JPH0792326B2 - 空気液化分離方法 - Google Patents
空気液化分離方法Info
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- F25J3/04412—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air using a dual pressure main column system in a classical double column flowsheet, i.e. with thermal coupling by a main reboiler-condenser in the bottom of low pressure respectively top of high pressure column
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Description
【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は、原料空気を圧縮，精製，冷却し、液化精留分
離することにより酸素，窒素，アルゴン等を、主として
ガス状で採取し、少量の液状製品を併産する空気液化分
離方法に関する。
離することにより酸素，窒素，アルゴン等を、主として
ガス状で採取し、少量の液状製品を併産する空気液化分
離方法に関する。
酸素ガスや窒素ガスを低コストで生産する空気分離方法
として現在採用されている方法は、原料空気を４〜7kg/
cm2Gに圧縮後、リバーシング熱交換器に導入して冷却す
ると同時に水分や二酸化炭素を除去精製後、精留塔で精
留分離する方法と、前記圧縮空気を吸着器に導入して水
分や二酸化炭素を除去した後、主熱交換器に導入して冷
却し、精留塔で精留分離する方法の二方法がある。いず
れの方法においても、冷却された後の原料空気や製品ガ
スあるいは排ガス等を断熱膨張させて必要寒冷を発生さ
せている。
として現在採用されている方法は、原料空気を４〜7kg/
cm2Gに圧縮後、リバーシング熱交換器に導入して冷却す
ると同時に水分や二酸化炭素を除去精製後、精留塔で精
留分離する方法と、前記圧縮空気を吸着器に導入して水
分や二酸化炭素を除去した後、主熱交換器に導入して冷
却し、精留塔で精留分離する方法の二方法がある。いず
れの方法においても、冷却された後の原料空気や製品ガ
スあるいは排ガス等を断熱膨張させて必要寒冷を発生さ
せている。
このプロセス成立のために必要な寒冷を効率よく発生さ
せるために、例えば米国特許第3,563,046号明細書に記
載の方法では、下部塔からの中圧窒素ガスを原料空気の
冷却を行なう主熱交換器の再熱流路に通して昇温させ、
さらに循環熱交換器を通して常温近くまで昇温させた
後、圧縮機または膨張タービン制動ブロワーで昇圧し、
冷却器で冷却し、前記循環熱交換器を通して冷却し、膨
張タービンに導入して断熱膨張させて寒冷を発生させ、
これを上部塔から導出される低温低圧の窒素ガスと合流
させて、原料空気と熱交換を行なう主熱交換器に導入
し、発生寒冷を回収している。
せるために、例えば米国特許第3,563,046号明細書に記
載の方法では、下部塔からの中圧窒素ガスを原料空気の
冷却を行なう主熱交換器の再熱流路に通して昇温させ、
さらに循環熱交換器を通して常温近くまで昇温させた
後、圧縮機または膨張タービン制動ブロワーで昇圧し、
冷却器で冷却し、前記循環熱交換器を通して冷却し、膨
張タービンに導入して断熱膨張させて寒冷を発生させ、
これを上部塔から導出される低温低圧の窒素ガスと合流
させて、原料空気と熱交換を行なう主熱交換器に導入
し、発生寒冷を回収している。
即ち、この方法では、膨張タービンへの導入流体をまず
膨張タービン制動ブロワーにより昇圧して膨張タービン
入口圧力を上げることにより、タービン流体の単位流量
当りの発生寒冷を増強して動力原単位の低減を図ってい
る。
膨張タービン制動ブロワーにより昇圧して膨張タービン
入口圧力を上げることにより、タービン流体の単位流量
当りの発生寒冷を増強して動力原単位の低減を図ってい
る。
しかしながら、前述の空気液化分離方法は、製品をガス
状で採取するものには低コストで好ましい方法である
が、液体酸素や液体窒素あるいは液体アルゴン等の少量
の液製品を併産する場合、あるいは炭化水素の濃縮防止
のために液体酸素を抜き出したり、バックアップ用とし
て少量の液体酸素や液体窒素を採取する場合には、必要
な寒冷量が増大するので、これをまかなうために膨張タ
ービンへ導入するガスを増量しなければならない。
状で採取するものには低コストで好ましい方法である
が、液体酸素や液体窒素あるいは液体アルゴン等の少量
