EP1134525B1 - Verfahren zur Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Stickstoff mit variablem Anteil des Flüssigprodukts - Google Patents

Verfahren zur Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Stickstoff mit variablem Anteil des Flüssigprodukts Download PDF

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EP1134525B1
EP1134525B1 EP01106637A EP01106637A EP1134525B1 EP 1134525 B1 EP1134525 B1 EP 1134525B1 EP 01106637 A EP01106637 A EP 01106637A EP 01106637 A EP01106637 A EP 01106637A EP 1134525 B1 EP1134525 B1 EP 1134525B1
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EP
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column
oxygen
nitrogen
liquid
condenser
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Dietrich Dipl.-Ing. Rottmann
Christian Dipl.-Ing. Kunz
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Original Assignee
Linde GmbH
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    • F25J2220/00—Processes or apparatus involving steps for the removal of impurities
    • F25J2220/52—Separating high boiling, i.e. less volatile components from oxygen, e.g. Kr, Xe, Hydrocarbons, Nitrous oxides, O3
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • 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
    • F25J2230/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams
    • F25J2230/42—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure of gaseous process streams the fluid being nitrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • 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
    • F25J2235/00—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams
    • F25J2235/50—Processes or apparatus involving steps for increasing the pressure or for conveying of liquid process streams the fluid being oxygen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • 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
    • F25J2240/00—Processes or apparatus involving steps for expanding of process streams
    • F25J2240/40—Expansion without extracting work, i.e. isenthalpic throttling, e.g. JT valve, regulating valve or venturi, or isentropic nozzle, e.g. Laval
    • F25J2240/46—Expansion without extracting work, i.e. isenthalpic throttling, e.g. JT valve, regulating valve or venturi, or isentropic nozzle, e.g. Laval the fluid being oxygen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • 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
    • F25J2245/00—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams
    • F25J2245/42—Processes or apparatus involving steps for recycling of process streams the recycled stream being nitrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • 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
    • F25J2250/00—Details related to the use of reboiler-condensers
    • 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
    • F25J2250/42—One fluid being nitrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • 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
    • F25J2250/00—Details related to the use of reboiler-condensers
    • 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
    • F25J2250/50—One fluid being oxygen

Definitions

  • the invention relates to a method according to the preamble of claim 1. It is for the recovery of gaseous and liquid nitrogen with variable proportion of the liquid product by cryogenic separation of air in a distillation column system having a single column.
  • Single column methods are a common method of producing nitrogen. In contrast to double column methods, they have only one pressure column (the single column) and no further column (low pressure column) which is used for nitrogen-oxygen separation and operated at a lower pressure than the pressure column. This does not preclude the distillation column system from having additional columns beyond the single column, for example for obtaining particularly pure nitrogen or oxygen.
  • distillation column system comprises the interconnected distillation columns, but not the heat exchangers or the machines such as compressors or expansion machines.
  • the distillation column system is formed exclusively by the single column.
  • oxygen-enriched is meant here a mixture of air gases having a higher oxygen concentration than air, up to practically pure oxygen.
  • fractions having an oxygen content of 25 to 90%, preferably 30 to 80% are fractions having an oxygen content of 25 to 90%, preferably 30 to 80%. (All percentages here and below refer to the molar amount, unless stated otherwise.)
  • the method serves for the simultaneous production of gaseous and liquid product nitrogen, wherein the liquid fraction (molar ratio between liquid and gaseous product nitrogen) may be variable. At different times, therefore, different stationary operating states can prevail, for which a different proportion of the nitrogen product is obtained in liquid form, in extreme cases, this proportion can also be zero.
  • the process can then be moved back and forth between two borderline cases, the maximum gas production (MaxGAN case) with minimal liquid content and the maximum liquid production (MaxLIN case) with maximum liquid content and minimal gas content (possibly only liquid production of nitrogen). In this case, any desired value of the liquid fraction, which lies between the two limit values for minimum and maximum liquid content, can also be set.
  • a method with a nitrogen cycle according to the preamble of claim 1 is US 4400188 known.
  • nitrogen which was brought in a cycle compressor on column pressure, a condenser-evaporator is heated, which is the sump heating of the single column.
  • Process refrigeration is produced by a conventional residual gas turbine, which is operated with gas from another condenser-evaporator, a top condenser.
  • Such nitrogen cycle processes are energetically more favorable than single column processes without sump heating. Because of the cycle, even in this process, a liquid nitrogen product can in principle be generated in a variable amount, even if this is not described in the document itself. However, difficulties would arise in such a process if one wanted to vary the proportion of liquid product.
  • the invention has for its object to provide a method of the type mentioned above and a corresponding device in which in addition to the gaseous nitrogen product, a variable amount of liquid product can be obtained with relatively little effort.
  • This object is achieved in that a portion of the nitrogen-rich liquid from the condenser-evaporator is at least temporarily withdrawn as a liquid product, the evaporation space of the condenser-evaporator is operated under a pressure which is higher than the operating pressure of the single column and a second oxygen-enriched gas is taken from one of the columns of the distillation column system and / or from the evaporation space of the condenser-evaporator, work-expanded and heated in the main heat exchanger.
  • the liquid product can be taken directly from the liquefaction space of the condenser-evaporator. Preferably, however, it is first relaxed and thereby resulting flash gas separated.
  • the phase separation can be carried out, for example, in the single column or in a separate separator.
  • the operating pressures of the condenser-evaporator and the single column are decoupled.
  • the pressure on the liquefaction side of the condenser-evaporator nitrogen cycle
  • the pressure on the evaporation side-irrespective of the operating pressure of the single column- can be adjusted to the lower oxygen concentration at the same evaporation temperature without having to readjust any compression machines.
  • the second oxygen-enriched gas which is intended for work-performing expansion, is preferably generated, like the first oxygen-enriched gas, from the vapor formed in the condenser-evaporator.
  • the two oxygen-enriched gases have the same composition.
  • the inlet pressure of the work-performing expansion is not bound to the single-column or top-condenser pressure, as is usual with residual gas turbines, but preferably to the evaporation pressure in the condenser-evaporator. Therefore, the inlet pressure of the turbine may increase in line with an increase in the proportion of liquid product analogous to the evaporation pressure.
  • the correspondingly increased enthalpy difference in the work-performing expansion of the second oxygen-enriched gas produces the additional cold that is necessary for the increased product liquefaction.
  • the increase in the amount of residual gas also increases the production of refrigerants.
  • the liquid product content may for example be 0 to 20%, preferably 0 to 16% of the total nitrogen product, with a total product amount of nitrogen of for example 75 to 0%, preferably 75 to 25% of the amount of air.
  • the operating pressure in the bottom of the single column is for example 3 to 8 bar, preferably 3 to 5 bar.
  • the pressure difference between the evaporation side of the condenser-evaporator and the lower portion of the column is for example 0 to 5 bar, preferably 0 to 3 bar.
  • the second oxygen-enriched gas Since the second oxygen-enriched gas must ultimately come from the single column, it needs a corresponding pressure increasing step, which is preferably carried out in the liquid state in the invention, for example by means of a liquid pump.
  • a pressure increasing step which is preferably carried out in the liquid state in the invention, for example by means of a liquid pump.
  • an oxygen-enriched liquid is withdrawn from the single column and brought to an elevated pressure in the liquid state, wherein the second oxygen-enriched gas is generated from the resulting under elevated pressure oxygen-enriched liquid.
  • the oxygen-enriched liquid downstream of the pressure increase forms the oxygen-enriched liquid fraction which is introduced into the evaporation space of the condenser-evaporator.
  • the oxygen-enriched liquid is formed for example by the bottom liquid of the single column and brought by means of a pump to at least the increased pressure, below which the evaporation space of the condenser-evaporator.
  • the first and the second oxygen-enriched gas, ie the rising vapor for the single column and the work-performing relaxing fraction, are here produced directly by evaporation of the liquid fraction from the single column.
  • the distillation column system has, in addition to the single column, a pure oxygen column.
  • the oxygen-enriched liquid from the single column is fed to the pure oxygen column downstream of the pressure increase.
  • an oxygen-rich fraction is withdrawn as gaseous and / or liquid product and / or intermediate.
  • the liquid oxygen-enriched fraction, the evaporation space of the Condenser evaporator is also derived from the lower part of the pure oxygen column.
  • the vapor generated in the condenser-evaporator is introduced into the lower part of the pure oxygen column and used there as rising steam.
  • the head gas of the pure oxygen column serves as a working gas of the working expansion ("second oxygen-enriched gas”) and to a second part - after corresponding pressure reduction - as rising steam in the single column ("first oxygen-enriched gas"). Because of the higher oxygen concentration on the evaporation side of the condenser-evaporator prevails in this variant, a higher circuit pressure than in embodiments in which the evaporation side of the condenser-evaporator is subjected to bottom liquid of the single column.
  • the liquid brought to the elevated pressure from the single column is further enriched in oxygen and depleted in more volatile components.
  • Liquid and / or vapor from the bottom of the pure oxygen column can be withdrawn directly as an oxygen product and / or fed to a further working step.
  • the condenser-evaporator is preferably arranged directly in the bottom of the pure oxygen column in this embodiment of the invention, but it can also be accommodated in a separate container.
