JP2011027318A - 空気液化分離方法及び装置 - Google Patents

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Abstract

【課題】液体製品を採取する際の装置価格を低減できる空気液化分離方法及び装置を提供する。
【解決手段】原料空気の全量を中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力の昇圧原料空気とする原料空気圧縮工程と、昇圧原料空気から不純物を除去して昇圧精製空気とする吸着精製工程と、昇圧精製空気と昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流工程と、循環空気を２分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して膨張用空気とする冷却工程と、膨張用空気を第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させて低温空気とする膨張工程と、低温空気の一部を中圧塔に導入する工程と、低温空気の残部を温度回復させて帰還空気とする昇温工程と、該帰還空気を昇圧して昇圧帰還空気とする循環圧縮工程と、中圧塔導入空気を中圧塔に導入する工程とを有している。
【選択図】図１

Description

本発明は、空気液化分離方法及び装置に関し、詳しくは、圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて深冷分離することによって少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離方法及び装置に関する。
工業的に酸素、窒素及びアルゴンを製造する場合には、空気を原料とし、中圧塔、低圧塔からなる複精留塔で分離する、いわゆる深冷式空気液化分離装置による製造が一般的である。この深冷式空気液化分離装置では、製品の５％程度を液体酸素、液体窒素、液体アルゴンとして製造できる。しかし、更に多くの液体製品を製造する場合には、液化プロセスの追加が必要である。
液化プロセスは、原料空気、窒素ガス等を圧縮、循環、断熱膨張させ、プロセスに必要な寒冷を得るプロセスであり、それぞれのプロセスについて、多くの技術が開示されている（例えば、特許文献１参照。）。
このような液化プロセスでは、循環流体が一部液化された状態で蒸留塔に供給され、熱的に見合う液体製品が採取される。低圧及び／又は中圧の窒素ガスを圧縮して循環流体とする窒素循環液化プロセスに比較して、より圧力の高い原料空気の一部を圧縮して循環流体とする空気循環液化プロセスは、循環流体の圧縮に必要な消費動力が少なく、基本的に優位なプロセスである。
しかし、製品液量、特に液体窒素が多い場合は、空気循環液化プロセスでは中圧塔に供給される原料空気の液化率が上昇するため、中圧塔の蒸留条件が低下して対応が困難となる。一方、窒素循環液化プロセスでは、液製品に見合う液体窒素を中圧塔に供給するプロセスであり、製品液量が多い場合でも、中圧塔の蒸留条件は低下しない。つまり、製品液量が比較的少ない場合には、消費動力がより少ない空気循環液化プロセスが優位となるが、製品液量が比較的多い場合には、窒素循環液化プロセスのみが対応可能となる。
また、単精留塔プロセスに空気循環プロセスを利用したプロセスが知られている（例えば、特許文献２，３，４参照。）。いずれも単精留塔の運転圧力と同程度の原料空気の一部を循環させて常温まで昇温後に原料空気圧縮機に導入し、外部から導入した原料空気とともに圧縮することにより、プロセスを循環させるようにしている。これらのプロセスでは、循環する原料空気には、水蒸気や二酸化炭素が含まれていないのに、循環空気も前処理装置を循環するプロセスとなっているので、前処理吸着装置が必要以上に大型化される無駄があった。
さらに、複精留塔プロセスに空気循環液化プロセスを利用したプロセスも知られている（例えば、特許文献５，６参照。）。例えば、原料空気は圧縮機で４６０ｋＰａ（ゲージ圧、以下、ｋＰａＧと表記する）まで昇圧されて精製された後、膨張タービンで処理された循環空気の一部と共に循環空気圧縮機に導入され、必要な圧力まで昇圧される。これらの循環空気は、熱交換器で所定の温度まで冷却された後、膨張タービンに導入され、装置に必要な寒冷が発生する。膨張タービンで処理された循環空気の一部は中圧塔に導入され、残りは原料空気と共に循環圧縮機に導入される。このプロセスでは、中圧塔の運転圧力は約４８０ｋＰａＧであり、膨張タービン吐出圧力、前処理装置運転圧力と同程度となっている。
また、製品酸素を採取する空気液化分離装置であって、採取する液体酸素量比の変更が可能なプロセスも知られており（例えば、特許文献７，８参照。）、例えば、中圧塔からの流体を前処理設備の後流に導入して原料空気と共に昇圧するようにしている。また、中圧塔からの流体を、原料空気と共に圧縮機で中圧塔の運転圧力よりも高い圧力まで圧縮するプロセスも知られている（例えば、特許文献９参照。）。しかし、このプロセスでは、冷却装置や前処理吸着装置で循環流体も処理しているので、これらに多くの処理能力が必要となる。
