WO2018055971A1 - 水素またはヘリウムの精製方法、および水素またはヘリウムの精製装置 - Google Patents

水素またはヘリウムの精製方法、および水素またはヘリウムの精製装置 Download PDF

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adsorption
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沙織 田中
光利 中谷
貴裕 土屋
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住友精化株式会社
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Definitions

  • the present invention relates to a method and an apparatus for purifying hydrogen or helium using a pressure fluctuation adsorption method.
  • the concentration of volatile aromatic compounds in the gas released as waste gas is regulated to be low.
  • the concentration at the ground reaching point is set to 0.7 volppm or less in a certain area.
  • an absorption method, a cooling method, an adsorption method, a combustion method, and the like see, for example, Patent Document 1.
  • purifying by those processes may be collect
  • waste gas processing facilities there is a demand for a space-saving method with low introduction costs and operating costs.
  • the adsorption method is mainly used as a method for obtaining high-purity hydrogen and helium.
  • a pressure fluctuation adsorption method using synthetic zeolite or hydrophobic silica gel is employed in order to remove volatile aromatic compounds contained in the gas.
  • this method also has a problem in terms of cost since a vacuum apparatus is used for desorption and a hydrophobic material is used among silica-rich zeolite and silica gel (see, for example, Patent Document 1).
  • the cost for vacuum regeneration is required.
  • the amount of the purge gas used increases the cost.
  • the regeneration by heating also leads to an increase in cost for the energy required for heating.
  • the present invention has been conceived under such circumstances, using a pressure fluctuation adsorption method, from a raw material gas containing a volatile aromatic compound as an impurity, while reducing costs, and having high purity. It is an object of the present invention to provide a method and an apparatus suitable for obtaining hydrogen or helium.
  • a volatile aromatic compound is introduced as an impurity by repeating the cycle of the pressure fluctuation adsorption method using three or more adsorption towers filled with an adsorbent for each adsorption tower.
  • a method is provided for purifying hydrogen or helium from a source gas comprising and containing hydrogen or helium as a major component.
  • the raw material gas is introduced into the adsorption tower by a pressure fluctuation adsorption method using three or more adsorption towers filled with an adsorbent while the adsorption tower is at a predetermined high pressure.
  • An adsorption step for adsorbing the volatile aromatic compound in the raw material gas to the adsorbent and discharging a product gas having a high hydrogen or helium concentration from the adsorption tower; and a column from the adsorption tower after the adsorption step is completed A depressurization step for discharging the gas remaining in the column to lower the pressure in the column, and desorbing the volatile aromatic compound from the adsorbent in the adsorption column after the depressurization step, and discharging the column gas
  • Each of the adsorption towers is divided into a first area, a second area, and a third area in order from the upstream side to the downstream side in the flow direction of the raw material gas in the adsorption tower.
  • the first region is filled with a silica gel-based first adsorbent having a filling ratio in the range of 15 to 75 vol%.
  • the second region is filled with a zeolite-based second adsorbent having a filling ratio in the range of 15 to 75 vol%.
  • the third region is filled with an activated carbon-based third adsorbent having a filling ratio in the range of 5 to 30 vol%.
  • the first adsorbent is made of hydrophilic silica gel.
  • an apparatus for purifying hydrogen or helium from a source gas containing a volatile aromatic compound as an impurity and containing hydrogen or helium as a main component has a first gas passage port and a second gas passage port, each having three or more adsorption towers filled with an adsorbent between the first and second gas passage ports, and a product gas.
  • a storage tank for storing, a gas-liquid separation means for separating the gas discharged from the first gas passage port of the adsorption tower into a gas phase component and a liquid phase component, and a trunk connected to a source gas supply source
  • a first line having a passage and a plurality of branch passages provided for each adsorption tower and connected to the first gas passage port side of the adsorption tower and provided with on-off valves, respectively,
  • the second line, the main road provided with the storage tank, and the upper A third line provided for each adsorption tower and connected to the second gas passage opening side of the adsorption tower and having a plurality of branch passages each provided with an on-off valve; and the trunk in the third line And a plurality of branch passages provided for each of the adsorption towers and connected to the second gas passage opening side of the adsorption tower and each provided with an on-off valve.
  • a fifth line having a plurality of branched branches.
  • Each of the adsorption towers is divided into a first area, a second area, and a third area in order from the first gas passage opening to the second gas passage opening in the adsorption tower.
  • the first region is filled with a silica gel-based first adsorbent having a filling ratio in the range of 15 to 75 vol%.
  • the second region is filled with a zeolite-based second adsorbent having a filling ratio in the range of 15 to 75 vol%.
  • the third region is filled with an activated carbon-based third adsorbent having a filling ratio in the range of 5 to 30 vol%.
  • the first adsorbent is made of hydrophilic silica gel.
  • the present inventors have intensively studied a method for separating hydrogen or helium from a raw material gas containing a volatile aromatic compound as an impurity by a pressure fluctuation adsorption method.
  • silica gel as an adsorbent that adsorbs a volatile aromatic compound is used.
  • the latter stage is filled with zeolite and activated carbon, which are adsorbents that do not adsorb volatile aromatic compounds, and after the adsorption process is completed, a relatively clean gas in the zeolite and activated carbon layer is used, and after the desorption process is completed.
  • the content of volatile aromatic compounds contained as impurities in hydrogen or helium can be purified to a low volume of 1 volppm or less with a space-saving device.
  • FIG. 1 shows a schematic configuration of a purification apparatus X that can be used for carrying out the method for purifying hydrogen or helium according to the present invention.
  • the purification apparatus X includes three adsorption towers 10A, 10B, and 10C, a raw material gas supply source 21, a product storage tank 22, an offgas tank 23, a cooler 24, a gas-liquid separator 25, and lines 31 to 35.
  • the purification apparatus X is configured to be capable of concentrating and separating hydrogen or helium from a source gas containing hydrogen or helium (crude hydrogen or crude helium) using a pressure fluctuation adsorption method (PSA method).
  • PSA method pressure fluctuation adsorption method
  • the source gas there can be mentioned a gas mainly containing hydrogen produced from organic hydride and containing, for example, a volatile aromatic compound (for example, toluene, benzene, methylcyclohexane, etc.) as impurities.
  • a volatile aromatic compound for example, toluene, benzene, methylcyclohexane, etc.
  • Each of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C has gas passage ports 11 and 12 at both ends, and the adsorbent is filled between the gas passage ports 11 and 12.
  • a plurality (three) of regions partitioned by a perforated plate (not shown) are formed, and different adsorbents are respectively provided in these regions. Is filled.
  • the first adsorbent 131, the second adsorbent 131, the second adsorbent 131, the second adsorbent 131, and the second adsorbent 131 in the flow direction of the raw material gas in the adsorption towers 10A, 10B, 10C from the upstream side (gas passage port 11) toward the downstream side (gas passage port 12).
  • An adsorbent 132 and a third adsorbent 133 are sequentially stacked.
  • an adsorbent having a property of preferentially adsorbing volatile aromatic compounds is used.
  • adsorbents include silica gel-based adsorbents (hydrophilic silica gel, hydrophobic silica gel, etc.), among which hydrophilic silica gel, particularly silica gel B type is preferable.
  • hydrophilic silica gel particularly silica gel B type is preferable.
  • second and third adsorbents 132 and 133 adsorbents having relatively low adsorbability for volatile aromatic compounds are used.
  • Examples of the second adsorbent 132 include zeolite-based adsorbents (A-type zeolite, CaA-type zeolite, Y-type zeolite, etc.), and among these, CaA-type zeolite is preferable.
  • Examples of the third adsorbent 133 include activated carbons such as coconut shells and coals. These adsorbents are generally commercially available, are readily available, and do not require pretreatment.
  • Silica gel (or silica) is inherently hydrophilic because it has a hydroxyl group on the surface, and becomes hydrophobic when subjected to a hydrophobizing treatment such as high temperature heating or reaction with an alkylsilylating agent. Conventionally, this hydrophobization treatment has been a cause of cost increase.
  • the first to third adsorbents 131, 132, and 133 are adjusted to have a predetermined filling ratio (volume ratio) with respect to the entire filling capacity of the adsorbent.
  • the filling ratio of the first adsorbent 131 is 15 to 75 vol%, preferably 15 to 65 vol%
  • the filling ratio of the second adsorbent 132 is 15 to 75 vol%, preferably 25 to 75 vol%.
  • the filling ratio of the third adsorbent 133 is 5 to 30 vol%, preferably 5 to 20 vol%.
  • the total of the filling ratios of the first to third adsorbents 131, 132, and 133 is 100 vol%.
