JPS59130520A - Diaphragm gas separtion - Google Patents
Diaphragm gas separtionInfo
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- JPS59130520A JPS59130520A JP19061383A JP19061383A JPS59130520A JP S59130520 A JPS59130520 A JP S59130520A JP 19061383 A JP19061383 A JP 19061383A JP 19061383 A JP19061383 A JP 19061383A JP S59130520 A JPS59130520 A JP S59130520A
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- Y02C10/10—
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- Separation Using Semi-Permeable Membranes (AREA)
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。(57) [Summary] This bulletin contains application data before electronic filing, so abstract data is not recorded.
Description
【発明の詳細な説明】
発明の背景
本発明はガス混合物中の1種以上のガスの透過に対して
選択性を有する隔膜によってガスを分離する方法に関す
る。特に、ガス拡散または透過によってメタンのような
炭化水素ガスから二酸化炭素および/または硫化水素の
ような酸性ガスを選択的に隔膜分離する方法であって使
用隔膜の特性を変更すること無くガス分離隔膜ステージ
の分離効率を改善できる方法に関する。DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION BACKGROUND OF THE INVENTION The present invention relates to a method for separating gases by means of a membrane that is selective for the permeation of one or more gases in a gas mixture. In particular, it is a method for selectively separating acidic gases such as carbon dioxide and/or hydrogen sulfide from hydrocarbon gases such as methane by gas diffusion or permeation, without changing the characteristics of the membrane used. Concerning ways in which the separation efficiency of the stage can be improved.
最近、多数のガスを他の多数のガスまたは蒸気との混合
物から分離するためにガス分離隔膜が開発されている。Recently, gas separation membranes have been developed to separate many gases from mixtures with many other gases or vapors.
隔膜によるガス分離は、隔膜材料を介する拡散または透
過のいずれであっても、隔膜のどちらかの側で維持され
ている大きな差圧に依存する。この圧力の問題は液状物
質を半透膜で分離する場合に要求されるものとはかなシ
異なる。Gas separation by membranes, whether by diffusion or permeation through the membrane material, relies on large differential pressures being maintained on either side of the membrane. This pressure problem is quite different from that required when liquid substances are separated by semipermeable membranes.
一般に、半透膜を通る1種以上のガスの流れは、膜両面
の差圧が増加すると、増大する。しがしながら、かかる
圧力の増加は、使用する隔膜がフラットフィルム形態ま
たは中空繊維形態いずれであっても一般にその強度によ
って実際上制限される。Generally, the flow of one or more gases through a semipermeable membrane increases as the differential pressure across the membrane increases. However, such pressure increases are generally limited in practice by the strength of the membrane used, whether in flat film or hollow fiber form.
さらに、カスケード分離の段階またはステージのように
反復分離ステージを介してガスおよびガス混合物を圧縮
する場合のコストは直ちに経済的限界に達する。かかる
カスケード分離段階まだはステージは例えば米国特許第
2,540,152号;第2,617,493号;第3
.713.271号;第4,104.037号および第
4.312.755号;並びに欧州特許公開番号第[1
,029,600A1号に説明されている。Moreover, the cost of compressing gases and gas mixtures through repeated separation stages, such as cascade separation steps or stages, quickly reaches economic limits. Such cascade separation stages are described, for example, in U.S. Pat. No. 2,540,152;
.. No. 713.271; No. 4,104.037 and No. 4.312.755; and European Patent Publication No.
, No. 029,600A1.
特に米国特許第4,119,417号は直列に連結した
一対の隔膜分離器であってこの2個の分離器からの透過
ガスと不透過ガスをシステムの他の箇所へ供給するだめ
の多数の配管構造を有するものを開示している。このガ
ス分離器システムに使用される隔膜は約4〜5の分離係
数を有するが、この特許権者はステーソ間でガスを再圧
縮しながらこれ等分離器を実施することによってよシ高
い分離係数を得ることを試みている。In particular, U.S. Pat. No. 4,119,417 discloses a pair of diaphragm separators connected in series and a number of reservoirs for supplying permeate and non-permeate gas from the two separators to other parts of the system. Discloses one having a piping structure. Although the diaphragms used in this gas separator system have a separation factor of about 4-5, the patentee has achieved higher separation factors by implementing these separators while recompressing the gas between the stators. trying to get .
隔膜が遅いがヌの透過度に比らべて水素の透過度に対し
て高い選択性を示す場合には、遅い透過がスを含有する
ガス混合物から水素のような遠因透過ガスを単一ステー
ジの隔膜ガス分離によって効率よく回収することができ
る。これに関しては、米国特許第4,180,553号
および米国特許第4,172,885号参照。また、直
列の2個の透過器ステージをもって分離を達成する場合
には米国特許第4,180,552号参照。水素は比較
的高純度および高回収率で回収することができるが、不
透過ガスはいずれの成分もしばしば高純度でない。米国
特許第4,130,403号は直列の一対の分離器を使
用することを開示しているが、その場合2番目の分離器
からの低圧透過ガスは再圧縮されて6番目の分離器に供
給され、他方不透過ガスは直列の対分離器を橋絡する流
れに再循環させられる。過度の数の分離および再圧縮の
ステージは一般に経済的に魅力がない。If the diaphragm exhibits high selectivity for hydrogen permeability compared to slow permeation, then the slow permeation removes a remote permeate gas such as hydrogen from a gas mixture containing gas in a single stage. can be efficiently recovered by diaphragm gas separation. In this regard, see US Pat. No. 4,180,553 and US Pat. No. 4,172,885. See also US Pat. No. 4,180,552 for achieving separation with two permeator stages in series. Although hydrogen can be recovered with relatively high purity and high recovery, the non-permeable gas is often not of high purity in either component. U.S. Pat. No. 4,130,403 discloses the use of a pair of separators in series, where the low pressure permeate gas from the second separator is recompressed into the sixth separator. The non-permeable gas is recycled into a flow bridging the series pair separators. Excessive numbers of separation and recompression stages are generally economically unattractive.
隔膜の差圧を増加すること無く透過ガスおよび不透過ガ
スの両方を比較的高レベルの回収度および純度で分離す
るための簡単で効率のよい経済的な方法は有利であるの
で望まれている。A simple, efficient, and economical method for separating both permeate and nonpermeate gases at relatively high levels of recovery and purity without increasing the differential pressure across the membrane would be advantageous and desirable. .
本発明の記載にあたシ、ガス透過性の高分子隔膜の特に
便利な分析特性は隔膜を通る特定ガスに対する隔膜の透
過度である。膜厚tを通るガス混合物中のガスa[対す
る隔膜の透過度(pa/z)は隔膜表面積単位当シ、時
間単位当シ、隔膜の厚さを介して透過する物質の分圧差
単位当シの隔膜透過ガスの標準温度と圧力(STP)で
の容積である。透過度を表わす一方法は隔膜表面積cm
2当シ、秒当シ、膜厚を介しての分圧差ICInI(g
当)のcIn3(STP)である〔即ちcm3(S T
P )/crn2−8e(!−cmHgである〕。別
に断わらない限シ、本願における透過度はすべて15℃
の温度および1気圧の圧力で記述されている。透過度は
ガス透過単位(GPU)即ちcm3(S T P )/
cm2− Bec −cmHgXl 06で記述されて
いるので、IGPUはI X 106cm3(S T
P )/cm2− sea −cm Hgである。ガス
透過特性を表わすのに便利な別の関係は分離係数である
。与えられた一対のガスaとbに関する隔膜の分離係数
αa/bはガス混合物中のガスaに対する厚さtの隔膜
の透過度(Pa/z)対ガスbに対する同一隔膜の透過
度(Pb/z )の比として規定される。For purposes of describing the present invention, a particularly convenient analytical characteristic of gas permeable polymeric membranes is the permeability of the membrane to a particular gas through the membrane. The permeability (pa/z) of a diaphragm to gas a in a gas mixture through membrane thickness t is defined as is the volume of membrane-permeating gas at standard temperature and pressure (STP). One way to express permeability is diaphragm surface area cm
Partial pressure difference ICInI (g
cIn3(STP) [i.e. cm3(S T
P)/crn2-8e (!-cmHg).Unless otherwise specified, all transmittances in this application are at 15°C.
temperature and pressure of 1 atm. Permeability is measured in gas permeation units (GPU), or cm3 (S T P )/
cm2-Bec-cmHgXl 06, so the IGPU is I
P)/cm2-sea-cm Hg. Another relationship useful for expressing gas permeation properties is the separation factor. The separation coefficient αa/b of a diaphragm for a given pair of gases a and b is the permeability of a diaphragm of thickness t for gas a in the gas mixture (Pa/z) versus the permeability of the same diaphragm for gas b (Pb/z). z).