  • the pure oxygen column is preferably designed as a pure stripping column and contains, for example, 30 to 50, preferably 35 to 45 theoretical plates.
  • the oxygen-rich fraction can be further purified in the distillation column system by feeding it to an auxiliary column for removal of low volatility impurities from the top of which a pure oxygen product is withdrawn.
  • the oxygen-rich fraction is preferably withdrawn from the bottom of the pure oxygen column or from the evaporation space of the condenser-evaporator.
  • the rising vapor in the additional column is freed of less volatile components which are depleted in the pure oxygen product (for example less than 100 ppm, preferably less than 10 ppm of higher boiling point impurities than oxygen; about 1 ppb can be achieved). Residual liquid from the additional column can be returned to the pure oxygen column or the condenser-evaporator.
  • the additional column is preferably designed as a pure reinforcing column and contains, for example, 10 to 40, preferably 10 to 30 theoretical plates.
  • Return liquid for the additional column is preferably produced in a top condenser, in which a second oxygen-enriched liquid fraction from the lower region of the single column is at least partially evaporated.
  • the second oxygen-enriched liquid fraction can be withdrawn from the single column together with the oxygen-enriched liquid applied to the pure oxygen column and brought to elevated pressure.
  • the entire reflux liquid for the single column and optionally the pure oxygen column is produced in the condenser-evaporator. It is therefore generally only a single condenser-evaporator required in the case of an additional column two.
  • Air compressor and cycle compressor can be formed by a single machine, namely by a combi-machine, in which several pinions sit on a shaft, some of which implement the air compressor and one or more of the cycle compressor.
  • the cyclic compressor may be at least partially formed by a compressor coupled to the residual gas turbine, wherein at least a portion of the mechanical energy generated during work expansion of the second oxygen-enriched gas is used to compress the first part and / or the second part of the nitrogen-rich fraction.
  • the distillation column system has a pure nitrogen column, wherein a nitrogen fraction from the upper region of the single column in the liquid state is applied to the pure nitrogen column and a pure nitrogen product is withdrawn from the lower region of the pure nitrogen column.
  • the pure nitrogen column serves to deplete volatile nitrogen impurities, in particular helium, neon and hydrogen.
  • the bottoms product of the pure nitrogen column is virtually free of helium, neon and hydrogen (eg less than 10 ppb, preferably less than 5 ppb of impurities more volatile than nitrogen) and can be withdrawn in gas or liquid form.
  • the pure nitrogen column is preferably operated as a pure stripping column (stripping column) and contains, for example, 10 to 20, preferably 10 to 15, theoretical plates.
  • the nitrogen cycle (first part of the nitrogen-rich fraction from the distillation column system) can be operated either with very pure gas from the lower region of the pure nitrogen column or with head gas of the single column. It is also possible gaseous pressure product (second part of the nitrogen-rich fraction from the distillation system) helium and neon-free from the pure nitrogen column and / or slightly less purely deducted from the head of the single column.
  • the pure nitrogen column preferably has a bottom evaporator, wherein the nitrogen fraction is removed in gaseous form from the single column and liquefied prior to its task on the pure nitrogen column in the bottom evaporator.
  • the operating pressure of the pure nitrogen column is slightly lower (for example by 0.5 to 1.0 bar) than the pressure at the top of the single column. The liquefied in the bottom evaporator fraction is relaxed before the task on the pure nitrogen column to its operating pressure.
  • the invention also relates to a device according to claim 12.
  • FIG. 1 In the process of FIG. 1 is introduced via a line 1 compressed and purified feed air, which is under a pressure of about 3.5 bar.
  • Air compressor and air purification - for example by means of a molecular sieve - are not shown in the drawing.
  • the air is cooled in a main heat exchanger 2 to about dew point and fed via line 3 of a single column 4 at an intermediate point.
  • the intermediate point is, for example, 5 to 20 theoretical plates or practically above the bottom of the column 4.
  • the operating pressure at the bottom of the single column is 3.0 bar in the example.
  • the top nitrogen 5 (the "nitrogen-rich fraction") from the single column 4 still contains 1 ppm to 1 ppb oxygen and is heated in a subcooler 6 and (line 7) further in the main heat exchanger 2 to about ambient temperature.
  • the warm head nitrogen 8 is fed to a cycle compressor 9, which has, for example, two to three stages. Behind each stage of the cycle compressor is a subsequent or intermediate cooling to remove the heat of compression, of which, however, only the aftercooling 10 is shown behind the final stage in the schematic drawing.
  • a first part 12 of the compressed to a pressure of 9.5 bar top nitrogen 11 is returned to the main heat exchanger 2, cooled there to several Kelvin above the column temperature and fed via line 13 to the liquefaction space of a condenser-evaporator 14.
  • the nitrogen-rich liquid 15 formed in the process is subcooled in the subcooler 6 and fed via line 16 and throttle valve 17 to the top of the single column.
  • a portion 18 of the nitrogen-rich liquid 16 may be withdrawn as liquid nitrogen product LIN.
  • the liquid production in the example is about 0% of the amount of air.
  • the liquid nitrogen is withdrawn from the single column, the head serves here as a flash gas between the throttle valve 17 and the liquid product removal 18.
  • a second part 19 of the compressed in the cycle compressor 9 head nitrogen 11 is discharged as a gaseous nitrogen product under pressure (DGAN).
  • DGAN gaseous nitrogen product under pressure
  • a portion 20 of the pressurized nitrogen can be led out of an intermediate stage of the cycle compressor and recovered at a pressure between the operating pressure of the individual column 4 and the final pressure of the cycle compressor 9 as gaseous pressure nitrogen product (DGAN ').
  • DGAN ' gaseous pressure nitrogen product
  • the cycle compressor 9 serves as a product compressor at the same time.
  • the condenser-evaporator 14 is in the example of FIG. 1 arranged directly in the bottom of the single column. On its evaporation side, the oxygen-enriched bottoms liquid of the single column 4 evaporates below its operating pressure to form a vapor having an oxygen content of about 80%. While a first part of the vapor generated in the condenser-evaporator 14 rises in the single column 4 ("first oxygen-enriched gas”), a second part 21 (“second oxygen-enriched gas”) is led to the cold end of the main heat exchanger 2. After warming to an intermediate temperature, this fraction flows via line 22 to a residual gas turbine 23 and is there to perform work from about 3 bar to about 1.5 bar relaxed.
  • the work expanded oxygen-enriched gas 24 is completely warmed in the main heat exchanger 2 and discharged via line 25 as impure oxygen product UGOX. It can be used as a regeneration gas in the air purification, not shown, and / or as a gaseous by-product and / or released into the atmosphere.
  • the turbine 23 can be regulated via a bypass 26. A small amount of liquid 27 is discharged continuously or intermittently as rinsing liquid from the evaporation space of the condenser-evaporator 14.
  • the method according to FIG. 1 differs from the prior art according to US 4400188 by the way of cooling. This is accomplished here by working expansion of an oxygen-enriched gas 21 from the evaporation space of the condenser-evaporator 14. Although this measure causes a simplification of the apparatus, since only a single condenser-evaporator for the operation of the single column 4 is required, but this alone can not perform the desired simple variation of the liquid product content, as in the embodiments of the FIGS. 2 to 10 the case is.
  • the condenser-evaporator 214 is arranged in a separate container outside the single column 4. In the present case, this not only represents an apparatus-specific detail, but also enables the decoupling of the pressure in the evaporation space of the condenser-evaporator 214 from the operating pressure of the single column 4.
  • the bottoms liquid (the "liquid oxygen-enriched fraction") 228 is here by means of a pump 229 brought a pressure of 4 to 8 bar and introduced under this increased pressure or optionally after slight throttling 230 via line 231 in the evaporation space of the condenser-evaporator 214.
  • first oxygen-enriched gas a first portion
  • second oxygen-enriched gas a second oxygen-enriched gas
  • the procedure is reversed exactly the reverse.
  • the condenser-evaporator 214 is then driven on the evaporation side with a pressure which is about 0.2 bar higher than the pressure at the bottom of the single column; the two pressures can be the same in extreme cases.
  • the air compressor (not shown) and the cycle compressor 9 are preferably combined in the invention in a combination machine and provided with a common drive.
  • the characteristic curve of the apparatus can be moved back and forth fully automatically between the abovementioned extreme operating cases and any intervening case, without the compaction machines (air compressor and cycle compressor) having to be readjusted. Only the residual gas turbines and the amount of gaseous product nitrogen need to be adjusted.
  • FIGS. 3 to 8 show how the inventive method can be extended to a recovery of pure oxygen, high purity oxygen and / or high purity nitrogen.
  • FIG. 3 corresponds largely FIG. 2 , The method and the device of FIG. 3 However, they additionally have a pure nitrogen column 335 with bottom evaporator 336. Head nitrogen 337 from the individual column 4 (operating pressure here: about 3 bar at the top) is at least partially condensed in the bottom evaporator 336 and fed via line 338 after throttling 339 to about 2.5 bar to the head of the pure nitrogen column 335. From the liquid flowing down in the column 335, more volatile components, in particular helium, neon and hydrogen are stripped off, which are withdrawn with a purge gas 340. In the swamp falls to highly pure nitrogen, which still contains about 0.1 ppm of impurities. It forms the liquid nitrogen product 318 to a first part.