特許第３２１３８４６号公報 特公昭５６−０３４７８７号公報 特公昭６０−０４４５８４号公報 実開昭５４−０９５５５２号公報 特開平０６−１５９９２９号公報 特開平０６−１５９９３０号公報 特開平１０−０５４６５７号公報 特開平１０−０５４６５８号公報 特開平０６−３００４３５号公報
上述のように、液化プロセスとして多くの提案がなされており、空気循環液化プロセスでは、プロセス上の効率改善を主な目的としているが、装置価格改善の点では未だ十分なものとはいえない。
そこで本発明は、製品として少なくとも液体酸素を採取する空気循環液化プロセスにおける装置価格の低減を図ることができる空気液化分離方法及び装置を提供することを目的としている。
上記目的を達成するため、本発明の第１の構成は、圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離方法において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮工程と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着精製工程と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流工程と、該循環空気を２分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して膨張用空気とする冷却工程と、該膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させることにより低温空気とする膨張工程と、該低温空気の一部を前記中圧塔に導入する工程と、該低温空気の残部を温度回復させて帰還空気とする昇温工程と、該帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮工程と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する工程とを備えていることを特徴としている。
また、本発明の第２の構成は、圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離方法において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮工程と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着精製工程と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流工程と、該循環空気を３分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して冷膨張用空気とし、さらに、第３分流空気を前記第２設定温度より高い第３設定温度に冷却して温膨張用空気とする冷却工程と、前記冷膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させることにより第１低温空気とする第１膨張工程と、前記温膨張用空気を前記第２設定圧力に断熱膨張させることにより前記第１設定温度より高い温度の第２低温空気とする第２膨張工程と、該第１低温空気の一部を前記中圧塔に導入する工程と、該第１低温空気の残部と前記第２低温空気とを温度回復させて帰還空気とする昇温工程と、該帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮工程と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する工程とを備えていることを特徴としている。
さらに、前記第１の構成又は第２の構成において、前記循環空気を、前記第１設定圧力より高い圧力に昇圧する循環空気昇圧工程を備えていることを特徴としている。
また、本発明の第３の構成は、圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離装置において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮機と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着装置と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流管路と、該循環空気を２分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して膨張用空気とする主熱交換器と、該膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させて低温空気とする膨張タービンと、該低温空気の一部を前記中圧塔に導入する配管と、該低温空気の残部を前記主熱交換器で温度回復させた帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮機と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する配管とを備えていることを特徴としている。
