JPH0252980A - 空気分離装置 - Google Patents

空気分離装置

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JPH0252980A
JPH0252980A JP63204965A JP20496588A JPH0252980A JP H0252980 A JPH0252980 A JP H0252980A JP 63204965 A JP63204965 A JP 63204965A JP 20496588 A JP20496588 A JP 20496588A JP H0252980 A JPH0252980 A JP H0252980A
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富阪　泰
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    • F25J2270/904—External refrigeration, e.g. conventional closed-loop mechanical refrigeration unit using Freon or NH3, unspecified external refrigeration by liquid or gaseous cryogen in an open loop

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。

Description

【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は原料空気から液体窒素および液体１１９５Ｋを
製造するための空気分離装置に関するものである。
〔従来の技術〕
従来の空気分離装置の構成と作用を第２図によって説明
する。
原料空気濾過器１で濾過された原料空気は、原料圧縮機
２により吸着塔３での吸着操作を行なうのに必要な圧力
（通常は５Ｋｇ／ａｌＱ、以下、この例で説明する）ま
で加圧され、吸着塔３で水分および炭酸ガス等の不要成
分を除去された侵、コールドボックスＣに入る。４は予
冷器、５は再生ガス加熱器である。
コールドボックスＣは、主熱交換器６、精留塔７、循環
窒素熱交換器８、フラッシュボトル（減圧器）９から成
っている。また、精留塔７は、原料空気圧力（５υ／ｄ
（１）で操作される高圧塔７１と、これよりも低圧（通
常は０．２〜０．５に９／Ｉ：Ｊｌｇ）で操作される低
圧塔７２とから成っている。
吸着塔３から出た原料空気は、主熱交換器６により沸点
近くまで冷却された後、精留塔７の高圧塔７１に入り、
同塔内を上昇する間に還流液体窒素との接触により次第
に窒素濃度を高め、頂部では高純度窒素ガスとなる。こ
の窒素ガスは低圧塔底部の液体酸素との熱交換により凝
縮して液体窒素となり、その一部は低圧塔還流液として
低圧塔頂部に、また一部は高圧塔還流液として高圧塔頂
部にそれぞれ供給され、残りは製品液体窒素として液体
窒素タンク１０に扱き出される。
上記高圧塔還流液は、高圧塔７１内を下っていく間に空
気と接触して酸素濃度を高めつつ塔底から酸素３５〜４
０％を含む液体空気となって抜き出され、低圧塔中間部
に供給される。
この液体空気は、低圧塔７２内を下降する間に酸素濃度
を増し、同塔底部から高純度液体酸素が液体酸素タンク
１１に抽出され、同塔頂部から高純度窒素が抜き出され
る。また、低圧塔上部からは低純度窒素ガスが抜き出さ
れ主熱交換器６により加熱された後、再生ガスとして吸
着塔３に入る。
上記高純度低圧窒素ガスは、一部が主熱交換器６により
、残りが循環窒素熱交換器８によりそれぞれ加熱された
後、循環窒素予冷器１２を経て循環窒素圧縮機１３によ
り加圧される。この加圧された窒素ガスは、液化天然ガ
ス熱交換器（以下、ＬＮＧ熱交換器という）１４で冷却
されて液化し、循環窒素熱交換器８の低温部に入る。同
然交換器８を出た液体窒素は、フラッシュボトル９によ
り高圧塔７１の圧力まで減圧され、一部はガス化して熱
交換器８経出で循環窒素圧縮機１３に戻り、残りは高圧
塔頂部に還流液として供給される。
上記ＬＮＧ熱交換器１４には、高圧低温（通常は４０に
