JPH0624705A - 高純度水素と高純度一酸化炭素の製造方法 - Google Patents

高純度水素と高純度一酸化炭素の製造方法

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JPH0624705A
JPH0624705A JP5097242A JP9724293A JPH0624705A JP H0624705 A JPH0624705 A JP H0624705A JP 5097242 A JP5097242 A JP 5097242A JP 9724293 A JP9724293 A JP 9724293A JP H0624705 A JPH0624705 A JP H0624705A
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liquid
carbon monoxide
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Rainer Fabian
ラーナー・ファビアン
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Linde GmbH
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Abstract

(57)【要約】 【目的】 高純度水素と一酸化炭素の収量を高め、設備
の運転コストを低減することのできる高純度水素と高純
度一酸化炭素の製造方法を提供する。 【構成】 原料ガスを圧力変化吸着と凝縮により高純度
水素と高純度一酸化炭素とに分離する。原料ガスを吸着
にかけて高純度水素製品流を得、吸着の再生時に生じる
富ＣＯガスを圧縮・冷却により凝縮し、凝縮された富Ｃ
Ｏ流を気液分離器でガス状富Ｈ2 フラクションと液状富
ＣＯフラクションとに分離し、気液分離器からのガス状
富Ｈ2 フラクションを加温して原料ガス流に再循環させ
る。気液分離器からの液状富ＣＯフラクションを膨張・
加熱して二重分離塔に導き、二重分離塔の最下部サンプ
から液状メタンフラクションを、上部領域の下部棚段か
ら液状高純度一酸化炭素製品フラクションを、そして頂
部からガス状富ＣＯフラクションを導出する。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】
【産業上の利用分野】本発明は、実質的に二酸化炭素を
含まないよく乾燥されたＨ2 ／ＣＯ混合粗ガスから圧力
変化による吸着プロセスと一段階の部分的な凝縮プロセ
スとによる分離操作によって高純度水素と高純度一酸化
炭素とを製造する方法に関するものであり、特に前記Ｈ
2 ／ＣＯ混合原料ガスを前記吸着プロセスにかけること
によって高純度水素の製品流を得る工程と、この吸着プ
ロセスの再生時に生じる富ＣＯガスを圧縮および冷却す
ることにより少なくともその一部を凝縮する工程と、こ
の少なくとも一部が凝縮された富ＣＯ流体を第１の気液
分離器に導入することによりガス状富Ｈ2 フラクション
と液状富ＣＯフラクションとに分離する工程と、前記第
１の気液分離器からの前記ガス状富Ｈ2 フラクションを
加温して前記吸着プロセスに導く前のＨ2 ／ＣＯ混合原
料ガス流に再循環させる工程とを含む高純度水素と高純
度一酸化炭素の製造方法に関するものである。
【０００２】
【従来の技術】分離生成物の純度の要求が高くなり、装
置の運転コスト低減の重要性がますます大きくなるにつ
れ、また、利用できる熱力学データの着実な改善に基づ
いて、Ｈ2 ／ＣＯ分離操作においても近年技術的な変革
が絶えず行われている。
【０００３】Ｈ2 ／ＣＯ混合原料ガスの主な供給源とし
ては、一般的にはスチームリフォーマーが挙げられる。
但し、最近では酸素による重油のガス化（部分的酸化）
も、安価な酸素の供給を前提としてＨ2 ／ＣＯ供給源と
して重要視されている。
【０００４】この種の分離操作で製造される一酸化炭素
の大部分は蟻酸及び酢酸の製造用に用いられる。その他
の用途としてはポリカーボネート化学工業が知られてお
り、この分野では原料として高純度のホスゲンを必要と
し、従って原料である一酸化炭素も最高純度のものが必
要とされる。この場合、一酸化炭素中のメタン含量は１
０Mol-ppm 未満でなければならず、また水素含量は１０
００Mol-ppm 未満でなければならない。尚、この水素も
係る分離操作で製造され、これは種々の水素化処理の目
的に利用される。
【０００５】純粋な一酸化炭素及び純粋な水素の製造に