さらに、本発明の第４の構成は、圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離装置において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮機と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着装置と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流管路と、該循環空気を３分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して冷膨張用空気とし、さらに、第３分流空気を前記第２設定温度より高い第３設定温度に冷却して温膨張用空気とする主熱交換器と、前記冷膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させて第１低温空気とする冷膨張タービンと、前記温膨張用空気を前記第２設定圧力に断熱膨張させて第２低温空気とする温膨張タービンと、前記第１低温空気の一部を前記中圧塔に導入する配管と、該第１低温空気の残部と前記第２低温空気とを前記主熱交換器で温度回復させた帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮機と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する配管とを備えていることを特徴としている。
加えて、前記第３の構成又は第４の構成において、前記循環空気を、前記第１設定圧力より高い圧力に昇圧する循環空気圧縮機を備えていること、前記循環空気昇圧機が、前記膨張タービンに設けられた膨張タービン制動ブロワであること、前記膨張タービンの制動を、ブロワ、発電機、油圧ポンプのいずれかで行うことを特徴としている。
本発明によれば、従来は中圧塔の運転圧力に対応した圧力に昇圧されていた原料空気の全量を中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力、例えば、中圧塔の運転圧力に対して少なくとも１．５倍程度の圧力に昇圧し、その状態で原料空気に含まれる水蒸気、二酸化炭素等の不純物を吸着除去するようにしているため、従来の一般的な空気液化分離装置に比較して吸着装置及びその周辺の配管を小型にすることができる。また、原料空気に含まれる水蒸気の分圧が相対的に低くなるので、水分を吸着除去するための吸着剤の必要量を低減できるとともに、吸着剤の再生に要するエネルギも低減することができる。したがって、従来と同程度の消費動力で装置価格等を低減することができる。
本発明の第１形態例を示す空気液化分離装置の系統図である。 本発明の第２形態例を示す空気液化分離装置の要部系統図である。 本発明の第３形態例を示す空気液化分離装置の要部系統図である。 本発明の第４形態例を示す空気液化分離装置の要部系統図である。 本発明の第５形態例を示す空気液化分離装置の要部系統図である。 本発明の第６形態例を示す空気液化分離装置の要部系統図である。
図１の第１形態例に示す空気液化分離装置は、圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔１１及び低圧塔１２にて低温蒸留することにより、液体製品として、液体酸素ＬＯ２、液体粗アルゴンＬＡｒ及び液体窒素ＬＮ２を採取するとともに、ガス製品として酸素ガスＧＯ２及び窒素ガスＧＮ２を採取するもので、主要構成機器として、原料空気圧縮機１３，吸着装置１４，循環圧縮機１５，主熱交換器１６，膨張タービン１７，主凝縮器１８，粗アルゴン塔１９，アルゴン凝縮器２０，過冷器２１を備えている。
まず、原料空気の全量は、原料空気圧縮機１３で中圧塔１１の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮工程に導入される。昇圧原料空気は、冷却器１３ａで冷却され、ドレンセパレータ１３ｂで凝縮水を分離した後、吸着精製工程を行う吸着装置１４に導入される。吸着装置１４では、原料空気中に含まれている水蒸気や二酸化炭素等の不純物が吸着剤に吸着されて除去され、昇圧原料空気が精製されて昇圧精製空気となる。この昇圧精製空気は、冷却器１４ａで冷却された後、循環空気合流管路５１を構成する一方の配管５１ａを通り、循環圧縮機１５から他方の合流管路である配管５１ｂに吐出された昇圧帰還空気と合流して循環空気合流工程が行われ、配管５１ｃを流れる循環空気となる。
