JPH0427531Y2 - - Google Patents
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- JPH0427531Y2 JPH0427531Y2 JP1986130812U JP13081286U JPH0427531Y2 JP H0427531 Y2 JPH0427531 Y2 JP H0427531Y2 JP 1986130812 U JP1986130812 U JP 1986130812U JP 13081286 U JP13081286 U JP 13081286U JP H0427531 Y2 JPH0427531 Y2 JP H0427531Y2
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Landscapes
- Treating Waste Gases (AREA)
- Gas Separation By Absorption (AREA)
- Carbon And Carbon Compounds (AREA)
Description
【考案の詳細な説明】
〔産業上の利用分野〕
本考案はCO分離・濃縮装置に係り、特に吸収
液の安定性およびプロセス性能の向上並びに設備
費の低減に好適なCO分離・濃縮装置に関する。
液の安定性およびプロセス性能の向上並びに設備
費の低減に好適なCO分離・濃縮装置に関する。
従来、COの分離・濃縮プロセスとしては、塩
化銅−塩化アルミニウム−有機溶媒法（特公昭47
−29718号）および塩化第１銅−トリスホスフイ
ンオキシド（HMPA）を成分とする吸収液を用
いる方法（特開昭56−118720号、特開昭57−
19013号）等があり、これらの方法は吸収液が異
なるのみでプロセス構成は実質的に同じで第４図
に示す通りである。
化銅−塩化アルミニウム−有機溶媒法（特公昭47
−29718号）および塩化第１銅−トリスホスフイ
ンオキシド（HMPA）を成分とする吸収液を用
いる方法（特開昭56−118720号、特開昭57−
19013号）等があり、これらの方法は吸収液が異
なるのみでプロセス構成は実質的に同じで第４図
に示す通りである。
第４図において、ブロワ１３にて送られるCO
を含んだ原料ガスは、吸収塔１１にて吸収液と向
流接触し、原料ガス中のCOが選択的に吸収され
コンデンサ２３を経てオフガスとして排出され
る。COを吸収した吸収液は、液々熱交換器１７、
吸収液加熱器１８により加熱され、ストリツパ１
２においてCOを脱離放散する。この際、ストリ
ツパ１２の塔底液は、リボイラ２０により加熱さ
れ、このとき発生した有機溶媒のトルエン蒸気が
COのストリツピング媒体として働く。COを放散
し、再生された吸収液は、吸収液冷却器１９にて
冷却され、吸収塔１１に再循環される。
を含んだ原料ガスは、吸収塔１１にて吸収液と向
流接触し、原料ガス中のCOが選択的に吸収され
コンデンサ２３を経てオフガスとして排出され
る。COを吸収した吸収液は、液々熱交換器１７、
吸収液加熱器１８により加熱され、ストリツパ１
２においてCOを脱離放散する。この際、ストリ
ツパ１２の塔底液は、リボイラ２０により加熱さ
れ、このとき発生した有機溶媒のトルエン蒸気が
COのストリツピング媒体として働く。COを放散
し、再生された吸収液は、吸収液冷却器１９にて
冷却され、吸収塔１１に再循環される。
一方、吸収塔１１およびストリツパ１２からの
ガスに同伴され放散するトルエン蒸気は、コンデ
ンサ２１，２２、および２３にて濃縮回収し、ス
トリツパ１２からのトルエン蒸気は、最終的に吸
着方式の溶媒回収装置２４にてppmオーダまでト
ルエンを回収し、系内にリサイクルする。溶媒回
収装置２４からのガスはコンプレツサ１４を経て
製品ガスとして取り出される。
ガスに同伴され放散するトルエン蒸気は、コンデ
ンサ２１，２２、および２３にて濃縮回収し、ス
トリツパ１２からのトルエン蒸気は、最終的に吸
着方式の溶媒回収装置２４にてppmオーダまでト
ルエンを回収し、系内にリサイクルする。溶媒回
収装置２４からのガスはコンプレツサ１４を経て
製品ガスとして取り出される。
しかしながら、塩化第１銅−トリスホスフイン
オキシド−有機溶媒による吸収液を用いた上記プ
ロセスにおいて、ストリツパ１２における吸収液
の加熱再生操作時、スチームによる吸収液の間接