用いられる方法の展望については、ラルフ・ベルニンガ
ー博士(Dr. Ralph Berninger) による論文がリンデ科学
技報(LINDE-Berichite aus Technik und Wissenschaft)
１９８８年第６２号の第１８〜２３頁に記述されてい
る。
【０００６】
【発明が解決しようとする課題】従来の技術における係
る製造方法の本質的な欠点は、それらが最低２基の分離
カラムを必要とし、その結果、それぞれの導管、バル
ブ、及びそれと結合した制御及び調節装置が必要となる
ことである。これは当然、その方法のトラブル発生率を
高めることになる。
【０００７】本発明は、冒頭に述べたような方法をさら
に改良し、同水準或いはより高い純度をもつ一酸化炭素
及び水素の収量を高めると同時に、投資コスト、特にＨ
2 ／ＣＯ分離設備の運転コストを低減することのできる
高純度水素と高純度一酸化炭素の製造方法を提供するこ
とを目的とするものである。
【０００８】
【課題を解決するための手段】本発明に係る高純度水素
と高純度一酸化炭素の製造方法は、実質的に二酸化炭素
を含まない乾燥されたＨ2 ／ＣＯ（水素及び一酸化炭
素）混合原料ガスを圧力変化による吸着プロセス及び一
段階の部分的凝縮プロセスにより分離することによって
高純度水素と高純度一酸化炭素とを製造するに際して、
前記Ｈ2 ／ＣＯ混合原料ガスを前記吸着プロセスにかけ
ることによって高純度水素の製品流を得る工程と、この
吸着プロセスの再生時に生じる富ＣＯガスを圧縮および
冷却することにより少なくともその一部を凝縮する工程
と、この少なくとも一部が凝縮された富ＣＯ流体を第１
の気液分離器に導入することによりガス状富Ｈ2 フラク
ションと液状富ＣＯフラクションとに分離する工程と、
前記第１の気液分離器からの前記ガス状富Ｈ2 フラクシ
ョンを加温して前記吸着プロセスに導く前のＨ2 ／ＣＯ
混合原料ガス流に再循環させる工程とを含むものであ
り、請求項１に記載された発明では、特に前述の課題を
達成するため、前記第１の気液分離器からの前記液状富
ＣＯフラクションの少なくとも一部を膨張させ、次いで
加熱してから、上部領域および下部領域を備えた二重分
離塔の前記下部領域に導き、該二重分離塔の最下部のサ
ンプから液状メタンフラクションを、前記下部領域より
上方の前記上部領域の下部から液状高純度一酸化炭素製
品フラクションを、そして前記上部領域の頂部からガス
状富ＣＯフラクションをそれぞれ導出するものである。
【０００９】また、前記請求項２に記載の発明では、前
記請求項１の方法において、前記第１の気液分離器から
の前記液状富ＣＯフラクションを分流して一部の部分流
のみを前記二重分離塔の前記下部領域に導入すると共に
他の一部の部分流を加温して前記圧縮される前の富ＣＯ
ガス流に再循環させるものである。
【００１０】さらに、前記請求項３に記載の発明では、
前記請求項１または２の方法において、前記第１の気液
分離器からの前記液状富ＣＯフラクションを分流して一
部の部分流のみを前記二重分離塔の前記下部領域に導入
すると共に、他の一部の部分流を膨張させ、次いで前記
二重分離塔の上部領域から導出されてこの導出出口より
上方位置で再び前記二重分離塔に還流される冷却すべき
ガス状富ＣＯフラクションとの熱交換によって前記膨張
された他の一部の部分流を加温し、この加温された他の
一部の部分流を前記圧縮される前の富ＣＯガス流に再循
環させるものである。
【００１１】さらに、前記請求項４に記載の発明では、
前記請求項１〜３の何れかによる方法において、前記二
重分離塔の上部領域の頂部から導出されるガス状富ＣＯ
フラクションを減圧し、次いで加温してから、前記圧縮
される前の富ＣＯガス流に再循環させるものである。
【００１２】さらに、前記請求項５に記載の発明では、
前記請求項１〜４の何れかによる方法において、前記第
１の気液分離器からの前記液状富ＣＯフラクションを分
流して一部の部分流のみを前記二重分離塔の前記下部領
域に導入すると共に、他の一部の部分流を減圧し、次い
で前記二重分離塔の下部領域に中間循環流として導入す
るものである。
【００１３】さらに、前記請求項６に記載の発明では、
前記請求項１〜５の何れかによる方法において、前記二
重分離塔の前記下部領域より上方の前記上部領域の下部
から導出される一酸化炭素製品フラクションを減圧して
第２の気液分離器に導入し、該第２の気液分離器の頭部
からガス状富ＣＯフラクションを、そのサンプから液状
高純度一酸化炭素製品フラクションを導出するものであ
る。