  • the source gas supply source 21 is a pressure vessel for storing source gas supplied into the adsorption towers 10A, 10B, and 10C.
  • the concentration of the volatile aromatic compound contained in the source gas is not particularly limited, but depending on the hydrogen or helium pressure and the concentration of the volatile aromatic compound, the volatile aromatic compound may be liquefied in the pipe. Therefore, the piping (main trunk 31 'of the line 31 described later) from the source gas supply source 21 to the adsorption towers 10A, 10B, 10C is heated and / or before the adsorption towers 10A, 10B, 10C. It is preferable to install a mist trap or the like on the main road 31 '.
  • the pressure of the source gas supplied from the source gas supply source 21 is not particularly limited, but is preferably as high as possible.
  • a compressor (not shown) is installed in the main trunk path 31 ′ as necessary.
  • a moisture removing device (not shown) on the main trunk line 31 ′ of the line 31.
  • the operating temperature by the PSA method is not particularly limited and is, for example, about 10 to 40 ° C. However, it is preferable that the temperature is such that the volatile aromatic compound does not liquefy as described above (normal temperature or higher).
  • the product storage tank 22 is a pressure vessel for storing gas (product gas described later) discharged from the gas passage port 12 of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C.
  • the off-gas tank 23 is a pressure vessel for storing off-gas discharged from the gas passage ports 11 of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C.
  • the cooler 24 cools off gas.
  • the gas-liquid separator 25 condenses the off-gas that has passed through the cooler 24 under a predetermined pressure to separate it into a gas phase component and a liquid phase component.
  • gas-liquid separation means includes the cooler 24 and the gas-liquid separator 25.
  • the line 31 has a main path 31 ′ to which the source gas supply source 21 is connected, and branch paths 31 ⁇ / b> A, 31 ⁇ / b> B, and 31 ⁇ / b> C each connected to the gas passage 11 side of the adsorption towers 10 ⁇ / b> A, 10 ⁇ / b> B, and 10 ⁇ / b> C.
  • the branch paths 31A, 31B, and 31C include valves that can be automatically switched between an open state and a closed state (hereinafter, valves having such a function are referred to as “automatic valves”) 31a, 31b, and 31c. Is provided.
  • the line 32 includes a main path 32 ′ provided with the cooler 24 and the gas-liquid separator 25, and branch paths 32A and 32B each connected to the gas passage 11 side of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C. , 32C. Further, an off-gas tank 23 is provided on the main trunk path 32 ′ on the upstream side of the cooler 24. A pressure control valve 321 is provided between the off-gas tank 23 and the cooler 24 in the main trunk path 32 ′. Automatic valves 32a, 32b, and 32c are provided in the branch paths 32A, 32B, and 32C.
  • the line 33 includes a main path 33 ′ in which the product storage tank 22 is provided, and branch paths 33 A, 33 B, and 33 C each connected to the gas passage 12 side of the adsorption towers 10 A, 10 B, and 10 C.
  • Automatic valves 33a, 33b, and 33c are provided in the branch paths 33A, 33B, and 33C.
  • a pressure regulating valve 331 is provided downstream of the product storage tank 22 in the main trunk path 33 ′.
  • the line 34 is for supplying a part of product gas flowing through the line 33 (main trunk line 33 ′) to the adsorption towers 10 A, 10 B, 10 C, and is connected to the main path 33 ′ of the line 33.
  • An automatic valve 341 and a flow rate adjustment valve 342 are provided on the main trunk line 34 '.
  • Automatic valves 34a, 34b, 34c are provided in the branch paths 34A, 34B, 34C.
  • the line 35 is for connecting any two of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C to each other, and the main road 35 'connected to the main road 34' of the line 34, and the adsorption towers 10A, 10B,
  • the branch passages 35A, 35B, and 35C are connected to the 10C gas passage 12 side.
  • An automatic valve 351 and a flow rate adjustment valve 352 are provided on the main trunk path 35 ′.
  • Automatic valves 35a, 35b, and 35c are provided in the branch paths 35A, 35B, and 35C.
  • the purification apparatus X having the above configuration can be used to carry out the hydrogen purification method according to the embodiment of the present invention.
  • the automatic valves 31a to 31c, 32a to 32c, 33a to 33c, 34a to 34c, 35a to 35c, 341, 351, and the flow rate adjusting valves 342, 352 are appropriately switched in the device.
  • a desired gas flow state can be realized and one cycle consisting of the following steps 1 to 9 can be repeated.
  • an adsorption step, a pressure reduction step, a pressure equalization pressure reduction, a desorption step, a washing step, a pressure equalization pressure increase, and a pressure increase step are performed in each of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C.
  • 2a to 2i schematically show the gas flow state in the purification apparatus X in steps 1 to 9.
  • FIGS. 2a to 2i the following abbreviations are used.
  • Eq-DP Pressure equalization pressure reduction process
  • Eq-PR Pressure equalization pressure increase process
  • step 1 the automatic valves 31a, 33a, 32b, 34b, 35c, 351 and the flow rate adjusting valve 352 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2a is achieved.
  • the raw material gas is introduced from the gas passage port 11 through the line 31, and the adsorption process is performed.
  • the inside of the adsorption tower 10A in the adsorption step is maintained at a predetermined high pressure, and mainly volatile aromatic compounds in the raw material gas are adsorbed by the adsorbent in the adsorption tower 10A.
  • the gas (product gas) with which hydrogen was concentrated is discharged
  • the product gas is sent to the product storage tank 22 through the branch path 33A and the main trunk path 33 '.
  • the product gas in the product storage tank 22 is appropriately taken out of the system via the pressure control valve 331 and used for a desired application.
  • the concentration of the volatile aromatic compound in the raw material gas introduced into the adsorption tower 10A is not particularly limited, but is, for example, about 100 vol ppm to 1 vol%.
  • the maximum pressure (adsorption pressure) inside the adsorption tower 10A in the adsorption step is, for example, 0.1 to 1.0 MPaG (G represents a gauge pressure, and the same applies hereinafter), and preferably is 0.1. 5 to 0.8 MPaG.
  • Step 1 the gas passage ports 12 of the adsorption towers 10B and 10C communicate with each other through lines 34 and 35, respectively. Since the desorption process has been performed first for the adsorption tower 10B and the adsorption process has been previously performed for the adsorption tower 10C (see step 9 shown in FIG. 2i), at the start of step 1, the adsorption tower 10C is moved to the adsorption tower 10B. The pressure in the tower is higher than that.
  • a depressurization step is performed in the adsorption tower 10C, and a gas having a low impurity concentration (residual concentrated hydrogen gas) remaining in the tower of the adsorption tower 10C is discharged from the gas passage port 12, The pressure inside the tower decreases.
  • the difference in the internal pressure of the adsorption tower 10C at the start and end of Step 1 is, for example, about 300 kPa.
  • a cleaning process is performed in the adsorption tower 10B, and the residual concentrated hydrogen gas discharged from the adsorption tower 10C is introduced as a cleaning gas from the gas passage port 12 via the line 35, the flow rate adjustment valve 352, and the line 34, and The gas remaining in the tower is discharged.
  • the gas discharged from the adsorption tower 10B is a gas having a high concentration of the volatile aromatic compound, and the gas is sent to the offgas tank 23 through the line 32 as an offgas.
  • the pressure in the adsorption tower 10C is higher than the pressure in the adsorption tower 10B.
  • the operation time of step 1 is about 75 seconds, for example.
  • step 2 the automatic valves 31a, 33a, 34b, 35c, 351 and the flow rate adjusting valve 352 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2b is achieved.
  • step 2 the adsorption step is continued in the adsorption tower 10A. Also in Step 2, the gas passages 12 and 12 of the adsorption towers 10B and 10C communicate with each other through lines 34 and 35, respectively. On the other hand, the automatic valve 32b is closed for the adsorption tower 10B. At the start of step 2, the pressure in the adsorption tower 10C is still higher than that in the adsorption tower 10B. Therefore, pressure equalization / pressure reduction is performed in the adsorption tower 10C, and pressure equalization / pressure increase is performed in the adsorption tower 10B.
  • the gas in the adsorption tower 10C is introduced into the adsorption tower 10B via the lines 35 and 34, the pressure in the adsorption tower 10C is reduced, and the pressure in the adsorption tower 10B is increased. .
  • the operation time of step 2 is, for example, about 15 seconds.
  • step 3 the automatic valves 31a, 33a, 34b, 32c, 341 and the flow rate adjusting valve 342 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2c is achieved.