加熱により管壁部での温度上昇に伴い溶媒のトリ
スホスフインオキシド（HMPA）が加水分解を
起こす可能性があり、脱離温度のコントロールを
厳密に行わなければならない。上記のような温度
変動方式（TSA方式）による問題点を解消する
方式として、未公知ではあるが本考案者らは、吸
収液を用いた圧力変動方式（PSA）によるCO分
離・濃縮プロセスを提案した。
オキシド−有機溶媒による吸収液を用いた上記プ
ロセスにおいて、ストリツパ１２における吸収液
の加熱再生操作時、スチームによる吸収液の間接
加熱により管壁部での温度上昇に伴い溶媒のトリ
スホスフインオキシド（HMPA）が加水分解を
起こす可能性があり、脱離温度のコントロールを
厳密に行わなければならない。上記のような温度
変動方式（TSA方式）による問題点を解消する
方式として、未公知ではあるが本考案者らは、吸
収液を用いた圧力変動方式（PSA）によるCO分
離・濃縮プロセスを提案した。
この方式では、第５図に示すように原料ガスは
コンプレツサ３４により吸収脱離塔３１に供給さ
れ、COを吸収除去された後、オフガスとして排
出される。吸収脱離塔３１において、COを十分
に吸収した後、真空ポンプ３７により吸収脱離塔
３１を減圧してCOを脱離させ、バツフアタンク
４０を経て製品ガスを取り出す。なお、減圧脱離
操作前に一般的には塔頂空間部の原料ガスを製品
COの一部でパージする必要があるが、COの回収
率が低下する。したがつて、第５図に示すプロセ
スでは吸収液タンク３９内の吸収液を、ポンプ３
５および３６により吸収脱離塔３１に入れたり、
吸収脱離等３１の吸収液を吸収液タンク３９に回
収することによつて吸収液タンク３９内の液面を
移動させ、塔頂空間部に滞留する原料ガスを排気
し、回収率を上げるようにしている。そして、吸
収脱離塔３１内を単に減圧するのみではCOが脱
離し難いため、塔内の吸収液のバブリング用にバ
ツフアタンク４０内の製品COガスをリサククル
ブロワ３８により吸収液脱離塔３１の塔内に送気
している。
コンプレツサ３４により吸収脱離塔３１に供給さ
れ、COを吸収除去された後、オフガスとして排
出される。吸収脱離塔３１において、COを十分
に吸収した後、真空ポンプ３７により吸収脱離塔
３１を減圧してCOを脱離させ、バツフアタンク
４０を経て製品ガスを取り出す。なお、減圧脱離
操作前に一般的には塔頂空間部の原料ガスを製品
COの一部でパージする必要があるが、COの回収
率が低下する。したがつて、第５図に示すプロセ
スでは吸収液タンク３９内の吸収液を、ポンプ３
５および３６により吸収脱離塔３１に入れたり、
吸収脱離等３１の吸収液を吸収液タンク３９に回
収することによつて吸収液タンク３９内の液面を
移動させ、塔頂空間部に滞留する原料ガスを排気
し、回収率を上げるようにしている。そして、吸
収脱離塔３１内を単に減圧するのみではCOが脱
離し難いため、塔内の吸収液のバブリング用にバ
ツフアタンク４０内の製品COガスをリサククル
ブロワ３８により吸収液脱離塔３１の塔内に送気
している。
第６図は製品ガスを連続的に取り出すための三
塔式PASプロセスの系統図である。この装置で
は、第５図を基に説明した操作を吸収脱離塔３
１，３２，３３毎に行い、連続的に製品ガスを取
り出すことができる。この装置においては、吸収
操作が加圧下が行われるためにある程度CO2の物
理吸収量が多く、高純度（98％以上）の製品ガス
を必要な場合、製品ガスを回収する直前にバルブ
の切り換えにより物理吸収したCO2を先にオフガ
ス側に排気させ、その後塔頂空間部をパージし、
パージ終了後にさらにバルブを切り換えて製品ガ
スを回収している。
塔式PASプロセスの系統図である。この装置で
は、第５図を基に説明した操作を吸収脱離塔３
１，３２，３３毎に行い、連続的に製品ガスを取
り出すことができる。この装置においては、吸収
操作が加圧下が行われるためにある程度CO2の物
理吸収量が多く、高純度（98％以上）の製品ガス
を必要な場合、製品ガスを回収する直前にバルブ
の切り換えにより物理吸収したCO2を先にオフガ
ス側に排気させ、その後塔頂空間部をパージし、
パージ終了後にさらにバルブを切り換えて製品ガ
スを回収している。
〔考案が解決しようとする問題点〕
上記の各CO分離・濃縮装置における問題点は
次に通りである。
次に通りである。
(A) 第４図に示す従来のTAS方式（吸収法、液
