JPH08501142A - 液化二酸化炭素の製造法とその装置 - Google Patents

Abstract

(57)【要約】 液化二酸化炭素の製造法とその装置が公開される。二酸化炭素と、実質的に平衡の窒素および水を含むプロセス流（６０）が冷却される（７０、９０）。前記プロセス流が圧縮され（１３０）、この結果、微量の水分を除く全水分が凝縮除去され、該プロセス流が微量の水分と長鎖炭化水素と微粒子とを除去するために洗浄され（２４０）、かつ窒素に富む膨張ガス流と圧縮（２９０）された二酸化炭素に富むガス流（２８０）とを製造するために膨張（３００）される窒素に富むガス流（２７０）に分離される（２６０）。膨張エネルギーは、二酸化炭素に富むガス流を圧縮するために使用される。前記圧縮された二酸化炭素に富むガス流は、二酸化炭素を液化するために窒素に富む膨張ガス流によって冷却され（３３０）、かつ前記ガス流の中で窒素ガスの温度を低下させる。前記液化二酸化炭素（３８０）は、生成物として回収される。

Description

【発明の詳細な説明】 液化二酸化炭素の製造法とその装置 技術分野 本発明は、特に好ましい形態においては、電気と熱と液化二酸化炭素の三種同 時生成を可能にする液化二酸化炭素の製造法とその装置とに関する。 背景技術 米国特許第４，９４２，７３４号はメタンに富む燃料がガスタービン（内燃熱 機関）の中で燃焼される方法に関する。さらにメタンに富む燃料は、発電機に直 接接続されている蒸気タービン（外燃熱機関）とガスタービンと蒸気タービンと を回転させるための蒸気を製造する蒸気ボイラを燃焼させるために、燃焼工程か ら生じた排ガス流の中に噴射される。本発明に従ってあらゆる熱機関が使用可能 であり、かつ該熱機関は、内燃式でも外燃式でもあらゆる燃料で燃焼させること ができ、かつまた、発電機または圧縮機のように作動することができる他の全て の機械的装置のいずれかに直接接続することができる。該米国特許は、電気と液 化二酸化炭素の同時生成に関するのに対し、本発明に従って電気と熱と液化二酸 化炭素の三種同時生成が達成される。該米国特許は、二酸化炭素を選別するため のアミン溶媒吸収カラムと排ガスからの二酸化炭素を除去するためのストリッピ ング・カラムを使用するのに対し、本発明に従ってプロセス流からの二酸化炭素 を除去するための二酸化炭素選別用の気体分離膜が特に好んで使用される。該米 国特許は、二酸化炭素凝縮器の中で圧縮および乾燥された二酸化炭素を液化する ためのアンモニア吸収冷却サイクルの使用を含む。本発明に従って膨張タービン は、上述の膜分離装置の中で好んで生成される窒素に富む高圧残存プロセス流か らの仕事を抽出するために使用される。さらに本発明の方法は、膨張生成された 窒素に富む低温残存流と、二酸化炭素凝縮器の中で圧縮および乾燥された二酸化 炭素に富む分離流との間の伝熱式熱交換を含む。さらに本発明に従って吸収また は蒸気圧縮冷凍サイクルは、二酸化炭素凝縮器の中で圧縮および乾燥された二酸 化炭素を液化するためにそのいずれかを使用することができる。 米国特許第５，００１，９０２号は、電気と液化二酸化炭素の同時生成に関す るのに対し、本発明の方法は、電気と熱と液化二酸化炭素の三種同時生成を可能 にする。該米国特許は、発電機を駆動する蒸気タービンを回転させるボイラの中 で高圧の蒸気を作るために使用される低窒素酸化物の生成物とともに、無炎多孔 質ファイバ・バーナの中で燃焼される気化可能の液体燃料、特にアルコールと炭 化水素の使用を含む。本発明の方法に従って、あらゆる燃料で燃焼される内燃式 または外燃式の全ての熱機関は、発電機または、圧縮機のように作動することが できる他の全ての機械的装置のいずれかに直接接続することができる。しかしな がら、本発明に従って、たとえば発電機に直接接続される天然ガスまたはメタン 燃焼の内燃機関が好んで使用される。該米国特許は、バーナ排ガスとの熱交換に よって予熱された燃焼空気の中へ噴射する際に、液体燃料が気化されることを要 求している。燃料の前処理は本発明においては必要ではない。該米国特許は、蒸 気タービンの中間圧縮段からの蒸気で加熱されたリボイラを備えた排ガス送風機 と、ストリッピング・カラムにおいて供給される排ガスからの二酸化炭素を回収 するためのアミン溶媒吸収カラムの使用を含む。本発明に従って、プロセス流か ら二酸化炭素を除去するための二酸化炭素を選択する気体分離膜が特に好んで使 用される。該米国特許は、二酸化炭素の液化に関しては明記しているがその装置 に関しては明記していない。本発明の方法は、二酸化炭素の液化に関する極めて 詳細な処理法を含むものである。 米国特許第５，０２５，６３１号は低窒素酸化物による電気と冷却との同時生 成に関する。本発明の方法は、電気と熱と二酸化炭素との三種同時生成を可能に する。該米国特許は、予熱器の中で高温排ガスとの熱交換によって高圧で予熱さ れる気体燃料の使用を含む。次いで前記高圧気体燃料は、冷凍装置の気体冷媒の ための遠心圧縮機を駆動するターボ膨張機（膨張タービン）の中で膨張される。 本発明の方法は、如何なる燃料であっても前処理を必要としない。該米国特許は 一定量の空気と混合された液化ガスの膨張と、それに次いで低窒素酸化物および 発電機を駆動する蒸気タービンを回転させるボイラの中で高圧蒸気を作るために 使用されるその他の汚染物質の無炎多孔質ファイバ・バーナ内での燃焼とを明示 している。本発明の方法に従って、たとえばあらゆる燃料で燃焼される内燃式ま たは外燃式の熱機関および発電機または圧縮機のように作動することができるそ の他の全ての機械的装置のいずれかに直接接続できる全ての熱機関を使用するこ とができる。本発明においては、発電機に直接接続される天然ガスまたはメタン 燃焼の内燃機関が好んで使用される。 発明の開示 本発明は液化二酸化炭素の製造法とその装置に関する。本発明に従って理解す べきことは、プロセス流が、二酸化炭素約１０％〜５０％、より好ましくは二酸 化炭素約１０％〜２０％を含有する典型的な平衡空気から成るプロセス流ととも に開始可能なことである。この場合、本発明の方法は、後述の冷却塔における第 １冷却工程から開始することになる。 