  • step 3 the adsorption step is continued in the adsorption tower 10A. Further, in Step 3, while the communication between the adsorption towers 10B and 10C is cut off, a part of the product gas discharged from the gas passage 12 of the adsorption tower 10A is transferred to the adsorption tower 10B via the line 34 and the flow rate adjusting valve 342. The pressure increasing step of the adsorption tower 10B is performed.
  • Step 3 the adsorption tower 10C communicates with the off-gas tank 23 through the line 32 by opening the automatic valve 32c.
  • the desorption process is performed in the adsorption tower 10C, the inside of the adsorption tower 10C is depressurized, and impurities (mainly volatile aromatic compounds) are desorbed from the adsorbent, and the gas in the tower (volatile aromatic compounds) Gas) is discharged out of the tower through the gas passage port 11 as off-gas.
  • the minimum pressure (desorption pressure) inside the adsorption tower 10C in the desorption step is, for example, 0 to 50 kPaG, preferably 0 to 20 kPaG.
  • the off gas discharged from the adsorption tower 10 ⁇ / b> C is sent to the off gas tank 23 through the line 32.
  • the gas in the off-gas tank 23 is appropriately sent to the cooler 24 via the pressure control valve 321, and further passes through the gas-liquid separator 25, whereby the volatile aromatic compound is liquefied and recovered as a liquid phase. Can do.
  • the operation time in step 3 is about 135 seconds, for example.
  • the above steps 1 to 3 correspond to 1/3 of the cycle constituted by steps 1 to 9, and the process time of these steps 1 to 3 is about 225 seconds in total.
  • Steps 4 to 6 the operation performed on the adsorption tower 10A in Steps 1 to 3 is performed on the adsorption tower 10B, and the operation performed on the adsorption tower 10B in Steps 1 to 3 is performed.
  • the operation performed on the adsorption tower 10C and the operation performed on the adsorption tower 10C in steps 1 to 3 are performed on the adsorption tower 10A.
  • step 4 the automatic valves 31b, 33b, 32c, 34c, 35a, 351 and the flow rate adjusting valve 352 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2d is achieved.
  • step 5 the automatic valves 31b, 33b, 34c, 35a, 351 and the flow rate adjusting valve 352 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2e is achieved.
  • Step 6 the automatic valves 31b, 33b, 34c, 32a, 341 and the flow rate adjusting valve 342 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2f is achieved.
  • steps 4, 5, and 6 the adsorption tower 10A sequentially performs the same operation as the adsorption tower 10C in steps 1, 2, and 3, and the adsorption tower 10B performs steps 1, 2, and 3, respectively.
  • the adsorption column 10C sequentially performs the same operation as the adsorption column 10B in steps 1, 2, and 3.
  • Steps 7 to 9 the operation performed on the adsorption tower 10A in Steps 1 to 3 is performed on the adsorption tower 10C, and the operation performed on the adsorption tower 10B in Steps 1 to 3 is performed.
  • the operation performed on the adsorption tower 10A and the operation performed on the adsorption tower 10C in steps 1 to 3 are performed on the adsorption tower 10B.
  • step 7 the automatic valves 31c, 33c, 32a, 34a, 35b, 351 and the flow rate adjusting valve 352 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2g is achieved.
  • step 8 the automatic valves 31c, 33c, 34a, 35b, 351 and the flow rate adjusting valve 352 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2h is achieved.
  • step 9 the automatic valves 31c, 33c, 34a, 32b, 341 and the flow rate adjusting valve 342 are opened, and the gas flow state as shown in FIG. 2i is achieved.
  • steps 7, 8, and 9 the adsorption tower 10A sequentially performs the same operation as the adsorption tower 10B in steps 1, 2, and 3, and the adsorption tower 10B performs steps 1, 2, and 3, respectively.
  • the adsorption column 10C sequentially performs the same operation as the adsorption column 10A in steps 1, 2, and 3.
  • the cycle consisting of the above steps 1 to 9 is repeatedly performed in each of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C, whereby the raw material gas is continuously introduced into any of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C, and Concentrated hydrogen gas (product gas) is continuously obtained.
  • the residual gas in the tower is transferred to another adsorption tower after the desorption process. Introduce and perform the cleaning process.
  • the gas in the adsorption tower after completion of the adsorption process is a gas having a low impurity concentration (residual concentrated hydrogen gas), and the adsorption tower after the desorption process can be efficiently washed using the gas. Further, since the product gas is not used for cleaning, it is possible to suppress a decrease in the hydrogen recovery rate.
  • the adsorbent filled in each of the adsorption towers 10A, 10B, and 10C is filled with a silica gel-based adsorbent as the first adsorbent 131 on the most upstream side in the flow direction of the raw material gas.
  • the volatile aromatic compound can be desorbed and regenerated.
  • the first adsorbent 131 is used in an amount of 15 to 75 vol% of the entire adsorbent filling capacity. As a result, the volatile aromatic compound can be efficiently adsorbed and removed, and the cost can be reduced because the vacuum equipment is unnecessary. Further, if hydrophilic silica gel is used as the first adsorbent 131, the volatile aromatic compound can be appropriately adsorbed and removed without pretreatment, which contributes to cost reduction.
  • the filling ratio of the first adsorbent 131 is less than 15 vol%, the volatile aromatic compound may not be sufficiently removed.
  • the filling ratio of the first adsorbent 131 exceeds 75 vol%, the ratio of the cleaning gas remaining in the second adsorbent 132 and the third adsorbent 133 is decreased, and the cleaning gas amount is decreased. Cleaning may be insufficient.
  • the second adsorbent 132 (zeolite-based adsorbent) and the third adsorbent 133 (activated carbon-based adsorbent) stacked after the first adsorbent 131 (downstream side) do not adsorb volatile aromatic compounds. . That is, the adsorption process is completed before the first adsorbent 131 is saturated with the volatile aromatic compound, and the second adsorbent 132 and the third adsorbent 133 do not substantially adsorb the volatile aromatic compound. . On the other hand, the second adsorbent 132 and the third adsorbent 133 adsorb more hydrogen than the first adsorbent 131.
  • the cleaning gas discharged from the adsorption tower in the depressurization process after completion of the adsorption process and used for cleaning other adsorption towers in the desorption process and in the cleaning process remains in the tower at the start of the depressurization process.
  • the adsorption tower after completion of the desorption process can be effectively cleaned using the cleaning gas having an increased hydrogen content.
  • the present invention is not limited to these embodiments, and various modifications can be made without departing from the spirit of the invention.
  • a configuration different from the above-described embodiment may be adopted for the configuration of the line (pipe) forming the gas flow path in the apparatus for carrying out the method for purifying hydrogen or helium according to the present invention.
  • the number of adsorption towers is not limited to the three-column type shown in the above embodiment, and the same effect can be expected even when there are four or more towers.
  • Example 1 In this example, the purification apparatus X shown in FIG. 1 was used and the purification method using the pressure fluctuation adsorption method (PSA method) composed of the steps described with reference to FIG. The concentrated hydrogen gas was obtained from the source gas as the product gas.
  • PSA method pressure fluctuation adsorption method
  • adsorption towers 10A, 10B, and 10C cylindrical ones having an inner diameter of 35 mm were used, and the adsorbent filling capacity was about 1 L (liter).
  • silica gel B type (Fuji Silica Silica B type manufactured by Fuji Silysia Chemical Co.) as the first adsorbent 131
  • second adsorbent CaA-type zeolite 132 (Union Showa 5AHP)
  • activated carbon Cataler PGAR
  • the filling ratio (volume ratio) of these adsorbents was 30 vol% for the first adsorbent 131, 60 vol% for the second adsorbent 132, and 10 vol% for the third adsorbent 133.
  • As the source gas crude hydrogen gas containing 8500 volppm of toluene as an impurity was used, and the source gas was supplied at a flow rate of 5.2 NL / min.
  • the operating conditions by the PSA method are as follows: adsorption tower temperature is 40 ° C., adsorption pressure is 0.8 MPaG, desorption pressure is 20 kPaG, cleaning pressure difference is 300 kPa, cycle time (one cycle time composed of steps 1 to 9) Was 675 seconds.
  • Example 2 In the same manner as in Example 1, except that the filling ratio of the adsorbent was 40 vol% for the first adsorbent 131, 50 vol% for the second adsorbent 132, and 10 vol% for the third adsorbent 133, was purified. Moreover, when the impurity concentration in the obtained concentrated hydrogen gas (product gas) was measured with a hydrogen flame ion detector (FID), the toluene concentration in the product gas was below the lower limit of quantification (0.1 volppm or less), and hydrogen gas The recovery rate was 70%. The results of this example are shown in Table 1.