連続循環プロセス）の場合 (1) 脱離時の温度上昇により吸収液成分中のト
リスホスフインオキシド（HMPA）の加水
分解の恐れがあり、万一HMPAの加水分解
を生じた場合、吸収性能の低下、さらには加
水分解により生じた沈澱物による系内の閉塞
を起こし、運転停止となる。
連続循環プロセス）の場合 (1) 脱離時の温度上昇により吸収液成分中のト
リスホスフインオキシド（HMPA）の加水
分解の恐れがあり、万一HMPAの加水分解
を生じた場合、吸収性能の低下、さらには加
水分解により生じた沈澱物による系内の閉塞
を起こし、運転停止となる。
(2) 温度差によるCOの吸収法のため、各種熱
交換器を必要とするが、80℃以上の温度範囲
では吸収液がある程度腐食性を示すためにこ
の吸収液が接触する領域に耐腐食性を有する
高級材料を使用しなければならないことから
設備費が大幅にアツプする。
交換器を必要とするが、80℃以上の温度範囲
では吸収液がある程度腐食性を示すためにこ
の吸収液が接触する領域に耐腐食性を有する
高級材料を使用しなければならないことから
設備費が大幅にアツプする。
(3) COを脱離する際、スチームを使用するが、
脱離に必要な熱量以外に吸収液自身を加熱す
る必要があり、そのための多量のスチームを
必要とする。
脱離に必要な熱量以外に吸収液自身を加熱す
る必要があり、そのための多量のスチームを
必要とする。
(B) 第５図に示すPAS方式（吸収法、バツチプ
ロセス）の場合 (1) 加圧吸収操作において、吸収されるCO2等
の物理吸収ガスをプロセス内にて脱離放散さ
せにことが困難なため、高純度の製品COが
要求される場合、回収率が低く、回収率向上
させるためにはプロセス後流側に脱CO2装置
を設置する必要があり、設備費、ユーテイリ
テイコストが大幅にアツプする。
ロセス）の場合 (1) 加圧吸収操作において、吸収されるCO2等
の物理吸収ガスをプロセス内にて脱離放散さ
せにことが困難なため、高純度の製品COが
要求される場合、回収率が低く、回収率向上
させるためにはプロセス後流側に脱CO2装置
を設置する必要があり、設備費、ユーテイリ
テイコストが大幅にアツプする。
(2) 脱離操作を行う前に塔頂空間部に滞留する
原料ガスをパージする必要があり、そのため
COの回収率が低下するか吸収液タンクおよ
びそのポンプが必要となる。
原料ガスをパージする必要があり、そのため
COの回収率が低下するか吸収液タンクおよ
びそのポンプが必要となる。
(3) 脱離操作時に脱離速度を速めるために製品
COガスによる塔内吸収液のバブリングを行
う必要があり、そのためブロワの設置ととも
にその消費電力もアツプする。
COガスによる塔内吸収液のバブリングを行
う必要があり、そのためブロワの設置ととも
にその消費電力もアツプする。
本考案の目的は、上記した従来技術の問題点を
解消し、吸収液の安定性およびプロセス性能の向
上並びに設備費を低減できるCO分離・濃縮装置
を提供することにある。
解消し、吸収液の安定性およびプロセス性能の向
上並びに設備費を低減できるCO分離・濃縮装置
を提供することにある。
上記目的は、吸収塔と吸収液に吸収されたCO
を減圧下で脱離放散させるストリツパとを接続す
る吸収液供給ラインの途中にフラツシングタンク
を設置し、該フラツシングタンクを前記吸収塔に
おけるCO分圧以下の低いCO分圧条件で操作する
手段を設けることによつて達成される。
を減圧下で脱離放散させるストリツパとを接続す
る吸収液供給ラインの途中にフラツシングタンク
を設置し、該フラツシングタンクを前記吸収塔に
おけるCO分圧以下の低いCO分圧条件で操作する
手段を設けることによつて達成される。
原料ガス中のCOは、吸収塔において吸収液と
接触して吸収され、COを吸収した吸収液はフラ
ツシングタンクに供給される。フラツシングタン
クにおいては、例えば40℃〜60℃、CO分圧
0.3atm〜0.6atm程度の条件で操作され、吸収液
に物理吸収されたCO2、H2、N2等のガスは放出
され、吸収液中に高純度のCOが残留する。この
吸収液がストリツパに供給され、減圧条件下で
COを脱離放散する。このCO分離・濃縮装置を循
環する吸収液は概ね40℃〜60℃の比較的低い温度
である。
接触して吸収され、COを吸収した吸収液はフラ
ツシングタンクに供給される。フラツシングタン
クにおいては、例えば40℃〜60℃、CO分圧
0.3atm〜0.6atm程度の条件で操作され、吸収液