の液製品を併産する場合、あるいは炭化水素の濃縮防止
のために液体酸素を抜き出したり、バックアップ用とし
て少量の液体酸素や液体窒素を採取する場合には、必要
な寒冷量が増大するので、これをまかなうために膨張タ
ービンへ導入するガスを増量しなければならない。
そのためには原料空気量を増量させなければならず、ま
た膨張タービンの膨張比を上げて寒冷発生量を増加させ
るため、前記米国特許第3,563,046号明細書の方法にお
いて、タービン処理流体を圧縮機で所要寒冷に見合った
圧力まで昇圧することもできるが、膨張比が７以上にな
ると効率が低下するので、同様に原料空気の増量が必要
であった。
た膨張タービンの膨張比を上げて寒冷発生量を増加させ
るため、前記米国特許第3,563,046号明細書の方法にお
いて、タービン処理流体を圧縮機で所要寒冷に見合った
圧力まで昇圧することもできるが、膨張比が７以上にな
ると効率が低下するので、同様に原料空気の増量が必要
であった。
さらに、前記液状ガスの抜き出し等による製品量の変化
に伴なう原料空気量の増減によって精留塔の運転圧力が
変化すると、膨張タービンへ導入されるガスの量や圧力
も変化し、それにつれて寒冷発生量も変化してしまう。
また上記方法では膨張タービン制動ブロワーまたはこれ
に代る圧縮機の吸入圧力が変化し、処理量も変るという
不具合がある。
に伴なう原料空気量の増減によって精留塔の運転圧力が
変化すると、膨張タービンへ導入されるガスの量や圧力
も変化し、それにつれて寒冷発生量も変化してしまう。
また上記方法では膨張タービン制動ブロワーまたはこれ
に代る圧縮機の吸入圧力が変化し、処理量も変るという
不具合がある。
そこで本発明は、液状製品採取比率の比較的少ない空気
分離装置において液状製品の抜き出しや不定期の液状ガ
スの抜き出しの際にも、原料空気量を増すことなく十分
な寒冷を得られ、低コストの製品が得られる空気液化分
離方法を提供することを目的とする。
分離装置において液状製品の抜き出しや不定期の液状ガ
スの抜き出しの際にも、原料空気量を増すことなく十分
な寒冷を得られ、低コストの製品が得られる空気液化分
離方法を提供することを目的とする。
本発明は、上記した目的を達成するためになされたもの
で、原料空気を圧縮工程，精製工程，冷却工程及び液化
精留工程を経て分離する空気液化分離方法において、精
留塔に導入される中圧空気を分岐するか、あるいは蒸発
凝縮器を含む精留塔の適宜個所より抜き出した中圧のガ
スを熱交換により昇温し、膨張タービン制動ブロワーに
より昇圧し、再び熱交換により降温した後、膨張タービ
ンに導入して断熱膨張させ、該断熱膨張したガスを熱交
換により昇温後分岐してその一方を、または精留塔ある
いは凝縮器より導出した低圧ガスを熱交換により昇温後
分岐してその一方を、または前記断熱膨張したガスと上
記低圧ガスとを合流して熱交換により昇温後分岐してそ
の一方を、循環圧縮機により昇圧し、前記膨張タービン
制動ブロワーに導入する中圧のガスに合流させて循環せ
しめる経路を設けたことを特徴とする空気液化分離方法
である。
で、原料空気を圧縮工程，精製工程，冷却工程及び液化
精留工程を経て分離する空気液化分離方法において、精
留塔に導入される中圧空気を分岐するか、あるいは蒸発
凝縮器を含む精留塔の適宜個所より抜き出した中圧のガ
スを熱交換により昇温し、膨張タービン制動ブロワーに
より昇圧し、再び熱交換により降温した後、膨張タービ
ンに導入して断熱膨張させ、該断熱膨張したガスを熱交
換により昇温後分岐してその一方を、または精留塔ある
いは凝縮器より導出した低圧ガスを熱交換により昇温後
分岐してその一方を、または前記断熱膨張したガスと上
記低圧ガスとを合流して熱交換により昇温後分岐してそ
の一方を、循環圧縮機により昇圧し、前記膨張タービン
制動ブロワーに導入する中圧のガスに合流させて循環せ
しめる経路を設けたことを特徴とする空気液化分離方法
である。
即ち、通常の膨張タービン処理流体に、低圧の分離生成
ガスを循環圧縮機により加圧して合流させ、この合計流
を膨張タービン制動ブロワーで昇圧した後、膨張タービ
ンで断熱膨張させることにより所要寒冷を得る方法であ
る。低圧の分離生成ガスとしては、一般に複精留塔の場
合、下部塔より抜き出した流体と同程度の組成の流体が
望ましいことから、上部塔からの窒素ガスあるいは排ガ
ス、または膨張タービン処理後の低圧流体を使用し、前
記循環圧縮機で昇圧し、上記下部塔より抜き出した流体
に合流させる方法である。
ガスを循環圧縮機により加圧して合流させ、この合計流
を膨張タービン制動ブロワーで昇圧した後、膨張タービ
ンで断熱膨張させることにより所要寒冷を得る方法であ
る。低圧の分離生成ガスとしては、一般に複精留塔の場