  • Example 3 In the same manner as in Example 1, except that the filling ratio of the adsorbent was 20 vol% for the first adsorbent 131, 70 vol% for the second adsorbent 132, and 10 vol% for the third adsorbent 133, was purified. Moreover, when the impurity concentration in the obtained concentrated hydrogen gas (product gas) was measured with a hydrogen flame ion detector (FID), the toluene concentration in the product gas was below the lower limit of quantification (0.1 volppm or less), and hydrogen gas The recovery rate was 80%. The results of this example are shown in Table 1.
  • Example 4 In the same manner as in Example 1, except that the filling ratio of the adsorbent was 70 vol% for the first adsorbent 131, 20 vol% for the second adsorbent 132, and 10 vol% for the third adsorbent 133, was purified. Moreover, when the impurity concentration in the obtained concentrated hydrogen gas (product gas) was measured with a hydrogen flame ion detector (FID), the toluene concentration in the product gas was 0.67 volppm, and the hydrogen gas recovery rate was 92%. there were. The results of this example are shown in Table 1.
  • Example 5 In the same manner as in Example 1, except that the filling ratio of the adsorbent was 30 vol% for the first adsorbent 131, 40 vol% for the second adsorbent 132, and 30 vol% for the third adsorbent 133, was purified. Moreover, when the impurity concentration in the obtained concentrated hydrogen gas (product gas) was measured with a flame ion detector (FID), the toluene concentration in the product gas was 0.43 volppm, and the hydrogen gas recovery rate was 85%. there were. The results of this example are shown in Table 1.
  • X purification apparatus 10A, 10B, 10C Adsorption tower 11 Gas passage (first gas passage) 12 Gas passage (second gas passage) 131 First adsorbent 132 Second adsorbent 133 Third adsorbent 21
  • Source gas supply source 22 Product storage tank 23
  • Off-gas tank 24 Cooler (gas-liquid separation means) 25
  • Gas-liquid separator (gas-liquid separation means) 31 lines (1st line) 32 lines (second line) 33 lines (3rd line) 34 lines (4th line) 35 lines (5th line) 31 ', 32', 33 ', 34', 35 'Main roads 31A to 31C, 32A to 32C, 33A to 33C, 34A to 34C, 35A to 35C Branch passages 31a to 31c, 32a to 32c, 33a to 33c, 34a to 34c, 35a to 35c, 341 and 351 Automatic valves 321 and 331 Pressure regulating valves 342 and 352 Flow regulating valves

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Abstract

不純物として揮発性芳香族化合物を含み、且つ主成分として水素またはヘリウムを含む原料ガスから、吸着剤が充填された吸着塔（１０Ａ～１０Ｃ）を用いて行うＰＳＡ法により、水素またはヘリウムを精製する方法は、吸着塔（１０Ａ～１０Ｃ）の各々について、吸着工程、減圧工程、脱着工程、および洗浄工程を含むサイクルを繰り返し行う。各吸着塔（１０Ａ～１０Ｃ）は、吸着塔における原料ガスの流れ方向において上流側から下流側に向けて順に第１領域、第２領域および第３領域に区分されている。第１領域には、吸着剤の充填容量全体に対し、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％のシリカゲル系の第１吸着剤１３１が充填されている。第２領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％のゼオライト系の第２吸着剤１３２が充填されている。第３領域には、充填比率が５～３０ｖｏｌ％の活性炭系の第３吸着剤１３３が充填されている。

Description

水素またはヘリウムの精製方法、および水素またはヘリウムの精製装置
　本発明は、圧力変動吸着法を利用して水素またはヘリウムを精製するための方法および装置に関する。
　公害防止の観点から、廃棄ガスとして放出されるガス中の揮発性芳香族化合物の濃度は低濃度になるよう規制されている。例えば、トルエンを不純物として含むガスの場合、ある地域では地上到達点濃度が０．７ｖｏｌｐｐｍ以下に定められている。そのような規制に対応するための廃棄ガスの処理方法としては、吸収法、冷却法、吸着法、燃焼法などがある（例えば特許文献１参照）。また、それらの処理によって精製した後のガスを回収して再利用する場合もある。また、廃棄ガスの処理設備については、省スペースで且つ、導入費用および稼動費用の安価な方法が求められている。
　一方、水素やヘリウムを工業用ガスとして利用する場合、用途によっては、高純度のガスを得るために、精製工程を追加する必要がある。例えば、燃料電池車用の水素の場合、ＩＳＯ１４６８７－２（ＦＣＶ用水素燃料規格，２０１２，ＧｒａｄｅＤ）によれば水素以外の成分の許容濃度として、総炭化水素であれば２ｖｏｌｐｐｍ以下（メタン換算）にする必要がある。この場合においても、省スペースで且つ、安価な方法が求められている。吸収法による炭化水素の除去では、拡散ガス中の炭化水素濃度を１ｖｏｌ％以下にすることは困難であり、未だに実現されていない。冷却法においても、蒸気圧分の不純物が気相側に残留するため、揮発性芳香族化合物の場合は数ｐｐｍオーダーまで精製することは困難である。燃焼法においては、酸素などを混合する必要があり、燃焼後に水や二酸化炭素などが生じることから、高純度のガスを得るのには適していない。
　以上のような理由から、高純度の水素やヘリウムを得る方法としては、吸着法が主に用いられている。例えば、ガスに含まれる揮発性芳香族化合物を除去するため、合成ゼオライトや疎水性シリカゲルを使用する圧力変動吸着法が採用される。しかしながら、この方法でも脱着に真空装置を用いることや、シリカリッチのゼオライトやシリカゲルの中でも疎水性のものを使用することから、コスト面で課題があった（例えば特許文献１参照）。
　また、揮発性芳香族化合物を含む廃棄ガスを圧力変動吸着法を用いて処理し、炭化水素濃度を低減する方法もある。圧力変動吸着法で吸着剤の再生が可能であれば、加熱や冷却は不要となる。しかしながらこの方法においては、脱着時に真空装置が必要であり、さらに吸着剤をあらかじめプレコートすることも必要であり、コスト面や操作の煩雑さの面で課題があった（例えば特許文献２，３参照）。
　不純物として、揮発性芳香族化合物を含むガスを精製する場合、吸着剤として活性炭を使用する方法が、従来から採用されてきた。活性炭の細孔内に入り込んだ揮発性芳香族化合物は、容易には脱着されない。このため、脱着に加熱手段を用いる方法が採用されており、温度変動吸着法やスチームの使用により脱着を促している。加熱手段を用いる場合、加熱や冷却に伴う付帯設備を要し、伝熱に時間がかかるなど操作性の面でも課題が多い。
　また、真空再生法を用いた方法では、真空再生のためのコストがかかる。また、パージガス（精製された高純度の製品ガス）を用いた方法では、パージガスを使用する分、コストアップに繋がる。さらに、加熱による再生についても、同じく加熱に必要なエネルギー分コストアップに繋がる。
特開平９－４７６３５号公報 特開平１１－７１５８４号公報 特開２００４－４２０１３号公報