  • Head nitrogen 337 from the individual column 4 (operating pressure here: about 3 bar at the top) is at least partially condensed in the bottom evaporator 336 and fed via line 338 after throttling 339 to about 2.5 bar to the head of the pure nitrogen column 335.
  • the remainder is withdrawn via line 342, forms the "nitrogen-rich fraction" and is fed to the cycle compressor 9.
  • the nitrogen-rich liquid 316 produced in the condenser-evaporator 214 is partially fed to the top of the pure nitrogen column 335 via line 343. This amount of liquid nitrogen at the top of the pure nitrogen column 335 corresponds exactly to the amount of LIN product 318.
  • the amount 388 is evaporated in the bottom evaporator 336 against itself.
  • the cycle compressor 9 is different from FIG. 3 not directly fed with gas from the pure nitrogen column 335, but from the head gas 442 of the single column 4, which here forms the "nitrogen-rich fraction".
  • the pressurized nitrogen product 19, 20 still contains volatile contaminants such as helium and neon.
  • the overhead nitrogen which serves as an insert for the pure nitrogen column 335 and as a heating means for the bottom evaporator 435, is recirculated and branched off upstream of the condenser-evaporator 214 via line 437.
  • the pure nitrogen column 335 can therefore be operated at a higher pressure than the single column, for example at 8 bar.
  • a further gaseous compressed nitrogen product 444, 445 (UPDGAN) with particularly high purity can be obtained at the bottom of the pure nitrogen column 335. From the top of the pure nitrogen column 335, a residual fraction 446 is withdrawn and, for example, warmed together with the exhaust gas of the turbine 23 in the main heat exchanger 2.
  • the procedure and the plant of FIG. 5 serve to obtain additional oxygen of purity of 99.5 to 99.9999%, preferably 99.5 to 99.9%, which is argon-free (1 ppm argon or less).
  • This is above the from the FIGS. 2 to 4 known capacitor evaporator 514 a mass transfer section arranged around the periphery of 30 to 60 theoretical or practical trays, which forms a pure oxygen column 546.
  • the bottom liquid 528 of the single column 4 is not led directly to the condenser-evaporator 514, but fed to the head of the pure oxygen column 546. As it flows through this column, it continues to accumulate oxygen.
  • the "liquid oxygen-enriched fraction" is formed here by the bottom liquid of the pure oxygen column 546.
  • the top gas 532 of the pure oxygen column 546 of FIG. 5 forms to a first part of the "first oxygen-enriched gas” 533 and a second part of the "second oxygen-enriched gas” 521.
  • the two fractions are supplied as in the embodiments described above, the single column or the work-performing expansion 23.
  • a gaseous oxygen product GOX is withdrawn via the lines 547 and 548, which is purer than the first oxygen-enriched gas fraction 532.
  • an additional column 649 which serves for the separation of less volatile components such as hydrocarbons, krypton and / or xenon from the gaseous bottom product 650 of the pure oxygen column 546. It is operated under the same pressure as the pure oxygen column 546 and has a top condenser 651 which is cooled with a part 652 of the sump liquid 628 of the single column 4 pressurized in the pump 629. Resulting steam 653 is added to the exhaust gas of the turbine 23. Via line 654 can also be made here a purge. The bottom liquid 655 of the additional column 649 is returned to the bottom of the pure oxygen column 546. At the top of the additional column 649, highly pure oxygen with a total content of 1 ppm of residual impurities accumulates. It is delivered to a first part 647, 648 as gaseous and to a second part 656 as liquid high purity product.
  • FIG. 7 shows how the gaseous high purity oxygen can be discharged by means of internal compression under a pressure which is higher than the operating pressure of the additional column 649 and is for example about 8 bar.
  • the entire high purity product is withdrawn via line 756 liquid, brought in a pump 757 to the elevated pressure. At least a portion 758 is vaporized under this pressure in the main heat exchanger 2 and discharged at 759 as a high purity pressure oxygen product.
  • FIG. 8 are the pure nitrogen column 335 from FIG. 3 and the two columns 546 and 649 of FIG. 6 realized together, so that nitrogen and oxygen can be obtained simultaneously as high purity products UPDGAN, UPGOX.
  • a second turbine 961 in which a part 960 of the circulating nitrogen compressed in the cycle compressor is expanded to perform work. This is in FIG. 9 exemplified, the otherwise FIG. 2 equivalent. This part is discharged at an intermediate temperature from the main heat exchanger, which is equal to the inlet temperature of the first turbine 23 or higher or lower.
  • the expanded nitrogen 962 is fed back into the circulation.
  • the residual gas turbine 23 is coupled to a generator or to another braking device for dissipating mechanical energy, it drives in FIG. 10 directly to a booster 1063, which is upstream of the externally driven cycle compressor and this part of the compression work decreases, without consuming externally introduced energy.
  • FIG. 10 is otherwise with FIG. 2 identical. Depending on the size of the system, it may be useful in each of the described embodiments to use such a turbine booster. In FIG. 10 In addition, the optional removal of a 1064 nitrogen product at the exit pressure of booster 1063 is shown.
  • An essential aspect of the invention consists in a flexible operation of the plant with regard to the liquid product content.
  • the diagram of FIG. 11 serves to illustrate these possibilities, the process of FIG. 2 to drive with different or varying product specifications, and indeed - in this one Example shown - at constant operation of the air compressor (9,400 Nm 3 / h at 3.4 bar outlet pressure) and the cycle compressor 9 (15,200 Nm 3 / h at 9.5 bar outlet pressure).
  • the diagram shows the increase of the liquid product quantity (under curve) from just above zero (left) to 400 Nm 3 / h.
  • the pressure in the condenser-evaporator and the turbine flow increase, while the oxygen concentration in the condenser and the amount of gaseous product nitrogen decrease.
  • the operating pressure of the column within the column remains constant.

Landscapes

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Description

  • Die Erfindung betrifft ein Verfahren gemäß dem Oberbegriff von Anspruch 1. Es dient zur Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Stickstoff mit variablem Anteil des Flüssigprodukts durch Tieftemperaturzerlegung von Luft in einem Destilliersäulensystem, das eine Einzelsäule aufweist.
  • Einzelsäulenverfahren sind eine übliche Methode zur Erzeugung von Stickstoff. Sie weisen im Gegensatz zu Doppelsäulenverfahren nur eine Drucksäule (die Einzelsäule) auf und keine weitere Säule (Niederdrucksäule), die zur Stickstoff-Sauerstoff-Trennung eingesetzt und unter niedrigerem Druck als die Drucksäule betrieben wird. Dies schließt nicht aus, daß das Destilliersäulensystem über die Einzelsäule hinaus weitere Säulen aufweist, beispielsweise zur Gewinnung von besonders reinem Stickstoff oder Sauerstoff.
  • Das "Destilliersäulensystem" umfaßt die miteinander verbundenen Destilliersäulen, nicht jedoch die Wärmetauscher oder die Maschinen wie Verdichter oder Entspannungsmaschinen. Im einfachsten Fall wird das Destilliersäulensystem ausschließlich durch die Einzelsäule gebildet.
  • Unter "sauerstoffangereichert" wird hier ein Gemisch aus Luftgasen verstanden, das eine höhere Sauerstoffkonzentration als Luft hat, bis hin zu praktisch reinem Sauerstoff. In der Praxis handelt es sich beispielsweise um Fraktionen mit einem Sauerstoffgehalt von 25 bis 90 %, vorzugsweise 30 bis 80 %. (Alle Prozentangaben beziehen sich hier und im folgenden auf die molare Menge, soweit nichts anderes angegeben ist.)
  • Das Verfahren dient zur gleichzeitigen Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Produktstickstoff, wobei der Flüssiganteil (molares Verhältnis zwischen flüssigem und gasförmigem Produktstickstoff) variabel sein kann. Zu unterschiedlichen Zeitpunkten können also verschiedene stationäre Betriebszustände herrschen, zu denen ein unterschiedlich großer Anteil des Stickstoffprodukts in flüssiger Form gewonnen wird, im Extremfall kann dieser Anteil auch Null sein. Der Prozeß kann dann zwischen zwei Grenzfällen hin- und hergefahren werden, der maximalen Gasproduktion (MaxGAN-Fall) mit minimalem Flüssiganteil und der maximalen Flüssigproduktion (MaxLIN-Fall) mit maximalem Flüssiganteil und minimalem Gasanteil (gegebenenfalls ausschließlich flüssige Produktion von Stickstoff). Dabei kann auch jeder beliebige Wert des Flüssiganteils eingestellt werden, der zwischen den beiden Grenzwerten für minimalen und maximalen Flüssiganteil liegt.