合、下部塔より抜き出した流体と同程度の組成の流体が
望ましいことから、上部塔からの窒素ガスあるいは排ガ
ス、または膨張タービン処理後の低圧流体を使用し、前
記循環圧縮機で昇圧し、上記下部塔より抜き出した流体
に合流させる方法である。
上記により、下部塔からの抜き出し量は精留分離効率を
ほとんど低くしない量、即ち原料空気の10〜12％以下に
抑えることができ、原料空気量を製品酸素量の約５倍程
度と最小量にすることができる。
ほとんど低くしない量、即ち原料空気の10〜12％以下に
抑えることができ、原料空気量を製品酸素量の約５倍程
度と最小量にすることができる。
即ち、膨張タービン処理流体の抜き出し量を少量に抑え
て精留分離効率を向上させ、原料空気量の増大を抑え、
更に膨張タービンを適切な膨張比で使用すること等によ
り動力原単位を低減させることができる。また製品導出
量が変化して必要寒冷発生量が変化した場合でも、上記
循環系統の流体量を増減することにより、原料空気量の
増減を伴わずに効率よく対応できる。
て精留分離効率を向上させ、原料空気量の増大を抑え、
更に膨張タービンを適切な膨張比で使用すること等によ
り動力原単位を低減させることができる。また製品導出
量が変化して必要寒冷発生量が変化した場合でも、上記
循環系統の流体量を増減することにより、原料空気量の
増減を伴わずに効率よく対応できる。
以下、本発明の実施例を図面に基づいて説明する。
まず、第１図は複精留塔により空気を分離して酸素ガス
を製品として採取し、排ガスとなる窒素ガスを寒冷発生
源とする空気液化分離装置に適用した一実施例である。
を製品として採取し、排ガスとなる窒素ガスを寒冷発生
源とする空気液化分離装置に適用した一実施例である。
圧縮機１で約5.3Kg/cm2Gに圧縮された原料空気（Ａ）1
0,000Nm3/hは、冷却器２で冷却された後に該空気中の水
分，二酸化炭素等の不純物を吸着除去設備３で除去さ
れ、次いで主熱交換器４の通路4aを通って、後述の製品
として採取される酸素ガス（GO）及び排ガス（GN6）と
熱交換し、液化温度付近まで冷却されて複精留塔５の下
部塔６に導入され、上部の中圧窒素ガス（MN1）と底部
の酸素に富んだ液化空気（LA）とに精留分離される。
0,000Nm3/hは、冷却器２で冷却された後に該空気中の水
分，二酸化炭素等の不純物を吸着除去設備３で除去さ
れ、次いで主熱交換器４の通路4aを通って、後述の製品
として採取される酸素ガス（GO）及び排ガス（GN6）と
熱交換し、液化温度付近まで冷却されて複精留塔５の下
部塔６に導入され、上部の中圧窒素ガス（MN1）と底部
の酸素に富んだ液化空気（LA）とに精留分離される。
前記中圧窒素ガス（MN1）は、原料空気（Ａ）の約10％
の量が下部塔６の上部から導出され、二分して、その一
方の中圧窒素ガス（MN2）は後述するように熱交換器４
に向い、残部が上部塔７の下部の凝縮器８に導入されて
液化し、液化窒素（LN）となり、その一部が下部塔６の
還流液となり、残部が過冷器９を通った後に弁10にて減
圧され、上部塔７の上部に導入され、上部塔７の還流液
となる。
の量が下部塔６の上部から導出され、二分して、その一
方の中圧窒素ガス（MN2）は後述するように熱交換器４
に向い、残部が上部塔７の下部の凝縮器８に導入されて
液化し、液化窒素（LN）となり、その一部が下部塔６の
還流液となり、残部が過冷器９を通った後に弁10にて減
圧され、上部塔７の上部に導入され、上部塔７の還流液
となる。
また前記液化空気（LA）は、下部塔６の底部から導出さ
れ、前記過冷器９及び弁11を通って減圧され、上部塔７
の中部に導入され、さらに精留分離されて低圧窒素ガス
（GN1）と液化酸素（LO）になる。
れ、前記過冷器９及び弁11を通って減圧され、上部塔７
の中部に導入され、さらに精留分離されて低圧窒素ガス
（GN1）と液化酸素（LO）になる。
液化酸素（LO）の一部は、下部塔７の底部から製品とし
て採取され、残部は前記凝縮器８で下部塔６の中圧窒素
ガス（MN1）の一部を液化するとともに自身は気化して
酸素ガス（GO）となる。
て採取され、残部は前記凝縮器８で下部塔６の中圧窒素
ガス（MN1）の一部を液化するとともに自身は気化して
酸素ガス（GO）となる。
この酸素ガス（GO）は、一部が上部塔７の上昇ガスとな
り、残部が凝縮器８の上方から導出され、主熱交換器４
の通路4bで原料空気（Ａ）と熱交換を行ない温度回復し
て製品として採取される。
り、残部が凝縮器８の上方から導出され、主熱交換器４
の通路4bで原料空気（Ａ）と熱交換を行ない温度回復し
て製品として採取される。
一方、上部塔７で精留分離された低圧窒素ガス（GN1）
は、圧力約0.4Kg/cm2G,温度約−193℃で上部塔７の上部