【００１４】さらに、前記請求項７に記載の発明では、
前記請求項６による方法において、前記第２の気液分離
器のサンプから導出される液状高純度一酸化炭素製品フ
ラクションを、前記二重分離塔の上部領域から導出され
てこの導出出口より上方位置で再び前記二重分離塔に還
流される冷却すべき富ＣＯフラクションとの熱交換によ
って加温するものである。
【００１５】さらに、前記請求項８に記載の発明では、
前記請求項６または７による方法において、前記第２の
気液分離器の頭部から導出されるガス状富ＣＯフラクシ
ョンを減圧し、次いで加温してから、前記圧縮される前
の富ＣＯガス流に再循環させるものである。
【００１６】
【作用】本発明によれば、供給源から送られてくる実質
的に二酸化炭素を含まないよく乾燥されたＨ2 およびＣ
Ｏ混合原料ガスは、圧力変化による吸着プロセスと一段
階の部分的な凝縮プロセスとによる分離操作に付され、
それにより高純度水素と高純度一酸化炭素とが製造され
る。この場合、Ｈ2 ／ＣＯ混合原料ガスは圧力変動によ
る吸着プロセスに導かれ、この吸着プロセスによって高
純度水素の製品流が得られる一方で、吸着プロセスの再
生時に生じる富ＣＯガスが分離して取り出される。この
富ＣＯガスは圧縮および冷却操作を含む凝縮工程に付さ
れて少なくともその一部が凝縮された気液二相流とな
り、この気液二相流は第１の気液分離器に導入されてガ
ス状富Ｈ2 フラクションと液状富ＣＯフラクションとに
分離される。第１の気液分離器からの前記ガス状富Ｈ2
フラクションは加温され、その後、前記吸着プロセスに
導入される前の前記混合原料ガス流に再循環される。
【００１７】一方、前記第１の気液分離器からの液状富
ＣＯフラクションの少なくとも一部は減圧により膨張さ
れ、更に加温されてから、上部領域と下部領域の各棚塔
を内部に備えた二重分離塔の前記下部領域に導入され、
該二重分離塔の最下部のサンプから液状メタンフラクシ
ョンが、前記下部領域より上方の前記上部領域の下部か
ら液状高純度一酸化炭素製品フラクションが、そして前
記上部領域の頂部からガス状富ＣＯフラクションがそれ
ぞれ導出される。
【００１８】本発明の方法においては、前記第１の気液
分離器から引き出される富ＣＯフラクションの加温を全
系統内の冷却すべきプロセス流との熱交換によって行う
ことができる。例えば前記第１の気液分離器からの前記
ガス状富Ｈ2 フラクションの加温と前記第１の気液分離
器からの前記液状富ＣＯフラクションの減圧膨張後の加
温とに必要な熱量の少なくとも一部は、前記吸着プロセ
スから取り出された富ＣＯガスから例えば簡単な熱交換
器によって獲得することができ、これにより前記凝縮工
程のための冷却に必要な外部エネルギーの少なくとも一
部が内部のプロセス流によって賄われる。また二重分離
塔によって液状高純度一酸化炭素製品フラクションを得
る一方で該二重分離塔の最下部のサンプから得られる液
状メタンフラクションと前記上部領域の頂部から得られ
るガス状富ＣＯフラクションとが同様に凝縮工程のため
の冷却すべきプロセス流によって加温でき、従って複数
基の分離塔を用いることなく高い収率で高純度水素と高
純度一酸化炭素を製造することができる一方で、系統内
の熱量収支の平衡を良好にすることができ、投資コス
ト、特にプロセス系統装置の運転コストを低減すること
が可能である。
【００１９】本発明の好ましい態様によれば、第１の気
液分離器からの液状富ＣＯフラクションの一部のみが二
重分離塔に導入され、この際に、第１の気液分離器から
の液状富ＣＯフラクションの別の一部が加温され、これ
が圧縮前の富ＣＯガスに再循環される。
【００２０】第１の気液分離器に導入されるプロセス流
が凝縮工程において前述の別の一部の液状富ＣＯフラク
ションとの熱交換で冷却されることにより、このプロセ
ス流の温度、従って結局は第１の気液分離器内の温度も
下降する。これによって、第１の気液分離器の頭部から
引き出されるガス状富Ｈ2 フラクションの量が減少する
という結果をもたらす。このガス状富Ｈ2 フラクション
はＨ2 ／ＣＯ混合原料ガス流に再循環されるので、吸着
プロセスにおける高純度水素製品流の収量が増加し、そ
れによって付加的に、第１の気液分離器に流入される富
ＣＯガス流の圧縮のために必要な圧縮能は低くて済むこ
とになる。
【００２１】本発明の別の好ましい態様によれば、二重
分離塔の最下部のサンプから引き出される液状メタンフ
ラクションは例えばメタン濃度が75〜90％であり、この
液状メタンフラクションは減圧され、冷却すべきプロセ