  • Ein Verfahren mit einem Stickstoffkreislauf gemäß dem Oberbegriff von Anspruch 1 ist aus US 4400188 bekannt. Mit Stickstoff, der in einem Kreislaufverdichter auf über Säulendruck gebracht wurde, wird ein Kondensator-Verdampfer beheizt, der die Sumpfheizung der Einzelsäule darstellt. Verfahrenskälte wird durch eine übliche Restgasturbine erzeugt, die mit Gas aus einem weiteren Kondensator-Verdampfer, einem Kopfkondensator, betrieben wird. Solche Verfahren mit Stickstoffkreislauf sind energetisch günstiger als Einzelsäulenprozesse ohne Sumpfausheizung. Wegen des Kreislaufs kann auch bei diesem Prozeß grundsätzlich ein Flüssigstickstoffprodukt in variabler Menge erzeugt werden, auch wenn dies in der Druckschrift selbst nicht beschrieben ist. Allerdings stieße man bei einem derartigen Verfahren auf Schwierigkeiten, wollte man den Flüssigproduktanteil variieren. Erhöhte man zum Beispiel den Flüssiganteil, würde sich bei gleichbleibender Luftmenge die Sauerstoffkonzentration verringern und damit die Verdampfungstemperatur im Sumpf. Entsprechend niedriger müßte der Druck im Stickstoffkreislauf sein, der Kreislaufverdichter müßte also entsprechend nachgeregelt werden. Ohne die Veränderung des Kreislaufdrucks würde der Druck in der Säule steigen; in diesem Fall müßte der Austrittsdruck des Luftverdichters entsprechend angepaßt werden.
  • Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren der eingangs genannten Art und eine entsprechende Vorrichtung anzugeben, bei der neben dem gasförmigen Stickstoffprodukt eine variable Menge an Flüssigprodukt mit relativ geringem Aufwand gewonnen werden kann.
  • Diese Aufgabe wird dadurch gelöst, daß ein Teil der stickstoffreichen Flüssigkeit aus dem Kondensator-Verdampfer zumindest zeitweise als Flüssigprodukt abgezogen wird, der Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers unter einem Druck betrieben wird, der höher als der Betriebsdruck der Einzelsäule ist und ein zweites sauerstoffangereichertes Gas aus einer der Säulen des Destilliersäulensystems und/oder aus dem Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers entnommen, arbeitsleistend entspannt und im Hauptwärmetauscher angewärmt wird.
  • Das Flüssigprodukt kann direkt dem Verflüssigungsraum des Kondensator-Verdampfers entnommen werden. Vorzugsweise wird es allerdings zunächst entspannt und dabei entstehendes Flashgas abgetrennt. Die Phasentrennung kann beispielsweise in der Einzelsäule oder in einem separaten Abscheider durchgeführt werden.
  • Durch den erhöhten Druck auf der Verdampfungsseite des Kondensator-Verdampfers sind die Betriebsdrücke des Kondensator-Verdampfers und der Einzelsäule entkoppelt. Bei steigender Flüssigproduktion braucht dadurch der Druck auf der Verflüssigungsseite des Kondensator-Verdampfers (Stickstoffkreislauf) nicht verändert zu werden. Der Druck auf der Verdampfungsseite kann sich vielmehr - unabhängig vom Betriebsdruck der Einzelsäule - bei gleichbleibender Verdampfungstemperatur auf die geringere Sauerstoffkonzentration einstellen, ohne daß irgendwelche Verdichtungsmaschinen nachgeregelt werden müssen.
  • Das zweite sauerstoffangereicherte Gas, das zur arbeitsleistenden Entspannung vorgesehen ist, wird vorzugsweise wie das erste sauerstoffangereicherte Gas aus dem im Kondensator-Verdampfer gebildeten Dampf erzeugt. Die beiden sauerstoffangereicherten Gase weisen zum Beispiel dieselbe Zusammensetzung auf. Der Eintrittsdruck der arbeitsleistenden Entspannung ist in diesem Fall nicht - wie sonst bei Restgasturbinen üblich - an den Einzelsäulen- beziehungsweise Kopfkondensatordruck gebunden, sondern vorzugsweise an den Verdampfungsdruck im Kondensator-Verdampfer. Daher kann der Eintrittsdruck der Turbine im Rahmen einer Erhöhung des Flüssigproduktanteils analog zum Verdampfungsdruck ansteigen. Durch die entsprechend erhöhte Enthalpiedifferenz bei der arbeitsleistenden Entspannung des zweiten sauerstoffangereicherten Gases wird die zusätzliche Kälte erzeugt, die für die erhöhte Produktverflüssigung notwendig ist. Auch die Steigerung der Restgasmenge erhöht die Kälteproduktion.
  • Insgesamt ergibt sich ein Prozeß zur Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Stickstoff, bei dem der Flüssigproduktanteil auf sehr einfache Weise variiert werden kann. Der Flüssigproduktanteil kann beispielsweise 0 bis 20 %, vorzugsweise 0 bis 16 % des gesamten Stickstoffprodukts betragen, bei einer Gesamtproduktmenge an Stickstoff von beispielsweise 75 bis 0 %, vorzugsweise 75 bis 25 % der Luftmenge. Der Betriebsdruck im Sumpf der Einzelsäule beträgt beispielsweise 3 bis 8 bar, vorzugsweise 3 bis 5 bar. Die Druckdifferenz zwischen Verdampfungsseite des Kondensator-Verdampfers und unterem Abschnitt der Säule liegt bei beispielsweise 0 bis 5 bar, vorzugsweise 0 bis 3 bar.
  • Da das zweite sauerstoffangereicherte Gas im Endeffekt aus der Einzelsäule stammen muß, braucht es einen entsprechenden Druckerhöhungsschritt, der bei der Erfindung vorzugsweise im flüssigen Zustand vorgenommen wird, beispielsweise mittels einer Flüssigpumpe. Dazu wird eine sauerstoffangereicherte Flüssigkeit aus der Einzelsäule abgezogen und in flüssigem Zustand auf einen erhöhten Druck gebracht, wobei das zweite sauerstoffangereicherte Gas aus der resultierenden unter erhöhtem Druck befindlichen sauerstoffangereicherten Flüssigkeit erzeugt wird.
  • Insbesondere für den Fall, daß das Destilliersäulensystem lediglich eine Einzelsäule aufweist, bildet die sauerstoffangereicherte Flüssigkeit stromabwärts der Druckerhöhung die sauerstoffangereicherte flüssige Fraktion, die in den Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers eingeleitet wird. Die sauerstoffangereicherte Flüssigkeit wird beispielsweise durch die Sumpfflüssigkeit der Einzelsäule gebildet und mittels einer Pumpe auf mindestens den erhöhten Druck gebracht, unter dem der Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers steht. Das erste und das zweite sauerstoffangereicherte Gas, also der aufsteigende Dampf für die Einzelsäule und die arbeitsleistend zu entspannende Fraktion, werden hier unmittelbar durch Verdampfung der flüssigen Fraktion aus der Einzelsäule erzeugt.
  • Will man ein Sauerstoffprodukt erzeugen, dessen Reinheit höher als diejenige der Sumpffraktion der Einzelsäule ist, geht man im Rahmen der Erfindung folgendermaßen vor: Das Destilliersäulensystem weist zusätzlich zur Einzelsäule eine Reinsauerstoffsäule auf. Die sauerstoffangereicherte Flüssigkeit aus der Einzelsäule wird stromabwärts der Druckerhöhung auf die Reinsauerstoffsäule aufgegeben. Aus dem unteren Bereich der Reinsauerstoffsäule wird eine sauerstoffreiche Fraktion als gasförmiges und/oder flüssiges Produkt und/oder Zwischenprodukt abgezogen. Die flüssige sauerstoffangereicherte Fraktion, die dem Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers zugeleitet wird, stammt ebenfalls aus dem unteren Bereich der Reinsauerstoffsäule. Der im Kondensator-Verdampfer erzeugte Dampf wird in den unteren Bereich der Reinsauerstoffsäule eingeleitet und dort als aufsteigender Dampf verwendet. Das Kopfgas der Reinsauerstoffsäule dient dabei zu einem ersten Teil als Arbeitsgas der arbeitsleistenden Entspannung ("zweites sauerstoffangereichertes Gas") und zu einem zweiten Teil - nach entsprechender Druckverminderung - als aufsteigender Dampf in der Einzelsäule ("erstes sauerstoffangereichertes Gas"). Wegen der höheren Sauerstoffkonzentration auf der Verdampfungsseite des Kondensator-Verdampfers herrscht bei dieser Variante ein höherer Kreislaufdruck als bei Ausführungsformen, bei denen die Verdampfungsseite des Kondensator-Verdampfers mit Sumpfflüssigkeit der Einzelsäule beaufschlagt wird.
  • Vereinfacht gesagt wird oberhalb des Kondensator-Verdampfers ein zusätzlicher Stoffaustauschabschnitt - hier Reinsauerstoffsäule genannt - angeordnet, der unter dem erhöhten Druck betrieben wird. In diesem Stoffaustauschabschnitt wird die auf den erhöhten Druck gebrachte Flüssigkeit aus der Einzelsäule weiter an Sauerstoff angereichert und an leichterflüchtigen Komponenten abgereichert. Flüssigkeit und/oder Dampf vom Sumpf der Reinsauerstoffsäule können direkt als Sauerstoffprodukt abgezogen und/oder einem weiteren Arbeitsschritt zugeführt werden.
  • Der Kondensator-Verdampfer ist bei dieser Ausführungsform der Erfindung vorzugsweise unmittelbar im Sumpf der Reinsauerstoffsäule angeordnet, er kann aber auch in einem separaten Behälter untergebracht sein. Die Reinsauerstoffsäule ist vorzugsweise als reine Abtriebssäule ausgeführt und enthält beispielsweise 30 bis 50 vorzugsweise 35 bis 45 theoretische Böden.