一般に本発明の好ましい形態において本発明の方法は、次の 二酸化炭素と窒素と水分とから成るプロセス流を形成するための炭化水素燃料 および酸素、典型的には炭化水素燃料および空気の燃焼と、 少量の水分がプロセス流から凝縮され、かつ前記プロセス流から除去される第 １冷凍工程におけるプロセス流の冷凍と、 微量の水分を除き、実質的に全残存水分がプロセス流から除去される第１圧縮 機における前記プロセス流の圧縮と、 微量の水分および、メタンより大きい全炭化水素のプロセス流からの除去と、 プロセス流中において実質的に完全に窒素から成る第１流と、プロセス流中に おける実質的に全ての二酸化炭素および平衡窒素とから成る第２流との２つの流 れを形成するための前記プロセス流における二酸化炭素および窒素の分離と、 実質的に完全に窒素から成る膨張流体を生成するための第１流の膨張および第 ２圧縮機を駆動するための前記膨張仕事の使用と、 プロセス流中における実質的に全ての二酸化炭素およびプロセス流中における 平衡窒素から成る第２流の圧縮と、 圧縮された該第２流が液化二酸化炭素と窒素ガスとに分離される実質的に完全 に窒素から成る膨張流を使用した圧縮第２流の冷却と、 プロセス流を冷却するために使用される実質的に完全に窒素から成る膨張流に おいて第１冷却工程への実質的に完全に窒素から成る膨張流の移送とから成る。 しかしながら本発明の特に好ましい形態において、本発明は電気と熱と液化二 酸化炭素との三種同時生成のための方法に関する。該方法は生産された電気と熱 を他の目的に利用できることから、本発明の経済性をさらに魅力あるものにして いる。熱機関は、発電機と液化二酸化炭素を生成するための圧縮／冷却段とを駆 動する。プロセス流から得られる熱機関からの燃焼排ガスは、所望どおりに使用 できる熱エネルギーを供給する一連の熱交換器を通して熱が除去される。最終熱 交換または冷却工程は、典型的に本発明のプロセス後段において二酸化炭素から 分離された窒素が冷媒として用いられる前置冷却器の使用を含む。次いで前記冷 却プロセス流は、該プロセス流の圧力を上昇させるための第１圧縮の影響下に置 かれるため、この結果前記プロセス流は、後段のプロセスを通り移動することが できる。第１圧縮後、冷却プロセス流は、後述の通り本発明のプロセス後段にお いて分離された窒素を使用してさらに冷却される。次いで冷却加圧されたプロセ ス流が洗浄される。すなわち水分と炭化水素と全ての微粒物質が除去される。次 いで前記洗浄プロセス流は、本質的に完全に窒素（窒素に富むガス流）と、少な くとも５０％の二酸化炭素（二酸化炭素／窒素流）から成る二酸化炭素／窒素流 とに分離される。次いで前記二酸化炭素／窒素流が圧縮される。二酸化炭素／窒 素流を圧縮する圧縮機は膨張タービンによって駆動される。前記膨張タービンは 窒素に富むガス流の膨張によって動力が供給される。膨張タービンの中で前記仕 事を果たした後、窒素ガス流は圧縮された二酸化炭素／窒素流を冷却するために 使用される。次いで前記窒素ガス流が該窒素ガス流の冷却機能を果たした後、洗 浄工程の直前に実施される前述の最終熱交換または冷却工程に循環される。二酸 化炭素／窒素流の冷却後に二酸化炭素が液化され、かつ窒素は気体状態のまま冷 却される。次いで前記液化二酸化炭素は生成物として本発明のプロセスから回収 することができる。生成された窒素に富むガス流は膨張バルブを通過し、かつ前 述の第１圧縮機の直後に備えられた１台（またはそれ以上）の後段冷却器の中で プロセス流を冷却するために使用される。 本発明の装置は一般的な形態において、 ａ）プロセス流が窒素と二酸化炭素と水分とから成り、その際少量の水分が該 プロセス流から除去される前記プロセス流を冷却するための手段と、 ｂ）その微量の水分だけを残し実質的に全残存水分が該プロセス流から除去さ れる工程ａ）からの冷却プロセス流を圧縮するための手段と、 ｃ）前記微量の水分と、メタンより大きい全ての炭化水素とを工程ｂ）からの 圧縮プロセス流から除去するための手段と、 ｄ）工程ｃ）からのプロセス流を次の２つに分離するための手段と、 ｄ１）実質的に完全に窒素から成るプロセス流 ｄ２）実質的にプロセス流中の全二酸化炭素と、プロセス流中の平衡窒素 とから成るプロセス流と、 ｅ）膨張プロセス流ｄ１）にするためにプロセス流ｄ１）を膨張させるための 手段と、膨張手段を駆動させる圧縮プロセス流ｄ２）を冷却するための手段ｇ） に膨張プロセス流ｄ１）を送るための手段と、 ｆ）前述のプロセス流ｄ２）を圧縮するための手段と、 ｇ）プロセス流ｄ２）が液化二酸化炭素流ｇ１）と実質的に完全に窒素から成 るガス流ｇ２）とに分離される圧縮プロセス流ｄ２）を冷却するための手段と、 工程ｅ）において生成された膨張プロセス流ｄ１）が存在する圧縮プロセス流ｄ ２）を冷却するための手段と、 ｈ）工程ｇ）から実質的に完全に窒素から成るガス流ｄ１）を工程ａ）のプロ セス流を冷却するための手段へ送るための手段と、前記手段において工程ｇ）か らの実質的に完全に窒素から成るガス流ｄ１）が工程ａ）の冷却を実施すること を含む。 本発明の好ましい様態においては、実質的に完全に窒素ｇ２）から成るガス流 は手段ｂ）とｃ）との間のプロセス流を冷却するための手段へ送られる。 本発明において使用される特に好ましい装置は、本発明の前述の三種同時生成 プロセスのための燃焼手段とその関連手段を含む。 二酸化炭素の全ユーザのための本発明の主な長所は次の通りである。 市価の電気代を少なくとも５０％削減およびプロセスまたは空間暖房のための 全市販エネルギーコストを根本的に削減。 二酸化炭素および窒素の全製造工程費を削除。 従来の全光熱費の２５％〜５０％に相当する単一天然ガス光熱費の提供。 容易に移動可能の装置の提供。 図面の簡単な説明 図１は、本発明の好ましい一実施形態を説明する図である。 発明を実施するための最良の形態 最初に本発明の一般プロセス工程について説明し、次いで本発明の固有例のデ ータを含む図１を提供する。これ以後、全ての部と百分率（％）は別段の指示が ない限り重量を意味し、かつまた燃料供給に関する説明では酸素ではなく空燃比 を意味する。 本発明は、最初に本発明の特に好ましい実施形態の条件において説明される。 ここでは本発明の最初の工程は燃焼工程である。 しかしながら、プロセス流が少なくとも約１０％〜５０％、より好ましくは約 １０％〜２０％、かつ特に好ましくは１５％〜１７％の二酸化炭素と、典型的に 平衡している空気を含有することが可能である場合、該プロセス流は本発明にし たがって処理することができる。上述のようなプロセス流の温度に依存して、本 発明において使用される第１冷却塔は、必要がある場合と必要でない場合とがあ る。いずれの場合においても本発明のプロセスは、後述のとおり前置冷却器から の後に続くことになる。 本発明の好ましい方法における最初の工程は燃焼工程である。炭化水素燃料と 酸素混合物が燃焼される。本発明に従って全ての炭化水素燃料を使用することが できる。たとえば、天然ガス、メタン、エタン、プロパン、ブタン、ナフサ、デ ィーゼル燃料、ケロシン、ガソリン等である。酸素源はどのような酸素源でも使 用できるが、実際には空気が使用される。 市販のあらゆる熱機関／発電機を使用することができる。