JPS6354992B2 - - Google Patents
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- JPS6354992B2 JPS6354992B2 JP55026571A JP2657180A JPS6354992B2 JP S6354992 B2 JPS6354992 B2 JP S6354992B2 JP 55026571 A JP55026571 A JP 55026571A JP 2657180 A JP2657180 A JP 2657180A JP S6354992 B2 JPS6354992 B2 JP S6354992B2
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Classifications
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- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
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- F25J3/04248—Generation of cold for compensating heat leaks or liquid production, e.g. by Joule-Thompson expansion
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- F25J3/04872—Vertical layout of cold equipments within in the cold box, e.g. columns, heat exchangers etc.
- F25J3/04884—Arrangement of reboiler-condensers
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- F25J2200/50—Processes or apparatus using separation by rectification using multiple (re-)boiler-condensers at different heights of the column
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- F25J2250/30—External or auxiliary boiler-condenser in general, e.g. without a specified fluid or one fluid is not a primary air component or an intermediate fluid
- F25J2250/40—One fluid being air
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- F25J2250/42—One fluid being nitrogen
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- F25J2270/02—Internal refrigeration with liquid vaporising loop
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Description
【発明の詳細な説明】
本発明は空気の液化分離方法および装置に係
り、特に複式精留塔の低圧塔の気液比の改善によ
つて、高い酸素回収率が得られる空気の液化分離
方法および装置に関するものである。
り、特に複式精留塔の低圧塔の気液比の改善によ
つて、高い酸素回収率が得られる空気の液化分離
方法および装置に関するものである。
空気を液化し、精留することによつて窒素、酸
素、アルゴン等を分離回収する空気の液化分離装
置では、原料の空気を圧縮する必要があり、この
ための空気圧縮機の動力費が多大で、酸素の単位
生産費当りの動力費の低減が強く要望されてい
る。動力費を低減する方法には次の３つの方法が
ある。第１は空気圧縮機および圧縮機用モータの
効率を改善する方法、第２は圧縮機以後の要素機
器および配管の改善により、圧力損失を低減して
圧縮機の吐出圧力を低減する方法、第３は酸素の
回収率を高め、同量の原料空気からより多くの酸
素を回収する方法である。
素、アルゴン等を分離回収する空気の液化分離装
置では、原料の空気を圧縮する必要があり、この
ための空気圧縮機の動力費が多大で、酸素の単位
生産費当りの動力費の低減が強く要望されてい
る。動力費を低減する方法には次の３つの方法が
ある。第１は空気圧縮機および圧縮機用モータの
効率を改善する方法、第２は圧縮機以後の要素機
器および配管の改善により、圧力損失を低減して
圧縮機の吐出圧力を低減する方法、第３は酸素の
回収率を高め、同量の原料空気からより多くの酸
素を回収する方法である。
本発明は、酸素の回収率を高めることによつて
動力費の低減を達成し得る方法および装置に関す
るものである。
動力費の低減を達成し得る方法および装置に関す
るものである。
従来の技術では、酸素の回収率は90〜92％が限
度であつた。すなわち、濃度99.6％の酸素を
10000Nm3／ｈ生産するのに52800〜51700Nm3／
ｈの原料空気を必要とした。
度であつた。すなわち、濃度99.6％の酸素を
10000Nm3／ｈ生産するのに52800〜51700Nm3／
ｈの原料空気を必要とした。
第１図および第２図は従来の技術を説明するた
めの系統図である。従来の技術は、空気の液化分
離装置に必要な寒冷の発生法によつて大略２分さ
れる。従来技術の第１の方法は、第１図に示され
るように高圧塔の上部に得られる窒素ガスを膨張
させ、低圧化することによつて寒冷を発生させる