  • Die sauerstoffreiche Fraktion kann in dem Destilliersäulensystem weiter gereinigt werden, indem sie einer Zusatzsäule zur Entfernung schwererflüchtiger Verunreinigungen zugeführt wird, aus deren oberem Bereich ein Reinsauerstoffprodukt abgezogen wird. Die sauerstoffreiche Fraktion wird dazu vorzugsweise vom Sumpf der Reinsauerstoffsäule oder vom Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers abgezogen. Der aufsteigende Dampf wird in der Zusatzsäule von schwererflüchtigen Komponenten befreit, die im Reinsauerstoffprodukt entsprechend abgereichert sind (beispielsweise weniger als 100 ppm, vorzugsweise weniger als 10 ppm an Verunreinigungen mit höherem Siedepunkt als Sauerstoff; es können Restgehalte bis etwa 1 ppb erreicht werden). Restflüssigkeit aus der Zusatzsäule kann in die Reinsauerstoffsäule oder den Kondensator-Verdampfer zurückgeleitet werden. Die Zusatzsäule ist vorzugsweise als reine Verstärkungssäule ausgeführt und enthält beispielsweise 10 bis 40 vorzugsweise 10 bis 30 theoretische Böden.
  • Rücklaufflüssigkeit für die Zusatzsäule wird vorzugsweise in einem Kopfkondensator erzeugt, in dem eine zweite sauerstoffangereicherte Flüssigfraktion aus dem unteren Bereich der Einzelsäule mindestens teilweise verdampft wird. Die zweite sauerstoffangereicherte Flüssigfraktion kann beispielsweise gemeinsam mit der auf die Reinsauerstoffsäule aufgegebenen sauerstoffangereicherten Flüssigkeit aus der Einzelsäule abgezogen und auf erhöhten Druck gebracht werden.
  • Vorzugsweise wird bei allen bisher genannten Ausführungsformen der Erfindung die gesamte Rücklaufflüssigkeit für die Einzelsäule und gegebenenfalls die Reinsauerstoffsäule in dem Kondensator-Verdampfer erzeugt. Es ist daher im allgemeinen nur ein einziger Kondensator-Verdampfer erforderlich, im Falle einer Zusatzsäule zwei.
  • Luftverdichter und Kreislaufverdichter können durch eine einzige Maschine gebildet werden, nämlich durch eine Kombi-Maschine, bei der mehrere Ritzel auf eine Welle sitzen, von denen einige den Luftverdichter und eines oder mehrere den Kreislaufverdichter realisieren.
  • Der Kreislaufverdichter kann mindestens teilweise durch einen an die Restgasturbine gekoppelten Verdichter gebildet werden, wobei mindestens ein Teil der bei der arbeitsleistenden Entspannung des zweiten sauerstoffangereicherten Gases erzeugten mechanischen Energie zur Verdichtung des ersten Teils und/oder des zweiten Teils der stickstoffreichen Fraktion eingesetzt wird.
  • Falls ein Stickstoffprodukt besonders hoher Reinheit erzeugt werden soll, ist es günstig, wenn das Destilliersäulensystem eine Reinstickstoffsäule aufweist, wobei eine Stickstofffraktion aus dem oberen Bereich der Einzelsäule in flüssigem Zustand auf die Reinstickstoffsäule aufgegeben wird und aus dem unteren Bereich der Reinstickstoffsäule ein Reinstickstoffprodukt abgezogen wird. Die Reinstickstoffsäule dient zur Abreicherung leichtflüchtiger Verunreinigungen aus dem Stickstoff, insbesondere von Helium, Neon und Wasserstoff. Das Sumpfprodukt der Reinstickstoffsäule ist praktisch frei von Helium, Neon und Wasserstoff (beispielsweise weniger als 10 ppb, vorzugsweise weniger als 5 ppb an leichter als Stickstoff flüchtigen Verunreinigungen) und kann in Gas- oder Flüssigform abgezogen werden. Die Reinstickstoffsäule wird vorzugsweise als reine Abtriebssäule (Strippsäule) betrieben und enthält beispielsweise 10 bis 20 vorzugsweise 10 bis 15 theoretische Böden.
  • Der Stickstoffkreislauf (erster Teil der stickstoffreichen Fraktion aus dem Destilliersäulensystem) kann entweder mit sehr reinem Gas aus dem unteren Bereich der Reinstickstoffsäule oder mit Kopfgas der Einzelsäule betrieben werden. Ebenso ist es möglich gasförmiges Druckprodukt (zweiter Teil der stickstoffreichen Fraktion aus dem Destilliersystem) helium- und neon-frei aus der Reinstickstoffsäule und/oder etwas weniger rein vom Kopf der Einzelsäule abzuziehen.
  • Die Reinstickstoffsäule weist vorzugsweise einen Sumpfverdampfer auf, wobei die Stickstofffraktion gasförmig aus der Einzelsäule entnommen und vor ihrer Aufgabe auf die Reinstickstoffsäule in dem Sumpfverdampfer verflüssigt wird. Durch diese Verfahrensweise ist kein weiteres Heizmittel für den Betrieb der Reinstickstoffsäule erforderlich. Der Betriebsdruck der Reinstickstoffsäule ist etwas geringer (beispielsweise um 0,5 bis 1,0 bar) als der Druck am Kopf der Einzelsäule. Die in dem Sumpfverdampfer verflüssigte Fraktion wird vor der Aufgabe auf die Reinstickstoffsäule auf deren Betriebsdruck entspannt.
  • Die Erfindung betrifft außerdem eine Vorrichtung gemäß Patentanspruch 12.
  • Die Erfindung sowie weitere Einzelheiten der Erfindung werden im folgenden anhand von in den Zeichnungen schematisch dargestellten Ausführungsbeispielen näher erläutert. Hierbei zeigen:
    • Figur 1
    ein Verfahren und eine Vorrichtung mit innerhalb der Einzelsäule angeordnetem Kondensator-Verdampfer,
    Figur 2
    ein erstes Ausführungsbeispiel der Erfindung mit einer einzigen Säule und einem einzigen Kondensator-Verdampfer,
    Figur 3
    ein Ausführungsbeispiel der Erfindung mit Gewinnung von hochreinem Stickstoff,
    Figur 4
    eine Variante mit zwei Stickstoffprodukten unterschiedlicher Reinheit,
    Figur 5
    ein Verfahren, bei dem auch reiner Sauerstoff als Produkt gewonnen wird,
    Figur 6
    ein weiteres Ausführungsbeispiel mit Erzeugung von hochreinem Sauerstoff,
    Figur 7
    eine Abwandlung des Verfahrens der Figur 6 mit Innenverdichtung von hochreinem Sauerstoff,
    Figur 8
    ein Prozeß, bei dem gleichzeitig hochreiner Stickstoff und hochreiner Sauerstoff gewonnen werden,
    Figur 9
    eine Variante des Verfahrens von Figur 2 mit einer zweiten Turbine,
    Figur 10
    eine andere Abwandlung des in Figur 2 dargestellten Prozesses mit Turbinen-Booster und
    Figur 11
    ein Diagramm, das sich auf den Betrieb des Ausführungsbeispiels von Figur 2 bezieht.
  • Bei dem Verfahren von Figur 1 wird über eine Leitung 1 verdichtete und gereinigte Einsatzluft herangeführt, die unter einem Druck von etwa 3,5 bar steht. (Luftverdichter und Luftreinigung - beispielsweise mittels eines Molekularsiebs - sind in der Zeichnung nicht dargestellt.) Die Luft wird in einem Hauptwärmetauscher 2 auf etwa Taupunkt abgekühlt und über Leitung 3 einer Einzelsäule 4 an einer Zwischenstelle zugeführt. Die Zwischenstelle liegt beispielsweise 5 bis 20 theoretische beziehungsweise praktisch Böden oberhalb des Sumpfs der Säule 4. Der Betriebsdruck am Sumpf der Einzelsäule beträgt in dem Beispiel 3,0 bar.
  • Der Kopfstickstoff 5 (die "stickstoffreiche Fraktion") aus der Einzelsäule 4 enthält noch 1 ppm bis 1 ppb Sauerstoff und wird in einem Unterkühler 6 und (Leitung 7) weiter im Hauptwärmetauscher 2 auf etwa Umgebungstemperatur angewärmt. Der warme Kopfstickstoff 8 wird einem Kreislaufverdichter 9 zugeführt, der beispielsweise zwei bis drei Stufen aufweist. Hinter jeder Stufe des Kreislaufverdichters befindet sich eine Nach- beziehungsweise Zwischenkühlung zur Entfemung der Kompressionswärme, von denen jedoch in der schematischen Zeichnung nur die Nachkühlung 10 hinter der Endstufe dargestellt ist. Ein erster Teil 12 des auf einen Druck von 9,5 bar verdichteten Kopfstickstoffs 11 wird zum Hauptwärmetauscher 2 zurückgeführt, dort auf mehrere Kelvin oberhalb der Säulentemperatur abgekühlt und über Leitung 13 dem Verflüssigungsraum eines Kondensator-Verdampfers 14 zugeführt. Dort wird er unter etwa dem Austrittsdruck des Kreislaufverdichters 9 vollständig oder nahezu vollständig verflüssigt. Die dabei gebildete stickstoffreiche Flüssigkeit 15 wird im Unterkühler 6 unterkühlt und über Leitung 16 und Drosselventil 17 auf den Kopf der Einzelsäule aufgegeben. Ein Teil 18 der stickstoffreichen Flüssigkeit 16 kann als Flüssigstickstoffprodukt LIN abgezogen werden. Die Flüssigproduktion beträgt in dem Beispiel etwa 0 % der Luftmenge. In der Zeichnung wird der Flüssigstickstoff aus der Einzelsäule abgezogen, deren Kopf hier als Flashgasabscheider zwischen dem Drosselventil 17 und der Flüssigproduktentnahme 18 dient.