好ましい熱機関は、 典型的にはＣａｔｅｒｐｉｌａｒ社やＷａｕｋｅｓｈａ社の製品と類似の、天然 ガスを燃焼させるために改良されたディーゼル機関である。熱機関は、電磁機械 式発電機、すなわち交流発電機に直接接続される。 炭化水素燃料／酸素の体積比は比較的自由に変更できるが、可能な限り化学量 論に近いことが好ましい。たとえば、１００％の燃料エネルギーはメタン９．５ ％、空気９０．５％の体積比で導入することができる。純メタンと酸素は各々の 体積比１：２において完全または化学量論的に燃焼して二酸化炭素になる。海抜 における空気はその体積の約２１％が酸素であり、かつこれによってメタンと空 気は１：２÷０．２１または１：９．５２３８の比率で燃焼される。一般基準と してＣａｔｅｒｐｉｌａｒ社は最良の経済性と寿命と運転反応とを得るために空 燃比１：９．５で操作するように自社の機関を設定している。前記空燃比は、排 ガスまたはプロセス流中の二酸化炭素濃度を最大にすることから本発明のプロセ スにおいては好ましい。空燃比がこれより大きいと二酸化炭素の代わりに排ガス 中の炭化水素が増加する。空燃比がこれより小さいと二酸化炭素の代わりに排ガ ス中の酸素が増加する。前記技術の熟練者が前記妥協点を受け入れる意志がある ならば、当然、前記空燃比は前述の好ましい数値を変更することができる。 前記熱機関／発電機内での燃焼の結果、高温排ガス流、高温冷却塔水および熱 放射の形態において熱が発生し、需要に応じてこれを使用することができる。た とえば燃焼は、１０％の燃料エネルギーが熱放射として放出され、３０％の燃料 エネルギーは電気として放出され、５０％の燃料エネルギーは利用可能の熱エネ ルギーとして放出され、さらに１０％の燃料エネルギーはプロセス流の熱損失と して放出される。電気は典型的な界磁を通して機械的に回転される巻線型電機子 で生産される。この電機子軸は機械的に連結することにより熱機関の回転軸に直 接接続される。 生成したプロセス流はＣＯ₂、Ｎ₂およびＨ₂Ｏとその他の微量物質を含む。前 記物質のみに限定されないが、典型的には最初のプロセス流は、それぞれ約１５ ％二酸化炭素、７１％窒素、１２％水分、１％アルゴンと微量の一酸化炭素・亜 酸化窒素・酸素・炭化水素の合計は典型的には合計微量物質の１％の範囲を形成 している。 あらゆる冷却前の熱機関／発電機からのプロセス流の温度は、自由に変化させ ることはできるが、通常は、単に燃焼時に生ずる温度と同じであり、かつまた該 温度は、典型的に約９００゜Ｆ〜約１１５０゜Ｆの範囲にある。 燃焼後にプロセス流は冷却される。如何なる冷却手段でも使用することはでき るが、外部の水または空気の流れが冷却手段として使用される、１台またはそれ 以上の従来型熱交換器が典型的である。必要がある場合かつまた一般に好ましく は、最初の熱交換は、熱機関／発電機の吐出部に案内することができる。前述の ような最初の熱交換が実施された場合、プロセス流は、温度２８０゜Ｆおよび約 １５ｐｓｉａになる可能性がある。 必ずしも強制されるものではないが、通常は、少なくとも２回連続して熱交換 工程が実施される。第２の熱交換は、典型的に周囲空気および／または冷却塔中 の冷却水である。 第３の熱交換は、前置冷却器と呼ばれる装置内で実施され、かつ該熱交換は、 典型的に任意の周囲空気および／または冷却水と強制循環窒素ガス流を含み、前 記窒素ガス流は、本発明のプロセス後段から生じ、該プロセス後段では、窒素ガ スと液化二酸化炭素が分離される。 本発明の特に好ましい実施形態において、熱交換器には３台の装置が使用され る。すなわちこれらは、本発明の熱機関／発電機の一部に収納され、かつ水を利 用して冷却するプレート式およびフレーム式熱交換器と、周囲空気および冷却塔 内の水を使用する第２の熱交換と、二酸化炭素凝縮器の冷却側からの冷却窒素循 環流を使用する前置冷却器における最終熱交換とである。プレート式およびフレ ーム式熱交換器から抽出された熱エネルギーは、本発明のプロセスのその他の部 分に必要に応じて熱を供給するために使用することができ、たとえば分子ふるい の再生目的用として加熱される。 本発明のプロセス順にさらに詳しく説明するが、本発明のプロセスでは、プロ セス流から水分を除去するために３つの方法を用いている。第１の方法では、プ ロセス流の温度は、連続的に冷却塔と前置冷却器の中で温度約１２２゜Ｆに下げ られ、前記温度はプロセス流の露点より低くなる。含水量は、前記露点において 約１２％から約８〜９％まで約２５％減少し、その際水分は約１２２゜Ｆで除去 される。その次の方法は、プロセス流の温度が、圧力においてプロセス流の露点 を根本的に低くする点で約２００ｐｓｉａ〜３００ｐｓｉａの高圧に圧縮される ものである。これにより含水量は、約８〜９％から約０．４５％まで約９６％減 少する。最後の方法は、プロセス流が分子ふるいカラムを通過後、露点が−１０ ０゜Ｆまたは１ｐｐｍ未満まで本質的に完全に乾燥されるものである。 しかしながら本発明に従った最も一般的な形態において、前置冷却器内の再生 窒素ガス流だけを使用することは理論的に可能であるが、経済的には、最初の熱 交換または冷却を周囲空気および／または冷却水を用いて行うことが特に好まし い。 既に述べたように、燃焼が起こる温度は典型的に約９００゜Ｆ〜１１５０゜Ｆ の範囲である。プロセス流は、典型的に第１熱交換器の中で最初に約２５０゜Ｆ 〜２８０゜Ｆの範囲の温度に冷却され、前記第１熱交換器は、本発明の最も好ま しい実施形態においては熱機関／発電機とともに不可欠の要素である。 本発明の最も好ましい実施形態においては、冷却塔内の第２冷却は約２００゜ Ｆ〜２２０゜Ｆの範囲の温度である。 第３冷却工程に窒素を使用する本発明に従う最も好ましい実施形態では、プロ セス流は、約１２０゜Ｆ〜１２５゜Ｆの温度と約１４．７ｐｓｉａ〜１５．７ｐ ｓｉａの圧力で冷却される。 次いで本発明の冷却処理法に従って、プロセス流は第１圧縮に送られる。この 時点において圧力をかけるのにはプロセス上の多くの理由があり、その一つは、 後述の洗浄工程を経たプロセス流を移動させるために必要な推進力を提供するこ とであり、かつまた例えば膜分離装置を通過するために必要な圧力を提供するこ とである。洗浄工程を通ってプロセス流を移動させるために必要な推進力を提供 することに加え、前記第１圧縮は、プロセス流の流量を減少させる。すなわち、 プロセス流の毎分立方フィートの流量を減少させ、かつこれにより、例えば洗浄 工程に使用される装置などプロセス装置のサイズを縮小することができる。さら に、第１圧縮以降は、プロセス流の露点温度が上昇するので、殆ど全ての残存水 分がプロセス流から除去され、かつまた本発明の洗浄処理法の一部として好んで 使用される分子ふるいにかかる負荷が軽減される。 