方法である。従来技術の第２の方法は、第２図に
示されるように圧縮された原料空気の一部を膨張
させ、低圧化することによつて寒冷を発生させる
方法である。
めの系統図である。従来の技術は、空気の液化分
離装置に必要な寒冷の発生法によつて大略２分さ
れる。従来技術の第１の方法は、第１図に示され
るように高圧塔の上部に得られる窒素ガスを膨張
させ、低圧化することによつて寒冷を発生させる
方法である。従来技術の第２の方法は、第２図に
示されるように圧縮された原料空気の一部を膨張
させ、低圧化することによつて寒冷を発生させる
方法である。
第１図および第２図において、１０１は空気圧
縮機、１０２は冷却器、１０３は可逆方式の熱交
換器、１０４は高圧塔１０５と低圧塔１０６から
成る複式精留塔、１０７は再沸―凝縮器、１０８
は膨張タービン、１０９，１１０，１１１は膨張
弁である。第１図においては次の作用をなす。空
気圧縮機１０１で圧縮され昇温した原料空気は、
水洗方式の冷却器１０２で冷却され、さらに可逆
方式の熱交換器１０３でほぼ空気の飽和温度近く
まで冷却されるとともに、空気中の水分および炭
酸ガスが除去された後、複式精留塔１０４の高圧
塔１０５の底部に供給される。高圧塔１０５に供
給された原料空気は塔内を上昇し、頂部で高純度
の窒素ガスとなる。この窒素ガスの一部は高圧塔
１０５の頂部から抜き出され、熱交換器１０３で
加熱された後に膨張タービン１０８で大気圧近く
まで膨張することによつて温度を下げ、再び熱交
換器１０３で常温近くまで温度を回復し、導管１
１２より製品窒素として取り出される。この場
合、空気の液化分離装置の寒冷量は膨張タービン
１０８の流量によつて定まるので、製品窒素量は
膨張タービン１０８の流量以下に制限される。一
方高圧塔１０５の頂部での残りの窒素ガスは、再
沸―凝縮器１０７で低圧塔１０６の底部の液体酸
素に冷却されて凝縮し、還流液として高圧塔１０
５内を下降する。この還流液の一部は、高圧塔１
０５の中部から抜き出され、膨張弁１０９を通し
て低圧塔１０６の頂部に供給されれる。一方、高
圧塔１０５内の残りの還流液は、底部で酸素濃度
32〜40％の液体空気となる。この液体空気は高圧
塔１０５の底部より抜き出され、膨張弁１１０通
して低圧塔１０６の還流液として低圧塔１０６の
中部に供給される。低圧塔１０６では、頂部およ
び中部に供給された還流液は塔内を下降して低圧
塔１０６の底部で液体酸素となる。この液体酸素
は再沸―凝縮器１０７で高圧塔１０５頂部の窒素
ガスに加熱されて気化し、その一部は底部より抜
き出され、熱交換器１０３で常温近くまで温度を
回復した後、導管１１３より製品酸素として取り
出される。一方、再沸―凝縮器１０７で気化した
残りの酸素ガスは塔内を上昇し、低圧塔１０６の
頂部で酸素およびアルゴンを僅かに含む不純窒素
となり、頂部から抜き出され、熱交換器１０３で
原料空気を冷却した後導管１１４より排出され
る。
縮機、１０２は冷却器、１０３は可逆方式の熱交
換器、１０４は高圧塔１０５と低圧塔１０６から
成る複式精留塔、１０７は再沸―凝縮器、１０８
は膨張タービン、１０９，１１０，１１１は膨張
弁である。第１図においては次の作用をなす。空
気圧縮機１０１で圧縮され昇温した原料空気は、
水洗方式の冷却器１０２で冷却され、さらに可逆
方式の熱交換器１０３でほぼ空気の飽和温度近く
まで冷却されるとともに、空気中の水分および炭
酸ガスが除去された後、複式精留塔１０４の高圧
塔１０５の底部に供給される。高圧塔１０５に供
給された原料空気は塔内を上昇し、頂部で高純度
の窒素ガスとなる。この窒素ガスの一部は高圧塔
１０５の頂部から抜き出され、熱交換器１０３で
加熱された後に膨張タービン１０８で大気圧近く
まで膨張することによつて温度を下げ、再び熱交
換器１０３で常温近くまで温度を回復し、導管１
１２より製品窒素として取り出される。この場
合、空気の液化分離装置の寒冷量は膨張タービン
１０８の流量によつて定まるので、製品窒素量は
膨張タービン１０８の流量以下に制限される。一
方高圧塔１０５の頂部での残りの窒素ガスは、再
沸―凝縮器１０７で低圧塔１０６の底部の液体酸
素に冷却されて凝縮し、還流液として高圧塔１０
５内を下降する。この還流液の一部は、高圧塔１
０５の中部から抜き出され、膨張弁１０９を通し
て低圧塔１０６の頂部に供給されれる。一方、高
圧塔１０５内の残りの還流液は、底部で酸素濃度
32〜40％の液体空気となる。この液体空気は高圧
塔１０５の底部より抜き出され、膨張弁１１０通
して低圧塔１０６の還流液として低圧塔１０６の
中部に供給される。低圧塔１０６では、頂部およ
び中部に供給された還流液は塔内を下降して低圧
塔１０６の底部で液体酸素となる。この液体酸素
は再沸―凝縮器１０７で高圧塔１０５頂部の窒素
ガスに加熱されて気化し、その一部は底部より抜
き出され、熱交換器１０３で常温近くまで温度を
回復した後、導管１１３より製品酸素として取り
出される。一方、再沸―凝縮器１０７で気化した
残りの酸素ガスは塔内を上昇し、低圧塔１０６の
頂部で酸素およびアルゴンを僅かに含む不純窒素
となり、頂部から抜き出され、熱交換器１０３で
原料空気を冷却した後導管１１４より排出され
る。
この第１の従来の技術では、精留作用に大きな
影響をおよぼす低圧塔１０６下部の気液比（Ｌ／
Ｖ）は、上記作用の説明において明らかなごと
く、膨張弁１０９，１１０での気化量を無視すれ
ば次式で近似される。
影響をおよぼす低圧塔１０６下部の気液比（Ｌ／
Ｖ）は、上記作用の説明において明らかなごと
く、膨張弁１０９，１１０での気化量を無視すれ
ば次式で近似される。
Ｌ／Ｖ＝原料空気量−膨張タービン流量／
原料空気量−（膨張タービン流量＋製品酸素流量） 第２図においては次の作用をなす。空気圧縮機
１０１で圧縮され、冷却器１０２および熱交換器
１０３で冷却された原料空気は２分され、その一
部は熱交換器１０３で加熱され、膨張タービン１
０８でほぼ低圧塔１０６の圧力まで膨張して温度
を下げた後、低圧塔１０６の中部にガス状で供給
される。２分された残りの原料空気は、高圧塔１