実際、一対の所定ガスに関する所定隔膜の分離係数は各
ガスに対する透過度の算出に十分な情報を与える多数の
技術によって決定することができる。透過度および分離
係数を決定するために有効な多数技術のうちのいくつか
はワーング等の著書「テクニックス・オプ・ケミストリ
ー」第7巻、分離用隔膜(ジョン・ワイリ&サンズ発行
、1974年)第16章第296〜622頁に開示され
ている。In fact, the separation coefficient of a given diaphragm for a pair of given gases can be determined by a number of techniques that provide sufficient information to calculate the permeability for each gas. Some of the many techniques available for determining permeability and separation factors are described by Wang et al., Techniques Op Chemistry, Volume 7, Separation Diaphragms (John Wiley & Sons, 1974). It is disclosed in Chapter 16, pages 296-622.
測定は純粋ガスの透過によっても又はブレンドガスの透
過によっても行うことができる。しかしながら、特定ガ
スに対する隔膜の透過度測定は純粋ガス透過による方が
ブレンドガス透過による場合よシ高く出ると云うことが
実験的に示されている。一般に1透過度や分離係数は実
際の隔膜ガス分離性能特性をより正確に予測するもので
あるから、プレン−ガスに対するガス透過特性を求める
ことが望ましい。Measurements can be carried out either by pure gas permeation or by blended gas permeation. However, it has been experimentally shown that the permeability of a diaphragm for a specific gas is measured to be higher for pure gas permeation than for blended gas permeation. Generally, the permeability and separation coefficient more accurately predict the actual gas separation performance characteristics of the diaphragm, so it is desirable to determine the gas permeation characteristics for plain gas.
カスケーr分離機構において必要としたような分離ステ
ージ間での反復ガスの再圧縮を必要と斗ずに不透過生成
ガス(単数または複数)の回収を改善するガス分離法が
見い出された。この方法は再循環流の成分をさらに分離
するだめの2次分離ヌテーシの使用も必要としない。こ
の新規な方法は隔膜を通しての透過まだは拡散によって
分離可能であるが公知の単一透過ステージの使用によっ
ては不透過生成ガスの必要な回収を行うことができない
ガス混合物の分離に適用できる。この方法は、ガス混合
物のうち一方のガスを透過生成ガスに濃縮しそして他方
のガスを不透過生成ガスに濃縮することが要求される少
なくとも2′mのガスに関して適度な分離係数を示す隔
膜を使用する場合に特に有利である。α丁で表わされる
隔膜の分離係数は遅い透過ガス物質(物質j)について
の隔膜の透過度に対する速い透過ガス物質(物質1)に
ついての隔膜の透過度の比である。この適度な分離係数
は約8〜約60の範囲にある。A gas separation method has been discovered that improves the recovery of nonpermeate product gas(es) without requiring repeated gas recompression between separation stages as required in cascade separation schemes. This method also does not require the use of a secondary separation system to further separate the components of the recycle stream. This new method is applicable to the separation of gas mixtures which can be separated by permeation through a membrane or by diffusion, but where the necessary recovery of the non-permeated product gas cannot be effected by the use of known single permeation stages. The method uses a membrane that exhibits a reasonable separation factor for at least 2' of gases in a gas mixture required to concentrate one gas to a permeate product gas and the other gas to a non-permeate product gas. It is particularly advantageous when used. The separation factor of a diaphragm, denoted .alpha., is the ratio of the diaphragm's permeability for a fast-permeating gas substance (substance 1) to its permeability for a slow-permeating gas substance (substance j). This reasonable separation factor ranges from about 8 to about 60.
この本発明の新規な方法は酸性ガスと炭化水素ガス例え
ばメタンとを含有するガス混合物から酸性ガス例えば二
酸化炭素および/または硫化水素を分離する場合に特に
有利である。特に、この隔膜は二酸化炭素/メタンに関
する分離係数発明の概要
本発明は、少なくとも1種のガスと他の少なくとも1種
のガスとを含有する混合物から、上記少なくとも1種の
ガスに富む不透過ガスを回収するための隔膜ガス分離法
において
(a) 上記少なくとも1種のガスの透過よシも上記
他の少なくとも1種のガスの透過に対して選択性を示す
隔膜を有する少なくとも2個の1次分離器に上記混合物
を透過圧で供給しく但し、上記1次分離器は所定の1次
分離器隔膜表面積を有する);(b) 上記少なくと
も1種のガスの透過よシも上記他の少なくとも1種のガ
スの透過に対して選択性を示す隔膜を有する少なくとも
2個の2次分離器に上記1次分離器からの不透過ガスを
移行させ(但し、上記2次分離器は所定の2次分離器隔
膜表面積を有し、そして上記所定の1次分離器隔膜表面
積対上記所定の2次分離器隔膜表面積の比は少なくとも
0.6である);
(C)上記1次分離器から上記他の少なくとも1種のガ
スに富む透過ガスを取出し;
(d) 上記2次分離器から上記少なくとも1種のガ
スに富む不透過ガスを取出し;そして
(θ)上記2次分離器から再循環透過ガスを取出してそ
の少なくとも一部を上記混合物に戻すことによって、上
記不透過ガス中に回収される上記少なくとも1種のガス
の容量を増大させることを特徴とする方法を提供する。The novel process of the invention is particularly advantageous for separating acid gases such as carbon dioxide and/or hydrogen sulfide from gas mixtures containing acid gases and hydrocarbon gases such as methane. In particular, the diaphragm has a separation coefficient for carbon dioxide/methane.Summary of the Invention The present invention provides a method for separating impermeable gases enriched in at least one gas from mixtures containing at least one gas and at least one other gas. In a diaphragm gas separation method for recovering a (b) supplying the mixture at a permeate pressure to a separator; provided that the primary separator has a predetermined primary separator diaphragm surface area; (b) the permeation of the at least one gas also The nonpermeable gas from the primary separator is transferred to at least two secondary separators having membranes that are selective to the permeation of the species gas, provided that the secondary separator is and the ratio of said predetermined primary separator diaphragm surface area to said predetermined secondary separator diaphragm surface area is at least 0.6; (d) removing a non-permeate gas enriched in at least one gas from said secondary separator; and (θ) recirculating permeate gas from said secondary separator. The method is characterized in that the volume of the at least one gas recovered in the non-permeable gas is increased by removing and returning at least a portion of it to the mixture.
この方法は、酸性ガス成分例えば二酸化炭素および/ま
たは硫化水素の透過に対して選択性を示し、二酸化炭素
/メタンにくけ8〜60の範囲にある隔膜を有する分離
器を使用する場合に特に有利である。This process is particularly advantageous when using a separator which exhibits selectivity for the permeation of acid gas components such as carbon dioxide and/or hydrogen sulfide and has a membrane in the range 8 to 60 for carbon dioxide/methane. It is.
この方法は混合物の炭化水素ガスが低級炭化水素カス例
えばメタン、エタン、プロパン、ブタ/、イソブタン、
ぺメタン、イソペンタン、およびその混合物である場合
に有効である。この方法は炭化水素ガスがメタンからな
る場合に特に有効である。この方法は約30〜約70モ
ルチのメタンと約60〜約70モルチの二酸化炭素を含
有する供給ガスと再循環透過ガスとの混合物を分離する
ために用いることが好ましい。この方法はメタンに富む
不透過ガスが少なくとも約90モルチのメタンで、かつ
供給ガスの全メタンの少なくとも90係からなる場合に
特に有利である。This method converts the hydrocarbon gas mixture into lower hydrocarbon gases such as methane, ethane, propane, but/isobutane,
Effective for pemethane, isopentane, and mixtures thereof. This method is particularly effective when the hydrocarbon gas consists of methane. This process is preferably used to separate a mixture of feed gas and recycled permeate gas containing about 30 to about 70 moles of methane and about 60 to about 70 moles of carbon dioxide. This method is particularly advantageous when the methane-rich nonpermeate gas comprises at least about 90 moles of methane and at least 90 moles of total methane in the feed gas.
この方法は隔膜が上記少なくとも1種のガスの透過よシ
も上記他の少なくとも1種のガスの透過に対して8〜3
0の範囲の係数で選択性を示す場合に特に有効である。In this method, the diaphragm has a diaphragm of 8 to 3
This is particularly effective when exhibiting selectivity with a coefficient in the range of 0.
即ち、この隔膜はガスに関する分離係数αが8〜60の
範囲にある。That is, this diaphragm has a gas separation coefficient α in the range of 8 to 60.
かかる方法においては、上記1次分離器が所定の1次分
離器隔膜表面積を有する複数分離器からなりそして上記
2次分離器が所定の2次分離器隔膜表面積を有する複数
分離器からなり、そして上記所定の1次分離器隔膜表面
積対上記所定の2次分離器隔膜表面積の比は少なくとも
0.6であることがしばしば望ましい。In such a method, the primary separator comprises a plurality of separators having a predetermined primary separator diaphragm surface area, and the secondary separator comprises a plurality of separators having a predetermined secondary separator diaphragm surface area, and It is often desirable that the ratio of the predetermined primary separator diaphragm surface area to the predetermined secondary separator diaphragm surface area be at least 0.6.
