1994-08-25 | 1996-02-13 | The Boc Group, Inc. | Method and apparatus for producing oxygen |
| FR2731781B1 (fr) * | 1995-03-15 | 1997-05-23 | Air Liquide | Procede et appareil de vaporisation d'un debit liquide |
| US5865041A (en) * | 1998-05-01 | 1999-02-02 | Air Products And Chemicals, Inc. | Distillation process using a mixing column to produce at least two oxygen-rich gaseous streams having different oxygen purities |
| WO2024155521A1 (en) * | 2023-01-17 | 2024-07-25 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process and apparatus for intermittent liquefaction operation that can support continuous air separation processing |
Family Cites Families (10)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4137056A (en) * | 1974-04-26 | 1979-01-30 | Golovko Georgy A | Process for low-temperature separation of air |
| IT1034544B (it) * | 1975-03-26 | 1979-10-10 | Siad | Procedimento ed impianto per il frazionamento dell aria con colon na a semplice rettifica |
| IN153160B (ja) * | 1979-07-12 | 1984-06-09 | Petrocarbon Dev Ltd | |
| JPS59150286A (ja) * | 1983-02-15 | 1984-08-28 | 日本酸素株式会社 | アルゴンの製造方法 |
| FR2584803B1 (fr) * | 1985-07-15 | 1991-10-18 | Air Liquide | Procede et installation de distillation d'air |
| US4705548A (en) * | 1986-04-25 | 1987-11-10 | Air Products And Chemicals, Inc. | Liquid products using an air and a nitrogen recycle liquefier |
| US4704148A (en) * | 1986-08-20 | 1987-11-03 | Air Products And Chemicals, Inc. | Cycle to produce low purity oxygen |
| GB8620754D0 (en) * | 1986-08-28 | 1986-10-08 | Boc Group Plc | Air separation |
| GB8622055D0 (en) * | 1986-09-12 | 1986-10-22 | Boc Group Plc | Air separation |
| EP0286314B1 (en) * | 1987-04-07 | 1992-05-20 | The BOC Group plc | Air separation |
-
1988
- 1988-03-18 GB GB888806478A patent/GB8806478D0/en active Pending
-
1989
- 1989-03-06 ZA ZA891698A patent/ZA891698B/xx unknown
- 1989-03-08 US US07/320,673 patent/US4916908A/en not_active Expired - Lifetime
- 1989-03-10 AT AT89302375T patent/ATE76960T1/de not_active IP Right Cessation
- 1989-03-10 EP EP89302375A patent/EP0333384B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1989-03-10 DE DE8989302375T patent/DE68901667T2/de not_active Expired - Lifetime
- 1989-03-10 ES ES198989302375T patent/ES2032107T3/es not_active Expired - Lifetime
- 1989-03-17 JP JP1065793A patent/JPH01296078A/ja active Pending
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP6440232B1 (ja) * | 2018-03-20 | 2018-12-19 | レール・リキード−ソシエテ・アノニム・プール・レテュード・エ・レクスプロワタシオン・デ・プロセデ・ジョルジュ・クロード | 製品窒素ガスおよび製品アルゴンの製造方法およびその製造装置 |
| JP2019163897A (ja) * | 2018-03-20 | 2019-09-26 | レール・リキード−ソシエテ・アノニム・プール・レテュード・エ・レクスプロワタシオン・デ・プロセデ・ジョルジュ・クロード | 製品窒素ガスおよび製品アルゴンの製造方法およびその製造装置 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| DE68901667T2 (de) | 1992-12-10 |
| GB8806478D0 (en) | 1988-04-20 |
| EP0333384A3 (en) | 1989-11-02 |
| EP0333384B1 (en) | 1992-06-03 |
| ATE76960T1 (de) | 1992-06-15 |
| DE68901667D1 (de) | 1992-07-09 |
| ES2032107T3 (es) | 1993-01-01 |
| EP0333384A2 (en) | 1989-11-02 |
| US4916908A (en) | 1990-04-17 |
| ZA891698B (en) | 1990-01-31 |
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