０５の底部に供給される。再沸―凝縮器１０７で
凝縮した還流液は、高圧塔１０５の頂部、中部、
底部の３か所から抜き出され、それぞれ膨張弁１
１１，１０９，１１０を通して低圧塔１０６の頂
部、中部、中部に供給される。この場合の製品窒
素は、低圧塔１０６の頂部の蒸気を抜き出し、熱
交換器１０３を通して導管１１２より取出され
る。この第２の従来技術の低圧塔１０６下部での
気液比（Ｌ／Ｖ）は第１の従来技術と全く同じ形
で近似される。
原料空気量−（膨張タービン流量＋製品酸素流量） 第２図においては次の作用をなす。空気圧縮機
１０１で圧縮され、冷却器１０２および熱交換器
１０３で冷却された原料空気は２分され、その一
部は熱交換器１０３で加熱され、膨張タービン１
０８でほぼ低圧塔１０６の圧力まで膨張して温度
を下げた後、低圧塔１０６の中部にガス状で供給
される。２分された残りの原料空気は、高圧塔１
０５の底部に供給される。再沸―凝縮器１０７で
凝縮した還流液は、高圧塔１０５の頂部、中部、
底部の３か所から抜き出され、それぞれ膨張弁１
１１，１０９，１１０を通して低圧塔１０６の頂
部、中部、中部に供給される。この場合の製品窒
素は、低圧塔１０６の頂部の蒸気を抜き出し、熱
交換器１０３を通して導管１１２より取出され
る。この第２の従来技術の低圧塔１０６下部での
気液比（Ｌ／Ｖ）は第１の従来技術と全く同じ形
で近似される。
複式精留塔の低圧塔においては、窒素―アルゴ
ン―酸素の３成分の精留となるが、低圧塔の下部
では窒素は数＋ppm以下と少く、主としてアルゴ
ンと酸素の２成分の精留となる。第３図は低圧塔
での窒素、アルゴン、酸素の濃度分布を示したも
のである。低圧塔の頂部Ａではアルゴン約１％、
酸素約2.6％、残りが窒素の組成であるが、頂部
から下方へ向うにしたがつてアルゴン、酸素の濃
度が増加し、窒素濃度が減少する。特に窒素は位
置Ｃで数＋ppmの濃度まで減少するが、位置Ｃで
のアルゴンは約５〜15％の濃度を示し、低圧塔の
下部Ｃ，Ｄ間では実質的にアルゴンと酸素の２成
分系となり、下方に向うにしたがつてアルゴン濃
度が減少し、酸素濃度が増加する。製品酸素の抜
き出し位置Ｄでは酸素濃度は約99.6％となり、残
りはほとんどアルゴンである。すなわち、Ｃ，Ｄ
間はアルゴン濃度を減少させ、酸素濃度を増加さ
せるための精留を行なつていることになる。
ン―酸素の３成分の精留となるが、低圧塔の下部
では窒素は数＋ppm以下と少く、主としてアルゴ
ンと酸素の２成分の精留となる。第３図は低圧塔
での窒素、アルゴン、酸素の濃度分布を示したも
のである。低圧塔の頂部Ａではアルゴン約１％、
酸素約2.6％、残りが窒素の組成であるが、頂部
から下方へ向うにしたがつてアルゴン、酸素の濃
度が増加し、窒素濃度が減少する。特に窒素は位
置Ｃで数＋ppmの濃度まで減少するが、位置Ｃで
のアルゴンは約５〜15％の濃度を示し、低圧塔の
下部Ｃ，Ｄ間では実質的にアルゴンと酸素の２成
分系となり、下方に向うにしたがつてアルゴン濃
度が減少し、酸素濃度が増加する。製品酸素の抜
き出し位置Ｄでは酸素濃度は約99.6％となり、残
りはほとんどアルゴンである。すなわち、Ｃ，Ｄ
間はアルゴン濃度を減少させ、酸素濃度を増加さ
せるための精留を行なつていることになる。
周知のごとく、所定の純度まで濃度を高めるた
めに必要な精留棚段数は、分離しようとする成分
間の気液平衡係数と、気液比で定まる。Ｃ，Ｄ間
の濃度に相当するアルゴン15％以下、酸素85％以
上での気液平衡係数は1.40〜1.51である。一方、
従来の技術における酸素回収率90〜92％での低圧
塔下部Ｃ，Ｄ間の気液比（Ｌ／Ｖ）は1.38〜1.40
である。この気液比は、酸素の回収率とともに増
加することは前式より明らかである。従来の技術
は、上記のごとく気液平衡係数と気液比（Ｌ／
Ｖ）が非常に接近している。
めに必要な精留棚段数は、分離しようとする成分
間の気液平衡係数と、気液比で定まる。Ｃ，Ｄ間
の濃度に相当するアルゴン15％以下、酸素85％以
上での気液平衡係数は1.40〜1.51である。一方、
従来の技術における酸素回収率90〜92％での低圧
塔下部Ｃ，Ｄ間の気液比（Ｌ／Ｖ）は1.38〜1.40
である。この気液比は、酸素の回収率とともに増
加することは前式より明らかである。従来の技術
は、上記のごとく気液平衡係数と気液比（Ｌ／
Ｖ）が非常に接近している。
第４図は精留効果と気液比の関係を説明する図
である。精留は気液平衡線ａと操作線ｂ，b′との
差を駆動力として階段作図で近似的に表し得るこ
とは周知である。図中ｂは本発明の操作線を示
し、b′は従来技術の操作線を示す。操作線ｂ，
b′の勾配は気液比Ｌ／Ｖであり、気液平衡線ａ上
の任意の点（ｘ、ｙ）と原点（０、０）を結ぶ勾
配は気液平衡係数であるから、精留が進行するた
めには、気液比Ｌ／Ｖは気液平衡係数より小であ
ることが必要である。さらに、気液平衡係数と気
液比が接近していることは精留、すなわち精留塔
の一定区間での濃度変化が小さいことを意味す
る。逆に気液平衡係数と気液比の差が大きい場合
は、精留塔の一定区間での濃度変化が大きくな
る。
である。精留は気液平衡線ａと操作線ｂ，b′との
差を駆動力として階段作図で近似的に表し得るこ
とは周知である。図中ｂは本発明の操作線を示
し、b′は従来技術の操作線を示す。操作線ｂ，
b′の勾配は気液比Ｌ／Ｖであり、気液平衡線ａ上
の任意の点（ｘ、ｙ）と原点（０、０）を結ぶ勾
配は気液平衡係数であるから、精留が進行するた
めには、気液比Ｌ／Ｖは気液平衡係数より小であ
ることが必要である。さらに、気液平衡係数と気
液比が接近していることは精留、すなわち精留塔
の一定区間での濃度変化が小さいことを意味す
る。逆に気液平衡係数と気液比の差が大きい場合
は、精留塔の一定区間での濃度変化が大きくな
る。
従来の技術では、上記したごとく、気液平衡係
数と気液比の差が小さいため、次の問題点を有し
ていた。第１問題点は、酸素回収率92％は実質的
な上限であり、酸素回収率の増加は望めない。こ