ス流との熱交換によって加温されて気化し、最終的には
燃料ガスとして外部へ取り出される。このフラクション
に随伴して系外へ運ばれる一酸化炭素が本発明による方
法の唯一の一酸化炭素損失である。
【００２２】本発明の別の好ましい態様によれば、第１
の気液分離器からの液状富ＣＯフラクションの一部のみ
が二重分離塔に導入されると共に、第１の気液分離器か
らの液状富ＣＯフラクションの別の一部分が減圧により
膨張される。この膨張された別の一部の液状富ＣＯフラ
クションは、二重分離塔の上部領域から導出されてこの
導出出口より上方位置で再び二重分離塔に還流される冷
却すべきガス状富ＣＯフラクションとの熱交換によって
加温され、次いで圧縮前の富ＣＯガス流に再循環され
る。
【００２３】二重分離塔の上部領域からガス状富ＣＯフ
ラクションを導出するのは、二重分離塔の上部領域にお
ける分離性能を改善するためであり、この導出されたガ
ス状富ＣＯフラクションは、第１の気液分離器からの液
状富ＣＯフラクションの前記別の一部の流れとの熱交換
により冷却されて、前記導出出口より上方位置で再び二
重分離塔に還流される。
【００２４】本発明の更に別の好ましい態様によれば、
二重分離塔の上部領域の頂部から引き出されるガス状富
ＣＯフラクションが減圧され、次いで加温されてから前
記圧縮前の富ＣＯガス流に再循環される。これにより一
酸化炭素の収率を高めることができると共に、凝縮工程
で冷却すべきプロセス流に対する冷却のための外部から
のエネルギー供給の必要性を低くすることができる。
【００２５】本発明の更に別の好ましい態様によれば、
第１の気液分離器からの液状富ＣＯフラクションの一部
のみが二重分離塔に導入されると共に、第１の気液分離
器からの液状富ＣＯフラクションの別の一部分が減圧さ
れ、これが二重分離塔の下部領域に中間循環流として導
入される。即ち、気液分離器からの液状富ＣＯフラクシ
ョンの一部は減圧および加熱されることにより一部が気
化して二重分離塔の下部領域に導入されるが、これとは
別に、第１の気液分離器からの液状富ＣＯフラクション
の別の一部は単に減圧されるだけでほとんど完全に液体
のままで中間循環流として二重分離塔の下部領域に導入
される。これにより、二重分離塔の下部領域の上部で必
要な循環流の量、すなわち下部領域を構成する棚塔の頭
部での循環流を濃縮するために必要な第１の気液分離器
からの液状富ＣＯフラクションの総量が減少し、従って
これによってもプロセスに必要な圧縮能力の節減に有効
である。
【００２６】本発明の更に別の好ましい態様によれば、
二重分離塔の下部領域より上方における上部領域の下部
から引き出される一酸化炭素製品フラクションの純度を
更に高めるために、この一酸化炭素製品フラクションは
減圧されてから第２の気液分離器に導入され、第２の気
液分離器の頭部からガス状富ＣＯフラクションが、その
下部のサンプから液状高純度一酸化炭素製品フラクショ
ンが引き出される。これによって、液状高純度一酸化炭
素製品フラクション中の水素含有量を、二重分離塔から
引き出されるガス状富ＣＯフラクションが示す水素含量
の約１／３に減少することができる。この付加的な方法
は、二重分離塔から引き出される一酸化炭素製品フラク
ションの純度を更に高めなければならない場合に有効で
ある。
【００２７】本発明の更に別の好ましい態様によれば、
第２の気液分離器のサンプから引き出される液状高純度
一酸化炭素製品フラクションは、二重分離塔の上部領域
から導出される冷却すべき富ＣＯフラクションとの熱交
換によって加温され、これによって一方で冷却された富
ＣＯフラクションは、その導出出口より上方位置で再び
二重分離塔に還流される。
【００２８】この付加的な方法によって、液状高純度一
酸化炭素製品フラクション流をも必要なプロセス流の冷
却に供することができる。一般に、一酸化炭素製品流を
系の排ガス温度まで温めることは通常行われることであ
り、これは、冷却すべきプロセス流との熱交換によって
エネルギー的に最も効率的であるためである。
【００２９】本発明の更に別の好ましい態様によれば、
第２の気液分離器の頭部から導出されるガス状富ＣＯフ
ラクションが減圧され、更に加温されてから、圧縮前の
富ＣＯガス流に再循環される。この第２の気液分離器の
頭部から導出されて減圧されたガス状富ＣＯフラクショ
ンの加温は、凝縮工程で冷却すべき富ＣＯガス流との熱
交換によって好適に行われ、従ってこれによっても凝縮
工程でプロセス流を冷却するために外部から冷却エネル
ギーを供給する必要性が減り、且つ一酸化炭素の収率を
高めることもできる。