配管５１ｃの循環空気は、配管５２の第１分流空気と配管５３の第２分流空気とに２分流されてから冷却工程を行う主熱交換器１６に導入される。第１分流空気は、主熱交換器１６で第１設定温度に冷却され、主熱交換器１６の冷端から配管５４に導出されて中圧塔導入空気となる。この中圧塔導入空気は、弁３１で中圧塔１１の運転圧力に対応する圧力に減圧され、大部分が液化した状態で配管５５から中圧塔１１の下部に導入される。
配管５３の第２分流空気は、主熱交換器１６での冷却工程で前記第１設定温度より高い温度の第２設定温度に冷却され、主熱交換器１６の冷端に到達する前に配管５６に抜き出されて膨張用空気となり、膨張タービン１７に導入される。膨張用空気は、膨張タービン１７で前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張する膨張工程が行われて配管５７の低温空気となる。この低温空気は、配管５７から配管５８と配管５９とに分流し、配管５９に分流した低温空気は、弁３２を経て配管６０から中圧塔１１の下部に上昇ガスとして導入される。
前記配管５８に分流した低温空気の残部は、主熱交換器１６の冷端に導入されて昇温工程が行われ、前記第１分流空気及び第２分流空気と熱交換して各分流空気を所定温度に冷却するとともに自身は常温付近まで温度回復し、配管６１の帰還空気となる。この帰還空気は、循環圧縮機１５に吸引されて循環圧縮工程が行われ、前記昇圧精製空気に対応した圧力に昇圧された後、前記配管５１ｂに吐出されて前記配管５１ａの昇圧精製空気に合流し、配管５１ｃの前記循環空気となる。
配管５５及び配管６０から中圧塔１１の下部に導入された原料空気は、該中圧塔１１での蒸留操作により、中圧塔頂部の中圧窒素富化ガスと中圧塔底部の酸素富化液とに分離する。酸素富化液は、中圧塔底部から配管６２に抜き出され、過冷器２１で冷却された後、配管６３と配管６４とに分流し、配管６４の酸素富化液は、弁３３で低圧塔１２の運転圧力に対応した圧力に減圧された後、配管６５を通って低圧塔１２の中間部に還流液として導入される。
また、配管６３を流れる酸素富化液は、弁３４で減圧された後、粗アルゴン塔１９の上部に設けられたアルゴン凝縮器２０に導入される。アルゴン凝縮器２０で気化した酸素富化ガスは、配管６６を通って低圧塔１２の中間部に上昇ガスとして導入される。低圧塔１２に導入された酸素富化液及び酸素富化ガス中の酸素分は、低圧塔１２での蒸留操作によって低圧塔底部に濃縮されて低圧液体酸素となる。この低圧液体酸素の一部は、配管６７に抜き出され、過冷器２１で冷却された後に製品液体酸素として配管６８から採取される。
前記中圧塔頂部の中圧窒素富化ガスは、配管６９を通って低圧塔底部に配置された主凝縮器１８に導入され、前記低圧液体酸素と間接熱交換を行い、低圧液体酸素を気化させて低圧酸素ガスにするとともに、自身は液化して液体窒素となる。この液体窒素は、一部が配管７０を通って中圧塔１１の上部に還流液として戻され、液体窒素の残部は、配管７１を通って過冷器２１で冷却された後、一部が配管７２に分流して製品液体窒素として採取される。大部分の液体窒素は、弁３５で低圧塔１２の運転圧力に対応した圧力に減圧された後、配管７３を通って低圧塔１２の上部に還流液として導入される。
さらに、低圧塔１２の中間部からは、配管７４にアルゴンに富んだガス流体（フィードアルゴン）が抜き出されて粗アルゴン塔１９の下部に導入され、粗アルゴン塔１９での蒸留操作によって粗アルゴン塔頂部にアルゴンが濃縮された粗アルゴンガスが分離し、粗アルゴン塔底部にはアルゴン濃度が低下した液体が分離する。このアルゴン濃度が低下した液体は、粗アルゴン塔底部から配管７５に抜き出され、低圧塔１２の中間部に下降液として戻される。
粗アルゴン塔頂部の粗アルゴンガスは、配管７６を経てアルゴン凝縮器２０に導入され、このアルゴン凝縮器２０で前記酸素富化液と熱交換することにより液化して液体粗アルゴンとなる。この液体粗アルゴンは、一部が製品の液体粗アルゴンとして配管７７から採取され、残部の液体粗アルゴンは、配管７８を通って粗アルゴン塔１９の上部に還流液として導入される。
前記低圧塔１２での蒸留操作によって低圧塔頂部に濃縮された低圧窒素ガスは、配管７９に抜き出されて過冷器２１に導入され、前記各液体の冷却源として用いられた後、配管８０を経て主熱交換器１６の冷端に導入される。また、前記主凝縮器１８で気化した低圧酸素ガスは、一部が配管８１に抜き出されて主熱交換器１６の冷端に導入され、残りの大部分の低圧酸素ガスは低圧塔１２の上昇ガスとなる。さらに、低圧塔１２の中上部からは、低圧塔１２内を上昇するガスの一部が廃ガスＷＧとして配管８２に抜き出され、過冷器２１の冷却源となった後、主熱交換器１６の冷端に導入される。
これらの低圧窒素ガス、低圧酸素ガス及び廃ガスは、主熱交換器１６の温端から導入される前記各分流空気と熱交換を行い、温度回復して常温に昇温した後、低圧窒素ガスは配管８３から製品窒素ガスとして採取され、低圧酸素ガスは配管８４から製品酸素ガスとして採取され、廃ガスは配管８５に抜き出された後、前記吸着装置１４の再生ガスなどとして用いられる。