から導出され、前記過冷器９を通った後に主熱交換器４
の通路4cに入り、原料空気（Ａ）と熱交換して原料空気
（Ａ）を冷却し、自身は温度調整回復して常温の排ガス
（GN6）となり、その一部は前記吸着除去設備３の再生
等に使用され、残部は大気へ放出される。
は、圧力約0.4Kg/cm2G,温度約−193℃で上部塔７の上部
から導出され、前記過冷器９を通った後に主熱交換器４
の通路4cに入り、原料空気（Ａ）と熱交換して原料空気
（Ａ）を冷却し、自身は温度調整回復して常温の排ガス
（GN6）となり、その一部は前記吸着除去設備３の再生
等に使用され、残部は大気へ放出される。
前記下部塔６から導出される中圧窒素ガス（MN2）約1,0
00Nm3/hは、温度約−177℃，圧力約5Kg/cm2Gで主熱交換
器４の通路4dに入り、原料空気（Ａ）と熱交換し、さら
に循環熱交換器12の通路12aを通って常温となり、後述
する循環圧縮機８からの循環ガス（MN6）2,000Nm3/hと
合流して3,000Nm3/hの寒冷発生用のガス（MN4）となり
膨張タービン制動ブロワー13で圧縮され、圧力約7Kg/cm
2Gとなり、冷却器14及び前記循環熱交換器12の通路12b
で冷却された後に、膨張タービン15で断熱膨張して寒冷
を発生して温度約−170℃，圧力約0.4Kg/cm2Gの低温の
低圧窒素ガス（GN3）となり、前記上部塔７から導出さ
れ、過冷器９を通った低圧窒素ガス（GN1）と合流し、
主熱交換器４の通路4cに至り原料空気（Ａ）と熱交換し
て略常温で0.2Kg/cm2G程度の圧力で抜き出される。
00Nm3/hは、温度約−177℃，圧力約5Kg/cm2Gで主熱交換
器４の通路4dに入り、原料空気（Ａ）と熱交換し、さら
に循環熱交換器12の通路12aを通って常温となり、後述
する循環圧縮機８からの循環ガス（MN6）2,000Nm3/hと
合流して3,000Nm3/hの寒冷発生用のガス（MN4）となり
膨張タービン制動ブロワー13で圧縮され、圧力約7Kg/cm
2Gとなり、冷却器14及び前記循環熱交換器12の通路12b
で冷却された後に、膨張タービン15で断熱膨張して寒冷
を発生して温度約−170℃，圧力約0.4Kg/cm2Gの低温の
低圧窒素ガス（GN3）となり、前記上部塔７から導出さ
れ、過冷器９を通った低圧窒素ガス（GN1）と合流し、
主熱交換器４の通路4cに至り原料空気（Ａ）と熱交換し
て略常温で0.2Kg/cm2G程度の圧力で抜き出される。
尚、弁16は主熱交換器４での熱交換量、即ち中圧窒素ガ
ス（MN2）の温度上昇を調整し、主熱交換器の温度バラ
ンスをとるためのバイパス回路に設けられている例を示
したものであり、必ずしも必要ではない。
ス（MN2）の温度上昇を調整し、主熱交換器の温度バラ
ンスをとるためのバイパス回路に設けられている例を示
したものであり、必ずしも必要ではない。
そして、前記主熱交換器４の通路4cの途中から、低圧窒
素ガス（GN4）の一部（GN5）約2,000Nm3/hを管17で抜き
出し、前記循環熱交換器12の通路12cを通して略常温に
まで温度上昇させ、循環圧縮機18で圧縮して中圧（約5K
g/cm2G）の循環ガス（MN6）とし、冷却器19で冷却して
ほぼ常温とし、前記常温となった中圧窒素ガス（MN2）
と合流して、管21により膨張タービン制動ブロワー13に
導入して前述のように昇圧，冷却した後、膨張タービン
15で断熱膨張して寒冷を発生する。
素ガス（GN4）の一部（GN5）約2,000Nm3/hを管17で抜き
出し、前記循環熱交換器12の通路12cを通して略常温に
まで温度上昇させ、循環圧縮機18で圧縮して中圧（約5K
g/cm2G）の循環ガス（MN6）とし、冷却器19で冷却して
ほぼ常温とし、前記常温となった中圧窒素ガス（MN2）
と合流して、管21により膨張タービン制動ブロワー13に
導入して前述のように昇圧，冷却した後、膨張タービン
15で断熱膨張して寒冷を発生する。
本実施例における上記の諸元を従来法と比較して表にし
たのが第１表である。
たのが第１表である。
このように、装置外に導出される低圧窒素ガス（GN4）
の一部（GN5）を、管17から管21に循環させる循環経路
を形成したことにより、原料空気（Ａ）の量や複精留塔
５から導出される低圧窒素ガス（GN1）の量が変化した
り、前述の液化ガスの採取等で寒冷必要量が増大した場
合にも、循環圧縮機18での圧縮処理量を変化させること
により、この循環経路を通る低圧窒素ガス（GN5）の量
を変化させて、膨張タービン15での処理量を調節するこ
とにより所定の寒冷量を発生させ、複精留塔５の運転状
態を定常に保つことができる。
の一部（GN5）を、管17から管21に循環させる循環経路
を形成したことにより、原料空気（Ａ）の量や複精留塔