９／ａｉ（Ｊ　、−１５０℃）の液化天然ガス（以下、
ＬＮＧという）が寒冷源として供給され、このＬＮＧに
より上記循環窒素圧縮機１３から出た高圧窒素、および
循環窒素予冷器１２に寒冷を与える循環冷媒（通常はフ
ロン）が冷却される。
また、循環窒素圧縮機１３は、低圧塔頂部から出た低圧
（０，２Ｋｙ／ｄｇ）の窒素ガスを高圧塔７１の操作圧
力（５Ｋｇ／ａｉｑ）まで加圧する低圧段圧縮ｔｌ１１
３ａと、この低圧段圧縮機１３ａから出た窒素ガスを液
化させるのに必要な圧力でかつＬＮＧ圧力（４０Ｋｇ／
ｃＩＩｇ）よりも高い圧力（通常は６０１’ｉｇ／ｃ１
ｉｏ）に加圧する高圧段圧縮機１３ｂとによって構成さ
れる。
なお、１５は冷媒ポンプ、１６はしＮＧ加温器である。
（発明が解決しようとする課題〕 このような空気分離装置において、液体窒素の生産機は
、−殻内には、液体酸素生産量の１〜１゜５倍であるが
、近年、液体窒素の需要の伸びに伴い、液体窒素の生産
量を液体酸素の３倍以上まで増加させる必要性が生じて
いる。
ところが、従来装置によると、液体窒素の生産量の増加
によって圧縮機の総動力が増加するという問題が生じて
いた。
すなわち、圧縮機の動力は、流量と圧縮比とによって決
定される。このうち、圧縮比は、原料圧縮機２について
は、常圧から５に’Ｊ／ｄｇまで、循環圧縮機１３では
高圧塔圧力Ｃ３Ｋｇ／ｄｇ＞または低圧塔圧力（０，２
に９／ｄｇ）から６０Ｋｓ／ｃｄΩまでと、循環圧縮機
側で格段に大ぎい。一方、液体窒素の生産量が液体酸素
生産量の１．２倍未満では、循環窒素圧縮機１３の流＠
（以下、循環窒素１ｆｆｉという）は原料圧縮機２のｍ
ｆｆ１（以下、原料流量という）に対して同等かそれ以
■であるが、液体窒素生産量が液体酸素生産量の１．２
倍以上となると、逆に循環窒素流量が原料流量よりも多
くなる。
従って、従来装置によると、圧縮比の高い循環圧縮機１
３の流量が増加することにより、圧縮機総動力が増加し
て動力コストを押上げ、これにより製品製造原価が高騰
することとなっていた。
そこで本発明は、循環窒素流量が原料流後よりも多い場
合に、圧縮機総動力を節減することができる空気分離装
置を提供するものである。
〔課題を解決するための手段〕
本発明は、原料空気中から水分等の不要成分を吸着除去
する吸着塔を備えた原料供給ラインと、この原料供給ラ
インから供給される原料空気を液体空気と窒素とに分離
する高圧塔および上記液体空気を液体酸素と窒素とに分
離する低圧塔から成る精留塔と、この精留塔の高圧塔か
ら出た高圧窒素を加圧しかつ液化天然ガスを寒冷源とす
る冷媒との熱交換により冷却し液化させて上記高圧塔に
還流液として送り込む高圧液体窒素還流ラインと、精留
塔の低圧塔頂部から出た低圧窒素を加圧して低圧塔底部
に送り込み液体酸素との熱交換によって液化させる低圧
窒素液化ラインとを具備し、」−記原料供給ラインに、
上記吸着塔の入口側において原料空気を吸着塔での吸着
操作に必要な圧力まで加圧する一次原料圧縮機と、吸着
塔から出た原料空気をさらに精留塔の高圧塔での精留操
作を行ないうる限度内において加圧して高圧塔に送り込
む二次原料圧縮機とが設けられてなるものである。
〔作用〕
このように、流暢の少ない原料供給側での圧縮比を高く
し、大流間の循環窒素の圧縮比を低くすることにより、
圧縮機総動力を小さく抑えることができる。
〔実施例〕
本発明の実施例を第１図によって説明する。
第１図において、従来装置を示す第２図と同一部分には
同一符号を付して示している。
従来装置との相違点のみを説明すると、この実施例装置
においては、原料濾過器１を出た原料空気を、−次原料
圧縮機２１により、従来装置の原料圧縮機２と同様、吸
着塔３での吸着操作を行なうのに必要な圧力（５に！？
／ｄｏ）まで加圧するとともに、吸着塔３から出た原料
空気を、二次圧縮−２２により、精留塔７の・高圧塔７
１で精密操作を行ないうる限度圧力内でさらに加圧（た
とえば１０に！？／ｃｄＱ、以下、この例で説明する）
するようにしている。従って、この装置の場合、高圧塔
７１の操作圧力はこの二次原料圧縮機２２の吐出圧と同
じ１０Ｋｇ／ａｄＱとなる。
２３．２４は二次原料圧縮機２２の入口および出口で原
料空気を予冷する原料予冷器で、ＬＮＧ熱交換器１４で