このように形成された空気液化分離装置において、原料空気圧縮機１３で原料空気を昇圧した昇圧原料空気の第１設定圧力は、中圧塔１１の運転圧力より高い圧力に設定される。一般的に、中圧塔１１、低圧塔１２、主凝縮器１８を備えた複精留塔における中圧塔１１の運転圧力は約５００ｋＰａＧであり、配管６０から中圧塔１１の下部に導入される低温空気の圧力も同程度となり、配管６１を流れる帰還空気も中圧塔１１の運転圧力と同程度の約５００ｋＰａＧとなることから、この循環空気を昇圧する循環圧縮機１５の圧縮比を１．５〜１．８とすれば、循環圧縮機１５の吐出圧力に等しい圧力の昇圧原料空気の圧力、即ち第１設定圧力は、約７５０ｋＰａＧ（５００ｋＰａＧ×１．５）〜９００ｋＰａＧ（５００ｋＰａＧ×１．８）となる。
したがって、本形態例では、原料空気から不純物を除去する吸着装置１４の運転圧力は、従来の通常の空気液化分離装置の場合と比較して１．５倍程度となるので、吸着装置１４における吸着器本体や周辺配管の小型化を図ることができ、装置価格を低減することができる。すなわち、従来の吸着装置と比較すると、吸着装置１４の吸着筒の筒径を小さくできるので吸着筒材料価格が低減し、また、原料空気に同伴される水蒸気量が減少するので、水蒸気の吸着除去に必要なアルミナゲル量を少なくすることができることから、吸着装置全体としての設備コストを大幅に低減することができる。また、原料空気に含まれる水蒸気量が少なくなるので、原料空気を低温に冷却する必要がなくなり、冷却設備に要するコストも削減できる。
以下に記載する本発明の他の形態例の説明において、前記第１形態例に示した空気液化分離装置の構成要素と同一の構成要素には同一の符号を付して詳細な説明は省略する。また、中圧塔や低圧塔の周辺の構成は、前記第１形態例と同様の構成を採用することができるので、これらの部分の図示及び説明は省略する。
図２の第２形態例に示す空気液化分離装置は、循環圧縮機１５を第１圧縮段１５ａ、第２圧縮段１５ｂを有する多段圧縮機とし、第１圧縮段１５ａから吐出された昇圧帰還空気と昇圧精製空気とを合流させて循環空気とし、該循環空気を循環圧縮機１５の第２圧縮段１５ｂで循環空気昇圧工程を行うことで更に昇圧して高圧の循環空気とした後、膨張タービン１７の制動ブロワ２２で第２の循環空気昇圧工程を行うことで更に高圧に昇圧するように形成している。
すなわち、原料空気圧縮機１３で全量が第１設定圧力に昇圧された原料空気を吸着装置１４で精製した昇圧精製空気は、循環空気合流管路５１の配管５１ａを通り、第１圧縮段１５ａから吐出されてアフタークーラで冷却された配管５１ｂの昇圧帰還空気と配管５１ｃに合流し、第２圧縮段１５ｂで第１設定圧力より高い圧力に昇圧されて高圧の循環空気となる。
循環圧縮機１５から吐出された高圧の循環空気は、一部が前記配管５２に分流し、前記同様に、主熱交換器１６に導入されて第１設定温度に冷却され、配管５４、弁３１、配管５５を経て大部分が液化した状態で中圧塔１１の下部に導入される。
配管５３に分流した高圧の循環空気の残部は、膨張タービン１７の制動ブロワ２２に導入されて更に高圧に昇圧された後、配管８６を経て主熱交換器１６に導入され、第１設定温度より高い温度の第２設定温度に冷却され、主熱交換器１６の冷端に到達する前に配管５６に抜き出されて膨張用空気となり、膨張タービン１７に導入される。膨張用空気は、膨張タービン１７で第１設定圧力より低い圧力の第２設定圧力に断熱膨張して配管５７の低温空気となる。この低温空気の一部は、配管５９に分流して弁３２及び配管６０を経て中圧塔の下部に導入され、低温空気の残部は、配管５８に分流して主熱交換器１６の冷端に導入され、温度回復して配管６１の帰還空気となり、循環圧縮機１５の第１圧縮段１５ａに吸引されて循環する。
このように、循環空気昇圧工程で循環空気を昇圧して更に高圧の循環空気とすることにより、膨張タービン１７での膨張率を高くすることができ、寒冷発生量を増大させることができる。
図３の第３形態例に示す空気液化分離装置は、膨張工程を行う膨張タービンとして、相対的に温度が低い前記第２設定温度の膨張用空気（冷膨張用空気）を断熱膨張させる冷膨張タービン１７ａと、第２設定温度より相対的に温度が高い第３設定温度の膨張用空気（温膨張用空気）を断熱膨張させる温膨張タービン１７ｂとを設けるとともに、両膨張タービン１７ａ，１７ｂの制動用として、冷膨張タービン制動ブロワ２２ａ及び温膨張タービン制動ブロワ２２ｂをそれぞれ設けている。
前記第２形態例と同様に、昇圧精製空気と昇圧帰還空気とが合流後に循環圧縮機１５の第２圧縮段１５ｂで昇圧されて高圧となった循環空気は、配管５２の第１分流空気と配管５３の第２分流空気とに分流し、配管５３に分流した第２分流空気は、冷膨張タービン制動ブロワ２２ａで更に昇圧され、配管８６から主熱交換器１６に導入されて前記第２設定温度に冷却された状態で配管５６に抜き出されて冷膨張用空気となる。この冷膨張用空気は、冷膨張タービン１７ａで第１膨張工程が行われて前記第２設定圧力に断熱膨張することにより、前記第１設定温度付近の第１低温空気となる。