さらに本発明は、他の少なくとも1種のガスの透過に比
らべて成るガスの透過に対して選択性を示す隔膜を有す
る少なくとも2個の1次分離器、上記他の少なくとも1
種のガスの透過に比らべて上記酸るガスの透過に対して
選択性を示す隔膜を有する少なくとも2個の2次分離器
、少なくとも上記酸るガスと上記他の少なくとも1種の
ガスとを含有する混合物を透過圧で上記1次分離器に送
シ込む手段、上記1次分離器から不透過ガスを上記2次
分離器へ流す手段、上記1次分離器から少なくとも上記
酸るガスに富んだ透過ガスを取出す手段、上記2次分離
器から上記他の少なくとも1種のガスに富んだ不透過ガ
スを取出す手段、上記2次分離器から再循環透過ガスを
取出す手段、および上記再循環透過ガスの少なくとも一
部を上記混合物供給手段へ戻す手段からなる隔膜ガス分
離装置である。The invention further provides at least two primary separators having diaphragms exhibiting selectivity for the permeation of at least one other gas compared to the permeation of at least one other gas.
at least two secondary separators having diaphragms exhibiting selectivity for the permeation of said acid gas as compared to the permeation of said gas, said at least said acid gas and said at least one other gas; means for feeding a mixture containing the above at permeate pressure into the primary separator; means for flowing the non-permeable gas from the primary separator to the secondary separator; means for removing enriched permeate gas, means for removing from said secondary separator a nonpermeate gas enriched in said at least one other gas, means for removing recirculated permeate gas from said secondary separator, and said recirculation. A diaphragm gas separation device comprising means for returning at least a portion of the permeate gas to the mixture supply means.
本発明の装置の好ましい態様においては、上記1次分離
器は所定の1次分離器隔膜表面積を有し、上記2次分離
器は所定の2次分離器隔膜表面積を有し、そして上記1
次分離器隔膜表面積対上記2次分離器隔膜表面積の比は
少なくとも0.3である。In a preferred embodiment of the apparatus of the present invention, said primary separator has a predetermined primary separator diaphragm surface area, said secondary separator has a predetermined secondary separator diaphragm surface area, and said 1
The ratio of the secondary separator diaphragm surface area to the secondary separator diaphragm surface area is at least 0.3.
さらにまた、本発明の好ましい態様は二酸化炭素および
/または硫化水素とメタンとを含有するガス混合物をメ
タンよシも二酸化炭素に対してより透過性の隔膜の一方
の側に接触させて酸性ガスを隔膜の他方の側に透過せし
めて、二酸化炭素および/または硫化水素のような酸性
ガスをメタンから分離する方法である。透過ガスを隔膜
の他方の側から取出し、そして回収流と再循環流に分け
、再循環流は隔膜の一方の側に接触するようにもどす。Furthermore, preferred embodiments of the present invention provide for contacting a gas mixture containing carbon dioxide and/or hydrogen sulfide and methane with one side of a membrane that is more permeable to carbon dioxide than methane to remove the acid gas. This method separates acidic gases such as carbon dioxide and/or hydrogen sulfide from methane by allowing the gas to pass through the other side of the diaphragm. Permeate gas is removed from the other side of the membrane and divided into a recovery stream and a recycle stream, with the recycle stream being returned to contact one side of the membrane.
隔膜は二酸化炭素/メタンに関する分離係数が少なくと
も約8である。The membrane has a separation factor of at least about 8 for carbon dioxide/methane.
発明の詳細
図面を参考にしながら詳細に説明する。第1図は本発明
の方法を実施するために有効な装置を概略的に説明する
ものである。メタンのような炭化水素ガスと二酸化炭素
のような酸性ガスを含有する供給ガスはライン1によっ
て供給されるが、この供給ガスはライン12の再循環透
過ガスと混合して混合物を生成し、ライン5によって1
次分離器7に送シ込まれる。1次分離器7はメタンの透
過よシ二酸化炭素の透過に対して選択性を示す隔膜8を
有している。Detailed description of the invention The invention will be described in detail with reference to the drawings. FIG. 1 schematically illustrates an apparatus useful for carrying out the method of the invention. A feed gas containing hydrocarbon gases such as methane and acid gases such as carbon dioxide is provided by line 1, which mixes with the recycled permeate gas in line 12 to form a mixture and 1 by 5
Next, it is sent to the separator 7. The primary separator 7 has a diaphragm 8 that is selective to the permeation of methane and carbon dioxide.
この混合物は二酸化炭素に富んだガスが選択的に隔膜を
透過するように透過圧で送シ込まれる。This mixture is pumped at a permeate pressure such that the carbon dioxide-rich gas selectively permeates the membrane.
二酸化炭素に富む透過ガスを1次分離器1がらライン2
によって減圧で取出しながら、不透過ガスを1次透過器
7からライン6によって2次透過器9に移行させる。2
次透過器はメタンの透過よシも二酸化炭素の透過に対し
て選択性を示す隔膜10を有している。やはシ二酸化炭
素は隔膜1゜を選択的に透過するのでメタンに富んだ不
透過ガスが生成され、この不透過ガスは2次号PIi器
9からライン3によって減圧で取出される。2次分離器
9からの透過ガスはライン4によって圧縮機11に送ら
れライン12によって再循環透過ガスとして透過圧でフ
ィーPバックさせられる。The permeate gas rich in carbon dioxide is transferred from the primary separator 1 to the line 2.
The non-permeable gas is transferred from the primary permeator 7 via line 6 to the secondary permeator 9 while being removed at reduced pressure by the . 2
The secondary permeator has a diaphragm 10 that is selective to the permeation of methane and to the permeation of carbon dioxide. Since the carbon dioxide selectively permeates through the diaphragm 1°, a non-permeable gas rich in methane is produced, and this non-permeable gas is taken out from the secondary PIi vessel 9 via line 3 under reduced pressure. The permeate gas from the secondary separator 9 is sent to the compressor 11 via line 4 and is fed back at permeate pressure via line 12 as recirculated permeate gas.
隔膜8および10は炭化水素例えばメタンの透過よシも
酸性ガス成分例えば二酸化炭素の透過に対して選択性を
示し、依ってこれ等隔膜は二酸化炭素/メタンに関する
分離係数が少なくとも約8であるものとして特徴付けら
れる。この分離係数フラットシートの形態であってもよ
いが、好ましくは中空高分子繊維の形態である。一般に
隔膜は中空繊維膜の多数の束からなる。好ましい中空繊
維膜としては米国特許第4,230,463号に開示さ
れているような多成分膜がある。種々の有効な分離器設
計例としては米国特許第3,616,928号;第5.
539,341号;第3.422,008号;第3,5
28,553号;第3,702,658号;および第4
,315,819号に開示されたものがある。Membranes 8 and 10 exhibit selectivity for the permeation of hydrocarbons, such as methane, as well as acid gas components, such as carbon dioxide, such that the membranes have a separation factor for carbon dioxide/methane of at least about 8. characterized as. Although the separation coefficient may be in the form of a flat sheet, it is preferably in the form of hollow polymeric fibers. Diaphragms generally consist of multiple bundles of hollow fiber membranes. Preferred hollow fiber membranes include multicomponent membranes such as those disclosed in US Pat. No. 4,230,463. Examples of various effective separator designs include U.S. Pat. No. 3,616,928;
No. 539,341; No. 3.422,008; No. 3,5
No. 28,553; No. 3,702,658; and No. 4
, No. 315,819.
第6図には供給ガスを低圧で供給するので透過圧に圧縮
する必要のある代替装置が開示されている。2次分離器
9Aからの透過ガスはライン4Aによって再循環透過ガ
スとして送られ、ライン1人の低圧供給ガス流と混合す
る。これ等は低圧ガス混合物を生成してライン12Aに
よって圧縮機11Aに送られ、圧縮機によって透過圧の
混合物となる。FIG. 6 discloses an alternative system in which the feed gas is supplied at low pressure and therefore must be compressed to permeate pressure. The permeate gas from secondary separator 9A is sent by line 4A as recycle permeate gas and mixes with the low pressure feed gas stream in line 1. These produce a low pressure gas mixture which is sent by line 12A to compressor 11A, which converts it into a mixture at permeate pressure.
第3図に示されているような操作は、再循環透過ガスと
供給ガスの両方が圧縮機によって透過圧に圧縮されるの
で、有利である。これは主要な器具、設備コストおよび
作業コストをかなシ節約する。Operation as shown in FIG. 3 is advantageous because both the recycle permeate gas and the feed gas are compressed to permeate pressure by the compressor. This saves significant amounts of capital equipment, equipment costs, and labor costs.