５から導出される低圧窒素ガス（GN1）の量が変化した
り、前述の液化ガスの採取等で寒冷必要量が増大した場
合にも、循環圧縮機18での圧縮処理量を変化させること
により、この循環経路を通る低圧窒素ガス（GN5）の量
を変化させて、膨張タービン15での処理量を調節するこ
とにより所定の寒冷量を発生させ、複精留塔５の運転状
態を定常に保つことができる。
また、液製品の併産などによって寒冷必要量が増大して
も、液製品抜き出しのない場合と比べて下部塔６からの
中圧窒素ガス（MN2）の導出量を増加させる必要がない
ため、下部塔６から導出する中圧窒素ガス（MN2）の量
を略等量に保てる。即ち、下部塔６に導入する原料空気
（Ａ）の量を略等量にでき、分離効率を上げて、製品の
液化酸素（LO）や酸素ガス（GO）の量に対する原料空気
（Ａ）を従来法に比べて低減することで動力原単位を低
減できる。
も、液製品抜き出しのない場合と比べて下部塔６からの
中圧窒素ガス（MN2）の導出量を増加させる必要がない
ため、下部塔６から導出する中圧窒素ガス（MN2）の量
を略等量に保てる。即ち、下部塔６に導入する原料空気
（Ａ）の量を略等量にでき、分離効率を上げて、製品の
液化酸素（LO）や酸素ガス（GO）の量に対する原料空気
（Ａ）を従来法に比べて低減することで動力原単位を低
減できる。
さらに、原料空気（Ａ）の量を増加を考えなくてよいた
め、圧縮機1,冷却器2,除去処理設備３等の容量を小さく
でき、設備費の低減も図れる。
め、圧縮機1,冷却器2,除去処理設備３等の容量を小さく
でき、設備費の低減も図れる。
上記の循環経路に必要な循環圧縮機18は、原料空気
（Ａ）用の空気圧縮機１に比べて圧縮比が小さく、また
原料空気（Ａ）の場合には二酸化炭素や水分の除去処理
が必要となるが循環系の場合不要であり、冷却器19及び
必要な配管を加えても廉価であり、その所要動力も少な
くて済む。
（Ａ）用の空気圧縮機１に比べて圧縮比が小さく、また
原料空気（Ａ）の場合には二酸化炭素や水分の除去処理
が必要となるが循環系の場合不要であり、冷却器19及び
必要な配管を加えても廉価であり、その所要動力も少な
くて済む。
例えば、第１表にみるように所要寒冷量として3,000Nm3
/hの膨張タービン処理量が必要な場合、本実施例におい
ては原料空気（Ａ）の量は10,000Nm3/h、下部塔６から
の導出量を10％、1,000Nm3/hとして、2,000Nm3/hのガス
を寒冷を発生する経路に循環させるだけでよいが、従来
は原料空気（Ａ）が12,000Nm3/h必要であり、それに見
合う容量の空気圧縮機1,冷却器２及び吸着処理設備３が
必要であった。
/hの膨張タービン処理量が必要な場合、本実施例におい
ては原料空気（Ａ）の量は10,000Nm3/h、下部塔６から
の導出量を10％、1,000Nm3/hとして、2,000Nm3/hのガス
を寒冷を発生する経路に循環させるだけでよいが、従来
は原料空気（Ａ）が12,000Nm3/h必要であり、それに見
合う容量の空気圧縮機1,冷却器２及び吸着処理設備３が
必要であった。
即ち、従来法では、12,000Nm3/hに増量した湿潤状態の
原料空気（Ａ）を圧力−0.02Kg/cm2Gから5.3Kg/cm2Gに
圧縮する必要があったのに比べ、本実施例では、原料空
気（Ａ）10,000Nm3/h、下部塔よりの抜き出しガス量1,0
00Nm3/hで済み、タービン処理量の不足分2,000Nm3/hは
ドライガスを循環圧縮機18で約0.2Kg/cm2Gから約5Kg/cm
2Gに圧縮し循環させるだけでよい。従って、合計の所要
動力は従来法で120とすると本実施例では116でよく、約
3.3％の低減となる。また、不純物除去用吸着設備は容
量で約20％小形化でき、所要動力，設備費の総計で比較
すると、循環圧縮機の分の増加を入れても本発明の方が
十分メリットがある。
原料空気（Ａ）を圧力−0.02Kg/cm2Gから5.3Kg/cm2Gに
圧縮する必要があったのに比べ、本実施例では、原料空
気（Ａ）10,000Nm3/h、下部塔よりの抜き出しガス量1,0
00Nm3/hで済み、タービン処理量の不足分2,000Nm3/hは
ドライガスを循環圧縮機18で約0.2Kg/cm2Gから約5Kg/cm
2Gに圧縮し循環させるだけでよい。従って、合計の所要
動力は従来法で120とすると本実施例では116でよく、約
3.3％の低減となる。また、不純物除去用吸着設備は容
量で約20％小形化でき、所要動力，設備費の総計で比較
すると、循環圧縮機の分の増加を入れても本発明の方が
十分メリットがある。
第２図は、本発明の第２実施例を示すもので、上部塔２
から導出される低圧窒素ガス（GN1）を前記循環経路か
ら分離して、主熱交換器４の通路4eを通すものである。