に物理吸収されたCO2、H2、N2等のガスは放出
され、吸収液中に高純度のCOが残留する。この
吸収液がストリツパに供給され、減圧条件下で
COを脱離放散する。このCO分離・濃縮装置を循
環する吸収液は概ね40℃〜60℃の比較的低い温度
である。
第１図は本考案にかかるCO分離・濃縮装置の
一実施例を示す系統図である。
一実施例を示す系統図である。
このCO分離・濃縮装置は、吸収塔１で原料ガ
ス中のCOを吸収した吸収液をストリツパ２に導
入するラインの途中にフラツシングタンク４が設
置され、このフラツシングタンク４とストリツパ
２とを接続するラインの途中に減圧弁５が配設さ
れている。ストリツパ２内はCOの脱離操作時に
は真空ポンプ７により減圧されるようになつてい
る。
ス中のCOを吸収した吸収液をストリツパ２に導
入するラインの途中にフラツシングタンク４が設
置され、このフラツシングタンク４とストリツパ
２とを接続するラインの途中に減圧弁５が配設さ
れている。ストリツパ２内はCOの脱離操作時に
は真空ポンプ７により減圧されるようになつてい
る。
次に上記のように構成されるCO分離・濃縮装
置の作用について説明する。
置の作用について説明する。
原料ガスはコンプレツサ３を介して吸収塔１の
塔底から塔内に供給され、塔内上部で噴霧される
吸収液（CuClとトリスホスフインオキシドとの
錯体を成分とする吸収液）と向流接触し、原料ガ
ス中のCOは吸収液中に吸収される。このときの
吸収塔操作圧としては、高い圧力を必要とせず、
CO分圧で約0.6atm〜1.0atm程度で十分である。
塔底から塔内に供給され、塔内上部で噴霧される
吸収液（CuClとトリスホスフインオキシドとの
錯体を成分とする吸収液）と向流接触し、原料ガ
ス中のCOは吸収液中に吸収される。このときの
吸収塔操作圧としては、高い圧力を必要とせず、
CO分圧で約0.6atm〜1.0atm程度で十分である。
COを吸収した吸収液は、フラツシングタンク
４に導入され、ここでCO分圧0.3atm〜0.6atm程
度に減圧されることにより吸収液中に物理吸収さ
れたCO2等のガスが放出される。フラツシングタ
ンク４を出た吸収液は、減圧弁５を経てフラツシ
ングノズル９から減圧フラツシングされ、ストリ
ツパ２内に供給される。吸収液に吸収された大部
分のCOはこの減圧フラツシングにより瞬間的に
脱離放散される。ストリツパ２内の減圧操作は、
真空ポンプ７にて行われるが、脱離圧力は、50〜
100Torrである。COの脱離を完了した吸収液は、
ポンプ６にて吸収塔１に再循環される。以上の操
作により連続的にCOの分離・濃縮が行われる。
４に導入され、ここでCO分圧0.3atm〜0.6atm程
度に減圧されることにより吸収液中に物理吸収さ
れたCO2等のガスが放出される。フラツシングタ
ンク４を出た吸収液は、減圧弁５を経てフラツシ
ングノズル９から減圧フラツシングされ、ストリ
ツパ２内に供給される。吸収液に吸収された大部
分のCOはこの減圧フラツシングにより瞬間的に
脱離放散される。ストリツパ２内の減圧操作は、
真空ポンプ７にて行われるが、脱離圧力は、50〜
100Torrである。COの脱離を完了した吸収液は、
ポンプ６にて吸収塔１に再循環される。以上の操
作により連続的にCOの分離・濃縮が行われる。
ここで塩化第１銅（CuCl）とHMPAとの錯体
を成分とする吸収液のCO平衡吸収量を第２図に
示す。第２図からCO分圧を0.6atm〜1.0atmとす
ると、約40／程度のCOの平衡吸収量が得ら
れることを示している。したがつて、第１図にお
ける吸収塔１においては吸収塔操作圧をそれ程高
くすることなく、0.6atm〜1.0atm程度のCO分圧
で効率良く原料ガスからCOを吸収できることに
なる。ただし、COの吸収をより十分に行うため
には、第２図の結果から明らかなように吸収塔１
におけるCO分圧を0.7atm〜1.0atmとすることが
望ましい。第３図は操作圧力とCO有効吸収量と
の関係図である。第３図において、温度40℃、50
℃および60℃の場合、脱離操作圧力を50〜
100Torrに減圧すると、この圧力の範囲での平均
CO有効吸収量が約15／程度となることを示
している。したがつて、ストリツパ２において
は、操作温度を40℃〜60℃とし、脱離操作圧力を
50〜100Torrの条件で操作すれば、効率的にCO
の脱離を行うことができる。またストリツパ２に