前記第１圧縮工程中、プロセス流は、約１５ｐｓｉａから約２００〜３００ｐ ｓｉａに圧縮される。最終圧力は、膜分離装置を運転するために要求されるプロ セス流の圧力によって決定される。ここにおける目標は、膜を通過する二酸化炭 素の分圧低下を最大限にすることであり、これによって、供給源から二酸化炭素 の回収効率を最大にし、かつまた後述するプロセス分離流中の二酸化炭素濃度を 最大に高めることである。前記プロセス分離流の圧力が２００ｐｓｉａ以下に減 少した場合、第２圧縮工程は、その圧力を少なくとも約２００ｐｓｉａに再上昇 させる必要がある。二酸化炭素のプロセス分離流濃度が５０％の時、−５４゜Ｆ の凝縮温度を達成するために、二酸化炭素の最少分圧は１００ｐｓｉａにしなけ ればならない。 前記第１圧縮はプロセス流中に残存する水分の約９６％を除去することができ る。さらにこれに加え、この段におけるプロセス流の圧縮により装置全体に十分 な圧力が供給され、この結果、装置全体の運転を行うことができる。これにより 本発明の好ましい実施形態における最後の冷却工程以降は、プロセス流中の全水 分の約４分の１から約３分の１が除去される。たとえば、プロセス水蒸気は、約 １２％から約８〜９％まで減少され、さらに残存水蒸気の約９６％が除去される 圧縮工程はプロセス水蒸気濃度を約０．４５％に減少する。例えば、圧縮工程の 作業中には、最終的に生成される液化二酸化炭素１ポンドあたり約０．１７５ｋ Ｗｈが可能であり、かつまたプロセス流の温度は後段冷却器内において約８６゜ Ｆに低下される。前記温度は、当然ながら、除去された水分の温度でもある。必 要がある場合、洗浄および分離工程に先行する圧縮は１段または２段とすること ができ、その一方または両方の段は、電気モータまたは膨張タービンにより動力 を供給することができ、前記段においては、例えば、本発明のプロセス後段にお いて生成される窒素は、膨張タービンの駆動用として使用することができる。後 述する実施形態においては、洗浄および分離工程に先行する圧縮は、１段圧縮で ある。 第２圧縮、即ち本発明の洗浄および分離工程の後に続く圧縮は、典型的に電気 モータまたは膨張タービンの何れかにより動力を供給される１段圧縮である。後 述の実施形態においては、第２圧縮機は膨張タービンで動力が供給される。 圧縮が洗浄に先行する洗浄後のプロセス流の組成は、圧縮が洗浄の後に行われ る圧縮前と同じである。両プロセス配置では、全水分が本発明の分離工程より先 に除去されることが仮定されている。典型的な組成は二酸化炭素約１６．９％、 窒素約７９．８％、一酸化炭素・酸素・亜酸化窒素・炭化水素の合計として１． ８％、およびアルゴン１．５％であり、前記組成はプロセスに使用する目的で、 二酸化炭素１７％、窒素８３％、および微量の水分／炭化水素として処理するこ とができる。 次いで第１圧縮の後に続き、プロセス流は、本発明のプロセス後段において分 離される窒素を使用して後段冷却器内で冷却される。本発明の第１圧縮工程に続 く冷却工程後のプロセス流は、典型的に圧力が約２００〜３００ｐｓｉａおよび 温度が約８０〜９０゜Ｆ、たとえば８６゜Ｆである。冷媒（本発明の後段におい て本発明のプロセス流中の二酸化炭素から分離された窒素）は、窒素の温度を下 げるために膨張バルブを経由して、本発明の第１圧縮機の後に続く後段冷却器に 送られる。 プロセス流の冷却後、該プロセス流は本発明の洗浄工程に送られる。 基本的な洗浄工程は、プロセス流中に残存する全微量水分の実質的な除去と、 存在する全微量長鎖炭化水素（メタンより長いもの）の除去と、場合により存在 する全微粒子の除去とを含む。しかし注意すべきことは、存在するメタンは、全 て本発明の洗浄工程を通過し、かつ最終的には窒素とともに本発明の装置から吐 出されることである。 既に説明したように、洗浄工程においてプロセス流は、分子ふるいカラム通過 後、露点が−１００゜Ｆまたは１ｐｐｍ以下まで本質的に完全に乾燥される。本 発明に従って、水分を除去するあらゆる分子ふるいを使用することができるが、 前記分子ふるいは、典型的に水分の吸着性が非常に高い無水アルミノケイ酸水化 物（またはゼオライト）であり、かつ前記分子ふるいは、加熱することにより継 続的に再生することができる。上述の製品は、ＵＯＰ社により開発されており、 現在同社から入手することができる。 内燃機関で燃焼された典型的な天然ガスの排ガス流は、濃度約０．０７％の全 炭化水素（ＨＣ）から成り、その中の８３％は天然ガスまたはメタン（ＣＨ₄） であり、かつ１７％が非メタンＨＣである。前記非メタンＨＣは、第１微粒子フ ィルタ・トラップで特に好んで除去され、次いで例えばドレン・コアレシング・ フィルタ・トラップを使用して除去され、両者ともにＷｉｌｋｅｒｓｏｎ社およ びＤｏｌｌｉｎｇｅｒ社から入手可能である。存在するメタンは、すべて洗浄工 程を通過し、かつ最終的には大気中に放出される全窒素流とともに大気中に放出 される。非メタンまたは長鎖炭化水素（前述の一次コアレシング粒子フィルタで 除去されなかったもの）は、すべて活性炭ふるいカラムに吸収されることにより 除去される。前記活性炭はＣａｌｇｏｎ社から入手可能である。 微粒物質は、たとえば効率的な０．０１μの粒子サイズと、Ｗｉｌｋｅｒｓｏ ｎ社およびＤｏｌｌｉｎｇｅｒ社から入手可能の可逆コアレシング・フィルタを 使用して、前記プロセス流から除去することができる。プロセス流が、熱機関／ 発電機の排気管から排出される時、該プロセス流中の乾燥微粒物質は、本質的に ０％である。乾燥微粒物質の唯一の供給源は、前記活性炭カラムからの炭素粒子 であり、かつ該炭素粒子は前記コアレシング・フィルタ・トラップで逆流したも のである。 本発明の洗浄処理法の各個別工程は、１回または数回実施することができ、か つまたどのような所望の手段を使用しても遂行することができる。 本発明の好ましい実施形態のひとつは、洗浄工程が、粒子フィルタによる第１ 微粒物質の除去と、分子ふるい中の水分の除去と、粒子フィルタによる第２微粒 物質の除去と、活性炭による炭化水素の除去と、粒子フィルタによる微粒物質の 最終除去とを含むことである。 本発明の洗浄工程後のプロセス流は、典型的に温度約７７゜Ｆ〜１２５゜Ｆお よび圧力約２００ｐｓｉａ〜３００ｐｓｉａ、たとえば８６゜Ｆおよび２００ｐ ｓｉａである。通常この段におけるプロセス流は、二酸化炭素約１６％〜２０％ と、窒素約８３％〜７９％と、それぞれ１００％に平衡するまで、たとえばアル ゴンとから成り、前記プロセス流は、プロセスに使用する目的で二酸化炭素１７ ％および窒素８３％として処理することができる。 次いで前記プロセス流は、窒素に富むガス流と二酸化炭素／窒素ガス流とに分 離される。 