  • Ein zweiter Teil 19 des im Kreislaufverdichter 9 verdichteten Kopfstickstoffs 11 wird als gasförmiges Stickstoffprodukt unter Druck (DGAN) abgeführt. Altemativ oder zusätzlich kann ein Teil 20 des Druckstickstoffs aus einer Zwischenstufe des Kreislaufverdichters herausgeführt und bei einem Druck zwischen dem Betriebsdruck der Einzelsäule 4 und dem Enddruck des Kreislaufverdichters 9 als gasförmiges Druckstickstoffprodukt (DGAN') gewonnen werden. In beiden Fällen dient der Kreislaufverdichter 9 gleichzeitig als Produktverdichter.
  • Der Kondensator-Verdampfer 14 ist in dem Beispiel von Figur 1 unmittelbar im Sumpf der Einzelsäule angeordnet. Auf seiner Verdampfungsseite verdampft die sauerstoffangereicherte Sumpfflüssigkeit der Einzelsäule 4 unter deren Betriebsdruck unter Bildung eines Dampfs mit einem Sauerstoffgehalt von etwa 80 %. Während ein erster Teil des im Kondensator-Verdampfer 14 erzeugten Dampfs in der Einzelsäule 4 aufsteigt ("erstes sauerstoffangereichertes Gas"), wird ein zweiter Teil 21 ("zweites sauerstoffangereichertes Gas") zum kalten Ende des Hauptwärmetauschers 2 geführt. Nach Anwärmung auf eine Zwischentemperatur strömt diese Fraktion über Leitung 22 zu einer Restgasturbine 23 und wird dort arbeitsleistend von etwa 3 bar auf etwa 1,5 bar entspannt. Das arbeitsleistend entspannte sauerstoffangereicherte Gas 24 wird im Hauptwärmetauscher 2 vollständig angewärmt und über Leitung 25 als unreines Sauerstoffprodukt UGOX abgegeben. Es kann als Regeneriergas in der nicht dargestellten Luftreinigung und/oder als gasförmiges Nebenprodukt verwendet und/oder in die Atmosphäre abgegeben werden. Die Turbine 23 kann über einen Bypass 26 geregelt werden. Eine kleine Flüssigkeitsmenge 27 wird kontinuierlich oder intermittierend als Spülflüssigkeit aus dem Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers 14 abgeführt.
  • Das Verfahren gemäß Figur 1 unterscheidet sich vom Stand der Technik gemäß US 4400188 durch die Art der Kälteerzeugung. Diese wird hier durch arbeitsleistende Entspannung eines sauerstoffangereicherten Gases 21 aus dem Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers 14 bewerkstelligt. Diese Maßnahme bewirkt zwar eine Vereinfachung der Apparatur, da nur noch ein einziger Kondensator-Verdampfer zum Betrieb der Einzelsäule 4 erforderlich ist, allerdings läßt sich damit allein noch nicht die angestrebte einfache Variation des Flüssigproduktanteils durchführen, wie es bei den Ausführungsbeispielen der Figuren 2 bis 10 der Fall ist.
  • Bei dem Verfahren und der Anlage von Figur 2 ist der Kondensator-Verdampfer 214 in einem eigenen Behälter außerhalb der Einzelsäule 4 angeordnet. Dies stellt im vorliegenden Fall nicht nur ein apparatives Detail dar, sondern ermöglicht verfahrenstechnisch die Abkopplung des Drucks im Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers 214 vom Betriebsdruck der Einzelsäule 4. Die Sumpfflüssigkeit (die "flüssige sauerstoffangereicherte Fraktion") 228 wird hier mittels einer Pumpe 229 auf einen Druck von 4 bis 8 bar gebracht und unter diesem erhöhten Druck oder gegebenenfalls nach leichter Drosselung 230 über Leitung 231 in den Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers 214 eingeleitet. Der Dampf 232, der aus dem Kondensator-Verdampfer 214 unter diesem Druck abgezogen wird, strömt zu einem ersten Teil ("erstes sauerstoffangereichertes Gas") 233 unter Drosselung 234 zur Einzelsäule 4 zurück. Ein zweiter Teil ("zweites sauerstoffangereichertes Gas") 221 wird in Figur 2 analog zum Strom 21 von Figur 1 einer Restgasturbine 23 zugeführt, deren Eintrittsdruck jedoch etwas höher als beim Prozeß der Figur 1 ist.
  • Um die Verdampfung unter dem erhöhten Druck zu gewährleisten muß auch auf der Verflüssigungsseite des Kondensator-Verdampfers 214 ein entsprechend erhöhter Druck von etwa 9 bar herrschen, das heißt der Kreislaufverdichter 9 muß einen entsprechend höheren Enddruck aufweisen.
  • Der Vorteil der Abkoppelung des Kondensator-Verdampfers vom Betriebsdruck der Säule erschöpft sich nicht in einer etwas größeren Kälteleistung der Turbine 23, die eine Folge des höheren Eintrittsdrucks ist. Vielmehr kann durch diese Maßnahme die Flüssigproduktion (hier: ausschließlich flüssiger Stickstoff 18) mit relativ einfachen Mitteln in einem Bereich von etwa 0 bis 4,3 % der Einsatzluftmenge variiert werden. Das Umschalten zwischen den Betriebsfällen funktioniert folgendermaßen: Um beispielsweise maximale Flüssigproduktion zu erreichen, wird zunächst die Abgabe an gasförmigem Stickstoff (über Leitung 19 und/oder Leitung 20) reduziert, wobei der Kreislaufverdichter unverändert mit konstantem Durchsatz und konstantem Enddruck weiterläuft, ebenso wie der in den Zeichnungen nicht dargestellte Luftverdichter. Es wird also mehr Stickstoff zum Kondensator-Verdampfer 214 geführt und damit über Leitung 15/16 mehr Flüssigkeit auf die Einzelsäule 4 aufgegeben. Durch das erhöhte Rücklaufverhältnis in der Säule fällt die Sauerstoffkonzentration im Sumpf ab. Als Folge hiervon erhöht sich der Verdampfungsdruck der sauerstoffangereicherten Fraktion im Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers von beispielsweise 3 bar im MaxGAN-Fall auf bis zu beispielsweise 6 bar im MaxLIN-Fall. Dies führt wiederum zur Erhöhung von Eintrittsdruck und Durchsatz an der Turbine 23. Hierdurch steht eine entsprechend erhöhte Kälteleistung für die angestrebte zusätzliche Produktverflüssigung zur Verfügung. Der in die Säule 4 zurückströmende Dampf 233 wird so abgedrosselt (234), daß der Betriebsdruck der Einzelsäule 4 konstant bleibt. Die Flüssigkeitsproduktion kann soweit erhöht werden, daß über die Leitungen 19 beziehungsweise 20 keinerlei gasförmiges Druckstickstoffprodukt mehr abgegeben wird, sondern der gesamte erzeugte Stickstoff über Leitung 18 als Flüssigprodukt gewonnen wird.
  • Um den umgekehrten Fall, die maximale Druckgasproduktion mit einer Flüssigproduktion von beispielsweise 0 % der Einsatzluftmenge, zu erreichen wird genau umgekehrt verfahren. Der Kondensator-Verdampfer 214 wird dann verdampfungsseitig mit einem Druck gefahren, der etwa 0,2 bar höher als der Druck am Sumpf der Einzelsäule ist; die beiden Drücke können im Extremfall auch gleich sein. In dieser Verfahrensweise ergibt sich dennoch eine Energieeinsparung von etwa 30 % gegen über einem Standard-Stickstoffgenerator. Der (nicht dargestellte) Luftverdichter und der Kreislaufverdichter 9 werden bei der Erfindung vorzugsweise in einer Kombi-Maschine zusammengefaßt und mit einem gemeinsamen Antrieb versehen. Die Kennlinie des Apparats kann vollautomatisch zwischen den oben erwähnten extremen Betriebsfällen und jedem dazwischenliegenden Fall hin- und hergefahren werden, ohne daß die Verdichtungsmaschinen (Luftverdichter und Kreislaufverdichter) nachgeregelt werden müssen. Angepaßt werden müssen lediglich die Restgasturbine und die Menge des gasförmigen Produktstickstoffs.
  • Die Figuren 3 bis 8 zeigen, wie sich das erfindungsgemäße Verfahren auf eine Gewinnung von reinem Sauerstoff, hochreinem Sauerstoff und/oder hochreinem Stickstoff erweitern läßt.