おける脱離操作温度条件が40℃〜60℃とすれば、
ほぼこの温度条件の吸収液が熱交換器等の機器を
経ることなくそのまま吸収塔１に導入される。こ
のような吸収液の循環ライン中に若干の温度低下
（おおよそ10℃程度と考えられる）がおこるから
吸収塔１における操作温度条件は、約30℃〜50℃
程度となり、この温度条件で吸収塔１における
COの吸収が行われる。
を成分とする吸収液のCO平衡吸収量を第２図に
示す。第２図からCO分圧を0.6atm〜1.0atmとす
ると、約40／程度のCOの平衡吸収量が得ら
れることを示している。したがつて、第１図にお
ける吸収塔１においては吸収塔操作圧をそれ程高
くすることなく、0.6atm〜1.0atm程度のCO分圧
で効率良く原料ガスからCOを吸収できることに
なる。ただし、COの吸収をより十分に行うため
には、第２図の結果から明らかなように吸収塔１
におけるCO分圧を0.7atm〜1.0atmとすることが
望ましい。第３図は操作圧力とCO有効吸収量と
の関係図である。第３図において、温度40℃、50
℃および60℃の場合、脱離操作圧力を50〜
100Torrに減圧すると、この圧力の範囲での平均
CO有効吸収量が約15／程度となることを示
している。したがつて、ストリツパ２において
は、操作温度を40℃〜60℃とし、脱離操作圧力を
50〜100Torrの条件で操作すれば、効率的にCO
の脱離を行うことができる。またストリツパ２に
おける脱離操作温度条件が40℃〜60℃とすれば、
ほぼこの温度条件の吸収液が熱交換器等の機器を
経ることなくそのまま吸収塔１に導入される。こ
のような吸収液の循環ライン中に若干の温度低下
（おおよそ10℃程度と考えられる）がおこるから
吸収塔１における操作温度条件は、約30℃〜50℃
程度となり、この温度条件で吸収塔１における
COの吸収が行われる。
次にCOの吸収は、化学吸収であり、第２図に
示すようにCO分圧が0.6atm程度まではあまり吸
収容量が変化せず、さらに減圧すると徐々に吸収
容量が低下する傾向にある。一方、CO2、H2、
N2等のガスは物理的に吸収液に吸収されている
のみであり、その分圧に比例して吸収量が変わ
る。フラツシングタンク４は、CO2、H2、N2等
のガスを吸収液から放出し、高純度のCOを残留
させるためである。したがつて、第２図に示すよ
うにフラツシングタンク４においては、CO分圧
は0.3atm〜0.6atm、望ましくは0.4atm〜0.6atm
程度がよく、フラツシングタンク４における温度
条件は40℃〜60℃が望ましい。
示すようにCO分圧が0.6atm程度まではあまり吸
収容量が変化せず、さらに減圧すると徐々に吸収
容量が低下する傾向にある。一方、CO2、H2、
N2等のガスは物理的に吸収液に吸収されている
のみであり、その分圧に比例して吸収量が変わ
る。フラツシングタンク４は、CO2、H2、N2等
のガスを吸収液から放出し、高純度のCOを残留
させるためである。したがつて、第２図に示すよ
うにフラツシングタンク４においては、CO分圧
は0.3atm〜0.6atm、望ましくは0.4atm〜0.6atm
程度がよく、フラツシングタンク４における温度
条件は40℃〜60℃が望ましい。
以上のように本考案によれば、下記に列挙する
効果を奏する。
効果を奏する。
(1) COを脱離するために吸収液を加熱しないの
で吸収液中のHMPA等の成分の加水分解を防
止できる。
で吸収液中のHMPA等の成分の加水分解を防
止できる。
(2) フラツシングタンクの設置により、簡単な操
作によつて製品COの純度向上を図ることがで
きる。
作によつて製品COの純度向上を図ることがで
きる。
(3) 温度差によるCO吸収を図るものでなく、常
温よりも若干高い程度の温度条件でCOを吸収
できるので、高温条件下における耐腐食性を有
する高級材料を使用した熱交換器等の機器が不
要となり、従来設備費の約20％を占めていた熱
交換器等の機器を省略にでき、かつユーテイリ
テイコストの約50％を占めるスチームが不要と
なる。
温よりも若干高い程度の温度条件でCOを吸収
できるので、高温条件下における耐腐食性を有
する高級材料を使用した熱交換器等の機器が不
要となり、従来設備費の約20％を占めていた熱
交換器等の機器を省略にでき、かつユーテイリ
テイコストの約50％を占めるスチームが不要と
なる。
(4) ストリツパ塔頂空間部のパージ操作が不要と