　本発明は、このような事情の下で考え出されたものであって、圧力変動吸着法を利用して、不純物として揮発性芳香族化合物を含む原料ガスから、コストを削減しつつ、高純度な水素またはヘリウムを得るのに適した方法および装置を提供することを課題としている。
　本発明の第１の側面によれば、吸着剤が充填された３塔以上の吸着塔を用いて行う圧力変動吸着法のサイクルを各吸着塔について繰り返すことにより、不純物として揮発性芳香族化合物を含み、且つ主成分として水素またはヘリウムを含む原料ガスから水素またはヘリウムを精製するための方法が提供される。前記サイクルは、吸着剤が充填された３塔以上の吸着塔を用いて行う圧力変動吸着法により、上記吸着塔が所定の高圧である状態にて、上記吸着塔に上記原料ガスを導入して当該原料ガス中の上記揮発性芳香族化合物を上記吸着剤に吸着させ、当該吸着塔から水素またはヘリウムの濃度が高い製品ガスを排出する吸着工程と、上記吸着工程を終えた上記吸着塔から塔内に残留するガスを排出して塔内の圧力を低下させる減圧工程と、上記減圧工程を終えた上記吸着塔における上記吸着剤から上記揮発性芳香族化合物を脱着させ、塔内ガスを排出する脱着工程と、上記減圧工程にある他の吸着塔から排出されたガスを上記脱着工程を終えた上記吸着塔に導入して塔内に残留するガスを排出する洗浄工程と、を含む。上記各吸着塔は、上記吸着塔における上記原料ガスの流れ方向において上流側から下流側に向けて順に第１領域、第２領域および第３領域に区分されている。上記第１領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるシリカゲル系の第１吸着剤が充填されている。上記第２領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるゼオライト系の第２吸着剤が充填されている。上記第３領域には、充填比率が５～３０ｖｏｌ％の範囲である活性炭系の第３吸着剤が充填されている。
　好ましくは、上記第１吸着剤は、親水性シリカゲルよりなる。
　本発明の第２の側面によれば、不純物として揮発性芳香族化合物を含み、且つ主成分として水素またはヘリウムを含む原料ガスから水素またはヘリウムを精製するための装置が提供される。当該装置は、各々が第１ガス通過口および第２ガス通過口を有し、当該第１および第２ガス通過口の間において吸着剤が充填された３塔以上の吸着塔と、製品ガスを貯留するための貯留タンクと、上記吸着塔の上記第１ガス通過口から排出されるガスを気相成分と液相成分とに分離する気液分離手段と、原料ガス供給源に接続された主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第１ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第１ラインと、上記気液分離手段が設けられた主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第１ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第２ラインと、上記貯留タンクが設けられた主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第２ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第３ラインと、上記第３ラインにおける上記主幹路に接続された主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第２ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第４ラインと、上記第４ラインにおける上記主幹路に接続された主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第２ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第５ラインと、を備えている。上記各吸着塔は、上記吸着塔における上記第１ガス通過口から上記第２ガス通過口に向けて順に第１領域、第２領域および第３領域に区分されている。上記第１領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるシリカゲル系の第１吸着剤が充填されている。上記第２領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるゼオライト系の第２吸着剤が充填されている。上記第３領域には、充填比率が５～３０ｖｏｌ％の範囲である活性炭系の第３吸着剤が充填されている。
　好ましくは、上記第１吸着剤は、親水性シリカゲルよりなる。
　本発明者らは、圧力変動吸着法により不純物として揮発性芳香族化合物を含む原料ガスから水素またはヘリウムを分離する方法について鋭意検討したところ、揮発性芳香族化合物を吸着する吸着剤であるシリカゲルの後段に、揮発性芳香族化合物を吸着させない吸着剤であるゼオライトおよび活性炭を充填し、吸着工程終了後において、当該ゼオライトおよび活性炭の層にある比較的清浄なガスを用いて、脱着工程終了後の吸着塔を洗浄することで、脱着時に真空装置や加熱装置を用いることなく、精製後の高純度の製品ガスを得ることができることを見出し、本発明を完成させるに至った。
　本発明によれば、水素またはヘリウムに不純物として含まれる揮発性芳香族化合物の含有率を、１ｖｏｌｐｐｍ以下まで安価に、且つ省スペースな装置で精製することができる。
　本発明のその他の特徴および利点は、添付図面を参照して以下に行う詳細な説明によって、より明らかとなろう。
本発明の実施形態に係る水素の精製方法を実施するために使用する精製装置の概略構成を表す。 本発明の実施形態に係る水素の精製方法の各ステップにおけるガスの流れ状態を表す。
　以下、本発明の好ましい実施の形態について、図面を参照して具体的に説明する。
　図１は、本発明に係る水素またはヘリウムの精製方法を実施するために使用することができる精製装置Ｘの概略構成を示している。精製装置Ｘは、３塔の吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃと、原料ガス供給源２１と、製品貯留タンク２２と、オフガスタンク２３と、冷却器２４と、気液分離器２５と、ライン３１～３５と、を備えている。精製装置Ｘは、水素またはヘリウムを含む原料ガス（粗水素または粗ヘリウム）から圧力変動吸着法（ＰＳＡ法）を利用して水素またはヘリウムを濃縮分離することが可能なように構成されている。原料ガスの例としては、有機ハイドライドを由来として生成された水素を主成分とし、不純物として例えば揮発性芳香族化合物（例えばトルエン、ベンゼン、メチルシクロヘキサン等）を含むガスをあげることができる。以下の説明は、原料ガスの主成分が水素である場合について行うが、本発明はこれに限定されず、原料ガスの主成分がヘリウムである場合にも適用可能である。
　吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各々は、両端にガス通過口１１，１２を有し、ガス通過口１１，１２の間において、吸着剤が充填されている。具体的には、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各々の内部には、例えば多孔板（図示略）によって区画された複数（３つ）の領域が形成されており、これら領域にそれぞれ異なる吸着剤が充填される。本実施形態においては、各吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃにおける原料ガスの流れ方向において、上流側（ガス通過口１１）から下流側（ガス通過口１２）に向けて第１吸着剤１３１、第２吸着剤１３２、および第３吸着剤１３３が順に積層されている。
　第１吸着剤１３１としては、揮発性芳香族化合物を優先的に吸着する性質を有する吸着剤が用いられる。そのような吸着剤としては、例えばシリカゲル系の吸着剤（親水性シリカゲル、疎水性シリカゲル等）が挙げられ、中でも親水性シリカゲル、とりわけシリカゲルＢ型が好ましい。第２および第３吸着剤１３２，１３３については、揮発性芳香族化合物の吸着能が相対的に低い吸着剤が用いられる。第２吸着剤１３２としては、ゼオライト系の吸着剤（Ａ型ゼオライト、ＣａＡ型ゼオライト、Ｙ型ゼオライト等）が挙げられ、中でもＣａＡ型ゼオライトが好ましい。第３吸着剤１３３としては、例えば椰子殻系や石炭系など活性炭系のものが挙げられる。これらの吸着剤は、一般的に市販され、容易に入手できるものであり、前処理も必要としない。なお、シリカゲル（またはシリカ）は表面に水酸基を有するため元来親水性であり、高温加熱またはアルキルシリル化剤との反応などの疎水化処理を行うことにより疎水性となる。従来はこの疎水化処理がコストアップの原因となっていた。
　また、第１ないし第３吸着剤１３１，１３２，１３３は、吸着剤の充填容量全体に対して所定の充填比率（体積割合）となるように調整されている。具体的には、第１吸着剤１３１の充填比率が１５～７５ｖｏｌ％、好ましくは１５～６５ｖｏｌ％の範囲とされ、第２吸着剤１３２の充填比率が１５～７５ｖｏｌ％、好ましくは２５～７５ｖｏｌ％の範囲とされ、第３吸着剤１３３の充填比率が５～３０ｖｏｌ％、好ましくは５～２０ｖｏｌ％の範囲とされている。第１ないし第３吸着剤１３１，１３２，１３３のそれぞれの充填比率の合計は１００ｖｏｌ％である。