のため酸素の単位生産量当りの動力費が大きいも
のになつた。さらに第２の問題点は、第３図に示
したごとく、高純度の酸素を得るためにはアルゴ
ン濃度を減少させる必要があり、Ｃ，Ｄ間に多数
の段数を必要とし、精留塔の高さが高くなつた。
実際の低圧塔においては、Ｃ，Ｄ間はＡ，Ｃ間の
約2.5倍もの多数の段数となつていた。
数と気液比の差が小さいため、次の問題点を有し
ていた。第１問題点は、酸素回収率92％は実質的
な上限であり、酸素回収率の増加は望めない。こ
のため酸素の単位生産量当りの動力費が大きいも
のになつた。さらに第２の問題点は、第３図に示
したごとく、高純度の酸素を得るためにはアルゴ
ン濃度を減少させる必要があり、Ｃ，Ｄ間に多数
の段数を必要とし、精留塔の高さが高くなつた。
実際の低圧塔においては、Ｃ，Ｄ間はＡ，Ｃ間の
約2.5倍もの多数の段数となつていた。
本発明は上述の点に鑑みて成されたもので、そ
の目的とするところは、複式精留塔の低圧塔下部
の気液比の改善によつて、酸素回収率の増加を図
り、酸素単位生産量当りの動力費の低減と、低圧
塔高さの減少の実現を可能とする空気の液化分離
方法および装置を提供するにある。
の目的とするところは、複式精留塔の低圧塔下部
の気液比の改善によつて、酸素回収率の増加を図
り、酸素単位生産量当りの動力費の低減と、低圧
塔高さの減少の実現を可能とする空気の液化分離
方法および装置を提供するにある。
本発明は、空気圧縮機で圧縮され熱交換器で冷
却された原料空気を複式精留塔の高圧塔に導入
し、該高圧塔で得られる還流液を複式精留塔の低
圧塔に還流液として導入し、低圧塔の下部より高
純度の酸素を得ると共に高圧塔の上部より高純度
の窒素を得る空気の液化分離において、上記低圧
塔の液体空気導入位置より下部の上昇ガスの一部
を凝縮させることにより、低圧塔における気液平
衡係数と気液比の差を大きくして、酸素の回収率
を増加させるようにしたものである。
却された原料空気を複式精留塔の高圧塔に導入
し、該高圧塔で得られる還流液を複式精留塔の低
圧塔に還流液として導入し、低圧塔の下部より高
純度の酸素を得ると共に高圧塔の上部より高純度
の窒素を得る空気の液化分離において、上記低圧
塔の液体空気導入位置より下部の上昇ガスの一部
を凝縮させることにより、低圧塔における気液平
衡係数と気液比の差を大きくして、酸素の回収率
を増加させるようにしたものである。
以下、本発明の実施例を図面に基いて詳細に説
明する。第５図は本発明の基本的な実施例を示し
たものである。第５図において、１は空気圧縮
機、２は水洗洗式の冷却器、３は可逆方式の熱交
換器、４は高圧塔５と低圧塔６とから成る複式精
留塔、７は再沸―凝縮器、８は膨張タービン、９
は沸騰―凝縮器、１０，１１，１２は膨張弁であ
る。
明する。第５図は本発明の基本的な実施例を示し
たものである。第５図において、１は空気圧縮
機、２は水洗洗式の冷却器、３は可逆方式の熱交
換器、４は高圧塔５と低圧塔６とから成る複式精
留塔、７は再沸―凝縮器、８は膨張タービン、９
は沸騰―凝縮器、１０，１１，１２は膨張弁であ
る。
空気圧縮機１で4.8〜5.3Kg／cm2Ｇに圧縮されて
昇温した原料空気は、冷却器２で冷却水により冷
却され、さらに熱交換器３で複式精留塔４からの
低温の帰還ガスによつてほぼ飽和温度まで冷却さ
れるとともに、原料空気中の水分および炭酸ガス
が除去された後複式精留塔４の高圧塔５の底部に
供給される。高圧塔５の底部に供給された原料空
気は塔内を上昇し、再沸―凝縮器７で低圧塔６の
底部の液体酸素により冷却されて液化し、還流液
として塔内を下降する。高圧塔５内を上昇するガ
スと、下降する還流液とは塔内に多数内蔵された
棚段（図示せず）上での気液接触により精留が進
み、高圧塔５の頂部では高純度のガス窒素および
液体窒素となり、底部では酸素濃度32〜40％の液
体空気となる。液体窒素の一部を高圧塔５の頂部
から抜き出し、膨張弁１０を通して中間圧力まで
膨張させた後、低圧塔６の中部に内蔵された沸騰
―凝縮器９に導き、沸騰―凝縮器９で低圧塔６の
一部の上昇ガスによつて加熱され、蒸発してガス
窒素となる。このガス窒素は熱交換器３に導かれ
て原料空気により加熱された後、熱交換器３の中
間から抽気され膨張タービン８で大気圧近くまで
膨張することによつて温度を下げ、空気の液化分
離装置に必要な寒冷を発生する。膨張タービン８
で膨張したガス窒素は、再び熱交換器３に供給さ
れ、低圧塔６からの他の低温の帰還ガスとともに
原料空気を冷却し、自身は常温近くまで温度回復
をした後、導管１８より製品窒素として取り出さ
れる。一方、高圧塔５内を下降する還流液の一部
は中部から、残りの全量は底部から取り出され、
それぞれ膨張弁１１，１２で低圧塔６の圧力まで
膨張した後、低圧塔６の頂部および中部に低圧塔
６の還流液として供給される。
昇温した原料空気は、冷却器２で冷却水により冷
却され、さらに熱交換器３で複式精留塔４からの
低温の帰還ガスによつてほぼ飽和温度まで冷却さ
れるとともに、原料空気中の水分および炭酸ガス
が除去された後複式精留塔４の高圧塔５の底部に
供給される。高圧塔５の底部に供給された原料空
気は塔内を上昇し、再沸―凝縮器７で低圧塔６の
底部の液体酸素により冷却されて液化し、還流液
として塔内を下降する。高圧塔５内を上昇するガ
スと、下降する還流液とは塔内に多数内蔵された
棚段（図示せず）上での気液接触により精留が進
み、高圧塔５の頂部では高純度のガス窒素および
液体窒素となり、底部では酸素濃度32〜40％の液
体空気となる。液体窒素の一部を高圧塔５の頂部
から抜き出し、膨張弁１０を通して中間圧力まで
膨張させた後、低圧塔６の中部に内蔵された沸騰
―凝縮器９に導き、沸騰―凝縮器９で低圧塔６の
一部の上昇ガスによつて加熱され、蒸発してガス
窒素となる。このガス窒素は熱交換器３に導かれ
て原料空気により加熱された後、熱交換器３の中
間から抽気され膨張タービン８で大気圧近くまで
膨張することによつて温度を下げ、空気の液化分
離装置に必要な寒冷を発生する。膨張タービン８