  • Figur 3 entspricht weitgehend Figur 2. Das Verfahren und die Vorrichtung von Figur 3 weisen jedoch zusätzlich eine Reinstickstoffsäule 335 mit Sumpfverdampfer 336 auf. Kopfstickstoff 337 aus der Einzelsäule 4 (Betriebsdruck hier: etwa 3 bar am Kopf) wird in dem Sumpfverdampfer 336 mindestens teilweise kondensiert und über Leitung 338 nach Drosselung 339 auf etwa 2,5 bar auf den Kopf der Reinstickstoffsäule 335 aufgegeben. Aus der Flüssigkeit, die in der Säule 335 herabfließt, werden leichterflüchtige Komponenten, insbesondere Helium, Neon und Wasserstoff abgestrippt, die mit einem Spülgas 340 abgezogen werden. Im Sumpf fällt hochreiner Stickstoff an, der noch etwa 0,1 ppm an Verunreinigungen enthält. Er bildet zu einem ersten Teil das Flüssigstickstoffprodukt 318. Der Rest wird über Leitung 342 abgezogen, bildet die "stickstoffreiche Fraktion" und wird dem Kreislaufverdichter 9 zugeführt. Die in dem Kondensator-Verdampfer 214 erzeugte stickstoffreiche Flüssigkeit 316 wird teilweise über Leitung 343 auf den Kopf der Reinstickstoffsäule 335 aufgegeben. Diese Flüssigstickstoffmenge am Kopf der Reinstickstoffsäule 335 entspricht exakt der LIN-Produktmenge 318. Die Menge 388 wird im Sumpfverdampfer 336 gegen sich selbst verdampft.
  • In Figur 4 wird der Kreislaufverdichter 9 abweichend von Figur 3 nicht direkt mit Gas aus der Reinstickstoffsäule 335 gespeist, sondern vom Kopfgas 442 der Einzelsäule 4, welches hier die "stickstoffreiche Fraktion" bildet. In diesem Fall enthält also das Druckstickstoffprodukt 19, 20 noch leichtflüchtige Verunreinigungen wie Helium und Neon. Der Kopfstickstoff, der als Einsatz für die Reinstickstoffsäule 335 und als Heizmittel für deren Sumpfverdampfer 435 dient, wird mit im Kreislauf geführt und stromaufwärts des Kondensator-Verdampfers 214 über Leitung 437 abgezweigt. Die Reinstickstoffsäule 335 kann daher unter einem höheren Druck als die Einzelsäule betrieben werden, beispielsweise bei 8 bar. Zusätzlich zu dem oder den Druckstickstoffprodukten 19, 20 und dem hochreinen Flüssigstickstoffprodukt 318 kann am Sumpf der Reinstickstoffsäule 335 ein weiteres gasförmiges Druckstickstoffprodukt 444, 445 (UPDGAN) mit besonders hoher Reinheit gewonnen werden. Vom Kopf der Reinstickstoffsäule 335 wird eine Restfraktion 446 abgezogen und beispielsweise gemeinsam mit dem Abgas der Turbine 23 im Hauptwärmetauscher 2 angewärmt.
  • Das Verfahren und die Anlage von Figur 5 dienen der Gewinnung von zusätzlichem Sauerstoff einer Reinheit von 99,5 bis 99,9999 %, vorzugsweise 99,5 bis 99,9 %, der argonfrei ist (1 ppm Argon oder weniger). Dazu ist oberhalb des aus den Figuren 2 bis 4 bekannten Kondensator-Verdampfers 514 ein Stoffaustauschabschnitt um Umfang von 30 bis 60 theoretischen beziehungsweise praktischen Böden angeordnet, der eine Reinsauerstoffsäule 546 bildet. Die Sumpfflüssigkeit 528 der Einzelsäule 4 wird nicht unmittelbar zum Kondensator-Verdampfer 514 geführt, sondern auf den Kopf der Reinsauerstoffsäule 546 aufgegeben. Beim Durchströmen dieser Säule reichert sie sich weiter an Sauerstoff an. Die "flüssige sauerstoffangereicherte Fraktion" wird hier durch die Sumpfflüssigkeit der Reinsauerstoffsäule 546 gebildet.
  • Das Kopfgas 532 der Reinsauerstoffsäule 546 von Figur 5 bildet zu einem ersten Teil das "erste sauerstoffangereicherte Gas" 533 und zu einem zweiten Teil das "zweite sauerstoffangereicherte Gas" 521. Die beiden Fraktionen werden wie bei den oben beschriebenen Ausführungsbeispielen der Einzelsäule beziehungsweise der arbeitsleistenden Entspannung 23 zugeführt. Vom Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers 514, der in dem Beispiel im Sumpf der Reinsauerstoffsäule untergebracht ist, wird über die Leitungen 547 und 548 ein gasförmiges Sauerstoffprodukt GOX abgezogen, das reiner als die erste sauerstoffangereicherte Gasfraktion 532 ist.
  • In Figur 6 ist darüber hinaus eine Zusatzsäule 649 vorgesehen, die zur Abtrennung von schwererflüchtigen Komponenten wie Kohlenwasserstoffen, Krypton und/oder Xenon aus dem gasförmigen Sumpfprodukt 650 der Reinsauerstoffsäule 546 dient. Sie wird unter demselben Druck wie die Reinsauerstoffsäule 546 betrieben und weist einen Kopfkondensator 651 auf, der mit einem Teil 652 der in der Pumpe 629 auf Druck gebrachten Sumpfflüssigkeit 628 der Einzelsäule 4 gekühlt wird. Dabei entstehender Dampf 653 wird dem Abgas der Turbine 23 beigemischt. Über Leitung 654 kann hier ebenfalls eine Spülung vorgenommen werden. Die Sumpfflüssigkeit 655 der Zusatzsäule 649 wird zum Sumpf der Reinsauerstoffsäule 546 zurückgeleitet. Am Kopf der Zusatzsäule 649 fällt hochreiner Sauerstoff mit einem Gesamtgehalt von 1 ppm an Restverunreinigungen an. Er wird zu eine ersten Teil 647, 648 als gasförmiges und zu einem zweiten Teil 656 als flüssiges Hochreinprodukt abgegeben.
  • Figur 7 zeigt, wie der gasförmige hochreine Sauerstoff mittels Innenverdichtung unter einem Druck abgegeben werden kann, der höher als der Betriebsdruck der Zusatzsäule 649 ist und beispielsweise etwa 8 bar beträgt. Hier wird das gesamte Hochreinprodukt über Leitung 756 flüssig abgezogen, in einer Pumpe 757 auf den erhöhten Druck gebracht. Mindestens ein Teil 758 wird unter diesem Druck im Hauptwärmetauscher 2 verdampft und bei 759 als hochreines Drucksauerstoffprodukt abgeführt.
  • In Figur 8 sind die Reinstickstoffsäule 335 aus Figur 3 und die beiden Säulen 546 und 649 der Figur 6 gemeinsam verwirklicht, so daß Stickstoff und Sauerstoff gleichzeitig als hochreine Produkte UPDGAN, UPGOX gewonnen werden können.
  • Für die Produktion weiter erhöhter Flüssigkeitsmengen können alle bisher beschriebenen Ausführungsformen durch eine zweite Turbine 961 ergänzt werden, in der ein Teil 960 des im Kreislaufverdichter komprimierten Kreislaufstickstoffs arbeitsleistend entspannt wird. Dies ist in Figur 9 beispielhaft dargestellt, die ansonsten Figur 2 entspricht. Dieser Teil wird bei einer Zwischentemperatur aus dem Hauptwärmetauscher abgeführt, die gleich der Eintrittstemperatur der ersten Turbine 23 oder höher oder niedriger ist. Der entspannte Stickstoff 962 wird in den Kreislauf zurückgespeist.
  • Während bei den bisherigen Ausführungsbeispielen die Restgasturbine 23 an einen Generator oder an eine andere Bremsvorrichtung zur Abführung mechanischer Energie gekoppelt ist, treibt sie in Figur 10 direkt einen Booster 1063 an, der dem extern angetriebenen Kreislaufverdichter vorgeschaltet ist und diesem einen Teil der Verdichtungsarbeit abnimmt, ohne von außen eingebrachte Energie zu verbrauchen. Figur 10 ist ansonsten mit Figur 2 identisch. Je nach Größe der Anlage kann es bei jedem der geschilderten Ausführungsvarianten sinnvoll sein, einen derartiger Turbinen-Booster einzusetzen. In Figur 10 ist außerdem die optionale Entnahme eines Stickstoffprodukts 1064 unter dem Austrittsdruck des Boosters 1063 gezeigt.
  • Ein wesentlicher Aspekt der Erfindung besteht in einer flexiblen Betriebsweise der Anlage hinsichtlich des Flüssigproduktanteils. Das Diagramm von Figur 11 dient zur Verdeutlichung dieser Möglichkeiten, den Prozeß von Figur 2 mit unterschiedlichen oder variierenden Produktspezifikationen zu fahren, und zwar - in dem hier dargestellten Beispiel - bei konstantem Betrieb des Luftverdichters (9.400 Nm3/h bei 3.4 bar Austrittsdruck) und des Kreislaufverdichters 9 (15.200 Nm3/h bei 9,5 bar Austrittsdruck).