なり、これに伴いパージ用製品ガス又は吸収液
タンクおよび吸収液タンクの吸収液をストリツ
パに供給するためのポンプ等が不要となる。
なり、これに伴いパージ用製品ガス又は吸収液
タンクおよび吸収液タンクの吸収液をストリツ
パに供給するためのポンプ等が不要となる。
(5) CO脱離時におけるストリツパ塔底からの製
品ガスによるバブリング操作が不要となり、こ
れに伴いバブリング用のブロワが不要となり、
真空ポンプの容量を低減できる。
品ガスによるバブリング操作が不要となり、こ
れに伴いバブリング用のブロワが不要となり、
真空ポンプの容量を低減できる。
第１図は本考案にかかるCO分離・濃縮装置の
一実施例を示す系統図、第２図は塩化第１銅
（CuCl）とHMPAとの錯体を成分とする吸収液
のCO平衡吸収量を示す図、第３図は操作圧力と
CO有効吸収量との関係図、第４図は従来のTAS
方式のCO分離・濃縮装置を示す系統図、第５図
はPAS方式のCO分離・濃縮装置を示す系統図、
第６図は第５図のPAS方式のCO分離・濃縮装置
を多塔式としたCO分離・濃縮装置の系統図であ
る。 １……吸収塔、２……ストリツパ、３……コン
プレツサ、４……フラツシングタンク、５……減
圧弁、６……（リーン液）ポンプ、７……真空ポ
ンプ、８……バツフアタンク、９……フラツシン
グノズル。
一実施例を示す系統図、第２図は塩化第１銅
（CuCl）とHMPAとの錯体を成分とする吸収液
のCO平衡吸収量を示す図、第３図は操作圧力と
CO有効吸収量との関係図、第４図は従来のTAS
方式のCO分離・濃縮装置を示す系統図、第５図
はPAS方式のCO分離・濃縮装置を示す系統図、
第６図は第５図のPAS方式のCO分離・濃縮装置
を多塔式としたCO分離・濃縮装置の系統図であ
る。 １……吸収塔、２……ストリツパ、３……コン
プレツサ、４……フラツシングタンク、５……減
圧弁、６……（リーン液）ポンプ、７……真空ポ
ンプ、８……バツフアタンク、９……フラツシン
グノズル。
Claims (1)
- COを含む原料ガスを吸収塔において塩化第１
銅とトリスホスフインオキシドとの錯体を成分と
する吸収液に接触させ、主としてCOを吸収した
吸収液をストリツパに供給して吸収液に吸収され
たCOを減圧条件下で脱離放散させて回収するCO
分離・濃縮装置において、前記吸収塔と前記スト
リツパとを接続する吸収液供給ラインの途中にフ
ラツシングタンクを設置し、該フラツシングタン
クを前記吸収塔におけるCO分圧以下の低いCO分
圧条件で操作する手段を設けたことを特徴とする
CO分離・濃縮装置。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP1986130812U JPH0427531Y2 (ja) | 1986-08-27 | 1986-08-27 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP1986130812U JPH0427531Y2 (ja) | 1986-08-27 | 1986-08-27 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS6335420U JPS6335420U (ja) | 1988-03-07 |
| JPH0427531Y2 true JPH0427531Y2 (ja) | 1992-07-02 |
Family
ID=31028674
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP1986130812U Expired JPH0427531Y2 (ja) | 1986-08-27 | 1986-08-27 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPH0427531Y2 (ja) |
-
1986
- 1986-08-27 JP JP1986130812U patent/JPH0427531Y2/ja not_active Expired
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS6335420U (ja) | 1988-03-07 |
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