【００３０】
【実施例】本発明を例証的な実施例について図面に基づ
いて説明すれば、図１は本発明の実施例に係る方法を達
成するためのプロセス系統の構成を示しており、以下の
説明において系内のプロセス流の組成に関する数値は全
てMol%である。
【００３１】系の入口である導管(1) には、本実施例の
場合、図示しないスチームリフォーマーなどの供給源か
ら、H2: 65.8％、CO: 21.3％、CH4: 4.1％、CO2: 7.5％
およびH2O: 1.2％から成る温度 333K(60℃) および圧力
16.8バールの原料ガス流が運ばれてくる。原料ガス流は
先ず最初に二酸化炭素洗浄器(2) に導かれ、続いて導管
(3) を通って吸着乾燥装置(4) に導入され、ここで原料
ガス流の乾燥が行われる。簡略化のために、二酸化炭素
洗浄器(2) 、吸着乾燥装置(4) 、並びに後述の圧力変化
による吸着装置(6) （ここから高純度水素が得られる）
は単に略図として示してある。
【００３２】導管(5) を経て温度 283K(10℃) 及び圧力
15.8バールで吸着乾燥装置(4) から引き出されたガス流
は、H2: 74.4％、CO: 21.9％、CH4: 3.7％のみから成
る。それを吸着装置(6) による圧力変動吸着プロセスに
かける。この吸着装置(6) からは、導管(7) を経て温度
288K(15℃) 及び圧力15.1バールで高純度ガス状水素製
品フラクションが引き出される。この製品水素流には、
もはや５Mol-ppm の一酸化炭素しか含まれていない。
【００３３】圧力変化による吸着装置(6) としては、２
つの互いに順に続く圧力調整段をもった５段階の吸着処
理装置（例えば米国特許第 3,564,816号明細書に記載さ
れたもの）などを用いるのが好適である。吸着装置(6)
においては、その吸着材に対して水素は難吸着成分であ
るのに対して、一酸化炭素及びメタンは容易に吸着さ
れ、その後の圧力低下によって脱着する。吸着材を完全
に浄化するために再び原料ガス流で加圧する前に、水素
製品フラクションの一部で吸着材を洗浄する。脱着段階
中に生ずるガスは本質的には一酸化炭素、メタン及び水
素から成る。吸着圧力／脱着圧力の比は約７〜８とする
必要があるので、吸着圧力の範囲は12〜30バールの間、
脱着圧力の範囲は 1.5〜3.5 バールの間に選ばれる。こ
の際に選択される脱着圧力は、後段の圧縮機(9) の吸い
込み圧の範囲内にあることに注意すべきである。
【００３４】吸着装置(6) の脱着および洗浄段階、即ち
再生時に生じた洗浄ガスと富ＣＯガスは温度278K(5℃)
および圧力 2.0バールであり、この再生により生じた洗
浄ガスと富ＣＯガス、および富ＣＯ再循環ガス（これに
ついては後で詳しく述べる）との混合ガス（H2: 37.8
％、CO: 53.3％、及びCH4: 8.9％から成る）が導管(8)
を通って圧縮機(9) に導入される。この場合、圧縮機
(9) は 2.0バールから18.3バールまでの２又は３段階の
圧縮プロセスを行うものである。圧縮の段数については
次により詳しく述べる。個々の圧縮段階の間で、その前
に圧縮されたガス流の冷却が行われる。圧縮機(9) によ
って18.3バールに圧縮された富ＣＯガスは、温度 310K
(27℃) で導管(10)を通り、熱交換機(11)を通過し、こ
こで加温すべきプロセス流との熱交換により温度90K(-1
83℃) まで冷却されて少なくともその一部が凝縮され
る。熱交換器(11)における必要な冷却を確実にするため
に、場合によっては前記加温すべきプロセス流の他に、
付加的に液体窒素を使用することができる（図には示さ
れていない）。
【００３５】冷却され凝縮された富ＣＯニ相流は導管(1
2)を経て第１の気液分離器(13)に導入される。第１の気
液分離器(13)の頭部からは、温度90K(-183℃) 及び圧力
17.4バールで導管(14)を経てガス状富Ｈ2 フラクション
が導出され、これはH2: 84.1％、CO: 15.6％、CH4: 0.3
％から成る。このガス状富Ｈ2 フラクションは熱交換器
(11)内で冷却すべきプロセス流との熱交換により温めら
れ、導管(15)を経て先ず吸着乾燥装置(4) に再生ガスと
して還流され、次いで導管(16)を経て二酸化炭素洗浄器
(2) に送られて原料ガス流に混入され、或いは二酸化炭
素洗浄器(2) に入る前の原料ガス流に混入される。
【００３６】第１の気液分離器(13)の最下部のサンプか
らは、温度90K(-183℃) および圧力17.4バールでH2: 3.