勿論、第1図および第3図の分離器7.9および7A%
9Aは所望の分離に必要な隔膜表面積に応じて分離器側
々の隔膜表面積が最も経済的になるように単一分離器ま
たは複数分離器を表わしているものと解すべきである。Of course, the separators 7.9 and 7A% of FIGS. 1 and 3
9A should be understood to represent a single separator or multiple separators so that the membrane surface area on each side of the separator is most economical depending on the membrane surface area required for the desired separation.
第2図には本発明の方法の別の態様を実施するだめの代
替装置が概略的に説明されている。例えばメタンと二酸
化炭素を含有するガス混合物はライン42によって供給
されるが、それはライン41による供給ガスとライン6
6による再循環透過ガスからなる。このガス混合物は透
過圧で直列の複数1次分離器43.47および51に供
給される。各1次分離器は二酸化炭素の透過に対して選
択性を示す隔膜44.48および52を有するので二酸
化炭素に富んだ透過ガスが分離器からライン45.49
および53によって取出すことができる。不透過ガスは
直列の各1次分離器を最小の透過圧低下で例えばライン
46.50および54によって通過する。直列1次分離
器の数はガス総流量、必要な分離、分離器1個に設ける
ことができる経済的な隔膜表面積の如き因子に依って決
まる。複数1次分離器からの不透過ガスはライン5Gに
よって複数2次分離器に供給されるが、ライン56は不
透過ガスを例えばライン57および58によって並列配
置の2次分離器59および61に送シ込まれるガス流に
分割する。かかる2次分離器59および61は二酸化炭
素の透過に対して選択性を示す隔膜60および62を有
するので2次分離器に供給されたガスよシも二酸化炭素
に富む透過ガスをそれぞれライン64および65から取
出すことができる。透過ガス流は再循環透過ガスとして
組合わせることができるのでライン66によって搬送さ
れてライン41の供給ガスとプレンrされる。2次分離
器からの不透過ガスは実質的にメタンに富み、ライン6
8および61によって2次分離器から取出すことができ
る。2次分離器の数もまた処理すべきガスの量、必要な
分離および分離器1個に設けることができる隔膜表面積
の量の如き変数に依存する。FIG. 2 schematically illustrates an alternative apparatus for carrying out another aspect of the method of the invention. A gas mixture containing, for example, methane and carbon dioxide is supplied by line 42, which is combined with the feed gas by line 41 and by line 6.
Consisting of recirculated permeate gas from 6. This gas mixture is fed at permeate pressure to a plurality of primary separators 43, 47 and 51 in series. Each primary separator has membranes 44.48 and 52 that are selective for the permeation of carbon dioxide so that the carbon dioxide-rich permeate gas leaves the separator in line 45.49.
and 53. The nonpermeate gas passes through each primary separator in series with minimal permeate pressure drop, for example by lines 46, 50 and 54. The number of primary separators in series depends on factors such as the total gas flow rate, the separation required, and the economical membrane surface area that can be provided in a single separator. The opaque gas from the primary separators is fed by line 5G to the secondary separators, while line 56 carries the opaque gas to secondary separators 59 and 61 arranged in parallel, for example by lines 57 and 58. into the injected gas stream. The secondary separators 59 and 61 have diaphragms 60 and 62 that are selective to the permeation of carbon dioxide, so that the permeate gas rich in carbon dioxide is passed through lines 64 and 62, respectively, rather than the gas supplied to the secondary separators. It can be taken out from 65. The permeate gas stream can be combined as recycled permeate gas and is conveyed by line 66 to be combined with the feed gas in line 41. The non-permeate gas from the secondary separator is substantially methane-rich and flows through line 6.
8 and 61 from the secondary separator. The number of secondary separators also depends on variables such as the amount of gas to be processed, the separation required and the amount of membrane surface area that can be provided in a single separator.
実行すべき分離に依るが、1次分離器例えば43.4γ
および51の配置は第2図に示されているように直列で
あってもよいし又は並列配置もしくは直列/並列組合わ
せの配置であってもよい。Depending on the separation to be performed, the primary separator e.g. 43.4γ
and 51 may be in series as shown in FIG. 2, or may be in parallel or in a series/parallel combination.
同様に、2次分離器例えば59および61の配列は第2
図に示されているように並列であってもよいし又は直列
配置もしくは直列/並列配置であってもよい。Similarly, the array of secondary separators, e.g. 59 and 61,
It may be in parallel as shown in the figure or in a series or series/parallel arrangement.
第4図には、単一隔膜分離器をもって本発明の方法の態
様を実施するために有効な装置が概略的に示されている
。例えば二酸化炭素とメタンのガス混合物は圧縮機11
1によってライン112を通して、メタンよシも二酸化
炭素に対してより透過性の隔膜114を有する分離器1
13に送り込まれる。FIG. 4 schematically depicts an apparatus useful for carrying out aspects of the method of the present invention with a single membrane separator. For example, a gas mixture of carbon dioxide and methane is supplied to the compressor 11
1 through a line 112 to a separator 1 having a diaphragm 114 more permeable to methane than to carbon dioxide.
Sent to 13.
二酸化炭素は隔膜の一方の側から他方の側に選択的に透
過するので二酸化炭素に富む透過ガス流としてライン1
16を通して分離器113から取υ出される。不透過ガ
スはライン104を通して分離器113から取り出され
る;このガス流はメタンに富む回収流である。ライン1
16を通る二酸化炭素に富む透過ガス流の一部をこのラ
インから取り出し、ライン103によって圧縮機111
の吸込側に再循環し即ちもどして隔膜114の一方の側
に接触するようにフィーにバックさせる。The carbon dioxide permeates selectively from one side of the diaphragm to the other, resulting in a carbon dioxide-rich permeate gas stream in line 1.
16 from the separator 113. Non-permeable gas is removed from separator 113 through line 104; this gas stream is a methane-rich recycle stream. line 1
A portion of the carbon dioxide-rich permeate gas stream passing through 16 is removed from this line and sent by line 103 to compressor 111
is recirculated to the suction side of the diaphragm 114 and fed back into contact with one side of the membrane 114.
残シの透過ガス流は二酸化炭素に富む回収流105とし
て取シ出される。分電器113の入口側にもど式れる二
酸化炭素に富む透過ガス流の量は約10〜50%である
。The remaining permeate gas stream is removed as a carbon dioxide-enriched recovery stream 105. The amount of carbon dioxide-rich permeate gas stream returned to the inlet side of the electrical divider 113 is about 10-50%.
はう犬な数の隔膜ガス分離操作の結果としてがなりの量
の隔膜透過データが集積されておシ、隔膜カス分離のコ
ンピューターシミュレーションを用いて適度な正確さで
隔膜ガス分離器性能を予測できる。かかる隔膜分離デー
タは例えば次のようなものである二二酸化炭素21.8
モルチとメタン76.9モル係を含有する供給ガスを、
二酸化炭素に対してよシ透過性のガス分離隔膜と接触さ
せた場合、二酸化炭素78.6モル係を含有する透過ガ
スが取り出せた。不透過ガスはメタン79.0モル係に
濃縮された。同じ隔膜に、二酸化炭素79.8モル係と
メタンたった16.9モル係とを含有する実質的に二酸
化炭素の多い供給ガスを接触させ、そして同じような温
度、圧力および流量の条件下で操作した場合、透過ガス
は二酸化炭素94.4モル係に濃縮されていた。しかし
ながら不透過ガスは19.2モル係のメタンに濃縮され
たにすぎなかった。A large amount of diaphragm permeation data has been accumulated as a result of a large number of diaphragm gas separation operations, and computer simulations of diaphragm gas separation can be used to predict diaphragm gas separator performance with reasonable accuracy. . Such diaphragm separation data may be, for example, dicarbon dioxide 21.8
A feed gas containing molt and 76.9 moles of methane,
When contacted with a gas separation membrane that is highly permeable to carbon dioxide, a permeate gas containing 78.6 moles of carbon dioxide was removed. The nonpermeate gas was concentrated to 79.0 moles of methane. The same membrane was contacted with a substantially carbon dioxide-rich feed gas containing 79.8 moles of carbon dioxide and only 16.9 moles of methane and operated under similar conditions of temperature, pressure, and flow rate. In this case, the permeate gas was concentrated to 94.4 moles of carbon dioxide. However, the nonpermeate gas was only concentrated to 19.2 molar parts of methane.
下記実施例は二酸化炭素とメタンを含有するガス混合物
の隔膜ガス分離のコンピューターシミュレーションに基
づいている。下記実施例で用いられている度量のメート
ル単位は米国で通常使用されている度量単位を次の転換
係数で換算したものである。The examples below are based on computer simulations of membrane gas separation of gas mixtures containing carbon dioxide and methane. The metric units of measurement used in the following examples are the units of measurement commonly used in the United States converted using the following conversion factors.