から導出される低圧窒素ガス（GN1）を前記循環経路か
ら分離して、主熱交換器４の通路4eを通すものである。
これにより、低圧窒素ガス（GN1）の圧力、即ち上部塔
７の圧力と循環経路の圧力を別々に設定できるので、上
部塔７の運転圧力を下げることが可能となり、それにつ
れて下部塔６の運転圧力を下げて、原料空気（Ａ）の圧
縮圧力を下げることになり、圧縮機１等の運転動力及び
設備費を低減できる。
７の圧力と循環経路の圧力を別々に設定できるので、上
部塔７の運転圧力を下げることが可能となり、それにつ
れて下部塔６の運転圧力を下げて、原料空気（Ａ）の圧
縮圧力を下げることになり、圧縮機１等の運転動力及び
設備費を低減できる。
また、第３図は本発明の第３実施例であって、酸素ガス
に加えて窒素ガスも製品ガスとして採取する例を示して
いる。
に加えて窒素ガスも製品ガスとして採取する例を示して
いる。
上部塔７の頂部7aから高純度窒素ガス（PN1）を導出
し、下部塔６から高純度で導出された中圧窒素ガス（MN
2）を膨張タービン15で降圧した低圧窒素ガス（GN3）と
合流させて前述の循環経路を循環させ、寒冷を発生させ
るとともに製品窒素ガス（PN2）として採取するもの
で、酸素ガス（GO）及び液化酸素（LO）は前記各実施例
と同様に採取される。
し、下部塔６から高純度で導出された中圧窒素ガス（MN
2）を膨張タービン15で降圧した低圧窒素ガス（GN3）と
合流させて前述の循環経路を循環させ、寒冷を発生させ
るとともに製品窒素ガス（PN2）として採取するもの
で、酸素ガス（GO）及び液化酸素（LO）は前記各実施例
と同様に採取される。
また、除去処理設備３の再生用ガスとして上部塔７の上
部から導出した低純窒素ガス（WN）を用いる。
部から導出した低純窒素ガス（WN）を用いる。
さらにこの第３図に示す例では、前記二例の循環熱交換
器12の部分を主熱交換器22に組み込み原料空気（Ａ）の
通路22a,製品として採取される酸素ガス（GO）の通路22
b,製品として採取される窒素ガス（PN3）の通路22c,上
部塔７から導出される低純窒素ガス（WN）の排出通路22
d,及び循環経路用の通路22e,22fを設けて熱交換を行な
っている。
器12の部分を主熱交換器22に組み込み原料空気（Ａ）の
通路22a,製品として採取される酸素ガス（GO）の通路22
b,製品として採取される窒素ガス（PN3）の通路22c,上
部塔７から導出される低純窒素ガス（WN）の排出通路22
d,及び循環経路用の通路22e,22fを設けて熱交換を行な
っている。
また循環経路への低圧窒素ガスの一部（GN5）の導入
は、主熱交換器22の通路22cを出た管23から分岐する管2
4により行なっている。
は、主熱交換器22の通路22cを出た管23から分岐する管2
4により行なっている。
尚、以上の各実施例では、循環経路を通るガスを精留塔
にて分離された窒素ガスとして説明したが、主熱交換器
にて冷却された原料空気を用いて、下部塔に導入する前
より分岐し、あるいは精留塔の適宜個所より導出した中
圧のガスを主熱交換器及び／または循環熱交換器を通し
て常温に昇温後、膨張タービン制動ブロワー、冷却器、
熱交換器を経て膨張タービンに導入し、断熱膨張させて
寒冷を発生させ、低温低圧の空気として、その一部を上
部塔に導入するとともに、残部を主熱交換器を通して原
料空気と熱交換させ、中温低圧として寒冷を発生する経
路に加えて循環経路として、上記熱交換後の中温低圧の
空気を別の配管より導出して循環圧縮機，冷却器により
常温中圧として前記昇温後の常温の中圧空気と合流させ
るように構成することもできる。
にて分離された窒素ガスとして説明したが、主熱交換器
にて冷却された原料空気を用いて、下部塔に導入する前
より分岐し、あるいは精留塔の適宜個所より導出した中
圧のガスを主熱交換器及び／または循環熱交換器を通し
て常温に昇温後、膨張タービン制動ブロワー、冷却器、
熱交換器を経て膨張タービンに導入し、断熱膨張させて
寒冷を発生させ、低温低圧の空気として、その一部を上
部塔に導入するとともに、残部を主熱交換器を通して原
料空気と熱交換させ、中温低圧として寒冷を発生する経
路に加えて循環経路として、上記熱交換後の中温低圧の
空気を別の配管より導出して循環圧縮機，冷却器により
常温中圧として前記昇温後の常温の中圧空気と合流させ
るように構成することもできる。
また循環圧縮機に導入する前記低圧ガスは、膨張タービ
ンより導出したガスを用いずに精留塔あるいは凝縮器よ
り導出される低圧のガスのみとすることも可能である。
即ち、複精留塔の場合は上部塔上部より、後述する単精
留塔の場合は凝縮蒸発器より導出した低圧ガスを熱交換
により昇温後分岐して、その一方を循環圧縮機により昇