1 ％、CO: 82.6％、CH4:14.3％から成る液状富ＣＯフラ
クションが導出される。この液状富ＣＯフラクションの
第１の部分流は導管(31)を経て減圧バルブ(32)に導か
れ、該バルブで導管(8) の富ＣＯガスが示す圧力まで減
圧され、更に導管(33)を介して熱交換器(11)に導入され
る。この第１の部分流は以下において富ＣＯ再循環流と
呼び、これは熱交換器(11)で加温されて気化する際に導
管(10)からの富ＣＯガス流の凝縮に必要な最大の冷却を
与え、熱交換器(11)で気化した後、導管(34)を経て導管
(8) 内の富ＣＯガス流に再循環される。
【００３７】第１の気液分離器(13)のサンプからの液状
富ＣＯフラクションの第２の部分流は導管(35)を経て減
圧バルブ(36)に導かれ、該バルブで 6.2バールの圧力ま
で減圧され、次いで導管(37)を経て熱交換器(11)により
温度 114K(-159℃) まで加温されてから、二重分離塔
（40）の下部領域（38）の上部棚段に導かれる。二重分
離塔（40）の最下部のサンプからは、温度 125K(-148
℃) および圧力 6.1バールで導管(41)を経て液状富メタ
ンフラクションが導出され、これはCO: 14.0％およびCH
4: 8.6％から成る。この液状富メタンフラクションは減
圧バルブ(42)で圧力1.8 バールまで減圧され、次いで導
管(43)を経て熱交換器(11)内で冷却すべきプロセス流と
の熱交換により温度 307K まで温められてから、導管(4
4)を経て燃料ガスとして系内外に供給される。
【００３８】二重分離塔（40）の上部領域の棚段頭部か
らは、H2: 27.8％及びCO: 72.2％から成る温度96K(-177
℃) および圧力 5.9バールのガス状富ＣＯフラクション
が引き出され、減圧バルブ(45)により導管(8) 内の富Ｃ
Ｏガスの圧力まで減圧され、熱交換器(11)において冷却
すべきプロセス流との熱交換によって加熱され、導管
(8) 内の富ＣＯガス流中に再循環される。
【００３９】二重分離塔（40）の下部領域より上方にあ
る前記上部領域の下部棚段からは、導管（47）を経て不
純物としては最早500Mol-ppmのH2と５Mol-ppm のメタン
しか含まない液状一酸化炭素製品フラクションが温度 1
01K(-172℃) および圧力 5.9バールで引き出される。こ
の液状一酸化炭素製品フラクションはバルブ(48)によっ
て圧力 4.7バールにまで減圧され、導管(49)を経て第２
の気液分離器(50)に導かれる。第２の気液分離器(50)の
頭部からは、導管(51)を経てガス状富ＣＯフラクション
が温度98K(-175℃) および圧力 4.7バールで引き出さ
れ、これは減圧バルブ(52)により導管(8) 内の富ＣＯガ
スの圧力まで減圧され、導管(53)及び(46)を経て熱交換
器(11)に送られ、熱交換器(11)内で冷却すべきプロセス
流から熱を奪って加温されたのち、導管(8) 内の富ＣＯ
ガス流に再循環される。
【００４０】第２の気液分離器(50)の最下部のサンプか
ら温度98K(-175℃) および圧力 4.7バールで引き出され
る液状高純度一酸化炭素製品フラクション（これには、
最早200Mol-ppmのH2と５Mol-ppm のCH4 が不純物として
含まれるのみである）は、導管(54)を経て熱交換器(55)
に導入され、そこで二重分離塔(40)の上部領域(39)から
導出される富ＣＯフラクション(56)との熱交換によって
これから熱を奪って加温される。上記富ＣＯフラクショ
ン（56）は導管（57）を経て再び前記導出出口より上方
位置で二重分離塔（40）に戻される。その後、高純度一
酸化炭素製品フラクションは導管(58)を経て熱交換器(1
1)に導かれ、そこで冷却すべきプロセス流との熱交換に
よって熱を奪うことにより所望温度にまで加温され、導
管(59)を経て高純度一酸化炭素製品流として取り出され
る。
【００４１】熱交換器(55)を通って導かれるこの一酸化
炭素製品フラクションの冷たさは、通例では二重分離塔
(40)の上部領域の頭部から引き出される富ＣＯフラクシ