5OFHX O,0268= N m”/hrpsi
X 0.89 = kPa
ft2x O,[l 929 = m”BHP Xo、
7457=kW
(但し、
FEOFHは1時間当りの標準立方フィートで表わした
流量の単位である;
N 7713/hrは1時間当りの呼称立方米で表わし
た流量の単位である;
psiは平方インチ当りの力(ポン−)で表わしだ圧力
の単位である;
kPaはキロパスカルで表わした圧力の単位である;
ft”は平方フィートで表わした面積の単位である;
TrL2は平方米で表わした面積の単位である;BHP
はブレーキ馬力で表わしたパワーの単位である;そして
kWはキロワットで表わしたパワーの単位である。5OFHX O,0268= N m”/hrpsi
X 0.89 = kPa ft2x O, [l 929 = m”BHP Xo,
7457=kW (where FEOFH is the unit of flow expressed in standard cubic feet per hour; N 7713/hr is the unit of flow expressed in nominal cubic meters per hour; psi is the unit of flow expressed in nominal cubic feet per hour) kPa is the unit of pressure in kilopascals; ft” is the unit of area in square feet; TrL2 is the area in square meters is the unit of; BHP
is the unit of power in brake horsepower; and kW is the unit of power in kilowatts.
実施例1
これは公知の隔膜がヌ分離をコンピューターシミュレー
ションによって説明するものであシ、隔膜ガス分離法に
よるメタン回収において隔膜面積増加が不利に作用する
ことを立証する。この作用は隔膜表面積が増加すると不
透過ガス中のメタンの純度は増加するがメタンの回収は
かなシ減少すると云うものである。二酸化炭素44.0
モル係、メタン55.0モル係および窒素1.0モル係
からなる供給ガスを1115 Nm”/hrの流量で供
給する。Example 1 This is a computer simulation to illustrate the separation of a known diaphragm, and proves that an increase in diaphragm area has a disadvantageous effect on methane recovery by a diaphragm gas separation method. This effect is such that as the diaphragm surface area increases, the purity of methane in the non-permeable gas increases, but the recovery of methane is slightly reduced. Carbon dioxide 44.0
A feed gas consisting of 55.0 molar parts of methane and 1.0 molar parts of nitrogen is supplied at a flow rate of 1115 Nm''/hr.
このガスは3620 kPaの透過圧で、隔膜表面積1
1067FL”の分離器に送シ込まれる。隔膜の透過側
は172 kPaに保たれる。This gas has a permeation pressure of 3620 kPa and a membrane surface area of 1
1067 FL" separator. The permeate side of the diaphragm is maintained at 172 kPa.
両分離器の隔膜は二酸化炭素透過度35.Q GPU(
先に規定されている)、メタン透過&2.5GPUおよ
び窒素透過度1.90 p Uを有するものとして特徴
付けられる。この二酸化送累とメタンの透過度に基いて
、この隔膜はメタンの透過よシも二酸化炭素の透過に対
して14の選択性を示す:即ち二酸化炭素に富むガスが
隔膜を通して選択的に透過されるであろう。透過回収ガ
スは69.1モル係二酸化炭素と60.4モル係メタン
の組成で流量704 N771” /hrを有するであ
ろうと予測される。The membranes of both separators have a carbon dioxide permeability of 35. Q GPU (
), characterized as having a methane permeability &2.5 GPU and a nitrogen permeability of 1.90 p U. Based on this carbon dioxide transport and the permeability of methane, the membrane exhibits a selectivity of 14 for the permeation of carbon dioxide over methane; i.e., carbon dioxide-rich gases are selectively permeated through the membrane. There will be. The permeate recovery gas is expected to have a composition of 69.1 molar carbon dioxide and 60.4 molar methane and a flow rate of 704 N771''/hr.
この透過ガス流によって、供給ガス中に含有されていた
全二酸化炭素の99.1 %が回収される。This permeate gas stream recovers 99.1% of the total carbon dioxide contained in the feed gas.
また、透過器からの不透過ガスは1.1モル係二酸化炭
素と96.9モル係メタンの組成で流量416N 77
13/ hrであろうと予測される。この不透過ガス流
によって、供給ガス中に含有されていた全メタンの65
.1 %が回収されるであろう。In addition, the non-permeable gas from the permeator has a composition of 1.1 molar carbon dioxide and 96.9 molar methane and has a flow rate of 416 N 77
13/hr. This non-permeable gas stream eliminates 65% of the total methane contained in the feed gas.
.. 1% will be recovered.
隔膜表面積を1236 m2に増した以外は同一条件で
シミュレーションを繰シ返した。隔膜表面積が増すと、
不透過ガスはメタン97.6モル係のレベルにまで濃縮
されたメタンになる。しかしながら、不透過ガスによる
メタンの回収は不透過ガスが供給ガス中の全メタンの6
0..1 %からなる程迄に低下するであろう。The simulation was repeated under the same conditions except that the membrane surface area was increased to 1236 m2. As the diaphragm surface area increases,
The non-permeable gas becomes methane concentrated to a level of 97.6 moles of methane. However, the recovery of methane by impermeable gas is such that the impermeable gas accounts for 60% of the total methane in the feed gas.
0. .. It will probably drop to about 1%.
さらに、隔膜表面積が1384 m”に増した以外は同
一条件でシミュレーションを繰シ返した。Furthermore, the simulation was repeated under the same conditions except that the membrane surface area was increased to 1384 m''.
この隔膜表面積の増加によって、不透過ガスは97.8
モルチのレベルにまで濃縮されたメタンになるであろう
と予測される。しかしながら、不透過ガスによるメタン
の回収はさらに低下して、不透過ガスは供給ガス中の全
メタンの54.9%に過ぎなくなるであろう。Due to this increase in membrane surface area, the impermeable gas is 97.8
It is predicted that the methane will be concentrated to the level of molch. However, the recovery of methane by the nonpermeate gas will be further reduced to only 54.9% of the total methane in the feed gas.
このシミュレーションの関連データを第1表にまとめた
。Data related to this simulation are summarized in Table 1.
寸 ぐの?+口 艶
の 寸ト0へ 寸
K) 唖 o−+旧
−o a:+−o寸0i
00C1ffi +”−ト ■ へ
O寸u″)r C’J (イ)α
℃寸L1″)F
下記実施例2〜5は本発明の詳細な説明するためのもの
であシ、隔膜全表面積が増しても不透過ガスによるメタ
ンの回収がかなシ改善されている。What's the size? + mouth glossy size to 0 size K) mute o-+old-o a:+-o size0i 00C1ffi +”-to ■
O dimensionu'')r C'J (a)α
℃ dimension L1'')F Examples 2 to 5 below are provided to explain the present invention in detail, and show that even if the total surface area of the diaphragm is increased, the recovery of methane by non-permeable gas is significantly improved.
実施例2
44.0モルチの二酸化炭素、55.0モルチのメタン
および1.0モルチの窒素からなる供給ガスを流量11
15 Nm”/hrで供給する隔膜ガス分離をコ/ピユ
ータ−シミュレーションで説明する。このガスは362
0 kPaの透過圧で供給される。この供給ガスはやは
F) 3620 kPaに圧縮された透過再循環ガスと
組合わされて隔膜表面積743 m2の1次分離器に送
シ込まれる。1次分離器からの不透過ガスを隔膜表面積
362 m2の2次分離器に移行きせる。Example 2 Feed gas consisting of 44.0 mole carbon dioxide, 55.0 mole methane and 1.0 mole nitrogen at a flow rate of 11
Co/computer simulation explains diaphragm gas separation supplied at 15 Nm”/hr. This gas is
Supplied at a permeation pressure of 0 kPa. This feed gas is combined with permeate recycle gas which is now compressed to F) 3620 kPa and is fed to a primary separator with a membrane surface area of 743 m2. The non-permeable gas from the primary separator is transferred to a secondary separator with a membrane surface area of 362 m2.
両分離器の隔膜は二酸化炭素透過度35.0 GPU(
先に規定されている)、メタン透過度2.5 GPUお
よび窒素透過度1.90 P Uを有するものと1−で
特徴付けられる。この二酸化炭素とメタンの透過度に基
いて、この隔膜はメタンの透過よりも二酸化炭素の透過
に対して14の選択性を示す:即ち二酸化炭素30.9
%とメタン68.1 %の組成を有する透過再循環ガス
は流量’I 15 Nm”/hrで2次分離器から取出
して供給ガスと混合すべき透過再循環ガスとしてもどす
ことができると予測される。The diaphragms of both separators have a carbon dioxide permeability of 35.0 GPU (
), characterized as having a methane permeability of 2.5 GPU and a nitrogen permeability of 1.90 PU. Based on the permeability of carbon dioxide and methane, this membrane exhibits a selectivity of 14 for the permeation of carbon dioxide over the permeation of methane: i.e. 30.9% for carbon dioxide.
It is predicted that permeate recycle gas having a composition of 68.1% and 68.1% methane can be removed from the secondary separator at a flow rate of 'I 15 Nm''/hr and returned as permeate recycle gas to be mixed with the feed gas. Ru.