で膨張したガス窒素は、再び熱交換器３に供給さ
れ、低圧塔６からの他の低温の帰還ガスとともに
原料空気を冷却し、自身は常温近くまで温度回復
をした後、導管１８より製品窒素として取り出さ
れる。一方、高圧塔５内を下降する還流液の一部
は中部から、残りの全量は底部から取り出され、
それぞれ膨張弁１１，１２で低圧塔６の圧力まで
膨張した後、低圧塔６の頂部および中部に低圧塔
６の還流液として供給される。
高圧塔５から低圧塔６に供給された還流液は低
圧塔６内を下降し、底部の再沸―凝縮器７で高圧
塔５のガス窒素に加熱されて気化し、再び塔内を
上昇する。この還流液と上昇ガスは棚段（図示せ
ず）上での気液接触によつて精留が進み、底部で
は高純度の液体酸素およびガス酸素、頂部では窒
素成分に富む不純窒素となる。ガス酸素の一部を
低圧塔６の底部から抜き出し、熱交換器３を通し
て常温まで温度回復させた後、導管１９より製品
酸素として取り出す。残りの上昇ガスは低圧塔６
内を上昇し、その一部が低圧塔６の中央部に設け
られた再沸―凝縮器９で、高圧塔５の頂部から抜
き出され、膨張弁１０で中間圧力まで膨張した液
体窒素に冷却されて液化し、低圧塔６の還流液の
一部が構成する。さらに残りの上昇ガスは、低圧
塔６の頂部で酸素約１％、アルゴン約2.6％を含
む不純窒素となり、この不純窒素は低圧塔６の頂
部から抜き出され、熱交換器３を通して原料空気
を冷却した後、導管２０より大気に放出される。
圧塔６内を下降し、底部の再沸―凝縮器７で高圧
塔５のガス窒素に加熱されて気化し、再び塔内を
上昇する。この還流液と上昇ガスは棚段（図示せ
ず）上での気液接触によつて精留が進み、底部で
は高純度の液体酸素およびガス酸素、頂部では窒
素成分に富む不純窒素となる。ガス酸素の一部を
低圧塔６の底部から抜き出し、熱交換器３を通し
て常温まで温度回復させた後、導管１９より製品
酸素として取り出す。残りの上昇ガスは低圧塔６
内を上昇し、その一部が低圧塔６の中央部に設け
られた再沸―凝縮器９で、高圧塔５の頂部から抜
き出され、膨張弁１０で中間圧力まで膨張した液
体窒素に冷却されて液化し、低圧塔６の還流液の
一部が構成する。さらに残りの上昇ガスは、低圧
塔６の頂部で酸素約１％、アルゴン約2.6％を含
む不純窒素となり、この不純窒素は低圧塔６の頂
部から抜き出され、熱交換器３を通して原料空気
を冷却した後、導管２０より大気に放出される。
沸騰―凝縮器９で高圧塔５頂部から抜き出した
液体窒素と、低圧塔６内の上昇ガスとを熱交換さ
せて前者を蒸発させ、後者を液化させるために
は、液体窒素を高圧塔５の圧力から中間圧力まで
一旦膨張させることによつて、液体窒素の飽和温
度を低圧塔６の上昇ガスの温度より低い温度まで
下げることが必要である。
液体窒素と、低圧塔６内の上昇ガスとを熱交換さ
せて前者を蒸発させ、後者を液化させるために
は、液体窒素を高圧塔５の圧力から中間圧力まで
一旦膨張させることによつて、液体窒素の飽和温
度を低圧塔６の上昇ガスの温度より低い温度まで
下げることが必要である。
したがつて、沸騰―凝縮器９を設置する位置は
低圧塔内を上昇するガスの組成が関係し、上昇ガ
スの温度は上昇ガス中の窒素濃度が大きいほど低
くなるため、冷媒体である液体窒素の沸騰―凝縮
器９での中間圧力をより低くしなければならな
い。空気の液体分離に必要な冷熱量は、膨張ター
ビンにおける膨張圧力差にほぼ比例するため、窒
素の中間圧力が高いほど効率的に冷熱を発生させ
ることができる。したがつて、上昇ガス中の窒素
濃度は小さいほど好ましい。沸騰―凝縮器９の設
置位置が、高圧塔５底部の液体空気を低圧塔６へ
供給する点（第６図におけるＢ点）以上の位置で
は、第３図に示す如く窒素濃度が大きくなると共
に、複雑な挙動を示すため、本発明の効果が減少
する。しかして、本発明を効果的に実施するため
には、沸騰―凝縮器９の設置位置を、製品酸素の
抜き出し点以上、液体空気の低圧塔６への供給点
以下（第６図におけるＤ点以上Ｂ点以下）の中間
位置とするのが好ましい。さらに、窒素濃度が10
〜１％以下の中間位置とするのが望ましい。アル
ゴンは窒素と比較して飽和温度が酸素に近いた
め、特にアルゴン濃度を考慮する必要はない。
低圧塔内を上昇するガスの組成が関係し、上昇ガ
スの温度は上昇ガス中の窒素濃度が大きいほど低
くなるため、冷媒体である液体窒素の沸騰―凝縮
器９での中間圧力をより低くしなければならな
い。空気の液体分離に必要な冷熱量は、膨張ター
ビンにおける膨張圧力差にほぼ比例するため、窒
素の中間圧力が高いほど効率的に冷熱を発生させ
ることができる。したがつて、上昇ガス中の窒素
濃度は小さいほど好ましい。沸騰―凝縮器９の設
置位置が、高圧塔５底部の液体空気を低圧塔６へ
供給する点（第６図におけるＢ点）以上の位置で
は、第３図に示す如く窒素濃度が大きくなると共
に、複雑な挙動を示すため、本発明の効果が減少
する。しかして、本発明を効果的に実施するため
には、沸騰―凝縮器９の設置位置を、製品酸素の
抜き出し点以上、液体空気の低圧塔６への供給点
以下（第６図におけるＤ点以上Ｂ点以下）の中間
位置とするのが好ましい。さらに、窒素濃度が10
〜１％以下の中間位置とするのが望ましい。アル
ゴンは窒素と比較して飽和温度が酸素に近いた
め、特にアルゴン濃度を考慮する必要はない。
低圧塔６は通常0.3〜0.5Kg／cm2Ｇで運転され、
窒素濃度１％以下、アルゴン10％、酸素89％以上
の上昇ガスの飽和温度は92.1〜93.6Kであり、沸
騰―凝縮器９の流体間温度差を2Kとすれば、液
体窒素の温度は90.1〜91.6Kとなり、この温度で
の液体窒素の飽和圧力は2.7〜3.2Kg／cm2Ｇであ
る。すなわち、高圧塔５頂部から抜き出した液体
窒素を、膨張弁１０によつて圧力4.5〜5.0Kg／cm2
Ｇから中間圧力2.7〜3.2Kg／cm2Ｇまで膨張させる
ことによつて、本発明の機能は十分に、しかも効
果的に達せられる。
窒素濃度１％以下、アルゴン10％、酸素89％以上
の上昇ガスの飽和温度は92.1〜93.6Kであり、沸
騰―凝縮器９の流体間温度差を2Kとすれば、液