圧し、前記膨張タービン制動ブロワーに導入する中圧の
ガスに合流させて循環させてもよい。
ンより導出したガスを用いずに精留塔あるいは凝縮器よ
り導出される低圧のガスのみとすることも可能である。
即ち、複精留塔の場合は上部塔上部より、後述する単精
留塔の場合は凝縮蒸発器より導出した低圧ガスを熱交換
により昇温後分岐して、その一方を循環圧縮機により昇
圧し、前記膨張タービン制動ブロワーに導入する中圧の
ガスに合流させて循環させてもよい。
また本発明は、単精留塔を用いた空気分離装置にも適用
でき、その場合前記下部塔より導出して膨張タービンに
導入する中圧ガスは、単精留塔の適宜個所より導出して
もよく、凝縮蒸発器より導出されるガスでも、また精留
塔に導入される原料空気を用いてもよい。また循環圧縮
機に導入するガスは、前記複精留塔の場合と同様に膨張
タービンより導出した低圧ガス、あるいは凝縮蒸発器か
ら導出したガスをそれぞれ単独で、または両者を混合し
て用いてもよい。
でき、その場合前記下部塔より導出して膨張タービンに
導入する中圧ガスは、単精留塔の適宜個所より導出して
もよく、凝縮蒸発器より導出されるガスでも、また精留
塔に導入される原料空気を用いてもよい。また循環圧縮
機に導入するガスは、前記複精留塔の場合と同様に膨張
タービンより導出した低圧ガス、あるいは凝縮蒸発器か
ら導出したガスをそれぞれ単独で、または両者を混合し
て用いてもよい。
また、前記実施例は原料空気中の二酸化炭素や水分を吸
着により除去する方法についての例であったが、可逆式
熱交換器による方法の場合も適用可能である。
着により除去する方法についての例であったが、可逆式
熱交換器による方法の場合も適用可能である。
さらに、製品の種類や採取量、あるいは効率向上用の機
器の配置等は処理目的により適宜決定されるものであ
る。
器の配置等は処理目的により適宜決定されるものであ
る。
以上説明したように、本発明の空気液化分離方法は、寒
冷を発生する経路に、循環圧縮機と冷却器を備えた循環
経路を加えて寒冷を発生するガスを循環させたから、精
留塔の運転状況の変化に関係なく必要量の寒冷を容易に
得ることができ、精留分離効率を上げ、動力原単位を低
減できる。
冷を発生する経路に、循環圧縮機と冷却器を備えた循環
経路を加えて寒冷を発生するガスを循環させたから、精
留塔の運転状況の変化に関係なく必要量の寒冷を容易に
得ることができ、精留分離効率を上げ、動力原単位を低
減できる。
さらに、原料空気の量も寒冷量の増減とは無関係とな
り、原料空気導入系の設備を小さくすることができ、装
置のコストダウンを図れ、またこの点からも動力原単位
を低減できる。
り、原料空気導入系の設備を小さくすることができ、装
置のコストダウンを図れ、またこの点からも動力原単位
を低減できる。
図はいずれも本発明の実施例を示すもので、第１図は酸
素ガスを製品として採取する装置に適用した系統図、第
２図は同装置の他の実施例を示す系統図、第３図は酸素
ガスと共に窒素ガスを製品として採取する装置に適用し
た系統図である。 ４……主熱交換器、５……複精留塔、６……上部塔、７
……下部塔、８……凝縮器、12……循環熱交換器、13…
…膨張タービン制動ブロワー、14,19……冷却器、15…
…膨張タービン、18……循環圧縮機、17,20,21……配
管、Ａ……原料空気、GO……酸素ガス、GN1,GN3,GN4,GN
5……低圧窒素ガス、LN……液化窒素、LO……液化酸
素、MN1,MN2……中圧窒素ガス、MN6……循環ガス
素ガスを製品として採取する装置に適用した系統図、第
２図は同装置の他の実施例を示す系統図、第３図は酸素
ガスと共に窒素ガスを製品として採取する装置に適用し
た系統図である。 ４……主熱交換器、５……複精留塔、６……上部塔、７
……下部塔、８……凝縮器、12……循環熱交換器、13…
…膨張タービン制動ブロワー、14,19……冷却器、15…
…膨張タービン、18……循環圧縮機、17,20,21……配
管、Ａ……原料空気、GO……酸素ガス、GN1,GN3,GN4,GN
5……低圧窒素ガス、LN……液化窒素、LO……液化酸
素、MN1,MN2……中圧窒素ガス、MN6……循環ガス
Claims (3)
- 【請求項１】原料空気を圧縮工程，精製工程，冷却工程
及び液化精留工程を経て分離する空気液化分離方法にお
いて、精留塔に導入される中圧空気を分岐するか、ある
いは蒸発凝縮器を含む精留塔の適宜個所より抜き出した
中圧のガスを熱交換により昇温し、膨張タービン制動ブ
ロワーにより昇圧し、再び熱交換により降温した後、膨
張タービンに導入して断熱膨張させ、該断熱膨張したガ
スを熱交換により昇温後分岐して、その一方を循環圧縮
機により昇圧し、前記膨張タービン制動ブロワーに導入
する中圧のガスに合流させて循環せしめる経路を設けた