第１低温空気の一部は、配管５７から配管５９に分流し、弁３２及び配管６０を経て中圧塔１１の下部に導入され、配管５８に分流した残部の第１低温空気は、主熱交換器１６の冷端に導入されて温度回復することにより配管６１の帰還空気となり、循環圧縮機１５の第１圧縮段１５ａに吸引されて前記同様に循環する。
一方、配管５２に分流した第１分流空気は、温膨張タービン制動ブロワ２２ｂで更に昇圧されて配管８７から主熱交換器１６に導入され、前記第２設定温度より高い温度の第３設定温度に冷却され、一部が第３分流空気として分流し、配管８８に抜き出されて温膨張用空気となる。この温膨張用空気は、温膨張タービン１７ｂで第２膨張工程が行われて前記第２設定圧力に断熱膨張することにより、前記第１設定温度より高く、第３設定温度より低い温度の第２低温空気となり、該第２低温空気の温度に対応した位置の配管８９から主熱交換器１６に導入され、温度回復中の第１低温空気に合流して配管６１に導出されて帰還空気となり、循環圧縮機１５に循環する。第１分流空気の残部は、主熱交換器１６で第１設定温度に冷却され、配管５４，弁３１，配管５５を経て中圧塔１１に導入される。
このように、膨張工程を、温・冷の２工程に分割することにより、膨張タービンによる断熱膨張を効率よく行うことができ、中圧塔１１に導入する原料空気を効果的に冷却することができる。
図４の第４形態例に示す空気液化分離装置は、前記第３形態例における循環圧縮機１５を、第１圧縮段１５ａ、第２圧縮段１５ｂ、第３圧縮段１５ｃを有する多段圧縮機としたものである。循環圧縮機１５の第２圧縮段１５ｂで昇圧された循環空気は、前記同様に、配管５２の第１分流空気と配管５３の第２分流空気とに分流し、第１分流空気は、温膨張タービン制動ブロワ２２ｂで更に昇圧されて配管８７から主熱交換器１６に導入され、一部が前記第３設定温度で配管８８に第３分流空気として分流し、温膨張用空気となって温膨張タービン１７ｂに導入される。温膨張タービン１７ｂで第２設定圧力に断熱膨張することによって前記同様の第２低温空気となり、配管８９から主熱交換器１６に導入されて温度回復した後に配管６１を経て循環圧縮機１５に循環する。
一方、配管５３の第２分流空気は、第３圧縮段１５ｃ及び冷膨張タービン制動ブロワ２２ａで更に高圧に昇圧されてから配管８６を経て主熱交換器１６に導入され、前記第２設定温度で配管５６に抜き出されて冷膨張用空気となり、冷膨張タービン１７ａで第２設定圧力に断熱膨張することにより、前記第１設定温度付近の第１低温空気となる。配管５７の第１低温空気の一部は、配管５９から弁３２及び配管６０を経て中圧塔１１の下部に導入され、残部の第１低温空気は、配管５８から主熱交換器１６に導入されて前記第２低温空気と合流し、温度回復して配管６１の帰還空気となり、循環圧縮機１５に吸引されて循環する。
図５の第５形態例に示す空気液化分離装置は、前記第４形態例における冷膨張タービン制動ブロワ２２ａに代えて発電機２３を設置し、冷膨張タービン１７ａの制動を発電機２３で行うようにするとともに、配管５３に分流して循環圧縮機１５の第３圧縮段１５ｃで昇圧した第２分流空気をそのままの圧力で配管９０から主熱交換器１６に導入するようにしたものである。このように、膨張タービンの制動には、ブロワ制動以外の電動機制動やオイル制動を採用することができる。
図６の第６形態例に示す空気液化分離装置は、原料空気圧縮機１３で中圧塔１１の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧され、吸着装置１４で精製された後の昇圧精製空気と、循環圧縮機１５で昇圧されて更に冷膨張タービン制動ブロワ２２ａ及び温膨張タービン制動ブロワ２２ｂで昇圧された後の昇圧帰還空気とを合流させるように形成している。
すなわち、吸着装置１４から配管９１に導出された昇圧精製空気は、循環空気合流管路を構成する配管９２と配管９３とに分流する。一方、配管６１の帰還空気を循環圧縮機１５で昇圧した昇圧帰還空気は、冷膨張タービン制動ブロワ２２ａに向かう配管９４と温膨張タービン制動ブロワ２２ｂに向かう配管９５とに分流する。
配管９４に分流して冷膨張タービン制動ブロワ２２ａで更に昇圧された昇圧帰還空気は、循環空気合流管路を構成する配管９６を通って前記配管９２からの昇圧精製空気と合流し、配管９７を通って主熱交換器１６に導入され、第２設定温度に冷却されて配管５６に抜き出され、前記冷膨張用空気となって冷膨張タービン１７ａに導入される。
配管９５に分流して温膨張タービン制動ブロワ２２ｂで更に昇圧された昇圧帰還空気は、循環空気合流管路を構成する配管９８を通って前記配管９３からの昇圧精製空気と合流し、配管９９を通って主熱交換器１６に導入され、一部が第３設定温度に冷却された段階で配管８８に抜き出され、温膨張用空気となって温膨張タービン１７ｂに導入され、残部は第１設定温度に冷却された後、配管５４の中圧塔導入空気となって中圧塔１１に導入される。