1次分離器からの透過ガスは二酸化炭素78.1モルチ
とメタン21,6モルチの組成で流量617N m”7
’hrであると予測される。この透過ガス流は供給ガス
中に含有されていた二酸化炭素の97.9%を含有する
であろう。The permeate gas from the primary separator has a composition of 78.1 molt carbon dioxide and 21.6 molt methane, and has a flow rate of 617 N m”7.
'hr. This permeate gas stream will contain 97.9% of the carbon dioxide contained in the feed gas.
また、2次分離器からの不透過ガスは二酸化炭素2.0
モルチとメタン96.1モルチの組成で流量499 N
771” / hrであろうと予測される。この不透過
ガス流は供給ガス中の全供給メタンの78.2 %を回
収するであろう。In addition, the non-permeable gas from the secondary separator is carbon dioxide 2.0
Flow rate 499 N with a composition of molti and methane 96.1 molti
771"/hr. This non-permeable gas stream will recover 78.2% of the total feed methane in the feed gas.
透過ガス流は各透過器から1721cPaの圧力で流出
するであろう。透過再循環ガスを3620 kPaの透
過ガス圧に圧縮するために23 kwの圧縮パワーを必
要とするであろう。The permeate gas stream will exit each permeator at a pressure of 1721 cPa. A compression power of 23 kw would be required to compress the permeate recycle gas to a permeate gas pressure of 3620 kPa.
実施例2のコンピーターシミュレーションノ関連データ
を第2表にまとめた。Data related to the computer simulation of Example 2 are summarized in Table 2.
実施例に
の実施例は二酸化炭素とメタンを含有するガス混合物の
隔膜ガス分離のコンピューターシミュレーションをさら
に説明するだめのものである。The examples serve to further illustrate computer simulations of membrane gas separation of gas mixtures containing carbon dioxide and methane.
実施例2のシミュレーションに使用したと同じ供給ガス
は、1次透過器が隔膜表面積539 m2を有しそして
2次透過器が隔膜表面積697 m”を有する本発明の
方法によって分離することができる。The same feed gas used in the simulation of Example 2 can be separated by the method of the present invention in which the primary permeator has a membrane surface area of 539 m2 and the secondary permeator has a membrane surface area of 697 m''.
その他の操作パラメーターは、透過再循環ガスが二酸化
炭素50.1モルチとメタン49.2モルチの組成で流
量300 Nm3/hrでおろう以外は実施例2と同じ
である。この再循環ガスは容量が高いので172 kP
aから3620 kPaに圧縮するために6 Q kW
のパワーを必要とする。Other operating parameters are the same as in Example 2, except that the permeate recycle gas has a composition of 50.1 mole carbon dioxide and 49.2 mole methane and a flow rate of 300 Nm3/hr. This recirculated gas has a high capacity of 172 kP.
6 Q kW to compress from a to 3620 kPa
requires the power of
1次分離器から回収される透過ガスは二酸化炭素84.
6モルチとメタン15.2モルチの組成で流量566
N m” /hrで流出すると予測される。この透過ガ
ス流は供給ガス中の全二酸化炭素の97.3チを含有す
ると予測される。The permeate gas recovered from the primary separator contains 84% carbon dioxide.
Flow rate 566 with a composition of 6 molti and methane 15.2 molti
The permeate gas stream is expected to contain 97.3% of the total carbon dioxide in the feed gas.
2次分離器からの不透過ガスは二酸化炭素2.0モルチ
とメタン96.2モルチの組成で流量55ONm、”/
hrで流出すると予測される。この不透過ガスによるメ
タンの回収は供給ガス中の全メタンの85.7 %でか
なシ高いものであると予測される。The non-permeable gas from the secondary separator has a composition of 2.0 mol of carbon dioxide and 96.2 mol of methane, and a flow rate of 55 ONm.
It is expected to flow out in hr. Recovery of methane by this non-permeable gas is expected to be quite high at 85.7% of the total methane in the feed gas.
この実施例6のコンピューターシミュレーションの関連
データは第2表にまとめられている。The relevant data of the computer simulation of this Example 6 are summarized in Table 2.
実施例4
この実施例は二酸化炭素とメタンを含有するガス混合物
の隔膜ガス分離のコンピューターシミュレーションをさ
らに説明するためのものである。Example 4 This example further illustrates a computer simulation of membrane gas separation of a gas mixture containing carbon dioxide and methane.
この実施例では、1次分離器の隔膜表面積をさらに減少
し、そして2次分離器の隔膜表面積をさらに増大せしめ
ている。そのためこの装置は高容量の再循環ガスを収容
できるので2次透過器から回収される不透過ガス流によ
るメタンの回収が増大する。In this embodiment, the diaphragm surface area of the primary separator is further reduced and the diaphragm surface area of the secondary separator is further increased. This allows the device to accommodate high volumes of recycle gas, thereby increasing methane recovery from the non-permeate gas stream recovered from the secondary permeator.
隔膜表面積427 m”の1次分離器と隔膜表面積95
7 m2の2次分離器を用いる本発明の方法によって実
施例2のシミュレーションに使用したと同じ供給ガスを
分離する。その他の操作パラメーターは520 N77
13/hrの再循環透過流を供給ガスと混合するために
もどす以外は実施例2と同じである。この高容量の再循
環透過ガスは172kPaから3620 kPaに圧縮
するために102 kWのパワーを必要とする。Primary separator with diaphragm surface area of 427 m” and diaphragm surface area of 95 m”
The same feed gas used in the simulation of Example 2 is separated by the method of the invention using a 7 m2 secondary separator. Other operating parameters are 520 N77
Same as Example 2 except that 13/hr of recycled permeate stream is returned for mixing with the feed gas. This high volume of recirculated permeate gas requires 102 kW of power to compress from 172 kPa to 3620 kPa.
2次分離器からの不透過ガスによるメタンの回収は供給
ガス中の全メタンの90.5%に迄向上すると予測され
る。Recovery of methane by nonpermeate gas from the secondary separator is expected to increase to 90.5% of the total methane in the feed gas.
この実M 例4のコンピューターシミュレーションの関
連データは第2表にまとめられている。The relevant data of this computer simulation of Example 4 are summarized in Table 2.
実施例5
この実施例は二酸化炭素とメタンを含有するガス混合物
の隔膜ガス分離のコンピューターシミュレーションをさ
らに説明するだめのものである。Example 5 This example serves to further illustrate a computer simulation of membrane gas separation of a gas mixture containing carbon dioxide and methane.
この実施例は2次分離器からの不透過ガス中のメタンの
回収がさらに向上していることを説明するだめのもので
ある。これは、分離器間の隔膜表面積をさらに調整しそ
して再循環透過ガスの流量をさらに増大させることによ
って達成される。1次分離器は隔膜表面積279 m2
を有し、そして2次分離器は隔膜表面積1551rrL
2を有する。This example serves to illustrate the further improved recovery of methane in the nonpermeate gas from the secondary separator. This is accomplished by further adjusting the membrane surface area between the separators and further increasing the flow rate of the recycled permeate gas. The primary separator has a diaphragm surface area of 279 m2
and the secondary separator has a membrane surface area of 1551rrL
It has 2.
その他の操作パラメーターは1400 Nm3/hrの
透過再循環ガスを供給ガスと混合するためにもどす以外
は実施例2と同じである。この容量の再循環ガスは17
2 kPaから3620 k’Paに圧縮するために2
751wパワーを必要とした。Other operating parameters are the same as Example 2 except that 1400 Nm3/hr of permeate recycle gas is returned for mixing with the feed gas. This volume of recirculated gas is 17
2 to compress from 2 kPa to 3620 k'Pa
It required 751w power.
2次分離器からの不透過ガスによるメタンの回収は供給
ガス中の全メタンの96.4%に迄向上すると予測され
る。Recovery of methane by nonpermeate gas from the secondary separator is expected to improve to 96.4% of the total methane in the feed gas.
この実施例5のコンピューターシミュレーションの関連
データは第2表にまとめられている。The relevant data of the computer simulation of this Example 5 are summarized in Table 2.
上記実施例2〜5は炭化水素ガスと酸性ガスを含有する
混合物から炭化水素に富む不透過ガスを回収するだめの
本発明の方法の態様を説明するものである。これ等実施
例は供給ガス状態、入手できる隔膜表面積、操作コスト
および必要な分離に応じて最も効果的にこの方法を実施
するために操作し得る広範囲の変数を具体的に説明して
いる。Examples 2-5 above illustrate embodiments of the process of the present invention for recovering hydrocarbon-rich non-permeable gases from mixtures containing hydrocarbon gases and acid gases. These examples illustrate the wide range of variables that can be manipulated to most effectively carry out the process depending on feed gas conditions, available membrane surface area, operating costs, and separation required.
