JPH028235B2 - - Google Patents

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JPH028235B2
JPH028235B2 JP60241402A JP24140285A JPH028235B2 JP H028235 B2 JPH028235 B2 JP H028235B2 JP 60241402 A JP60241402 A JP 60241402A JP 24140285 A JP24140285 A JP 24140285A JP H028235 B2 JPH028235 B2 JP H028235B2
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Kazunori Nagae
Junichi Hosokawa
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Description

【発明の詳細な説明】 〔発明の利用分野〕 本発明は、原料ガスを冷却して分離するガス分
離方法及び装置に関するものである。
〔発明の背景〕
原料ガスを冷却して、精留分離あるいは吸着分
離などのガス分離部に供給し、製品ガスを採取す
るガス分離技術は周知である。特に、空気を原料
ガスとして、この空気を液化して精留することに
より、窒素（N2）、酸素（O2）、アルゴン（Ar）
等を分離する空気分離装置は、種々の分野で稼動
している。
この種のガス分離装置では、原料ガス（空気
等）等に対して運転条件に応じた加圧、減圧操作
が必要であり、このため圧縮機や膨張タービン等
の機器を設置する必要がある。そして、この種装
置は、長期間の連続運転を行なう場合が多く、こ
の運転にともなう電力などの動力費（運転コス
ト）をいかに少なくするかが最大の課題である。
従来、この課題に対して、数多くの技術が開発
されてきているが、この中で空気分離装置におけ
る寒冷を効率良く発生させるために、膨張機と圧
縮機とを接続（直結またはギヤ等を介して結合）
した圧縮機付膨張タービンを利用するものが知ら
れている。この技術の代表的なものに、特開昭60
―23771号公報に開示されたものがある。この技
術は、主熱交換器の再熱回路を通過せしめた複式
精留塔の下塔からの気体空気又は気体窒素を主熱
交換器とは別個に設けた循環熱交換器に通して昇
温した後、膨張タービンの負荷ブロワ（圧縮機）
にかけて昇圧し、更にこの昇圧空気を前述の循環
熱交換器に通して冷却した後、膨張タービンに導
入して装置に必要な寒冷を発生せしめるものであ
る。この技術によると、装置に必要な寒冷を発生
せしめると共に、膨張タービンの流量を効果的に
減少させることができるので、製品ガス（O2）
の原単位を低減させることができる。
ところで、上記の方法においては、複式精留塔
の下塔から抜出した液化ガスまたはガスを循環熱
交換器に供給し、また一部は主熱交換器の再熱回
路を介して循環熱交換器に供給して温度回復する
構成なので、当然のことながら循環熱交換器を設
置しなければならず、設備が複雑になると共に、
設備費もアツプする。また、昇圧のために、圧縮
機付膨張タービンの圧縮機に供給されるガスは、
複雑な経路を経て圧縮機に送入されるので、圧力
損失およびその間でのエネルギーの流路損失が大
きく、思つたほどの効果が得られない。また、精
留塔下塔から抜出した液化ガスまたはガスは、−
170゜程度であり、その一部を主熱交換器の再熱回
路に供給して昇温したガスと合流させたとして
も、循環熱交換器の戻りガスの温度との差が大き
く、循環熱交換器の温端における寒冷ロスが大き
い等の問題がある。
〔発明の目的〕
本発明の目的は、簡単な構成でしかも効率良く
ガス分離を行なうことのできるガス分離方法及び
装置を提供することである。
〔発明の概要〕
本発明は、圧縮され水分および炭酸ガスを除去
された原料ガスを２分流し、該原料ガスの１分流
は主熱交換器の温端側に供給して低温戻りガスに
より冷却し、冷却後の原料ガスをガス分離部に供
給し、該原料ガスの他の１分流は膨張タービンと