分離は、エタノールアミンのような再生反応物質による平衡反応と、これに続 く二酸化炭素に富む流れを放出するための熱ストリッピングとを使用した炭酸形 成による吸収などの従来の手段によって達成することができる。しかしながら現 在では、Ｄｕ Ｐｏｎｔ社とＬｉｑｕｉｄ Ａｉｒ社との合資会社であるＭｅｄ ａｌ社から入手可能の中空ファイバポリイミドポリマのような膜気体分離装置が 好んで使用され、かつ膜気体分離装置の使用は、特に経済的な成形においてプロ セス流を単離でき、かつ前述の吸収法のもつ比較的複雑かつ燃料消費量が多いと いう側面を回避することができる。本文中で説明されるように、１つのプロセス と装置内における膜気体分離装置の使用は、本発明のプロセスの独自の特徴と見 なされている。 分離後、典型的に窒素に富むガス流は、窒素約９８％〜９９％と、平衡二酸化 炭素および前述の微量物質の大部分から成り、かつ圧力約２００ｐｓｉａ〜３０ ０ｐｓｉａおよび温度約７７゜Ｆ〜１２５゜Ｆである。 分離後、二酸化炭素／窒素ガス流は、典型的に二酸化炭素約５０％〜６０％と 平衡窒素から成り、かつ圧力約１５ｐｓｉａ〜２０ｐｓｉａおよび温度約７７゜ Ｆ〜１２５゜Ｆである。 分離工程に流入する窒素のうち、それぞれ約８１％〜７５％は窒素に富むガス 流中に存在し、かつ約１９％〜２５％は二酸化炭素／窒素ガス流中に存在する。 後者の流れは、前者ガス流中の微量の二酸化炭素を除き、プロセス流中に存在す る全ての二酸化炭素を含む。 たとえば当初のプロセス流は、８６゜Ｆおよび２００ｐｓｉａにおいて、窒素 ９９％および二酸化炭素１％の３分の２のプロセス流と、８６゜Ｆおよび１５ｐ ｓｉａにおいて、窒素５０％および二酸化炭素５０％の３分の１のプロセス流と に分離することができる。 約２００ｐｓｉａ〜３００ｐｓｉａにおける窒素に富む流れは、必要に応じて 随意に加熱することができるが、いずれの場合にも該流れは膨張タービンに送ら れ、そこで典型的にｌ気圧の圧力と、約−２２５゜Ｆ（３００ｐｓｉａから膨張 された場合）ないし約−１７０゜Ｆ（２００ｐｓｉａから膨張された場合）の温 度で膨張される。例えば該流れは、−２２５゜Ｆおよび１５ｐｓｉａにおいて窒 素９９％および二酸化炭素１％の３分の２のプロセス流にすることができる。膨 張タービン内で作られた仕事は、本発明の特に好ましい実施形態における第２圧 縮機を駆動するために使用される。前述のような膨張タービン／圧縮機はＡｉｒ Ｐｒｏｄｕｃｔｓ Ｃｒｙｏｍａｃｈｉｎｅｒｙ社とＲｏｔｏｆｌｏｗ社から 入手することができ、かつこの組合せは典型的に圧縮膨張器と呼ばれる。膨張タ ービンは典型的に半径流タービンであり、圧縮機は遠心圧縮機である。このよう に抽出された動力は、プロセス流の圧力を膜分離装置流出時の約１５ｐｓｉａか ら約２００ｐｓｉａ（圧縮比１３．３：１）にまで上昇させるのに十分である。 必要がある場合には、たとえば２００ｐｓｉａ以上〜約３００ｐｓｉａのプロセ ス流圧力を達成するための低圧縮比で第３圧縮機を使用することができる。これ はいずれの場合でも圧縮後に、８６゜Ｆおよび２００ｐｓｉａにおいて窒素が５ ０％および二酸化炭素が５０％になる３分の１プロセス流にすることができる。 次いで本発明の特に好ましい実施形態において、第２圧縮機を回転駆動させる 膨張タービンを駆動するために使用された窒素は、二酸化炭素／窒素ガス流中の 二酸化炭素の凝縮と二酸化炭素／窒素ガス流中の窒素を冷却するために使用され る。次いで前記冷却工程後、窒素に富む流れは前置冷却器の中で本発明の第１圧 縮工程の直前に行われる本発明の最終冷却工程に再循環される。たとえば前記再 生流に二酸化炭素凝縮工程からの窒素再生流を加えると、０゜Ｆおよび１５ｐｓ ｉａにおいて窒素が１００％である６分の５のプロセス流にすることができる。 次いで二酸化炭素／窒素ガス流は熱交換に送られる。前述のように膨張タービ ンからの窒素は熱交換を行うために使用される。この熱交換工程の結果、流入ガ ス流は、液化二酸化炭素と窒素ガスとに分離する。前記窒素ガスは、典型的に温 度約−５４゜Ｆ（分圧約１００ｐｓｉａ）ないし約−４９゜Ｆ（分圧約８０ｐｓ ｉａ）となる。この時点において必要がある場合、液化二酸化炭素と窒素ガスは 典型的に貯蔵タンクに送られ、そこで液化二酸化炭素と窒素ガスの重力分離が行 われる。たとえば、これは約−５４゜Ｆおよび１００ｐｓｉａにおいて液化二酸 化炭素が１００％である６分の１のプロセス流とすることができる。 次いで前記窒素ガスは、貯蔵タンクから出て、それぞれ該窒素ガスの圧力が、 約１５ｐｓｉａ〜約２０ｐｓｉａに下げられ、かつ該窒素ガス温度が約−６０゜ Ｆ〜−５５゜Ｆに下げられる膨張バルブを通過する。次いで該窒素ガスは、後段 冷却器内の第１圧縮段を出るプロセス流を冷却するために使用される。該冷却機 能を果たした後、前記窒素ガスは必要に応じて多目的に利用することができる。 液化二酸化炭素は必要に応じて回収し、かつ多目的に使用することができる。 以下に、本発明の固有例として意図されている点に関するデータを示す。 メタンと空気の化学量論的混合物は、管路２０を経由して内燃機関に典型的な 熱機関／発電機１０に流入し、ここで燃料／空気混合物は、燃焼ガス流またはプ ロセス流を生成するために燃焼され、冷却されない場合、前記流れは、約１気圧 および約１，１３０゜Ｆにおいて熱機関／発電機１０から排出される。メタンと 空気は、３３００ｓｃｆｍの割合で導入される。前記熱機関は、投入液体エネル ギーの約３０％を本発明のプロセスにおいて使用できる電気または外部プロセス に使用できる電気に変換および／または電気系統網へ販売するために、管路４０ を経由して発電機３０に連結される。 燃焼中の投入エネルギーの約５０％に相当する熱エネルギーは温度１６０゜Ｆ の熱水として管路５０を経由して熱機関／発電機から排出される。 プロセス流は、外部水または空気流が顕熱される熱機関／発電機１０内の１台 またはそれ以上の熱交換器（図示省略）を通過し、この結果、前述のように投入 燃料エネルギーの約５０％に相当する高純度の熱エネルギーを入手できるように するためプロセス流の温度が約２８０゜Ｆに低下する。加熱された外部水または 空気流は、本発明のプロセス後段において使用されるか、または本発明のプロセ ス外のその他の目的に使用することもできる。前記プロセス流は、管路６０を経 由して熱機関／発電機１０から排出される。該プロセス流の組成割合は、二酸化 炭素１５．１％、水分１２．３％、窒素７１．２％、アルゴン１．３％、および 微量の酸素、一酸化炭素、一酸化窒素、炭化水素である。前記プロセス流は７９ ９ａｃｆｍの比率で熱機関／発電機１０から排出される。 