本発明は隔膜表面積が増しだときに再循環ガスを利用し
て炭化水素の回収を減少させずにかなυ高レベルに増大
せしめることができる、炭化水素ガスと酸性ガスの混合
物からの炭化水素ガスの回収を向上せしめるための隔膜
ガス分離法を提供する。The present invention utilizes recycle gas to increase hydrocarbon recovery from a mixture of hydrocarbon gas and acid gas to high levels without reducing hydrocarbon recovery as membrane surface area increases. Provided is a diaphragm gas separation method for improving the recovery of gas.
実施例に
の実施例は単一隔膜分離器を使用する本発明による隔膜
ガス分離のコンピューターシミュレーションを説明する
ものである。第6表にまとめらレタシミュレーションハ
55.0モル係メタンと45.0モルチ二酸化炭素の供
給ガスが95.0モル係メタンの不透過ガス流と78.
0モルチ二酸化炭素の透過ガス流に分離できると云うこ
とを予測している。この不透過ガス流は供給ガス中の全
メタンの78.0 %を回収するであろう。透過ガス流
は再循環されない。隔膜の供給側の圧力は2520kP
aであシ;隔膜の透過側の圧力は172 kpaである
。EXAMPLE The example describes a computer simulation of membrane gas separation according to the present invention using a single membrane separator. Table 6 summarizes the simulation results in which a feed gas of 55.0 molar methane and 45.0 molar carbon dioxide is combined with an impermeable gas stream of 95.0 molar methane and 78.0 molar methane.
It is anticipated that separation into a permeate gas stream of 0 molar carbon dioxide will be possible. This nonpermeate gas stream will recover 78.0% of the total methane in the feed gas. The permeate gas stream is not recycled. The pressure on the supply side of the diaphragm is 2520kP
The pressure on the permeate side of the diaphragm is 172 kpa.
第6表
流れ煮★ 101 102 103 104 1
05流量(103N7713/hr) 5.6
5.6 0 2.6 3.0組成(モル%)
OH,55,055,0−95,022,0002’
45.0 45.0 − 5.0 78.0
★流れ屋は第4図において同じ屋によって表わされてい
るラインの流れに相当する。Table 6 Nagarani★ 101 102 103 104 1
05 flow rate (103N7713/hr) 5.6
5.6 0 2.6 3.0 Composition (mol%) OH, 55,055,0-95,022,0002'
45.0 45.0 - 5.0 78.0
★Nagaraya corresponds to the flow of lines represented by the same ya in Figure 4.
実施例7
この実施例は透過ガス流の25.7 %をガス混合物に
再循環する以外は実施例6と同じ隔膜がス分離のコンピ
ューターシミュレーションを説明するものである。第4
表にまとめられたシミュレーションは供給がスが95.
0モル係メタンの不透過ガス流と、80.8モルチ二酸
化炭素の透過ガス流に分離できることを予測する。この
不透過がス流は供給ガス中の全メタンの81.5%を回
収するであろう。Example 7 This example describes a computer simulation of gas separation using the same membrane as Example 6, except that 25.7% of the permeate gas stream is recycled to the gas mixture. Fourth
The simulations summarized in the table show that the supply is 95.
We predict that it can be separated into a nonpermeate gas stream of 0 molar methane and a permeate gas stream of 80.8 molar carbon dioxide. This impermeable soot stream will recover 81.5% of the total methane in the feed gas.
第4表
流れ屋★ 101 102 103 104 1
05流量(103Nm3/hr) 5.6 6.6
1.0 2.6 3.0組成(モル%)
OH,55,049,619,295,019,200
245,050,480,85,080,8★流れ屋は
第4図において同−屋によって表わされているラインの
流れに相当する。Table 4 Nagariya★ 101 102 103 104 1
05 flow rate (103Nm3/hr) 5.6 6.6
1.0 2.6 3.0 Composition (mol%) OH, 55,049,619,295,019,200
245,050,480,85,080,8★Nagare-ya corresponds to the flow of the line represented by the same-ya in FIG.
実施例8
この実施例は透過ガス流の50%をガス混合物に再循環
する以外は実施例7と同じ隔膜ガス分離のコンピュータ
ーシミュレーションを説明するものである。第5表にま
とめられているシミュレーションは供給ガスを95.0
モル係メタンの不透過ガス流と84.5モルチ二酸化炭
素の透過ガス流に分離できることを予測する。この不透
過ガス流は供給ガス中の全メタンの85.6%を回収す
るであろう。Example 8 This example describes a computer simulation of the same membrane gas separation as Example 7, except that 50% of the permeate gas stream is recycled to the gas mixture. The simulations summarized in Table 5 set the feed gas to 95.0
We predict that it will be possible to separate a non-permeate gas stream of 84.5 molar methane and a permeate gas stream of 84.5 molar carbon dioxide. This nonpermeate gas stream will recover 85.6% of the total methane in the feed gas.
第5表
流れ屋★ 101 102 103 104 1
05流量(10”N@3/hr) 5.6 8.4
2.8 2.8 2.8組成(モル%)
CjH455−041,715,595,015゜5C
!02 45.058.3 84.5 5.0
84.5★流れ墓は第4図において同−潟によって表
わされているラインの流れに相当する。Table 5 Nagariya★ 101 102 103 104 1
05 Flow rate (10”N@3/hr) 5.6 8.4
2.8 2.8 2.8 Composition (mol%) CjH455-041,715,595,015°5C
! 02 45.058.3 84.5 5.0
84.5★ Flowing Tomb corresponds to the flow of the line represented by the same lagoon in Figure 4.
この方法に使用するために適する隔膜は二酸化炭素/メ
タンに関すると同様しばしば硫化水素/メタンに関する
分離係数が実質的に大きい即ち少なくとも約9である。Diaphragms suitable for use in this process often have a substantially high separation factor, ie, at least about 9, for hydrogen sulfide/methane as well as for carbon dioxide/methane.
従って、メタンから二酸化炭素を分離する場合と実質的
に同じ効率をもって硫化水素や硫化水素と二酸化炭素の
混合物をメタンから分離することができる。Therefore, hydrogen sulfide or a mixture of hydrogen sulfide and carbon dioxide can be separated from methane with substantially the same efficiency as when carbon dioxide is separated from methane.
本発明は具体的態様について記載されているが、それ等
に限定されるものではない。本発明の思想および範囲を
逸脱することなく種々の変形例が当業者によって生み出
されるであろうことを理解すべきである。Although the invention has been described with respect to specific embodiments, it is not limited thereto. It should be understood that various modifications may be devised by those skilled in the art without departing from the spirit and scope of the invention.
第1図、第2図、第6図および第4図は本発明の方法を
実施する際に使用する装置の概略説明図である。
1次分離器・・・・・・・・・・・・7.7A% 43
.4L 512次分離器・・・・・・・・・・・・L
9A% 5L 61単一分離器・・・・・・・・・
・・・113隔膜・・・・・・・・・・・・・・・・・
・・・・・・・・・・8.10.44.48.52.6
0.62.114
圧縮機・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・・1
1.11A、111牙3図
オ1図
手続補正書(方式)
%式%
1、事件の表示
昭和58 年特許願第 190613 号2、発
明の名称
3、補正をする者
事件との関係 持1t′「出願人
住 所
4、代理人
昭和59年 1 月 31日
6、補正により増加する発明の数
7、補正の対象
/−−\\1, 2, 6, and 4 are schematic illustrations of the apparatus used in carrying out the method of the present invention. Primary separator・・・・・・・・・7.7A% 43
.. 4L 51 Secondary separator・・・・・・・・・・・・L
9A% 5L 61 single separator・・・・・・・・・
・・・113 Diaphragm・・・・・・・・・・・・・・・・・・
・・・・・・・・・・・・8.10.44.48.52.6
0.62.114 Compressor・・・・・・・・・・・・・・・・・・1
1.11A, 111 Fang 3 Figure O 1 Procedural amendment (method) % formula % 1, Indication of the case Patent Application No. 190613 of 1982 2, Title of the invention 3, Person making the amendment Relationship with the case 1t 'Applicant address 4, agent January 31, 1980 6, number of inventions increased by amendment 7, subject of amendment/--\\
Claims (9)
スとを含有する混合物から、上記束なくとも1種のガス
に富む不透過ガスを回収するだめの隔膜ガス分離法にお
いて、 (a)上記束なくとも1種のガスの透過に比らべて上記
他の少なくとも1種のガスの透過に対して選択性を示す
隔膜を有する少なくとも2個の1次分離器へ上記混合物
を透過圧で供給しく但し、上記1次分離器は所定の1次
分離器隔膜表面積を有する): (b) 上記束なくとも1種のガスの透過に比らべて
上記他の少なくとも1種のガスの透過に対して選択性を
示す隔膜を有する少なくとも2個の2次分離器へ上記1
次分離器からの不透過ガスを移行させ(但し、上記2次
分離器は所定の2次分離器隔膜表面積を有し、そして上
記所定の1次分離器隔膜表面積対上記所定の2次分離器
隔膜表面積の比は少なくとも0.6である);(C)上
記1次分離器から上記他の少なくとも1種のガスに富む
透過ガスを取出し; (d) 上記2次分離器から上記束なくとも1種のガ
スに富む不透過ガスを取出し;そして(θ)上記2次分
離器から再循環透過ガスを取出してその少なくとも一部
を上記混合物に戻すことによって、上記不透過ガス中に
回収される上記束なくとも1種のガスの容量を増大させ
ることを特徴とする方法。(1) In a diaphragm gas separation method for recovering an impermeable gas enriched in at least one gas from a mixture containing at least one gas and at least one other gas, (a) said mixture at permeate pressure to at least two primary separators having diaphragms exhibiting selectivity for the permeation of said at least one other gas relative to the permeation of said at least one gas; provided that the primary separator has a predetermined primary separator diaphragm surface area: (b) the permeation of the at least one other gas in the bundle is greater than the permeation of the at least one gas in the bundle; 1 to at least two secondary separators having diaphragms exhibiting selectivity for
transfer nonpermeate gas from a secondary separator, provided that the secondary separator has a predetermined secondary separator membrane surface area, and the predetermined primary separator membrane surface area versus the predetermined secondary separator membrane surface area; (c) withdrawing from said primary separator a permeate gas enriched in said at least one other gas; (d) withdrawing said at least one bundle from said secondary separator; a nonpermeate gas enriched in one gas; and (θ) recovered in the nonpermeate gas by removing recycled permeate gas from the secondary separator and returning at least a portion of it to the mixture. A method characterized in that the capacity of at least one gas in the bundle is increased.