接続されている圧縮機に供給して昇圧し、該昇圧
ガスを前記主熱交換器の温端温度近くまで冷却し
た後主熱交換器の温端側に供給し、該主熱交換器
で低温戻りガスにより冷却した前記昇圧ガスを前
記膨張タービンに供給して寒冷を発生させること
を特徴としている。
なお、この明細書中において、原料ガスとは、
ガスを分離して製品ガスを採取するための原料と
なる混合ガスをいい、それらの組成がどのような
ものであつても良い。すなわち、ここでいう原料
ガスには、空気あるいは回収のための排ガスの
他、精製のための原料ガスである粗窒素ガス、粗
酸素ガス、粗アルゴンガス等も含まれる。もちろ
ん、天然ガス等であつても良い。
また、この明細書において、ガス分離部とは、
単式または複式の精留塔によつて液化分離を行な
う精留分離手段はもちろん、これ以外の例えばモ
レキユラーシーブ等を用いた低温吸着分離手段等
であつても良い。要は、原料ガスを分離して、何
がしかの製品ガスを採取するものであればどのよ
うなものでも良い。
〔発明の実施例〕
以下、本発明を具体的な実施例により詳細に説
明する。
第１図は、空気から、酸素、窒素、あるいはア
ルゴン等を大量に採取する場合に最も良く用いら
れる空気分離装置に本発明を実施した一例を示
す。
第１図において、１は空気を圧縮する空気圧縮
機、２はアフタ・クーラ、５は圧力差スウイング
式の吸着塔（PSA式吸着塔）を示し、２塔を一
定時間毎に切換え使用する。７は主熱交換器であ
り、原料ガス（ここでは空気）を戻りガスによつ
て冷却する。８は複式精留塔であり、ここで空気
から窒素および酸素を分離し、液体またはガスと
して製品窒素および製品酸素を採取する。１０は
圧縮機であり、１１は膨張タービンである。これ
らは、軸によつて接続されており、これらを総称
して圧縮機付膨張タービンまたはエキスパンダ
ー・コンプレツサという。
このような構成における動作は次の通りであ
る。まず、大気から取入れられた空気は、図示し
ないフイルタ等で空気中のちり等が除去され、空
気圧縮機１で、約５Kg／cm2Ｇに圧縮される。圧縮
により高温となつた空気は、アフタ・クーラ２で
約40℃まで冷却される。この空気は、PSA式の
吸着塔５に導入され、ここで水分および炭酸ガス
が吸着除去される。これは、後流の深冷分離部に
おいて機器内に水分（H2O）や炭酸ガス（CO2）
が固着し、通路閉塞等のトラブルが生じるのを防
ぐためである。この例では、PSA式の吸着塔を
用いているので、約40℃の乾燥空気が得られる。
この乾燥空気が、この実施例における原料ガスで
ある。なお、H2OやCO2の除去のためには、PSA
式以外のどのような除去手段を用いても良い。例
えば、シリカゲル等の吸湿剤を充填したものや、
温度差スウイング式の吸着塔（TSA式の吸着塔）
でも良い。ただし、TSA式を用いた場合、吸着
塔出側の温度が約８℃となるので、後述する圧縮
機で昇圧後のガス（昇圧ガス）との温度差が大き
くなり、主熱交換器７での温端温度差による熱損
失が生じる。したがつて、これを是正するには、
適当な冷却設備が必要となる。
このようにして得られた乾燥空気（原料空気）
は、主熱交換器７の前段で二つに分流（二分流）
される。二分流のうち一分流は、主熱交換器７で
約−170℃まで冷却され、この冷却後の原料空気
は精留塔８の下塔８ａに送入される。一方、残り
の一分流は、圧縮機１０に導入され、ここで約10
Kg／cm2Ｇに昇圧され、昇圧ガスとして出力され
る。この昇圧ガスは、アフタ・クーラ１２によつ
て、約40℃まで冷却され、主熱交換器７の温端側
に供給される。二分流された原料空気は、共に約
40℃で主熱交換器７の温端側に供給されるので、
温端温度差は生ぜず、このため熱損失はほとんど
なくなる。また、この方法であれば、循環熱交換
器も不要である。約40℃の昇圧ガスは、主熱交換
器７に導入され、その中間部から約−100℃で抜
出され、膨張タービン１１に供給される。この膨
張タービン１１にて、約0.4Kg／cm2Ｇまで断熱膨
張させ寒冷を発生する。この膨張タービン１１で
発生した運転エネルギーにて、圧縮機１０を駆動
する。寒冷を発生し、低圧となつた寒冷ガスは、