ョンを濃縮するには不十分であるから、この実施例では
第１の気液分離器(13)から導出された液状富ＣＯフラク
ションの別の部分流を導管(60)によって導き、減圧バル
ブ（61）で減圧膨張してから、導管(62)を経て熱交換器
(55)に導入し、熱交換器(55)による熱交換で加温してか
ら、導管(63)(53)及び(46)を経て更に熱交換器(11)に導
入し、ここで冷却すべき導管(10)からのプロセス流から
熱を奪ったのちに導管(8) 内の富ＣＯガス流に再循環さ
せている。
【００４２】二重分離塔(40)において棚段頭部に必要な
冷却及びサンプの加温を減らすために、第１の気液分離
器(13)からの液状富ＣＯフラクションの残りの部分流が
導管(64)を経て減圧バルブ(65)に導かれ、この減圧バル
ブによる膨張の後、導管(66)を経て、二重分離塔(40)の
最下部のサンプより上方位置で且つ第１の気液分離器(1
3)から導かれる液状富ＣＯフラクションが導入される下
部領域の上部棚段より下方の棚段位置に、中間循環流と
して導入される。
【００４３】この他、二重分離塔(40)の最下部のサンプ
では、導管(67)を経て富メタンフラクションの一部が引
き出され、これが熱交換機(68)で加温気化され、その
後、導管(69)を経て、それが引き出された出口よりも上
方の位置で二重分離塔(40)に戻されている。既に述べた
ような外部からの液体窒素による冷却の他に、圧縮富Ｃ
Ｏガス部分流の冷却効果をもった膨張によっても、本発
明のプロセスに必要な付加的な冷却を提供することがで
きることは述べる迄もない。
【００４４】前述のように、圧縮機(9) における富ＣＯ
ガスの圧縮は２又は３段で行われ、その際、前段で圧縮
されたガスが次段の圧縮前に冷却される。本発明を実施
するための系統設備の容量に応じて、２又は３段階の圧
縮の後に、圧縮された富ＣＯガスの部分流を別に引き出
し（図１には導管(70)によって示されている）、これを
熱交換機(11)に導き、加温すべきプロセス流との熱交換
によって冷却してもよい。係る冷却に続いて、冷却され
たガス流は導管(71)を経て膨張タービン(72)に導入する
こともでき、タービンにおける膨張で冷却されたガス流
を導管(73)を経て熱交換器機(11)に通し、冷却すべき導
管(10)からのプロセス流から熱を奪ったのちに、導管(3
4)を介して導管(8) 内の富ＣＯガス流に再循環させるこ
ともできる。この場合、タービン(72)で回収される熱量
は圧縮器(9) の動力に消費され得ることは述べる迄もな
い。
【００４５】
【発明の効果】以上に説明したとおり、本発明によれ
ば、冒頭に述べたような方法をさらに改良することによ
って、従来と同等以上の高純度の一酸化炭素及び水素の
収量を高めることができると同時に、系内の熱収支を改
善したことにより、投資コスト、特にＨ2 ／ＣＯ分離設
備の運転コストを低減することができる効果がある。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明による高純度水素及び高純度一酸化炭素
の製造方法を実施するためのプロセス系統の構成を図式
的に示す系統図である。
【符号の説明】
２…二酸化炭素洗浄器 ４…吸着乾燥装置 ６…圧力変換による吸着装置 ９…圧縮機 １１…熱交換器 １３…第１の気液分離器 ５０…第２の気液分離器 ３２、３６、４２、４５、４８、５２、６１、６５…減
圧バルブ ３８…二重分離塔の下部領域 ３９…二重分離塔の上部領域 ４０…二重分離塔 ５５…熱交換器

Claims (8)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】 実質的に二酸化炭素を含まない乾燥され
    たＨ2 ／ＣＯ（水素及び一酸化炭素）混合原料ガスを圧
    力変化による吸着プロセス及び一段階の部分的凝縮プロ
    セスにより分離することによって高純度水素と高純度一
    酸化炭素とを製造するに際して、前記Ｈ2 ／ＣＯ混合原
    料ガスを前記吸着プロセスにかけることによって高純度
    水素の製品流を得る工程と、この吸着プロセスの再生時