　原料ガス供給源２１は、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃ内に供給する原料ガスを貯留するための圧力容器である。原料ガスに含まれる揮発性芳香族化合物の濃度は特に限定されないが、水素またはヘリウムの圧力と揮発性芳香族化合物の濃度によっては、配管内で揮発性芳香族化合物が液化するおそれがある。したがって、原料ガス供給源２１から吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃに至るまでの配管（後述するライン３１の主幹路３１’）は加温したり、および／または、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃ手前の主幹路３１’にミストトラップ等を設置したりすることが好ましい。原料ガス供給源２１から供給される原料ガスの圧力は特に限定しないが、高圧であるほど好ましく、必要に応じて主幹路３１’に圧縮機（図示略）を設置する。また、原料ガス供給源２１から供給される水素またはヘリウムに、不純物として水が含まれる場合には、ライン３１の主幹路３１’に水分除去装置（図示略）を設置することが好ましい。ＰＳＡ法による操作温度は特に限定されず、例えば１０～４０℃程度とされる。ただし、上述のように揮発性芳香族化合物が液化しない程度の温度（常温程度以上）であることが好ましい。
　製品貯留タンク２２は、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃのガス通過口１２から排出されるガス（後述の製品ガス）を貯留するための圧力容器である。
　オフガスタンク２３は、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃのガス通過口１１から排出されるオフガスを貯留するための圧力容器である。
　冷却器２４は、オフガスを冷却する。気液分離器２５は、冷却器２４を経たオフガスを所定の圧力下で凝縮して気相成分と液相成分とに分離する。「気液分離手段」なる用語には、上記冷却器２４および上記気液分離器２５が含まれる。
　ライン３１は、原料ガス供給源２１が接続される主幹路３１’、および吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各ガス通過口１１側に各々が接続された分枝路３１Ａ，３１Ｂ，３１Ｃを有する。分枝路３１Ａ，３１Ｂ，３１Ｃには、開状態と閉状態との間で自動的に切替可能な弁（以下、このような機能を有する弁を「自動弁」と称す）３１ａ，３１ｂ，３１ｃが設けられている。
　ライン３２は、冷却器２４および気液分離器２５が設けられた主幹路３２’、および、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各ガス通過口１１側に各々が接続された分枝路３２Ａ，３２Ｂ，３２Ｃを有する。また、主幹路３２’には、冷却器２４よりも上流側にオフガスタンク２３が設けられている。主幹路３２’におけるオフガスタンク２３と冷却器２４との間には、圧力調節弁３２１が設けられている。分枝路３２Ａ，３２Ｂ，３２Ｃには、自動弁３２ａ，３２ｂ，３２ｃが設けられている。
　ライン３３は、製品貯留タンク２２が設けられた主幹路３３’、および、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各ガス通過口１２側に各々が接続された分枝路３３Ａ，３３Ｂ，３３Ｃを有する。分枝路３３Ａ，３３Ｂ，３３Ｃには、自動弁３３ａ，３３ｂ，３３ｃが設けられている。主幹路３３’における製品貯留タンク２２の下流側には、圧力調節弁３３１が設けられている。
　ライン３４は、ライン３３（主幹路３３’）を通流する製品ガスの一部を吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃに供給するためのものであり、ライン３３の主幹路３３’に接続された主幹路３４’、および、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各ガス通過口１２側に各々が接続された分枝路３４Ａ，３４Ｂ，３４Ｃを有する。主幹路３４’には、自動弁３４１および流量調整弁３４２が設けられている。分枝路３４Ａ，３４Ｂ，３４Ｃには、自動弁３４ａ，３４ｂ，３４ｃが設けられている。
　ライン３５は、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃのいずれか２つを互いに接続するためのものであり、ライン３４の主幹路３４’に接続された主幹路３５’、および、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各ガス通過口１２側に各々が接続された分枝路３５Ａ，３５Ｂ，３５Ｃを有する。主幹路３５’には、自動弁３５１および流量調整弁３５２が設けられている。分枝路３５Ａ，３５Ｂ，３５Ｃには、自動弁３５ａ，３５ｂ，３５ｃが設けられている。
　以上のような構成を有する精製装置Ｘを使用して、本発明の実施形態に係る水素の精製方法を実施することができる。精製装置Ｘの稼働時において、自動弁３１ａ～３１ｃ，３２ａ～３２ｃ，３３ａ～３３ｃ，３４ａ～３４ｃ，３５ａ～３５ｃ，３４１，３５１、および流量調整弁３４２，３５２を適宜切り替えることにより、装置内において所望のガスの流れ状態を実現し、以下のステップ１～９からなる１サイクルを繰り返すことができる。本方法の１サイクルにおいては、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各々にて、吸着工程、減圧工程、均圧減圧、脱着工程、洗浄工程、均圧昇圧、および昇圧工程が行われる。図２ａ～２ｉは、ステップ１～９における精製装置Ｘでのガスの流れ状態を模式的に表したものである。なお、図２ａ～２ｉにおいては、以下の略号を使用している。
　ＡＳ：吸着工程
　ＤＰ：減圧工程
　ＤＳ：脱着工程
　ＲＮ：洗浄工程
　ＰＲ：昇圧工程
　Ｅｑ－ＤＰ：均圧減圧工程
　Ｅｑ－ＰＲ：均圧昇圧工程
　ステップ１では、自動弁３１ａ，３３ａ，３２ｂ，３４ｂ，３５ｃ，３５１および流量調整弁３５２が開かれ、図２ａに示すようなガスの流れ状態が達成される。
　吸着塔１０Ａにおいては、原料ガスがライン３１を介してガス通過口１１から導入されて、吸着工程が行われる。吸着工程にある吸着塔１０Ａ内は所定の高圧状態に維持されており、原料ガス中の主に揮発性芳香族化合物が吸着塔１０Ａ内の吸着剤に吸着される。そして、吸着塔１０Ａのガス通過口１２側から水素が濃縮されたガス（製品ガス）が排出される。当該製品ガスは、分枝路３３Ａおよび主幹路３３’を介して製品貯留タンク２２に送出される。なお、製品貯留タンク２２内の製品ガスは、圧力調節弁３３１を介して適宜、系外に取り出されれて、所望の用途に利用される。
　ここで、吸着塔１０Ａに導入される原料ガスにおける揮発性芳香族化合物の濃度について、特に制限はないが、例えば１００ｖｏｌｐｐｍ～１ｖｏｌ％程度とされる。吸着工程にある吸着塔１０Ａの内部の最高圧力（吸着圧力）は、例えば０．１～１．０ＭＰａＧ（Ｇはゲージ圧であることを表し、以下も同じである）であり、好ましくは０．５～０．８ＭＰａＧである。
　また、ステップ１では、吸着塔１０Ｂ，１０Ｃそれぞれのガス通過口１２がライン３４，３５を介して連通している。吸着塔１０Ｂについては先に脱着工程を行っており、吸着塔１０Ｃについては先に吸着工程を行っていたから（図２ｉに示されるステップ９参照）、ステップ１の開始時には、吸着塔１０Ｃが吸着塔１０Ｂよりも塔内の圧力が高い状態にある。そして、ステップ１の開始後において、吸着塔１０Ｃでは減圧工程が行われ、吸着塔１０Ｃの塔内に残留している不純物濃度の低いガス（残留濃縮水素ガス）がガス通過口１２から排出し、塔内圧力が低下する。ステップ１の開始時と終了時における吸着塔１０Ｃの塔内圧力の差は、例えば３００ｋＰａ程度である。一方、吸着塔１０Ｂでは洗浄工程が行われ、吸着塔１０Ｃから排出された残留濃縮水素ガスが、ライン３５、流量調整弁３５２およびライン３４を介して洗浄ガスとしてガス通過口１２から導入され、且つ塔内に残留するガスを排出する。ここで吸着塔１０Ｂから排出されるガスは、揮発性芳香族化合物の濃度の高いガスであり、当該ガスはオフガスとしてライン３２を介してオフガスタンク２３へ送られる。ステップ１の終了時において、吸着塔１０Ｃの塔内圧力が吸着塔１０Ｂの塔内圧力よりも高い。ステップ１の操作時間は、例えば７５秒程度とされる。
　ステップ２では、自動弁３１ａ，３３ａ，３４ｂ，３５ｃ，３５１および流量調整弁３５２が開かれ、図２ｂに示すようなガスの流れ状態が達成される。
　ステップ２では、吸着塔１０Ａにおいて引き続き吸着工程が行われる。また、ステップ２においても、吸着塔１０Ｂ，１０Ｃそれぞれのガス通過口１２，１２がライン３４，３５を介して連通している。一方、吸着塔１０Ｂについては自動弁３２ｂが閉じている。そして、ステップ２の開始時において、吸着塔１０Ｃの塔内の方が吸着塔１０Ｂの塔内よりも依然として高圧となっている。そのため、吸着塔１０Ｃでは均圧減圧が行われ、吸着塔１０Ｂでは均圧昇圧が行われる。より具体的には、吸着塔１０Ｃの塔内ガスがライン３５，３４を介して吸着塔１０Ｂに導入され、吸着塔１０Ｃの塔内が減圧されるとともに、吸着塔１０Ｂの塔内が昇圧される。この結果、吸着塔１０Ｂ，１０Ｃにおいては、内部圧力が実質的に等しくなる。ステップ２の操作時間は、例えば１５秒程度とされる。
　ステップ３では、自動弁３１ａ，３３ａ，３４ｂ，３２ｃ，３４１および流量調整弁３４２が開かれ、図２ｃに示すようなガスの流れ状態が達成される。
　ステップ３では、吸着塔１０Ａにおいて引き続き吸着工程が行われる。さらに、ステップ３では、吸着塔１０Ｂ，１０Ｃの連通を遮断する一方、吸着塔１０Ａのガス通過口１２から排出された製品ガスの一部をライン３４および流量調整弁３４２を介して吸着塔１０Ｂに導入させ、吸着塔１０Ｂの昇圧工程が行われる。
　また、ステップ３では、吸着塔１０Ｃについては、自動弁３２ｃが開かれることでライン３２を介してオフガスタンク２３と連通している。これにより、吸着塔１０Ｃでは脱着工程が行われ、吸着塔１０Ｃの塔内が減圧されて吸着剤から不純物（主に揮発性芳香族化合物）が脱着され、塔内のガス（揮発性芳香族化合物の濃度が高いガス）がガス通過口１１を通じてオフガスとして塔外へ排出される。脱着工程にある吸着塔１０Ｃの内部の最低圧力（脱着圧力）は、例えば０～５０ｋＰａＧであり、好ましくは０～２０ｋＰａＧである。吸着塔１０Ｃから排出されたオフガスは、ライン３２を介してオフガスタンク２３へ送られる。オフガスタンク２３内のガスは、圧力調節弁３２１を介して適宜、冷却器２４に送られ、さらに気液分離器２５を通過することで揮発性芳香族化合物は液化され、液相として回収することができる。ステップ３での操作時間は、例えば１３５秒程度とされる。上記のステップ１～３は、ステップ１～９により構成されるサイクルの１／３に相当し、これらステップ１～３の工程時間は、合計２２５秒程度である。