冷却された冷媒が寒冷として与えられる。
￥ｉ留塔７においては、高圧塔７１での分離操作によっ
て高圧窒素ガスが高圧塔上部から、また低圧塔での分離
操作によって低圧窒素ガスが低圧塔頂部からそれぞれ抜
き出される。
このうち、低圧窒素ガスは、低圧段圧縮ｔ１２５により
加圧された後、第１および第２熱交換器２６．２７を経
て低圧塔底部に入り、ここで液体酸素との熱交換作用に
よって液化した後、一部が低圧塔還流液として低圧塔頂
部に送られ、残りが製品液体窒素として液体窒素タンク
１０に抜き出される。ここで、低圧段圧縮機２５では低
圧塔頂部から出た０、２に９／ｄＱの低圧窒素ガスを、
上記低圧塔底部での熱交換によって液化させるのに必要
な圧力（たとえば５Ｋｇ／ｃＩｉｇ）まで加圧する。
一方、高圧塔上部から出た高圧窒素ガスは、高圧段圧縮
機２８により加圧され、次いでＬＮＧ熱交換器１４によ
り冷却され液化した後、第２熱交換器２７を経てフラッ
シュボトル９で減圧され、高圧塔上部に高圧塔還流液と
して送られる。ここで、高圧段圧縮機２８では、高圧塔
上部から出た１０に’Ｊ／ｄσの窒素ガスを、ＬＮＧ熱
交換器１４で液化させるのに必要な圧力でかつしＮＧ圧
力よりも高い圧力（従来同様、通常６０Ｋｙ／ａｉａ＞
まで加圧する。
このように、流！Ｈの少ない原料空気を、従来装置にお
いては原料圧縮機２によって高圧塔７１上部の窒素を低
圧塔７２底部の液体酸素で凝縮させるために必要な圧力
で、かつ吸着塔３での吸着操作に必要な圧力である５　
Ｋｇ／　ｄ　（Ｊまでしか加圧しなかったのに対し、こ
の装置においては一次および二次両圧縮？１２１．２２
によって常圧から高圧塔７１での分離操作を行ないつる
限度圧力（約３０ＫＩ／ｌ＃Ｊ＞内の圧力である１０に
９／ａｌＱまで加圧し、その分、流層の多い循環窒素の
圧縮比、すなわち高圧段圧縮機２８の圧縮比を小さくし
たから、圧縮機総動力を低減することができる。
この点を詳述すると、液体窒素の生産量がたとえば液体
酸素生産量の３倍になった場合には、高圧段圧縮機２８
の窒素流ａは原料空気流量の役１゜８倍となる。この条
件で従来装置と本装置の圧縮機総動力を比較すると、等
温圧縮機の場合、その動力Ｗは、 Ｗ＝　ａ　Ｆｊ２ｎ　（Ｐｏｕｔ　／Ｐｉｎ）ａは係数
、Ｆは掩覆、Ｐｏｕｔは吐出圧（絶対圧）、ｐｉｎは吸
込圧（絶対圧）である。
よって、従来装置の場合、原料圧縮機２の動力Ｗ１１は
、 １Ａｈ１＝ａ　ＦＱｎ（６／　１　） また、高圧段圧縮機１３ｂの動力Ｗηは、Ｗ１２＝ａＸ
１．８ＦＱｎ（６１／６）となる。
一方、本装置の場合、−次原料圧縮！１１２１の動力Ｗ
２１は、 Ｗ２＋＝ａＦＱｎ（６／　１　） ＋ａＦ勤　（１１／６） また、高圧段圧縮機２８の動力Ｗ２２は、Ｗ２２＝ａＸ
１．８Ｆｌ！ｎ（６１／１１）ここで、低圧段圧縮機２
５の動力は、従来装置の低圧段圧縮ｍ１３ａの動力と同
じであるため、総動力の差は、 ΔＷ−Ｗ１１＋Ｗ１２−Ｗ２２−Ｗ２２−ａ　（１，８
−１）ＦＱｌｌ（１１／６）となる。すなわち、本装置
によると、従来装置に比べて ΔＷ−ａ０．８Ｆ＆　（１１／’６） 分の動力を低減することができる。
ところで、原料空気の圧力は、高圧塔７１での分離操作
を行ないつる限度圧力内で上記した１０Ｋｌ／ｄｇ以上
に上げてもよい。ただし、この限度圧力内においても、
圧力が高くなるほど精留条件が悪くなるため、これを補
うために高圧塔段数を増加させる等の対策が必要となる
。
（発明の効果〕 上記のように本発明によるときは、原料空気を、吸着塔
の入口側で吸着塔での吸着操作に必要な圧力まで加圧し
、さらに吸着塔出口側で精留塔の高圧塔での精留操作を
行ないうる限度圧力内で加圧することにより、従来装置
と比較して、原料空気の圧力を高め、液体窒素生産量の
増加によって循環窒素流量が原・料空気流量よりも多く
なる場合に、大流かの循環窒素の圧縮比を小さく、少流
吊の原料空気の圧縮比を大きくする構成としたから、圧
縮機総動力を低減することができる。このため、製造コ
スト中に大きな割合を占める動力コストを安くでき、製
品製造原価の低廉化を実現しうるちのである。
塔、７２・・・同低圧塔、２５・・・低圧窒素液化ライ
ンの低圧段圧縮機、２８・・・高圧液体窒素液化ライン
の高圧段圧縮機、１４・・・液化天然ガス熱交換器。