    に生じる富ＣＯガスを圧縮および冷却することにより少
    なくともその一部を凝縮する工程と、この少なくとも一
    部が凝縮された富ＣＯ流体を第１の気液分離器に導入す
    ることによりガス状富Ｈ2 フラクションと液状富ＣＯフ
    ラクションとに分離する工程と、前記第１の気液分離器
    からの前記ガス状富Ｈ2 フラクションを加温して前記吸
    着プロセスに導く前のＨ2 ／ＣＯ混合原料ガス流に再循
    環させる工程とを含む高純度水素と高純度一酸化炭素の
    製造方法において、 前記第１の気液分離器からの前記液状富ＣＯフラクショ
    ンの少なくとも一部を膨張させ、次いで加熱してから、
    上部領域および下部領域を備えた二重分離塔の前記下部
    領域に導き、該二重分離塔の最下部のサンプから液状メ
    タンフラクションを、前記下部領域より上方の前記上部
    領域の下部から液状高純度一酸化炭素製品フラクション
    を、そして前記上部領域の頂部からガス状富ＣＯフラク
    ションを導出することを特徴とする高純度水素と高純度
    一酸化炭素の製造方法。
  2. 【請求項２】 前記第１の気液分離器からの前記液状富
    ＣＯフラクションを分流して一部の部分流のみを前記二
    重分離塔の前記下部領域に導入すると共に他の一部の部
    分流を加温して前記圧縮される前の富ＣＯガス流に再循
    環させることを特徴とする請求項１に記載の方法。
  3. 【請求項３】 前記第１の気液分離器からの前記液状富
    ＣＯフラクションを分流して一部の部分流のみを前記二
    重分離塔の前記下部領域に導入すると共に、他の一部の
    部分流を膨張させ、次いで前記二重分離塔の上部領域か
    ら導出されてこの導出出口より上方位置で再び前記二重
    分離塔に還流される冷却すべきガス状富ＣＯフラクショ
    ンとの熱交換によって前記膨張された他の一部の部分流
    を加温し、この加温された他の一部の部分流を前記圧縮
    される前の富ＣＯガス流に再循環させることを特徴とす
    る請求項１又は２に記載の方法。
  4. 【請求項４】 前記二重分離塔の上部領域の頂部から導
    出されるガス状富ＣＯフラクションを減圧し、次いで加
    温してから、前記圧縮される前の富ＣＯガス流に再循環
    させることを特徴とする請求項１〜３の何れか１項に記
    載の方法。
  5. 【請求項５】 前記第１の気液分離器からの前記液状富
    ＣＯフラクションを分流して一部の部分流のみを前記二
    重分離塔の前記下部領域に導入すると共に、他の一部の
    部分流を減圧し、次いで前記二重分離塔の下部領域に中
    間循環流として導入することを特徴とする請求項１〜４
    の何れか１項に記載の方法。
  6. 【請求項６】 前記二重分離塔の前記下部領域より上方
    の前記上部領域の下部から導出される一酸化炭素製品フ
    ラクションを減圧して第２の気液分離器に導入し、該第
    ２の気液分離器の頭部からガス状富ＣＯフラクション
    を、そのサンプから液状高純度一酸化炭素製品フラクシ
    ョンを導出することを特徴とする請求項１〜５の何れか
    １項に記載の方法。
  7. 【請求項７】 前記第２の気液分離器のサンプから導出
    される液状高純度一酸化炭素製品フラクションを、前記
    二重分離塔の上部領域から導出されてこの導出出口より
    上方位置で再び前記二重分離塔に還流される冷却すべき
    富ＣＯフラクションとの熱交換によって加温することを
    特徴とする請求項６に記載の方法。
  8. 【請求項８】 前記第２の気液分離器の頭部から導出さ
    れるガス状富ＣＯフラクションを減圧し、次いで加温し
    てから、前記圧縮される前の富ＣＯガス流に再循環させ
    ることを特徴とする請求項６又は７に記載の方法。
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