ことを特徴とする空気液化分離方法。 - 【請求項２】原料空気を圧縮工程，精製工程，冷却工程
及び液化精留工程を経て分離する空気液化分離方法にお
いて、精留塔に導入される中圧空気を分岐するか、ある
いは蒸発凝縮器を含む精留塔の適宜個所より抜き出した
中圧のガスを熱交換により昇温し、膨張タービン制御ブ
ロワーにより昇圧し、再び熱交換により降温した後、膨
張タービンに導入して断熱膨張させ、該断熱膨張したガ
スを熱交換により寒冷を回収し、一方精留塔あるいは凝
縮器より導出した低圧ガスを熱交換により昇温後分岐
し、その一方を循環圧縮機により昇圧し、前記膨張ター
ビン制動ブロワーに導入する中圧のガスに合流させて循
環せしめる経路を設けたことを特徴とする空気液化分離
方法。 - 【請求項３】原料空気を圧縮工程，精製工程，冷却工程
及び液化精留工程を経て分離する空気液化分離方法にお
いて、精留塔に導入される中圧空気を分岐するか、ある
いは蒸発凝縮器を含む精留塔の適宜個所より抜き出した
中圧のガスを熱交換により昇温し、膨張タービン制動ブ
ロワーにより昇圧し、再び熱交換により降温した後、膨
張タービンに導入して断熱膨張させ、該断熱膨張したガ
スと精留塔あるいは凝縮器より導出した低圧ガスとを合
流し、熱交換により昇温後分岐し、その一方を循環圧縮
機により昇圧し、前記膨張タービン制動ブロワーに導入
する中圧のガスに合流させて循環せしめる経路を設けた
ことを特徴とする空気液化分離方法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP5151387A JPH0792326B2 (ja) | 1987-03-06 | 1987-03-06 | 空気液化分離方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP5151387A JPH0792326B2 (ja) | 1987-03-06 | 1987-03-06 | 空気液化分離方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS63220080A JPS63220080A (ja) | 1988-09-13 |
| JPH0792326B2 true JPH0792326B2 (ja) | 1995-10-09 |
Family
ID=12889085
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP5151387A Expired - Fee Related JPH0792326B2 (ja) | 1987-03-06 | 1987-03-06 | 空気液化分離方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPH0792326B2 (ja) |
Families Citing this family (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5165245A (en) * | 1991-05-14 | 1992-11-24 | Air Products And Chemicals, Inc. | Elevated pressure air separation cycles with liquid production |
| ES2085116T3 (es) * | 1992-07-20 | 1996-05-16 | Air Prod & Chem | Licuador a presion elevada. |
| JP4520667B2 (ja) * | 2001-07-17 | 2010-08-11 | 大陽日酸株式会社 | 空気分離方法および装置 |
| FR2930329A1 (fr) * | 2008-04-22 | 2009-10-23 | Air Liquide | Procede et appareil de separation d'air par distillation cryogenique |
-
1987
- 1987-03-06 JP JP5151387A patent/JPH0792326B2/ja not_active Expired - Fee Related
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS63220080A (ja) | 1988-09-13 |
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| LAPS | Cancellation because of no payment of annual fees |