Claims (1)

    【特許請求の範囲】
  1. １　原料空気中から水分等の不要成分を吸着除去する吸
    着塔を備えた原料供給ラインと、この原料供給ラインか
    ら供給される原料空気を液体空気と窒素ガスとに分離す
    る高圧塔および上記液体空気を液体酸素と窒素ガスとに
    分離する低圧塔から成る精留塔と、この精留塔の高圧塔
    から出た高圧窒素を加圧しかつ液化天然ガスを寒冷源と
    する冷媒との熱交換により冷却し液化させて上記高圧塔
    に還流液として送り込む高圧液体窒素還流ラインと、精
    留塔の低圧塔頂部から出た低圧窒素を加圧して低圧塔底
    部に送り込み液体酸素との熱交換によって液化させる低
    圧窒素液化ラインとを具備し、上記原料供給ラインに、
    上記吸着塔の入口側において原料空気を吸着塔での吸着
    操作に必要な圧力まで加圧する一次原料圧縮機と、吸着
    塔から出た原料空気をさらに精留塔の高圧塔での精留操
    作を行ないうる限度内において加圧して高圧塔に送り込
    む二次原料圧縮機とが設けられてなることを特徴とする
    空気分離装置。
JP63204965A 1988-08-18 1988-08-18 空気分離装置 Granted JPH0252980A (ja)

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