  • Nach links ist dabei die Menge gasförmigen Stickstoffprodukts in Nm3/h aufgetragen, die über die Leitung 19 abgezogen wird (die in Figur 2 gestrichelt gezeichnete Leitung 20 wird bei dem Beispiel nicht benutzt). Nach oben sind folgende Parameter aufgetragen:
    • +
    Sauerstoffkonzentration im Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers 214 in [mol% · 10]
    Δ
    Druck im Verdampfungsraum des Kondensators in [bar · 100]
    ■
    Mengenstrom durch Turbine 23 in [Nm3/h /10]
    □
    LIN-Produktmenge über Leitung 18 in [Nm3/h]
  • Das Diagramm zeigt die Erhöhung der Flüssigproduktmenge (unter Kurve) von knapp über Null (links) auf 400 Nm3/h. Dabei steigen der Druck im Kondensator-Verdampfer und der Turbinenstrom an, während die Sauerstoffkonzentration im Kondensator und die Menge an gasförmigem Produktstickstoff sinken. Der Betriebsdruck der Säule innerhalb der Säule bleibt dabei konstant.

Claims (12)

  1. Verfahren zur Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Stickstoff mit variablem Anteil des Flüssigprodukts durch Tieftemperaturzerlegung von Luft in einem Destilliersäulensystem, das eine Einzelsäule (4) aufweist, wobei bei dem Verfahren
    • Einsatzluft (1) in einem Luftverdichter verdichtet, in einem Hauptwärmetauscher (2) abgekühlt und der Einzelsäule (4) zugeführt (3) wird,
    • eine stickstoffreiche Fraktion (5, 7, 8) aus dem Destilliersäulensystem abgezogen und mindestens zu einem erstem Teil in einem Kreislaufverdichter (9, 1063) verdichtet wird,
    • der erste Teil (12, 13) der stickstoffreichen Fraktion (5, 7, 8) stromabwärts des Kreislaufverdichters (1063, 9) dem Verflüssigungsraum eines Kondensator-Verdampfers (214) zugeführt und dort unter einem Druck kondensiert wird, der höher als der Betriebsdruck der Einzelsäule (4) ist, wobei stickstoffreiche Flüssigkeit (15, 16) gebildet wird,
    • eine flüssige sauerstoffangereicherte Fraktion (228, 231) aus dem Destilliersäulensystem im Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (214) mindestens teilweise verdampft wird,
    • aus dem im Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (214) gebildeten Dampf (232) ein erstes sauerstoffangereichertes Gas (234, 533) erzeugt, in die Einzelsäule (4) eingeleitet und dort als aufsteigender Dampf verwendet wird und
    • ein zweiter Teil (19, 20, 1064) der stickstoffreichen Fraktion (5, 7, 8) zumindest zeitweise als gasförmiges Stickstoffprodukt abgezogen wird,
    dadurch gekennzeichnet, daß
    • ein Teil (18) der stickstoffreichen Flüssigkeit (15, 16) aus dem Kondensator Verdampfer (214) zumindest zeitweise als Flüssigprodukt abgezogen wird,
    • der Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (214) zumindest zeitweise unter einem Druck betrieben wird, der höher als der Betriebsdruck der Einzelsäule (4) ist und
    • ein zweites sauerstoffangereichertes Gas (221, 521) aus einer der Säulen (546) des Destilliersystems und/oder aus dem Verdampfungsraum des Kondensator Verdampfers (214) entnommen, arbeitsleistend entspannt (23) und im Hauptwärmetauscher (2) angewärmt wird.
  2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß eine sauerstoffangereicherte Flüssigkeit (228, 528) aus der Einzelsäule (4) abgezogen und in flüssigem Zustand auf einen erhöhten Druck gebracht (229) wird, wobei das zweite sauerstoffangereicherte Gas (232, 221, 521) aus der resultierenden unter erhöhtem Druck befindlichen sauerstoffangereicherten Flüssigkeit (231) erzeugt wird.
  3. Verfahren nach Anspruch 2, dadurch gekennzeichnet, daß die sauerstoffangereicherte Flüssigkeit (231) stromabwärts der Druckerhöhung (229) die sauerstoffangereicherte flüssige Fraktion bildet, die in den Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (214) eingeleitet wird.
  4. Verfahren nach Anspruch 2, dadurch gekennzeichnet, daß das Destilliersäulensystem eine Reinsauerstoffsäule (546) aufweist, wobei die sauerstoffangereicherte Flüssigkeit (231) stromabwärts der Druckerhöhung (229) auf die Reinsauerstoffsäule (546) aufgegeben wird und aus dem unteren Bereich der Reinsauerstoffsäule (546) eine sauerstoffreiche Fraktion (547) abgezogen wird, wobei die flüssige sauerstoffangereicherte Fraktion, die dem Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (514) zugeleitet wird, aus dem unteren Bereich der Reinsauerstoffsäule (546) stammt und wobei im Kondensator-Verdampfer (514) erzeugter Dampf in den unteren Bereich der Reinsauerstoffsäule (546) eingeleitet und dort als aufsteigender Dampf verwendet wird.
  5. Verfahren nach Anspruch 4, dadurch gekennzeichnet, daß das Destilliersäulensystem eine Zusatzsäule (649) zur Entfernung schwererflüchtiger Verunreinigungen aufweist, wobei die sauerstoffreiche Fraktion (650) aus der Reinsauerstoffsäule (546) in die Zusatzsäule (649) eingeleitet wird und ein Reinsauerstoffprodukt (647, 656, 756, 758, 759) aus dem oberen Bereich der Zusatzsäule (649) abgezogen wird.
  6. Verfahren nach Anspruch 5, dadurch gekennzeichnet, daß die Zusatzsäule (649) einen Kopfkondensator (651) aufweist, in dem eine zweite sauerstoffangereicherte Flüssigfraktion (652) aus dem unteren Bereich der Einzelsäule (4) mindestens teilweise verdampft wird.
  7. Verfahren nach einem der vorangehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß die gesamte Rücklaufflüssigkeit für die Einzelsäule (4) und gegebenenfalls die Reinsauerstoffsäule (546) in dem Kondensator-Verdampfer (14, 514) erzeugt wird.
  8. Verfahren nach einem der vorangehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß Luftverdichter und Kreislaufverdichter (9) durch eine einzige Maschine gebildet werden.
  9. Verfahren nach einem der vorangehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß mindestens ein Teil der bei der arbeitsleistenden Entspannung (23) des zweiten sauerstoffangereicherten Gases (221, 521) erzeugten mechanischen Energie zur Verdichtung (1063) des ersten Teils und/oder des zweiten Teils der stickstoffreichen Fraktion (5, 7, 8) eingesetzt wird.
  10. Verfahren nach einem der vorangehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß das Destilliersäulensystem eine Reinstickstoffsäule (335) aufweist, wobei eine Stickstofffraktion (338, 437) aus dem oberen Bereich der Einzelsäule (4) in flüssigem Zustand auf die Reinstickstoffsäule (335) aufgegeben wird und aus dem unteren Bereich der Reinstickstoffsäule (335) ein Reinstickstoffprodukt (318, 444, 445) abgezogen wird.
  11. Verfahren nach Anspruch 10, dadurch gekennzeichnet, daß die Reinstickstoffsäule (335) einen Sumpfverdampfer (336, 435) aufweist, wobei die Stickstofffraktion (337, 437) gasförmig aus der Einzelsäule (4) entnommen und vor ihrer Aufgabe (338, 339) auf die Reinstickstoffsäule (335) in dem Sumpfverdampfer (336, 435) verflüssigt wird.
  12. Vorrichtung zur Gewinnung von gasförmigem und flüssigem Stickstoff mit variablem Anteil des Flüssigprodukts durch Tieftemperaturzerlegung von Luft mit einem Destilliersäulensystem, das eine Einzelsäule (4) aufweist, und mit
    • einem Luftverdichter,
    • einer Einsatzluftleitung (1, 3), die von dem Luftverdichter durch einen Hauptwärmetauscher (2) in die Einzelsäule (4) führt,
    • einem Kreislaufverdichter (9, 1063) zur Verdichtung des ersten Teils einer • stickstoffreichen Fraktion (5, 7, 8) aus dem Destilliersäulensystem,
    • einer Kreislaufleitung (12, 13), die vom Austritt des Kreislaufverdichters (1063, 9) zu dem Verflüssigungsraum eines Kondensator-Verdampfers (14) führt wird,
    • Mitteln (228, 231) zur Zuführung einer flüssigen sauerstoffangereicherten Fraktion aus dem Destilliersäulensystem zum Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (14),
    • Mitteln zur Erzeugung eines ersten sauerstoffangereicherten Gases (233, 533) aus dem im Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (14) gebildeten Dampf (232) und zu dessen Einleitung in die Einzelsäule (4) und mit
    • einer Gasproduktleitung zum Abziehen eines zweiten Teils (19, 20, 1064) der stickstoffreichen Fraktion (5, 7, 8) als gasförmiges Stickstoffprodukt,
    gekennzeichnet durch
    • eine Flüssigproduktleitung (15, 16), die mit dem Verflüssigungsraum des Kondensator-Verdampfers (14) verbunden ist, durch
    • die Anordnung des Kondensator-Verdampfers (14) innerhalb eines von der Einzelsäule (4) getrennten Behälters und durch
    • eine Entspannungsmaschine (23) zur arbeitsleistenden Entspannung eines zweiten sauerstoffangereicherten Gases (221, 521) aus einer der Säulen (546) des Destilliersystems und/oder aus dem Verdampfungsraum des Kondensator-Verdampfers (14).
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