　以降のステップ４～６では、図２ｄ～２ｆに示したように、ステップ１～３において吸着塔１０Ａについて行った操作を吸着塔１０Ｂについて行い、ステップ１～３において吸着塔１０Ｂについて行った操作を吸着塔１０Ｃについて行い、ステップ１～３において吸着塔１０Ｃについて行った操作を吸着塔１０Ａについて行う。
　ステップ４では、自動弁３１ｂ，３３ｂ，３２ｃ，３４ｃ，３５ａ，３５１および流量調整弁３５２が開かれ、図２ｄに示すようなガスの流れ状態が達成される。ステップ５では、自動弁３１ｂ，３３ｂ，３４ｃ，３５ａ，３５１および流量調整弁３５２が開かれ、図２ｅに示すようなガスの流れ状態が達成される。ステップ６では、自動弁３１ｂ，３３ｂ，３４ｃ，３２ａ，３４１および流量調整弁３４２が開かれ、図２ｆに示すようなガスの流れ状態が達成される。詳細な説明は省略するが、ステップ４，５，６では、吸着塔１０Ａは、ステップ１，２，３における吸着塔１０Ｃと同じ操作を順次遂行し、吸着塔１０Ｂは、ステップ１，２，３における吸着塔１０Ａと同じ操作を順次遂行し、吸着塔１０Ｃは、ステップ１，２，３における吸着塔１０Ｂと同じ操作を順次遂行する。
　以降のステップ７～９では、図２ｇ～２ｉに示したように、ステップ１～３において吸着塔１０Ａについて行った操作を吸着塔１０Ｃについて行い、ステップ１～３において吸着塔１０Ｂについて行った操作を吸着塔１０Ａについて行い、ステップ１～３において吸着塔１０Ｃについて行った操作を吸着塔１０Ｂについて行う。
　ステップ７では、自動弁３１ｃ，３３ｃ，３２ａ，３４ａ，３５ｂ，３５１および流量調整弁３５２が開かれ、図２ｇに示すようなガスの流れ状態が達成される。ステップ８では、自動弁３１ｃ，３３ｃ，３４ａ，３５ｂ，３５１および流量調整弁３５２が開かれ、図２ｈに示すようなガスの流れ状態が達成される。ステップ９では、自動弁３１ｃ，３３ｃ，３４ａ，３２ｂ，３４１および流量調整弁３４２が開かれ、図２ｉに示すようなガスの流れ状態が達成される。詳細な説明は省略するが、ステップ７，８，９では、吸着塔１０Ａは、ステップ１，２，３における吸着塔１０Ｂと同じ操作を順次遂行し、吸着塔１０Ｂは、ステップ１，２，３における吸着塔１０Ｃと同じ操作を順次遂行し、吸着塔１０Ｃは、ステップ１，２，３における吸着塔１０Ａと同じ操作を順次遂行する。
　そして、以上のステップ１～９からなるサイクルが吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各々において繰り返し行われることにより、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃのいずれかに原料ガスが連続的に導入され、且つ、濃縮水素ガス（製品ガス）が連続的に取得される。
　本実施形態の水素の精製方法において、吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃの各々において実施されるＰＳＡ法による１サイクルについて、吸着工程の後、塔内の残留ガスを脱着工程後の他の吸着塔に導入して、洗浄工程を行う。吸着工程終了後の吸着塔内のガスは不純物濃度の低いガス（残留濃縮水素ガス）であり、当該ガスを用いて脱着工程後の吸着塔を効率よく洗浄することができる。また、製品ガスを洗浄のために用いないので、水素の回収率低下を抑制することができる。
　各吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃに充填される吸着剤については、原料ガスの流れ方向において最も上流側に、第１吸着剤１３１としてのシリカゲル系吸着剤が充填されている。シリカゲル系吸着剤は、０．１～１．０ＭＰａＧ（＝１００～１０００ｋＰａＧ）の高圧での不純物（揮発性芳香族化合物）の吸着能に優れ、大気圧以上である０～５０ｋＰａＧでの最低圧力（脱着工程）でも揮発性芳香族化合物が脱着し再生可能である。この第１吸着剤１３１が吸着剤充填容量全体の１５～７５ｖｏｌ％使用されている。この結果、揮発性芳香族化合物を効率よく吸着除去することができ、また真空設備が不要であるので、コスト削減を図ることができる。また、第１吸着剤１３１として親水性シリカゲルを用いれば、前処理を行うことなく揮発性芳香族化合物を適切に吸着除去することができ、コスト削減に資する。
　なお、第１吸着剤１３１の充填比率が１５ｖｏｌ％未満であると、揮発性芳香族化合物が十分に除去できなくおそれがある。その一方、第１吸着剤１３１の充填比率が７５ｖｏｌ％を超えると、第２吸着剤１３２および第３吸着剤１３３において残留する洗浄ガスの割合が低下し、洗浄ガス量が減少して洗浄工程における洗浄が不十分となるおそれがある。
　第１吸着剤１３１の後段（下流側）に積層された、第２吸着剤１３２（ゼオライト系吸着剤）および第３吸着剤１３３（活性炭系吸着剤）においては、揮発性芳香族化合物を吸着させない。即ち、吸着工程は第１吸着剤１３１が揮発性芳香族化合物で飽和する前に終了しており、第２吸着剤１３２および第３吸着剤１３３は、揮発性芳香族化合物を実質的に吸着しない。その一方、第２吸着剤１３２および第３吸着剤１３３は、第１吸着剤１３１と比べると、より多くの水素を吸着する。これにより、吸着工程終了して減圧工程にある吸着塔から排出されて、脱着工程終了して洗浄工程にある他の吸着塔の洗浄に使用される洗浄ガスは、減圧工程開始時に塔内に残留する濃縮水素ガス（主にガス通過口１２から近い、第２吸着剤１３２および第３吸着剤１３３の充填領域にあるガス）の他に、第２吸着剤１３２および第３吸着剤１３３から脱着する水素が加わる。その結果、水素含有量が高められた洗浄ガスを用いて脱着工程終了後の吸着塔を効果的に洗浄することができる。
　以上、本発明の具体的な実施形態を説明したが、本発明はこれに限定されるものではなく、発明の思想から逸脱しない範囲内で種々の変更が可能である。例えば、本発明に係る水素またはヘリウムの精製方法を実施する装置におけるガス流路をなすライン（配管）の構成については、上記実施形態とは異なる構成を採用してもよい。吸着塔の数については上記実施形態で示した３塔式だけに限定されるものではなく、４塔以上の場合でも同様の効果が期待できる。
　また、上記実施形態では、水素を精製する場合について説明したが、本発明に係る精製方法で用いる吸着剤（第１吸着剤、第２吸着剤、および第３吸着剤）に対するヘリウムの吸着能が水素と略同じである。したがって、主成分であるヘリウムと不純物としての揮発性芳香族化合物とを含む原料ガスからヘリウムを濃縮精製する場合においても、上記実施形態と同様の作用効果を奏する。
　次に、本発明の有用性を実施例および比較例により説明する。
　〔実施例１〕
　本実施例では、図１に示した精製装置Ｘを用いて、図２を参照して説明した各ステップからなる圧力変動吸着法（ＰＳＡ法）を利用した精製方法により、以下に示す条件下で、原料ガスから製品ガスとしての濃縮水素ガスを取得した。
　吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃとしては、内径が３５ｍｍの円筒状のものを用い、吸着剤充填容量が約１Ｌ（リットル）とされた。各吸着塔１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃには、ガス通過口１１からガス通過口１２に向けて、第１吸着剤１３１としてのシリカゲルＢ型（富士シリシア化学社製フジシリカゲルＢ型）、第２吸着剤１３２としてのＣａＡ型ゼオライト（ユニオン昭和社製５ＡＨＰ）、および第３吸着剤１３３としての活性炭（キャタラー社製ＰＧＡＲ）を、積層充填した。これら吸着剤の充填比率（体積割合）は、第１吸着剤１３１が３０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が６０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が１０ｖｏｌ％とした。原料ガスについては、不純物としてのトルエンを８５００ｖｏｌｐｐｍ含有する粗水素ガスが用いられ、当該原料ガスを５．２ＮＬ／ｍｉｎの流量で供給した。ＰＳＡ法による操作条件は、吸着塔等の温度が４０℃、吸着圧力が０．８ＭＰａＧ、脱着圧力が２０ｋＰａＧ、洗浄圧力差が３００ｋＰａ、サイクルタイム（ステップ１～９より構成される１サイクルの時間）が６７５秒とした。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は定量下限以下（０．１ｖｏｌｐｐｍ以下）であり、水素ガス回収率は７５％であった。本実施例の結果を表１に示した。
　〔実施例２〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が４０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が５０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が１０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は定量下限以下（０．１ｖｏｌｐｐｍ以下）であり、水素ガス回収率は７０％であった。本実施例の結果を表１に示した。
　〔実施例３〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が２０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が７０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が１０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は定量下限以下（０．１ｖｏｌｐｐｍ以下）であり、水素ガス回収率は８０％であった。本実施例の結果を表１に示した。