体窒素の温度は90.1〜91.6Kとなり、この温度で
の液体窒素の飽和圧力は2.7〜3.2Kg／cm2Ｇであ
る。すなわち、高圧塔５頂部から抜き出した液体
窒素を、膨張弁１０によつて圧力4.5〜5.0Kg／cm2
Ｇから中間圧力2.7〜3.2Kg／cm2Ｇまで膨張させる
ことによつて、本発明の機能は十分に、しかも効
果的に達せられる。
第６図は、第５図の実施例における製品窒素量
を、空気の液化分離装置に必要な寒冷を発生させ
るための流量とした場合の低圧塔６における気液
比Ｌ／Ｖの計算例である。図示した如くＡ，Ｃ間
での気液比は、本発明の場合ｅと従来技術の場合
e′で差はないが、下部Ｃ，Ｄ間においては、従来
技術の場合e′の気液比1.39に対して本発明の場合
ｅは1.26となり、本発明により低圧塔６下部での
気液比が改善されていることがわかる。また、第
４図において、気液平衡線ａと操作線ｂ，b′との
差は、本発明の場合気液比が小さくなるため大き
くとることができ、低圧塔６のＣ，Ｄ間での棚段
数が従来技術と本発明で同じであれば、本発明の
場合の濃度変化が大きく、精留の進行が容易とな
る。低圧塔６下部の気液比は製品酸素量とともに
大きくなるため、本発明と従来技術の場合で同じ
棚段数で、同じ濃度変化を生じさせると、同じ気
液比でよく、結局、本発明の製品酸素量を大とす
ることができ、酸素の回収率を従来技術の場合よ
り高めることができる。逆に、本発明と従来技術
での酸素回収率が同じであれば、低圧塔６下部
Ｃ，Ｄ間に必要な棚段数を本発明の場合少なくす
ることができる。
を、空気の液化分離装置に必要な寒冷を発生させ
るための流量とした場合の低圧塔６における気液
比Ｌ／Ｖの計算例である。図示した如くＡ，Ｃ間
での気液比は、本発明の場合ｅと従来技術の場合
e′で差はないが、下部Ｃ，Ｄ間においては、従来
技術の場合e′の気液比1.39に対して本発明の場合
ｅは1.26となり、本発明により低圧塔６下部での
気液比が改善されていることがわかる。また、第
４図において、気液平衡線ａと操作線ｂ，b′との
差は、本発明の場合気液比が小さくなるため大き
くとることができ、低圧塔６のＣ，Ｄ間での棚段
数が従来技術と本発明で同じであれば、本発明の
場合の濃度変化が大きく、精留の進行が容易とな
る。低圧塔６下部の気液比は製品酸素量とともに
大きくなるため、本発明と従来技術の場合で同じ
棚段数で、同じ濃度変化を生じさせると、同じ気
液比でよく、結局、本発明の製品酸素量を大とす
ることができ、酸素の回収率を従来技術の場合よ
り高めることができる。逆に、本発明と従来技術
での酸素回収率が同じであれば、低圧塔６下部
Ｃ，Ｄ間に必要な棚段数を本発明の場合少なくす
ることができる。
第７図は本発明の従来技術に対する酸素回収率
比（本発明の酸素回収率／従来技術の酸素回収率）を示
したもので、 酸素濃度99.6％の場合、本発明の酸素回収率は従
来技術より約５％程度増加する。第８図は同一酸
素回収率の場合について、本発明と従来技術にお
ける低圧塔６のＣ，Ｄ間での必要棚段数比
（本発明の必要棚段数／従来技術の必要棚段数）を示し
たもので、酸素 濃度が99.6％の場合、本発明は従来技術に比べて
Ｃ，Ｄ間の棚段数を約45〜50％低減することがで
きる。
比（本発明の酸素回収率／従来技術の酸素回収率）を示
したもので、 酸素濃度99.6％の場合、本発明の酸素回収率は従
来技術より約５％程度増加する。第８図は同一酸
素回収率の場合について、本発明と従来技術にお
ける低圧塔６のＣ，Ｄ間での必要棚段数比
（本発明の必要棚段数／従来技術の必要棚段数）を示し
たもので、酸素 濃度が99.6％の場合、本発明は従来技術に比べて
Ｃ，Ｄ間の棚段数を約45〜50％低減することがで
きる。
上記に説明したごとく本発明によれば、酸素回
収率を高めることができると共に、酸素回収率の
向上により酸素の単位生産量当りの動力費を低減
することができ、更に、複式精留塔の低圧塔の塔
高さの低減によるコストダウンを達成することが
できる。
収率を高めることができると共に、酸素回収率の
向上により酸素の単位生産量当りの動力費を低減
することができ、更に、複式精留塔の低圧塔の塔
高さの低減によるコストダウンを達成することが
できる。
以上、本発明の基本的な実施例について説明し
たが、本発明は以下に示す他の実施例にも適用す
ることができる。
たが、本発明は以下に示す他の実施例にも適用す
ることができる。
第９図において、９′は複式精留塔４の低圧塔
６の外部に設置した沸騰―凝縮器で、高圧塔５の
頂部から抜き出し、膨張弁１０を通して中間圧力
まで膨張させた液体窒素と、低圧塔６の中部から
抜き出した一部の上昇ガスを沸騰―凝縮器９′に
導いて熱交換させ、抜き出した一部の上昇ガスを
凝縮させて再び低圧塔６の中部に供給することに
より、低圧塔６の還流液の一部を構成させると共
に、液体窒素を蒸発させた窒素ガスを熱交換器３
に導入し、熱交換器３で加熱した後膨張タービン
８で大気圧近くまで膨張させ、再び熱交換器３に
導入して常温まで温度回復させて製品窒素を得る
ようにしたもので、沸騰―凝縮器９′を低圧塔６
の外部に設置したことにより、沸騰―凝縮器の保
守、点検が容易になると共に、低圧塔６の高さを
小さくすることができる利点がある。
６の外部に設置した沸騰―凝縮器で、高圧塔５の
頂部から抜き出し、膨張弁１０を通して中間圧力
まで膨張させた液体窒素と、低圧塔６の中部から
抜き出した一部の上昇ガスを沸騰―凝縮器９′に
導いて熱交換させ、抜き出した一部の上昇ガスを
凝縮させて再び低圧塔６の中部に供給することに
より、低圧塔６の還流液の一部を構成させると共
に、液体窒素を蒸発させた窒素ガスを熱交換器３
に導入し、熱交換器３で加熱した後膨張タービン
８で大気圧近くまで膨張させ、再び熱交換器３に
導入して常温まで温度回復させて製品窒素を得る
ようにしたもので、沸騰―凝縮器９′を低圧塔６
の外部に設置したことにより、沸騰―凝縮器の保
守、点検が容易になると共に、低圧塔６の高さを
小さくすることができる利点がある。