し、そして上記他の少なくとも1種のガスは酸性ガスを
特徴する特許請求の範囲第1項の方法。2. The method of claim 1, wherein at least one gas in said bundle contains a hydrocarbon gas and said at least one other gas is an acidic gas.
記他の少なくとも1種のガスの透過に対して選択性を有
する隔膜は8〜60の範囲の分離係数αを有する、特許
請求の範囲第2項の方法。(3) The diaphragm having a selectivity for the permeation of at least one other gas as compared to the permeation of at least 1 ai gases in the bundle has a separation coefficient α in the range of 8 to 60. The method according to the second term of the scope.
範囲第6項の方法。(4) The method according to claim 6, wherein the hydrocarbon gas is methane.
範囲第4項の方法。(5) The method according to claim 4, wherein the acidic gas comprises carbon dioxide.
60〜約70モルチと二酸化炭素約60〜約70モルを
含有する供給ガスからなる、特許請求の範囲第5項の方
法。6. The method of claim 5, wherein said mixture comprises said recycled permeate gas and a feed gas containing about 60 to about 70 moles of methane and about 60 to about 70 moles of carbon dioxide.
はメタン少なくとも90モルチ、かつ上記供給ガス中の
全メタンの少なくとも90q6からなる、特許請求の範
囲第6項の方法。7. The method of claim 6, wherein said non-permeable gas enriched with said at least one gas comprises at least 90 moles of methane and at least 90q6 of the total methane in said feed gas.
ガスを分離する方法において (、) 炭化水素ガスよシも酸性ガスに対して透過性
であり、二酸化炭素/メタンに関する分離係数が少なく
とも約8である隔膜の一方の側に接触するように上記混
合物を供給して酸性ガスを選択的に隔膜の他方の側に透
過させ; (b) 上記隔膜の上記一方の側から不透過ガス流を
取出し: (C)上記隔膜の上記他方の側から透過ガス流を取出し
;そして (d) 上記透過ガスの一部を再循環流として上記ガ
ス混合物に戻す ことを特徴とする方法。(8) A method for separating an acid gas from a gas mixture containing a hydrocarbon gas, wherein the hydrocarbon gas is also permeable to the acid gas and has a separation factor for carbon dioxide/methane of at least about 8. (b) removing a non-permeable gas stream from the one side of the membrane; (C) removing a permeate gas stream from the other side of the membrane; and (d) returning a portion of the permeate gas to the gas mixture as a recycle stream.
に戻す、特許請求の範囲第8項の方法。 OQ 上記ガス混合物はメタン20〜80容量チを含
有する供給ガスおよび上記再循環流からなる、特許請求
の範囲第9項の方法。 αυ 不透過ガス流はメタン少なくとも90容量チを含
廟する、特許請求の範囲第10項の方法。 Q2 上記不透過ガス流が上記供給ガス中のメタンの
少なくとも80%を含有するように、十分な量の上記透
過流を再循環流として戻す、特許請求の範囲第11項の
方法。 α罎 他の少なくとも1種のガスの透過に比らべて成る
ガスの透過に対して選択性を示す隔膜を有する少なくと
も2個の1次分離器、 上記他の少なくとも1種のガスの透過に比らべて上記成
るガスの透過に対して選択性を示す隔膜を有する少なく
とも2個の2次分離器、少なくとも上記成るガスと上記
他の少なくとも1種のガスとを含有する混合物を透過圧
で上記1次分離器に送り込む手段、 上記1次分離器から不透過ガスを上記2次分離器へ流す
手段、 上記1次分離器から少なくとも上記成るガスに富んだ透
過ガスを取出す手段、 上記2次分離器から上記他の少なくとも1種のガスに富
んだ不透過ガスを取出す手段、上記2次分離器から再循
環透過ガスを取出す手段、および 上記再循環透過ガスの少なくとも一部を上記混合物供給
手段へ戻す手段 からなる隔膜ガス分離装置。 α→ 上記゛1次分離器は所定の1次分離器隔膜表面積
を有し、上記2次分離器は所定の2次分離器隔膜表面積
を有し、そして上記1次分離器隔膜表面積対上記2次分
離器隔膜表面積の比は少なくとも0.6である、特許請
求の範囲第16項の装置。9. The method of claim 8, wherein 10-50% of said permeate gas stream is returned to said gas mixture. 10. The method of claim 9, wherein said gas mixture consists of a feed gas containing 20 to 80 volumes of methane and said recycle stream. 11. The method of claim 10, wherein the αυ impermeable gas stream contains at least 90 volumes of methane. Q2. The method of claim 11, wherein a sufficient amount of said permeate stream is returned as a recycle stream such that said non-permeate gas stream contains at least 80% of the methane in said feed gas. α) at least two primary separators having diaphragms exhibiting selectivity for the permeation of at least one other gas compared to the permeation of at least one other gas; at least two secondary separators having diaphragms exhibiting selectivity for the permeation of said gases as compared to said gases; means for feeding the non-permeate gas from the primary separator to the secondary separator; means for removing from the primary separator at least the gas-enriched permeate gas; means for removing a non-permeate gas enriched in at least one other gas from the separator; means for removing recycled permeate gas from the secondary separator; and means for supplying at least a portion of the recycled permeate gas to the mixture. A diaphragm gas separation device consisting of means for returning the gas to α→ The primary separator has a predetermined primary separator diaphragm surface area, the secondary separator has a predetermined secondary separator diaphragm surface area, and the primary separator diaphragm surface area versus the 2 17. The apparatus of claim 16, wherein the ratio of secondary separator membrane surface areas is at least 0.6.
Applications Claiming Priority (3)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US43413682A | 1982-10-13 | 1982-10-13 | |
US434136 | 1982-10-13 | ||
US467414 | 1983-02-17 |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPS59130520A true JPS59130520A (en) | 1984-07-27 |
Family
ID=23722953
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP19061383A Pending JPS59130520A (en) | 1982-10-13 | 1983-10-12 | Diaphragm gas separtion |
Country Status (1)
Country | Link |
---|---|
JP (1) | JPS59130520A (en) |
Cited By (3)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JPS61171523A (en) * | 1984-12-21 | 1986-08-02 | エアー.プロダクツ.アンド.ケミカルス.インコーポレーテツド | Separation of gas |
JP2007254572A (en) * | 2006-03-23 | 2007-10-04 | Ngk Insulators Ltd | Methane concentration system and its operation method |
JP2013534863A (en) * | 2010-07-01 | 2013-09-09 | エボニック ファイバース ゲゼルシャフト ミット ベシュレンクテル ハフツング | Gas separation method |
-
1983
- 1983-10-12 JP JP19061383A patent/JPS59130520A/en active Pending
Cited By (3)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JPS61171523A (en) * | 1984-12-21 | 1986-08-02 | エアー.プロダクツ.アンド.ケミカルス.インコーポレーテツド | Separation of gas |
JP2007254572A (en) * | 2006-03-23 | 2007-10-04 | Ngk Insulators Ltd | Methane concentration system and its operation method |
JP2013534863A (en) * | 2010-07-01 | 2013-09-09 | エボニック ファイバース ゲゼルシャフト ミット ベシュレンクテル ハフツング | Gas separation method |
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