精留塔８の上塔８ｂに供給される。精留塔８の下
塔８ａに供給された約−170℃の原料空気は、下
塔内で上昇ガスとなる一方、下塔８ａの頂部で凝
縮して得られる還流液に接触させて粗精留し、下
塔８ａの頂部で富液体窒素（液化窒素ガス）を得
ると共に、前記還流液は下塔８ａの底部で富酸素
液体空気（O2成分が約30〜40％）となる。下塔
８ａで粗精留された液体空気は、上塔８ｂの中部
へ導かれる。また、下塔の頂部に貯留された富窒
素液は上塔８ｂの上部へ導かれる。この結果、上
塔８ｂの底部から製品酸素が、上塔８ｂの頂部か
ら製品窒素が得られ、これらは主熱交換器７の冷
端側に供給される。主熱交換器７で温度回復され
た製品酸素および製品窒素はそれぞれ導管１３，
１４からそれぞれの需要先に供給または貯蔵され
る。精留塔８から出た廃ガスは、主熱交換器７で
温度回復され、大気中に放出される。この廃ガス
の一部は、導管１５を通して、吸着塔５の減圧再
生に使用する。
次に、本発明の他の実施例について説明する。
第２図は、空気から窒素を分離する装置に適用し
た例を示す。第２図において、原料空気は過器
４０から吸入され、空気圧縮機１により約８Kg／
cm2Ｇに昇圧され、アフタ・クーラ２で約40℃の常
温に冷却された後、吸着塔５に導かれる。吸着塔
５で含有する水分および炭酸ガスを吸着除去され
た原料空気は、窒素を精留分離するために必要な
量だけ管２１を経て、主熱交換器７に入り、装置
内から出る低温ガスと熱交換して冷却され一部液
化した状態（約−170℃）で管２２を通り精留塔
８′へ導かれる。精留塔８′に入つた空気は、塔内
で精留分離され、塔頂より管２３より窒素ガスと
して取り出され、管２４によつて窒素凝縮器９に
導かれる。窒素凝縮器９において、後述液体空気
により冷却された窒素ガスは、液体窒素となつて
管２５より取り出され、その一部は製品液体窒素
として管２６より装置外に取り出される。残りは
管２７を経て精留塔６内下降液として使用され
る。なお、窒素ガスの一部を製品として採取する
場合は、管２８を通じ主熱交換器７で常温（約40
℃）まで温度回復させて７〜7.2Kg／cm2Ｇの圧力
下で取り出すことができる。一方、精留塔８′塔
底に溜る液体空気は、管２９より取り出され、約
3.5Kg／cm2Ｇまで減圧された後窒素凝縮器９に導
かれ窒素ガスと熱交換される。窒素凝縮器９でガ
ス化した液体空気は、34〜36％O2の廃ガスとな
り、管３０を経て、主熱交換器７に入り、約−
150℃程度まで温度回復した後、管３１により膨
張タービン１６に導かれる。膨張タービン１６に
おいて約3.5Kg／cm2Ｇからほぼ大気圧力まで断熱
膨張された廃ガスは−175〜−180℃の低温ガスと
なり、管３２によつて主熱交換器７に導かれ、そ
の寒冷を回収されて常温（約40℃）となつて装置
外に取り出され、管３３を経て吸着塔５の再生ガ
スとして使用された後大気放出される。
この実施例では、上記のプロセスの他に、吸着
塔５を出た原料空気の一部を、導管３４を介し
て、エキスパンダー・コンプレツサー（圧縮機付
膨張タービン）の圧縮部１０に導き、約10Kg／cm2
Ｇに昇圧させた後水冷アフタ・クーラ１２により
原料空気と同温度（約40℃）まで冷却する。さら
にその空気を、管３５を通り、主熱交換器７の温
端側に供給して約−160℃まで冷却して管３６で
取り出すラインと、約40℃の常温のまま管３７を
介して装置内に導くラインと分岐し、好適な温度
（−130〜−140℃）に調整した後エキスパンダ
ー・コンプレツサーのエキスパンダー部（膨張タ
ービン）１１に導く。エキスパンダー部１１で
は、膨張タービン１６と同様に空気を約９Kg／cm2
Ｇからほぼ大気圧力まで断熱膨張させることによ
り寒冷を発生させる。エキスパンダー部１１を出
た−175〜−180℃の空気は、管３８を介して膨張
タービン１６を出た廃ガスと合流し、管３２を経
て主熱交換器７に導かれる空気の寒冷発生回路を
設け、単位流量当りの空気の寒冷発生量をより高
めている。
本実施例によれば、原料空気の前処理装置とし
てPSA式の吸着方式を採用しているため、コン
プレツサー部１０の出口は水冷アフタ・クーラ１