第１０図において、１３はミスト分離器、１４
は液化器である。沸騰―凝縮器９において、低圧
塔６内の一部の上昇ガスで加熱され、蒸発したガ
ス窒素はミスト分離器１３に導入され、ミスト分
離器１３でガス窒素中のミストが分離される。ミ
スト分離された液体窒素を液化器１４に導入し、
熱交換器３で冷却された原料空気の一部を液化し
て高圧塔５の底部に供給すると共に、液化器１４
で原料空気により加熱されて気化したガス窒素
を、ミスト分離器１３で分離されたガス窒素と合
流させて、順次熱交換器３、膨張タービン８、熱
交換器３を通して製品窒素を得るようにしたもの
で、ミスト分離器１３を設けたことにより、熱交
換器３へのミストの混入がなく、膨張タービン８
の流動変動を抑制して寒冷を安定して発生させる
ことができる。
は液化器である。沸騰―凝縮器９において、低圧
塔６内の一部の上昇ガスで加熱され、蒸発したガ
ス窒素はミスト分離器１３に導入され、ミスト分
離器１３でガス窒素中のミストが分離される。ミ
スト分離された液体窒素を液化器１４に導入し、
熱交換器３で冷却された原料空気の一部を液化し
て高圧塔５の底部に供給すると共に、液化器１４
で原料空気により加熱されて気化したガス窒素
を、ミスト分離器１３で分離されたガス窒素と合
流させて、順次熱交換器３、膨張タービン８、熱
交換器３を通して製品窒素を得るようにしたもの
で、ミスト分離器１３を設けたことにより、熱交
換器３へのミストの混入がなく、膨張タービン８
の流動変動を抑制して寒冷を安定して発生させる
ことができる。
第１１図において、１５は低圧塔６の上端に設
けられた窒素精製部、１６は膨張弁である。高圧
塔５の頂部から液体窒素の一部を抜き出し、膨張
弁１０で中間圧力まで膨張させた後２分し、その
一方を更に膨張弁１６で低圧塔６の圧力まで膨張
させた後、窒素精製部１５の頂部に還流液として
供給することにより、低圧塔６頂部の不純窒素ガ
スを窒素精製部１５頂部からの還流液と気液接触
させて高純度窒素となし、窒素精製部１５の頂部
より抜出して膨張タービン８で膨張した窒素ガス
と合流させた後、熱交換器３を通して温度回復さ
せて製品窒素を得るようにしたもので、より多量
の製品窒素を得ることができる。
けられた窒素精製部、１６は膨張弁である。高圧
塔５の頂部から液体窒素の一部を抜き出し、膨張
弁１０で中間圧力まで膨張させた後２分し、その
一方を更に膨張弁１６で低圧塔６の圧力まで膨張
させた後、窒素精製部１５の頂部に還流液として
供給することにより、低圧塔６頂部の不純窒素ガ
スを窒素精製部１５頂部からの還流液と気液接触
させて高純度窒素となし、窒素精製部１５の頂部
より抜出して膨張タービン８で膨張した窒素ガス
と合流させた後、熱交換器３を通して温度回復さ
せて製品窒素を得るようにしたもので、より多量
の製品窒素を得ることができる。
上述した実施例では、低圧塔６内の上昇ガスの
一部を沸騰―凝縮器９で凝縮させる冷媒体とし
て、高圧塔５から抜き出した液体窒素を使用する
場合について説明したが、この冷媒体は高圧塔か
らの液体窒素に限定されるものではなく、低圧塔
６内の上昇ガスの温度より低い温度を有する液化
ガスであれば、有効に利用することができる。す
なわち、別に貯蔵され、かつ、低圧塔内の上昇ガ
スの温度より低い温度に維持された液体窒素、液
体アルゴン、液体酸素、液化天然ガスなどの液化
ガスは、その温度を低圧塔内上昇ガスの温度より
低くななるように圧力を制御した後、沸騰―凝縮
器へ供給することによつて、本発明の目的を達成
させることができる。また、これらの液化ガス
は、これを気化して使用するのが一般的であり、
沸騰―凝縮器をこの気化装置に適用することも有
益である。
一部を沸騰―凝縮器９で凝縮させる冷媒体とし
て、高圧塔５から抜き出した液体窒素を使用する
場合について説明したが、この冷媒体は高圧塔か
らの液体窒素に限定されるものではなく、低圧塔
６内の上昇ガスの温度より低い温度を有する液化
ガスであれば、有効に利用することができる。す
なわち、別に貯蔵され、かつ、低圧塔内の上昇ガ
スの温度より低い温度に維持された液体窒素、液
体アルゴン、液体酸素、液化天然ガスなどの液化
ガスは、その温度を低圧塔内上昇ガスの温度より
低くななるように圧力を制御した後、沸騰―凝縮
器へ供給することによつて、本発明の目的を達成
させることができる。また、これらの液化ガス
は、これを気化して使用するのが一般的であり、
沸騰―凝縮器をこの気化装置に適用することも有
益である。
第１図および第２図は従来技術による空気の液
化分離装置の系統図、第３図は低圧塔における窒
素、アルゴン、酸素の濃度分布の説明図、第４図
は精留効果と気液比の関係の説明図、第５図は本
発明の基本的な実施例を示す空気の液化分離装置
の系統図、第６図は低圧塔における気液比の説明
図、第７図は酸素回収率の説明図、第８図は低圧
塔における必要棚段数の説明図、第９図ないし第
１１図はそれぞれ本発明の他の実施例を示す系統
図である。 １…空気圧縮機、２…冷却器、３…熱交換器、
４…複式精留塔、５…高圧塔、６…低圧塔、７…
再沸―凝縮器、８…膨張タービン、９，９′…沸
騰―凝縮器、１０〜１２，１６…膨張弁、１３…
ミスト分離器、１４…液化器、１５…窒素精製
部、１８〜２０…導管。
化分離装置の系統図、第３図は低圧塔における窒
素、アルゴン、酸素の濃度分布の説明図、第４図
は精留効果と気液比の関係の説明図、第５図は本
発明の基本的な実施例を示す空気の液化分離装置
の系統図、第６図は低圧塔における気液比の説明
図、第７図は酸素回収率の説明図、第８図は低圧
塔における必要棚段数の説明図、第９図ないし第
１１図はそれぞれ本発明の他の実施例を示す系統
図である。 １…空気圧縮機、２…冷却器、３…熱交換器、
４…複式精留塔、５…高圧塔、６…低圧塔、７…
再沸―凝縮器、８…膨張タービン、９，９′…沸
騰―凝縮器、１０〜１２，１６…膨張弁、１３…
ミスト分離器、１４…液化器、１５…窒素精製
部、１８〜２０…導管。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 空気圧縮機で圧縮された熱交換器で冷却され