なお、各形態例では、液体製品として、液体酸素ＬＯ２、液体粗アルゴンＬＡｒ及び液体窒素ＬＮ２を採取する例を挙げたが、液体製品として液体酸素ＬＯ２のみを採取する空気液化分離装置にも適用可能であり、液体酸素ＬＯ２と液体粗アルゴンＬＡｒ、液体酸素ＬＯ２と液体窒素ＬＮ２の組み合わせも可能である。また、循環圧縮機には、吸入圧力、吐出圧力、処理量に応じて４段以上の圧縮段を有する圧縮機を用いることができる。
次に、前記第３形態例に示した空気液化分離装置を使用して、液体酸素１５００Ｎｍ３／ｈ、液体窒素１０００Ｎｍ３／ｈ及び液体アルゴン５０Ｎｍ３／ｈを採取する場合の具体例を説明する。なお、［Ｎｍ３／ｈ］は、０℃、１気圧に換算した１時間当たりの流量を表している。
まず、原料空気（８８００Ｎｍ３／ｈ）は、全量が原料空気圧縮機１３で約８５０ｋＰａＧまで昇圧された後、活性アルミナゲル及びゼオライトを使用した吸着装置１４に導入され、原料空気中に含まれている水蒸気や二酸化炭素等の不純物が吸着除去されて精製される。精製された原料空気（昇圧精製空気）は、循環圧縮機１５の第１圧縮段１５ａと第２圧縮段１５ｂとの間に導入され、第１圧縮段１５ａから吐出される昇圧帰還空気（１２８００Ｎｍ３／ｈ）と合流し、第２圧縮段１５ｂにて２７００ｋＰａＧに昇圧されて循環空気となる。
循環空気の一部（第１分流空気７７００Ｎｍ３／ｈ）は、温膨張タービン制動ブロワ２２ｂで４０００ｋＰａＧに昇圧されてから主熱交換器１６に導入される。第１分流空気の一部（第３分流空気４０００Ｎｍ３／ｈ）は、主熱交換器１６で第３設定温度に冷却された段階で主熱交換器１６から抜き出され、温膨張タービン１７ｂに導入されて第２設定圧力に断熱膨張することにより第２低温空気となる。第１分流空気の残部（３７００Ｎｍ３／ｈ）は、主熱交換器１６で第１設定温度まで冷却され、弁３１で中圧塔対応圧力に減圧された後、配管５５を通って中圧塔１１に導入される。
循環空気の残部（第２分流空気１３９００Ｎｍ３／ｈ）は、冷膨張タービン制動ブロワ２２ａで４０００ｋＰａＧに昇圧されて主熱交換器１６に導入され、主熱交換器１６で第２設定温度に冷却されてから冷膨張タービン１７ａに導入されて断熱膨張することにより第１低温空気となる。第１低温空気の一部（８８００Ｎｍ３／ｈ）は、主熱交換器１６に導入されて前記第２低温空気と合流し、原料空気（循環空気）の冷却源となることにより温度回復して帰還空気となる。第１低温空気の残部（５１００Ｎｍ３／ｈ）は、弁３２、配管６０を通って中圧塔１１の下部に導入される。
中圧塔１１に導入された原料空気（配管５５からの３７００Ｎｍ３／ｈ、配管６０からの５１００Ｎｍ３／ｈ）は、中圧塔１１、低圧塔１２及び粗アルゴン塔１９で低温蒸留されることにより、液体酸素１５００Ｎｍ３／ｈ、液体窒素１０００Ｎｍ３／ｈ、液体アルゴン５０Ｎｍ３／ｈの液体製品と、酸素ガス、窒素ガスのガス製品と、廃ガスとになる。
主要な配管を流れる気液の流量、温度、圧力、酸素組成を表１に示すとともに、本実施例における吸着装置と従来技術の吸着装置とを比較した吸着装置における主な仕様を表２に示す。なお、表２における活性アルミナ量以下は、従来装置を１００としたときの相対値である。
Figure 2011027318
Figure 2011027318
１１…中圧塔、１２…低圧塔、１３…原料空気圧縮機、１４…吸着装置、１５…循環圧縮機、１５ａ…第１圧縮段、１５ｂ…第２圧縮段、１５ｃ…第３圧縮段、１６…主熱交換器、１７…膨張タービン、１７ａ…冷膨張タービン、１７ｂ…温膨張タービン、１８…主凝縮器、１９…粗アルゴン塔、２０…アルゴン凝縮器、２１…過冷器、２２…制動ブロワ、２２ａ…冷膨張タービン制動ブロワ、２２ｂ…温膨張タービン制動ブロワ、２３…発電機、５１…循環空気合流管路

Claims (8)

  1. 圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離方法において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮工程と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着精製工程と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流工程と、該循環空気を２分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して膨張用空気とする冷却工程と、該膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させることにより低温空気とする膨張工程と、該低温空気の一部を前記中圧塔に導入する工程と、該低温空気の残部を温度回復させて帰還空気とする昇温工程と、該帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮工程と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する工程とを備えていることを特徴とする空気液化分離方法。