次いで約１気圧および約２８０゜Ｆで冷却されたプロセス流は、管路６０を通 って冷却塔７０に送られ、さらにここで周囲空気と水の組合せを利用して約２１ ２゜Ｆまで冷却される。 冷却された前記プロセス流は、温度約２１２゜Ｆで管路８０を経由して冷却塔 ７０から排出され、かつその圧力は約１気圧である。本質的に全水分はこの段に おいてプロセス流中の同伴水蒸気として残存している。前記組成は熱機関／発電 機１０から排出された組成から変化していない。 次いでプロセス流は前置冷却器９０に送られ、さらにここで管路１００を経由 して前置冷却器９０に流入する再生低温窒素ガス流（微量のＯ₂、ＣＯおよび、 ＮＯを含む）により顕熱上昇させ約１２２゜Ｆに冷却される。再生低温窒素ガス 流（≧９９％窒素）は、後述するように本発明のプロセス後段において生成され る。再生低温窒素ガス流は、約１気圧および約０゜Ｆであり、かつ前置冷却器内 で前記窒素流は、約１３６゜Ｆに加熱され管路８５を経由して前置冷却器９０か ら排出される。その後、前記窒素は、所望のあらゆる目的に利用することができ る。既に説明したように、このプロセス工程においてプロセス流中の含水分約２ ５％が凝縮除去され、この結果、前記プロセス流中の含水量は、約１２％から約 ８〜９％に低下する。水分は重力トラップ（図示省略）で分離除去され、かつ管 路１２０を経由して、約１２２゜Ｆの温度で本発明のプロセスから排出される。 次いでプロセス流は、モータ１４０で駆動される符号１３０で示される本発明 の第１圧縮機に管路１１０を経由して送られる。プロセス流の温度はまだ約１２ ２゜Ｆおよび１気圧であり、その組成は二酸化炭素１５．７％、水分９．０％、 窒素７４．０％、およびアルゴン１．３％である。第１圧縮機１３０におけるプ ロセス流の圧力は、約２００ｐｓｉａに上昇され、かつ管路１５０を経由して第 １圧縮機１３０から排出される際の温度は、約１２７゜Ｆである。第１圧縮機の 効果の一つは、プロセス管路中の含水量を約０．４５％に低減することであり、 前記水分は、管路１７０を経由して排水器１６０に送られ、かつその後管路１８ ０を経由して本発明のプロセスから除去される。 必要がある場合、貯蔵ボイルオフから再生された二酸化炭素は、随意にプロセ ス流中の二酸化炭素濃度を２０％に調整するために管路１９０を経由して第１圧 縮機１３０に流入する前に管路１１０内を流れるプロセス流に追加することがで きる。 次いで冷却されたプロセス流は、管路１５０を経由して後述されるように導出 された窒素ガス流によって冷却される後段冷却器２００に送られる。窒素ガス流 は、管路２１０を経由して後段冷却器２００に流入し、かつ管路２２０を経由し て後段冷却器２００から排出される。その後、前記窒素は、多目的に利用するこ とができる。窒素が後段冷却器２００から流出する際の温度は約−６０゜Ｆ以上 である。前記窒素流の純度は少なくとも９９％である。 次いで冷却されたプロセス流は、管路２３０を経由し全体的に２４０で示した 本発明の洗浄工程に送られる。本発明の洗浄工程中、実質的に残留する全水分が プロセス流から除去され、実質的に存在するあらゆる長鎖炭化水素が全てプロセ ス流から除去され、さらに実質的にプロセス中に存在するあらゆる種類の微粒了 が除去される。 この結果生じたプロセス流は、圧力約２００ｐｓｉａおよび温度約８６゜Ｆに おいて、組成が二酸化炭素１６．９％、窒素７９．８％、酸素・一酸化炭素・炭 化水素（すなわちメタン）・亜酸化窒素の合計として約１．８％、およびアルゴ ン１．５％であり、実質的に汚染物質を全く含まないプロセス流である。微量の 水分と、全長鎖炭化水素（即ちメタンより炭素数が大きいもの）は、管路（図示 省略）を経由して除去され、かつ冷却されたプロセス流は、管路２５０を経由し て本発明のプロセスの洗浄工程から排出される。 圧縮機１３０または使用される圧縮機の特性はそれほど重要ではない。すなわ ち圧縮機は、スクリュー圧縮機またはレシプロ圧縮機など、さまざまなタイプの ものを使用することができる。実用的な圧縮機は、ＦＥＳ社およびＳｕｌａｉｒ 社から市販されている。 圧縮機２９０は、典型的に遠心圧縮機である。前記のような圧縮機は、Ａｔｌ ａｓ Ｃｏｐｃｏ Ｒｏｔｏｆｌｏｗ Ｃｏｒｐｏｒａｔｉｏｎ社およびＡｉｒ Ｐｒｏｄｕｃｔｓ ａｎｄ Ｃｈｅｍｉｃａｌ社から入手することができる。 圧縮機１３０および圧縮機２９０に関し、該圧縮機は機械的に接続することが でき、かつ前述の発電機を駆動するために使用される残留機械エネルギーととも に熱機関１０から得られる機械エネルギーによって直接駆動することができる。 起電力の減少は、電気で直接圧縮機を回転させるために要求される起電力よりも 若干少なくなる（９４ｋＷ対１００ｋＷ）。 たとえば次のような運転条件を考えることができる。 正味熱機関 総熱機関 電気駆動 直接駆動＠０．７ｋＷ／ｈｐ 圧縮機１ 圧縮機２ 定格 ＠０．７ｋＷ／ｈｐ ３６５ｈｐ −［９５ｈｐ＋４０ｈｐ］＝２３０ｈｐ ２３０ｈｐ （２２５ｋＷ） （７１ｋＷ）（３０ｋＷ）（１５４ｋＷ）（１６１ｋＷ） しかしながら、圧縮機２９０を駆動するためには、膨張タービンを使用するこ とか最も好ましい。 次いでプロセス流は、管路２５０を経由して本発明の洗浄手段２４０から排出 され、かつ気体透過高分子膜分離装置２６０に送られ、ここで前記プロセス流は ２００ｐｓｉａにおいて、少なくとも９９％の窒素および多くとも１％の二酸化 炭素（２８ａｃｆｍ）と、１５ｐｓｉａにおける分離プロセス流（１３９ａｃｆ ｍ）から成る残存プロセス流に分離される。 前記残存プロセス流は管路２７０を経由して気体透過膜分離装置から流出し、 かつ分離プロセス流は、管路２８０を経由して気体透過高分子膜分離装置２６０ から流出する。管路２７０を経由して気体透過高分子膜分離装置２６０から排出 される残存プロセス流は、圧力２００ｐｓｉａおよび温度約８６゜Ｆである。気 体透過高分子膜分離装置を通過する際の圧力降下は、約１８５ｐｓｉａであるた め、この結果、管路２８０を経由して気体透過高分子膜分離装置２６０から流出 する分離プロセス流の圧力は、約１５ｐｓｉａになる。 一般に二酸化炭素は５０％以上のあらゆる濃度で存在することができるが、こ れは最少限５０％はなければならず、かつ一般に、典型的な二酸化炭素濃度は７ ５％以上にはならないと我々は考えている。二酸化炭素の分圧は、後述のＣＯ２ 凝縮熱交換器内での凝縮温度を決定する。気体透過高分子膜分離装置２６０内で 生成される分離流中の二酸化炭素濃度が高いほど、および／または圧縮機２９０ で生成される分離流中の全圧力が高いほど、凝縮温度はますます高くなる。前述 の第１凝縮段の前に後段冷却器に冷媒を供給するために一定のエンタルピで膨張 される分離プロセス流中には、十分な窒素が存在しなければならない。 