　〔実施例４〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が７０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が２０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が１０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は０．６７ｖｏｌｐｐｍであり、水素ガス回収率は９２％であった。本実施例の結果を表１に示した。
　〔実施例５〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が３０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が４０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が３０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は０．４３ｖｏｌｐｐｍであり、水素ガス回収率は８５％であった。本実施例の結果を表１に示した。
　〔比較例１〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が８０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が１０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が１０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は２０００ｖｏｌｐｐｍであり、水素ガス回収率は９０％であった。本比較例の結果を表１に示した。
　〔比較例２〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が１０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が８０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が１０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は３０００ｖｏｌｐｐｍであり、水素ガス回収率は７５％であった。本比較例の結果を表１に示した。
　〔比較例３〕
　吸着剤の充填比率を、第１吸着剤１３１が３０ｖｏｌ％、第２吸着剤１３２が３０ｖｏｌ％、第３吸着剤１３３が４０ｖｏｌ％とした以外は、実施例１と同様にして、原料ガスから水素の精製を行った。その結果を表１に示した。また、得られた濃縮水素ガス（製品ガス）における不純物濃度を水素炎イオン検出器（ＦＩＤ）で測定したところ、製品ガス中のトルエン濃度は２ｖｏｌｐｐｍであり、水素ガス回収率は７５％であった。本比較例の結果を表１に示した。
Figure JPOXMLDOC01-appb-T000001
　表１から明らかなように、上記各実施例によれば、水素ガスを高純度に精製できることが確認される。
Ｘ　　　　精製装置
１０Ａ，１０Ｂ，１０Ｃ　　吸着塔
１１　　　ガス通過口（第１ガス通過口）
１２　　　ガス通過口（第２ガス通過口）
１３１　　第１吸着剤
１３２　　第２吸着剤
１３３　　第３吸着剤
２１　　　原料ガス供給源
２２　　　製品貯留タンク
２３　　　オフガスタンク
２４　　　冷却器（気液分離手段）
２５　　　気液分離器（気液分離手段）
３１　　　ライン（第１ライン）
３２　　　ライン（第２ライン）
３３　　　ライン（第３ライン）
３４　　　ライン（第４ライン）
３５　　　ライン（第５ライン）
３１’，３２’，３３’，３４’，３５' 主幹路
３１Ａ～３１Ｃ，３２Ａ～３２Ｃ，３３Ａ～３３Ｃ，３４Ａ～３４Ｃ，３５Ａ～３５Ｃ　
　　分枝路
３１ａ～３１ｃ，３２ａ～３２ｃ，３３ａ～３３ｃ，３４ａ～３４ｃ，３５ａ～３５ｃ，３４１，３５１　　自動弁
３２１，３３１　　圧力調節弁
３４２，３５２　　流量調整弁

Claims (11)

  1. 　吸着剤が充填された３塔以上の吸着塔を用いて行う圧力変動吸着法のサイクルを各吸着塔について繰り返すことにより、不純物として揮発性芳香族化合物を含み、且つ主成分として水素またはヘリウムを含む原料ガスから水素またはヘリウムを精製するための方法であって、前記サイクルは、
    　上記吸着塔が所定の高圧である状態にて、上記吸着塔に上記原料ガスを導入して当該原料ガス中の上記揮発性芳香族化合物を上記吸着剤に吸着させ、当該吸着塔から水素またはヘリウムの濃度が高い製品ガスを排出する吸着工程と、
    　上記吸着工程を終えた上記吸着塔から塔内に残留するガスを排出して塔内の圧力を低下させる減圧工程と、
    　上記減圧工程を終えた上記吸着塔における上記吸着剤から上記揮発性芳香族化合物を脱着させ、塔内ガスを排出する脱着工程と、
    　上記減圧工程にある他の吸着塔から排出されたガスを上記脱着工程を終えた上記吸着塔に導入して塔内に残留するガスを排出する洗浄工程と、を含んでおり、
    　上記各吸着塔は、上記吸着塔における上記原料ガスの流れ方向において上流側から下流側に向けて順に第１領域、第２領域および第３領域に区分されており、上記第１領域には、上記吸着剤の充填容量全体に対し、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるシリカゲル系の第１吸着剤が充填されており、上記第２領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるゼオライト系の第２吸着剤が充填されており、上記第３領域には、充填比率が５～３０ｖｏｌ％の範囲である活性炭系の第３吸着剤が充填されている、水素またはヘリウムの精製方法。
  2. 　上記第１吸着剤は、親水性シリカゲルを含む、請求項１に記載の精製方法。
  3. 　上記第２吸着剤は、ＣａＡ型ゼオライトを含む、請求項１に記載の精製方法。
  4. 　上記第３吸着剤は、椰子殻活性炭または石炭活性炭を含む、請求項１に記載の精製方法。
  5. 　上記洗浄工程と上記吸着工程との間に上記吸着塔の圧力を所定の吸着圧力まで高めるための昇圧工程をさらに含む、請求項１に記載の精製方法。
  6. 　上記減圧工程は、上記吸着塔から排出された残留ガスを上記洗浄工程にある他の吸着塔に洗浄ガスとして導入する第１減圧ステップと、当該第１減圧ステップに引き続いて、上記吸着塔から排出された残留ガスを上記昇圧工程にある他の吸着塔に導入する第２減圧ステップと、を含む、請求項５に記載の精製方法。
  7. 　上記昇圧工程は、上記第１減圧ステップにある他の吸着塔から排出された残留ガスを上記吸着塔に導入する第１昇圧ステップと、当該第１昇圧ステップに引き続いて、上記吸着工程にある他の吸着塔からの製品ガスの一部を上記吸着塔に導入する第２昇圧ステップと、を含む、請求項６に記載の精製方法。
  8. 　不純物として揮発性芳香族化合物を含み、且つ主成分として水素またはヘリウムを含む原料ガスから水素またはヘリウムを精製するための装置であって、
    　各々が第１ガス通過口および第２ガス通過口を有し、当該第１および第２ガス通過口の間において吸着剤が充填された３塔以上の吸着塔と、
    　製品ガスを貯留するための貯留タンクと、
    　上記吸着塔の上記第１ガス通過口から排出されるガスを気相成分と液相成分とに分離する気液分離手段と、
    　原料ガス供給源に接続された主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第１ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第１ラインと、
    　上記気液分離手段が設けられた主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第１ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第２ラインと、
    　上記貯留タンクが設けられた主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第２ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第３ラインと、
    　上記第３ラインにおける上記主幹路に接続された主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第２ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第４ラインと、
    　上記第４ラインにおける上記主幹路に接続された主幹路、および、上記吸着塔ごとに設けられて当該吸着塔の上記第２ガス通過口側に接続され且つ開閉弁が各々に設けられた複数の分枝路、を有する第５ラインと、を備え、
    　上記各吸着塔は、上記吸着塔における上記第１ガス通過口から上記第２ガス通過口に向けて順に第１領域、第２領域および第３領域に区分されており、上記第１領域には、上記吸着剤の充填容量全体に対し、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるシリカゲル系の第１吸着剤が充填されており、上記第２領域には、充填比率が１５～７５ｖｏｌ％の範囲であるゼオライト系の第２吸着剤が充填されており、上記第３領域には、充填比率が５～３０ｖｏｌ％の範囲である活性炭系の第３吸着剤が充填されている、水素またはヘリウムの精製装置。
  9. 　上記第１吸着剤は、親水性シリカゲルよりなる、請求項８に記載の精製装置。
  10. 　上記第２吸着剤は、ＣａＡ型ゼオライトを含む、請求項８に記載の精製装置。
  11. 　上記第３吸着剤は、椰子殻活性炭または石炭活性炭を含む、請求項８に記載の精製装置。
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