た原料空気を複式精留塔の高圧塔に導入し、該高
圧塔で得られる還流液を複式精留塔の低圧塔に還
流液として導入し、低圧塔の下部より高純度の酸
素を得ると共に高圧塔の上部より高純度の窒素を
得る空気の液化分離方法において、 上記高圧塔上部から抜き出され中間圧力まで膨
張させられた液体窒素と、上記低圧塔の液体空気
導入位置より下部の低圧の上昇ガスの一部とを熱
交換させて液体窒素を気化させると同時に上昇ガ
スを凝縮させ上記低圧塔の還流液の一部を形成さ
せたことを特徴とする空気の液化分離方法。 ２ 気化した窒素ガスを上記熱交換器で加熱した
後膨張タービンに導入して寒冷を発生させ、再び
上記熱交換器で寒冷回収して製品窒素を得るよう
にした特許請求の範囲第１項記載の空気の液化分
離方法。 ３ 上記液体窒素と、上記低圧塔外に抜き出され
た上記上昇ガスとを上記低圧塔外で熱交換させ、
凝縮した上昇ガスを低圧塔の中部に導入すると共
に、気化した窒素ガスを上記熱交換器で加熱した
後膨張タービンに導入して寒冷を発生させ、再び
上記熱交換器で寒冷回収して製品窒素を得るよう
にした特許請求の範囲第１項記載の空気の液化分
離方法。 ４ 上記中間圧力まで膨張させられた液体窒素と
低圧塔の一部の上昇ガスとを沸騰―凝縮器を介し
て熱交換させるようにした特許請求の範囲第２項
または第３項記載の空気の液化分離方法。 ５ 上記中間圧力まで膨張させられた液体窒素を
沸騰―凝縮器で蒸発させた後ミスト分離器で気液
分離し、窒素ガスを上記熱交換器を介して膨張タ
ービンに導入するようにした特許請求の範囲第４
項記載の空気の液化分離方法。 ６ 上記ミスト分離器で気液分離した液体窒素に
より上記高圧塔に導入される原料空気の一部を液
化させると共に、蒸発した窒素ガスをミスト分離
器で分離された窒素ガスと合流させて上記熱交換
器を介して膨張タービンに導入するようにした特
許請求の範囲第５項記載の空気の液化分離方法。 ７ 上記膨張タービンを通して得られる窒素ガス
と上記低圧塔の頂部より抜き出された高純度のガ
ス窒素とを合流させた後上記熱交換器に導入し、
常温近くまで温度回復させて製品窒素を得るよう
にした特許請求の範囲第２項または第３項または
第４項または第５項または第６項記載の空気の液
化分離方法。 ８ 原料空気を圧縮する空気圧縮機と、圧縮され
た原料空気を低温の戻りガスによつて冷却する熱
交換器と、高圧塔と低圧塔とを有し冷却された原
料空気を酸素と窒素とに分離する複式精留塔と、
上記高圧塔上部から抜き出された液体窒素を中間
圧力まで膨張させる膨張手段と、該膨張手段で膨
張させられた液体窒素と上記低圧塔の液体空気導
入位置より下部の低圧の上昇ガスの一部とを熱交
換させて該上昇ガスを凝縮させる凝縮手段とより
構成されたことを特徴とする空気の液化分離装
置。 ９ 上記凝縮手段は沸騰―凝縮器からなり、該沸
騰―凝縮器により気化した窒素ガスを上記熱交換
器を介して膨張タービンに導くことによりなる特
許請求の範囲第８項記載の空気の液化分離装置。 １０ 上記沸騰―凝縮器で蒸発したガス窒素中の
ミストを分離するミスト分離器と、ミスト分離器
で分離されたガス窒素を大気圧近くまで膨張させ
る膨張タービンとよりなる特許請求の範囲第９項
記載の空気の液化分離装置。 １１ 上記ミスト分離器で分離された液体窒素に
より複式精留塔の高圧塔に導入される原料空気の
一部を液化する液化器を設けた特許請求の範囲第
１０項記載の空気の液化分離装置。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP2657180A JPS56124880A (en) | 1980-03-05 | 1980-03-05 | Air liquefying and separating method and apparatus |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP2657180A JPS56124880A (en) | 1980-03-05 | 1980-03-05 | Air liquefying and separating method and apparatus |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS56124880A JPS56124880A (en) | 1981-09-30 |
| JPS6354992B2 true JPS6354992B2 (ja) | 1988-10-31 |
Family
ID=12197230
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP2657180A Granted JPS56124880A (en) | 1980-03-05 | 1980-03-05 | Air liquefying and separating method and apparatus |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS56124880A (ja) |
Families Citing this family (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS58150788A (ja) * | 1982-03-03 | 1983-09-07 | 日本酸素株式会社 | 空気利用装置の水、炭酸ガスの分離除去方法 |
-
1980
- 1980-03-05 JP JP2657180A patent/JPS56124880A/ja active Granted
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS56124880A (en) | 1981-09-30 |
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