２を設けだけで主熱交換器７の温端温度を揃える
ことができるという効果がある。サーマルスウイ
ング吸着式においても、原料空気温度５〜８℃ま
で冷凍機あるいはその他の冷却器を設けることに
より採用することはできる。
次に、本発明の更に他の実施例について説明す
る。第３図は、第１図の場合と同様、空気から窒
素および酸素を分離採取する例を示している。こ
の図において、第１図と同一符号の機器は、第１
図と同様の機器を示す。第３図において、第１図
と異なる点は、膨張タービン１１を出た寒冷ガス
を精留塔下塔８ａに供給していることである。
なお、上述した実施例では、いずれも原料ガス
として空気を用いたものを示したが、本発明はこ
れに限定されるものではない。粗ガスを精製する
プロセスにおける粗ガスもここでいう原料ガスで
ある。また、使用済のアルゴン等を回収するプロ
セスにおける使用済のアルゴン等もここにいう原
料ガスに含まれるものである。
更に、ガス分離部としては、上述した実施例に
おいては精留分離装置を例示したが、本発明はこ
れに限定されるものではない。
また、上述した第３図の実施例では、膨張ター
ビンで膨張により発生した寒冷ガスを精留塔側に
供給する例を示したが、この寒冷ガスの一部また
は全部を直接あるいは寒冷回収用の熱交換器を介
して主熱交換器の冷端側に供給し、寒冷回収する
ようにしても良い。
〔発明の効果〕
以上説明したように本発明によれば、簡単な構
成でしかも効率良くガス分離を行なうことができ
る。特に、製品ガスを液体（液化ガス）として採
取する場合には、液化装置等を設けなくとも十分
な寒冷が得られるので設備が極めて簡単になる。
【図面の簡単な説明】
第１図は本発明の一実施例を示す図、第２図は
本発明の他の一実施例を示す図、第３図は本発明
の更に他の一実施例を示す図である。 １…空気圧縮機、２…アフタ・クーラ、５…
PSA式の吸着塔、７…主熱交換器、８…複式精
留塔、８′…精留塔、１０…圧縮機、１１…膨張
タービン。

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 １ 圧縮され水分および炭酸ガスを除去された原
    料ガスを２分流し、該原料ガスの１分流は主熱交
    換器の温端側に供給して低温戻りガスにより冷却
    し、冷却後の原料ガスをガス分離部に供給し、該
    原料ガスの他の１分流は膨張タービンと接続され
    ている圧縮機に供給して昇圧し、該昇圧ガスを前
    記主熱交換器の温端温度近くまで冷却した後主熱
    交換器の温端側に供給し、該主熱交換器で低温戻
    りガスにより冷却した前記昇圧ガスを前記膨張タ
    ービンに供給して寒冷を発生させることを特徴と
    するガス分離方法。 ２ 特許請求の範囲第１項において、前記膨張タ
    ービンで発生した寒冷ガスを前記ガス分離部に供
    給することを特徴とするガス分離方法。 ３ 特許請求の範囲第１項において、前記膨張タ
    ービンで発生した寒冷ガスを前記精留塔の上塔に
    供給することを特徴とするガス分離方法。 ４ 特許請求の範囲第１項において、前記膨張タ
    ービンに供給する昇圧ガスは、前記主熱交換器の
    中間部から抜出すことを特徴とするガス分離方
    法。 ５ 原料ガスを圧縮する圧縮機と、圧縮された原
    料ガス中の水分および炭酸ガスを除去する除去手
    段と、該除去手段出口で分流した原料ガスの一部
    を昇圧するエキスパンダー・コンプレツサーの圧
    縮機と、該圧縮機出口の昇圧ガスを冷却するアフ
    タークーラーと、該アフタークーラーからの昇圧
    ガスと前記除去手段出口で分流した原料ガスの残
    部とをガス分離部からの低温戻りガスにより冷却
    する主熱交換器と、該主熱交換器で冷却された昇
    圧ガスを膨張させて寒冷を発生させる前記エキス
    パンダー・コンプレツサーの膨張タービンとを備
    えたことを特徴とするガス分離装置。
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