  2. 圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離方法において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮工程と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着精製工程と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流工程と、該循環空気を３分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して冷膨張用空気とし、さらに、第３分流空気を前記第２設定温度より高い第３設定温度に冷却して温膨張用空気とする冷却工程と、前記冷膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させることにより第１低温空気とする第１膨張工程と、前記温膨張用空気を前記第２設定圧力に断熱膨張させることにより前記第１設定温度より高い温度の第２低温空気とする第２膨張工程と、該第１低温空気の一部を前記中圧塔に導入する工程と、該第１低温空気の残部と前記第２低温空気とを温度回復させて帰還空気とする昇温工程と、該帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮工程と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する工程とを備えていることを特徴とする空気液化分離方法。
  3. 前記循環空気を、前記第１設定圧力より高い圧力に昇圧する循環空気昇圧工程を備えていることを特徴とする請求項１又は２記載の空気液化分離方法。
  4. 圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離装置において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮機と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着装置と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流管路と、該循環空気を２分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して膨張用空気とする主熱交換器と、該膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させて低温空気とする膨張タービンと、該低温空気の一部を前記中圧塔に導入する配管と、該低温空気の残部を前記主熱交換器で温度回復させた帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮機と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する配管とを備えていることを特徴とする空気液化分離装置。
  5. 圧縮、精製、冷却した原料空気を中圧塔及び低圧塔にて低温蒸留することにより少なくとも液体酸素を製品として採取する空気液化分離装置において、原料空気の全量を前記中圧塔の運転圧力より高い第１設定圧力に昇圧して昇圧原料空気とする原料空気圧縮機と、該昇圧原料空気から不純物を吸着除去して昇圧精製空気とする吸着装置と、該昇圧精製空気と後述する昇圧帰還空気とを合流させて循環空気とする循環空気合流管路と、該循環空気を３分流した第１分流空気を第１設定温度に冷却して中圧塔導入空気とし、第２分流空気を前記第１設定温度より高い第２設定温度に冷却して冷膨張用空気とし、さらに、第３分流空気を前記第２設定温度より高い第３設定温度に冷却して温膨張用空気とする主熱交換器と、前記冷膨張用空気を前記第１設定圧力より低い第２設定圧力に断熱膨張させて第１低温空気とする冷膨張タービンと、前記温膨張用空気を前記第２設定圧力に断熱膨張させて第２低温空気とする温膨張タービンと、前記第１低温空気の一部を前記中圧塔に導入する配管と、該第１低温空気の残部と前記第２低温空気とを前記主熱交換器で温度回復させた帰還空気を昇圧して前記昇圧帰還空気とする循環圧縮機と、前記中圧塔導入空気を前記中圧塔に導入する配管とを備えていることを特徴とする空気液化分離装置。
  6. 前記循環空気を、前記第１設定圧力より高い圧力に昇圧する循環空気圧縮機を備えていることを特徴とする請求項４又は５記載の空気液化分離装置。
  7. 前記循環空気昇圧機は、前記膨張タービンに設けられた膨張タービン制動ブロワであることを特徴とする請求項６記載の空気液化分離装置。
  8. 前記膨張タービンの制動を、ブロワ、発電機、油圧ポンプのいずれかで行うことを特徴とする請求項４乃至６いずれか１項記載の空気液化分離装置。
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