分離プロセス流は、管路２８０を経由して前記気体透過高分子膜分離装置２６ ０を出て圧縮機２９０に送られ、その圧力はここで２００ｐｓｉａに上昇される が、該分離プロセス流の温度は８６゜Ｆのままである。圧縮機２９０における圧 縮後、分離ガス流の組成は、少なくとも１００ｐｓｉａの分圧において少なくと も５０％の二酸化炭素と１００ｐｓｉａ以下の分圧において５０％以下の窒素と なる。 気体透過高分子膜分離装置は、Ｍｅｄａｌ社（Ｄｕ Ｐｏｎｔ社とＬｉｑｕｉ ｄ Ａｉｒ社の合弁会社）およびＡ／Ｇ Ｔｅｃｈｎｏｌｏｇｙ社から市販され ている。 気体透過高分子膜気体分離装置を用いて分離プロセス流を濃縮し二酸化炭素濃 度を少なくとも５０％にするためには、分離側を１５ｐｓｉａで運転することが 求められる。このため第２圧縮機２９０が必要となり、前記第２圧縮機は気体透 過高分子膜後の流れを圧力２００ｐｓｉａに高めるものである。 管路２７０を経由して気体透過高分子膜気体分離装置を出る残存プロセス流の 組成は、窒素が少なくとも９９％および二酸化炭素が１％以下であり、かつ圧力 ２００ｐｓｉａおよび温度８６゜Ｆでオプションの予熱器３１０を経由して膨張 タービン３００に送られる。前記残存プロセス流は、膨張タービン３００の中で 約１気圧に膨張され、かつ約−１７０゜Ｆまで冷却される。この膨張の結果生じ る仕事は、第２段圧縮機２９０に動力を供給するのに用いられるエンタルピの実 変換と等価である。 膨張タービン３００に関しては、前記膨張タービン３００から得られる全仕事 量も変化させることができる。この全仕事量（Ｗ＝Ｑ−ΔＨ＝∫ＶｄＰ、ただし Ｑ≒０）は、実質的に全窒素が、温度３０３゜Ｋ（８６゜Ｆ）以上および圧力２ ００ｐｓｉａ以上の流入残存プロセス流と、気体透過高分子膜分離装置２６０の 流出温度および圧力とを、予熱することにより上昇させることができる。 さらに以下のような運転条件を考慮することができる（窒素の合計１５１０１ ｂ／Ｈ）。 残存プロセス流は、膨張タービン３００の中で該残存プロセス流の仕事を行っ た後、管路３２０を経由して膨張タービン３００を出て、さらに管路３２０を経 由しＣＯ２凝縮熱交換器３３０に送られ、前記残存プロセス流は、ここで管路３ ４０を経由してＣＯ₂凝縮熱交換器３３０に流入する分離プロセス流を冷却する ために使用される。ＣＯ₂凝縮熱交換器３３０においてその冷却機能を果たした 後、残存プロセス流は、管路１００を経由してＣＯ₂凝縮熱交換器から排出され る。該残存プロセス流の組成は、窒素が少なくとも９９％で、圧力は１気圧のま まであるが、該残存プロセス流の温度は約０゜Ｆに上昇している。次いで前記残 存プロセス流は、管路１００を経由して前置冷却器９０へ送られ、既に説明した ようにここで該残存プロセス流の冷却機能を果たす。 約２００ｐｓｉａおよび約８６゜Ｆにおいて圧縮機２９０から排出された分離 プロセス流３４０は、管路３４０を経由してＣＯ₂凝縮熱交換器３３０に送られ る。ここで前記分離プロセス流は、最終温度約−５４゜Ｆまで冷却され、かつこ こで実質的に全二酸化炭素が液相に凝縮され、かつその圧力は、約−５４゜Ｆお よび約１００ｐｓｉａにおいて窒素に富む気相の同時形成とともに約１００ｐｓ ｉａに下げられる。液化二酸化炭素と窒素に富む気相とは、管路３５０を経由し てＣＯ₂凝縮熱交換器３３０から排出され、かつ二酸化炭素液相と窒素気相とに 重力分離されるＣＯ₂受容タンク３６０の中に送られる。 結局、二酸化炭素の分圧は、管路３４０において約１５０ｐｓｉａ（１０．２ ａｔｍ）であり、かつＣＯ₂凝縮熱交換器３３０の温度は、約２３０゜Ｋ（約− ４０゜Ｆ）である。次いでＣＯ₂凝縮熱交換器における熱の上昇は、その全部ま たは一部が約−４０゜Ｆで運転される蒸気圧縮冷却ループの蒸発器コイルを使用 して行われ、ここでは冷媒として、たとえばフレオン５０２またはアンモニアを 使用することができる。たとえば分離プロセス流中の二酸化炭素濃度が７５％お よび全圧力が２００ｐｓｉａ（１３．６ａｔｍ）の場合、二酸化炭素の分圧は、 約１５０ｐｓｌａ（１０．２ａｔｍ）である（０．７５×２００＝１５０）。前 記圧力において二酸化炭素は−４０゜Ｆで凝縮する。 管路３５０を経由してＣＯ₂凝縮熱交換器３３０から出た窒素に富む気相と、 かつＣＯ₂受容タンク３６０に送られた窒素に富む気相は、管路２１０を経由し てＣＯ₂受容タンクを出て膨張バルブ３７０を通過し、ここで該気相の圧力は、 一定のエンタルピーで約１気圧に下げられ、かつその温度を約−６０゜Ｆまで下 げられる。この段における該気相は少なくとも９９％の窒素から成る。次いで前 述のように膨張かつ冷却された窒素に富むガス流は、管路２１０を経由して後段 冷却器２００に送られ、該ガス流は後段冷却器２００を通過するプロセス流を７ ７゜Ｆ〜１２５゜Ｆまで冷却するためにここで顕熱上昇される。窒素に富むガス 流は後段冷却器２００内で冷却機能を果たした後、管路２２０を経由して後段冷 却器２００から排出され、かつ所望のあらゆる目的に利用することができる。 圧力が少なくとも約１００ｐｓｉａおよび温度約−５４゜Ｆにおいて、少なく とも９９％が二酸化炭素から成る凝縮または液化二酸化炭素は、液化ＣＯ₂受容 タンク３６０に回収され、ここで液化レベルが維持され、かつ液化二酸化炭素生 成物は、管路３８０を通り連続的にポンプ（図示されていない）へ送られ、ここ で０゜Ｆ前後において約２９０ｐｓｉａの吐出圧力に高められ、約２９０ｐｓｉ ａおよび約０゜Ｆに維持された加圧貯蔵容器（図示されていない）に送られ、こ こで液化二酸化炭素は、必要に応じて他の目的に抽出される。 膜気体分離装置２６０の流入および流出と、ＣＯ₂凝縮熱交換器３３０と、Ｃ Ｏ₂受容タンク３６０から吐出されるＣＯ₂液相に関しては、該流れの組成と動作 圧力は、当然、変化する可能性がある。たとえば膜気体分離装置２６０は、３０ ０ｐｓｉａ以上またはそれ以下の残存プロセス流圧力と、２００ｐｓｉａ以上ま たはそれ以下の分離プロセス流圧力でも運転することができる。さらにこれに加 えて、膜気体分離装置２６０通過後の圧力低下は、１００ｐｓｉａ以上またはそ れ以下になる可能性がある。当然、両プロセス流の組成も変化する可能性がある 。たとえば管路２８０における分離流の組成は、二酸化炭素の場合において５０ ％以上またはそれ以下になる可能性があり、かつまた膨張タービン３００から吐 出される残存プロセス流の組成は、窒素の場合において９９％以上またはそれ以 下になる可能性がある。 たとえば以下の運転条件は一連の代表的な実際上の運転条件を示すものと見な される。 上表の各縦行の意味は次のとおりである。 （１）管路２５０を経由して膜気体分離装置２６０に流入するプロセス流の圧力 （２）膜気体分離装置２６０からの再凝縮分離流の動作圧力 （３）膜気体分離装置２６０通過後の圧力低下 （４）膜気体分離装置２６０から吐出される分離気体流２８０中のＣＯ₂百分率 （５）膜気体分離装置２６０から吐出される分離気体流２８０中のＣＯ₂の分圧 （６）ＣＯ₂凝縮熱交換器３６０内の温度 （７）ＣＯ₂凝縮熱交換器３６０内の圧力 本発明は、その細部と特有の実施形態に関し説明されたが、しかし本発明の意 図および範囲から逸脱することなく、本発明にさまざまな変更および修正が可能 であることは、この技術に熟練する者には明らかなことである。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １．液化二酸化炭素の製造方法であって、 （ａ）約１０〜５０％の二酸化炭素と実質的に平衡の窒素および水分とから成 り、その際少量の水分が、プロセス流から凝縮除去される前記プロセス流の冷却 と、 （ｂ）微量の水分を除き、本質的に全水分がプロセス流から凝縮除去される前 記プロセス流の圧縮と、 （ｃ）微量の水分と、存在する全長鎖炭化水素と、存在する全微粒子を除去す るための冷却プロセス流の処理と、 （ｄ）窒素に富むガス流と、少なくとも５０％の二酸化炭素を含有する二酸化 炭素に富むガス流へのプロセス流の分離と、 （ｅ）工程（ｄ）の二酸化炭素に富むガス流の圧縮と、 （ｆ）窒素に富む膨張ガス流を製造するための、工程（ｄ）の窒素に富むガス 流の膨張と、工程（ｅ）において二酸化炭素に富むガス流を圧縮するための膨張 エネルギーの使用と、 （ｇ）工程（ｆ）において二酸化炭素を液化し、かつ該工程において、窒素残 存ガスの窒素温度を低下させるための該工程からの二酸化炭素に富むガス流の冷 却と、 （ｈ）工程（ｇ）のこのような液化二酸化炭素の回収と、 （ｉ）上述工程において、工程（ｇ）中の二酸化炭素に富むガス流の液化が、 工程（ｆ）において膨張された窒素に富む膨張ガス流を使用して行われ、かつ該 二酸化炭素に富むガス流の該液化後、工程（ａ）の該冷却の少なくとも一部を実 施するために、該窒素に富むガス流を使用することから成る液化二酸化炭素の製 造方法。 ２．さらに工程（ｂ）の圧縮後に、プロセス流の冷却を含む請求の範囲第１項に 記載の方法。 ３．さらに工程（ｇ）中に気体として残る窒素の膨張と、これにより工程（ｂ） のプロセス流の圧縮後に、前記プロセス流の冷却を実施する膨張窒素の使用とを 含む請求の範囲第２項に記載の方法。 ４．水分が工程（ｃ）において、分子ふるいを使用して除去され、かつ炭化水素 が、活性炭を使用して除去される請求の範囲第１項に記載の方法。 ５．工程（ｄ）において、該プロセス流が膜分離装置を使用して窒素に富むガス 流と、二酸化炭素に富むガス流とに分離される請求の範囲第１項に記載の方法。 ６．電気と熱と液化二酸化炭素とを製造するための方法であって、 （ａ）熱機関の生成物により発電機を駆動し、これによって電気を生産するた めの、該熱機関における燃料と酸素混合物の燃焼と、さらに二酸化炭素と実質的 に平衡の窒素と水分とから成るプロセス流の生成と、 （ｂ）少量の水分が、プロセス流から凝縮除去される工程（ａ）のプロセス流 の冷却と、 （ｃ）少量の水分を除き、実質的に全水分がプロセス流から凝縮される工程（ ｂ）からのプロセス流の圧縮と、 （ｄ）水分と、存在する全長鎖炭化水素と、存在する全微粒子とを除去し、そ の際微量の水分を除き実質的に全水分がプロセス流から凝縮される工程（ｃ）の 、冷却圧縮プロセス流の処理と、 （ｅ）窒素に富むガス流と、少なくとも５０％の二酸化炭素から成る、二酸化 炭素に富むガス流への、工程（ｄ）からのプロセス流の分離と、 （ｆ）工程（ｅ）の二酸化炭素に富むガス流の圧縮と、 （ｇ）窒素に富む膨張ガス流を製造するための、工程（ｅ）の窒素に富むガス 流の膨張と、工程（ｆ）において、二酸化炭素に富むガス流を圧縮するための前 記膨張エネルギーの使用と、 （ｈ）工程（ｇ）において二酸化炭素を液化し、かつ該工程において窒素残存 ガスの窒素温度を低下させるために、該工程からの二酸化炭素に富むガス流の冷 却と、 （ｉ）このように液化された二酸化炭素の回収と、 （ｊ）上述工程において、工程（ｈ）中の二酸化炭素に富むガス流の液化が、 工程（ｇ）において膨張された窒素に富む膨張ガス流を使用して行われ、かつ該 二酸化炭素に富むガス流の液化後、工程（ｂ）の該冷却の少なくとも一部を実施 するために、前記窒素を使用することからなる方法。 ７．さらに工程（ｃ）の圧縮後に、プロセス流の冷却を含む請求の範囲第６項に 記載の方法。 ８．さらに工程（ｈ）中に気体として残る窒素の膨張と、これにより工程（ｃ） のプロセス流の圧縮後に、前記プロセス流の冷却を実施する膨張窒素の使用とを 含む請求の範囲第７項に記載の方法。 ９．水分が分子ふるいを使用して工程（ｄ）において除去され、かつ炭化水素が 活性炭を使用して除去される請求の範囲第６項に記載の方法。 １０．工程（ｅ）において、該プロセス流が膜分離装置を使用して、窒素に富む ガス流と、二酸化炭素に富むガス流とに分離される請求の範囲第６項に記載の方 法。 １１．液化二酸化炭素の製造装置であって、 ａ）プロセス流が、窒素と二酸化炭素と水分とから成り、その際少量の水分が 、該プロセス流から除去される、前記プロセス流を冷却するための手段と、 ｂ）極少量の水分だけを残して、実質的に残存する全水分が、該プロセス流か ら除去される、工程ａ）からの冷却プロセス流を圧縮するための手段と、 ｃ）工程ｂ）からの圧縮プロセス流から、少量の水分およびメタンより大きい 全炭化水素を除去するための手段と、 ｄ）工程ｃ）からのプロセス流を、 ｄ１）実質的に完全に窒素から成るプロセス流と、 ｄ２）実質的にプロセス流中の全二酸化炭素と、プロセス流中の平衡窒素 とから成るプロセス流とに分離するための手段と、 ｅ）膨張プロセス流ｄ１）にするために、プロセス流ｄ１）を膨張させるため の手段と、前記膨張手段を駆動させる圧縮プロセス流ｄ２）を冷却するための手 段ｇ）に、膨張プロセス流ｄ１）を送るための手段と、 ｆ）該プロセス流ｄ２）を圧縮するための手段と、 ｇ）プロセス流ｄ２）が、液化二酸化炭素流ｇ１）と、実質的に完全に、窒素 ｇ２）から成るガス流とに分離される、圧縮プロセス流ｄ２）を冷却するための 手段と、工程ｅ）によって生成された、膨張プロセス流ｄ１）が存在する圧縮プ ロセス流ｄ２）を冷却するための手段と、 ｈ）工程ｇ）からの、実質的に完全に窒素から成るガス流ｄ１）を、工程ａ） のプロセス流を冷却するための手段へと送るための手段と、そこで工程ｇ）から の、実質的に完全に窒素から成るガス流ｄ１）が、工程ａ）の冷却を実施するこ とから成る装置。