JP5005708B2 - 空気分離方法及び装置 - Google Patents
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Description
本発明は、空気分離方法およびその装置に関し、詳しくは、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留することにより酸素を製品として採取する空気分離方法およびその装置に関する。
空気を深冷分離して製品酸素ガスを製造する方法としては、図５に示すような複式精留プロセスが最も一般的な方法となっている（非特許文献１参照）。
図５に示す従来の複式精留プロセスの空気分離装置１２１は、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと酸素富化液体に分離する高圧塔１０９と、減圧した前記酸素富化液体を低温蒸留して低圧窒素ガスと高純液化酸素に分離する低圧塔１０８と、前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器１０６と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１２４とを主な構成要素としている。
通常、製品酸素ガスは低圧塔１０８塔底部から、製品窒素ガスは低圧塔１０８塔頂部からそれぞれ採取される。
図５に示す従来の複式精留プロセスの空気分離装置１２１は、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと酸素富化液体に分離する高圧塔１０９と、減圧した前記酸素富化液体を低温蒸留して低圧窒素ガスと高純液化酸素に分離する低圧塔１０８と、前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器１０６と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１２４とを主な構成要素としている。
通常、製品酸素ガスは低圧塔１０８塔底部から、製品窒素ガスは低圧塔１０８塔頂部からそれぞれ採取される。
図５に示す複式精留プロセスにおいて消費動力を削減する方法の一つに、高圧塔１０９塔頂部から中圧窒素ガスを採取する方法がある。製品として圧力の高い窒素が必要な場合、採取した中圧窒素ガスを圧縮することにより窒素圧縮機の動力を低減したり、製品窒素の圧力が中圧窒素ガスの圧力と同程度かそれよりも低い場合は、窒素圧縮機を省略したりすることが可能となる。また、窒素が不要な場合においても採取した中圧窒素ガスを膨張タービンで膨張させて、動力を回収することができる。
図５に示す複式精留プロセスでは、この中圧窒素ガスの採取率が原料空気量の５〜１０％程度であるが、これを増やす方法として低圧塔１０８へ導入する液体の酸素濃度を高くする方法が考えられる。比較的高い酸素濃度の液体を低圧塔１０８に導入することにより、低圧塔１０８回収部のＬ／Ｖを大きくすることが可能となるため主凝縮器１０６で蒸発ガス化する酸素ガスの流量を小さくすることができ、主凝縮器１０６の交換熱量も小さくすることが可能になる。
したがって、高圧塔１０９塔頂部から導出された中圧窒素ガスのうち主凝縮器１０６に導入される中圧窒素ガスの流量割合を小さくすることができ、採取可能な中圧窒素ガス流量を増やすことができる。
したがって、高圧塔１０９塔頂部から導出された中圧窒素ガスのうち主凝縮器１０６に導入される中圧窒素ガスの流量割合を小さくすることができ、採取可能な中圧窒素ガス流量を増やすことができる。
また、上述のように低圧塔１０８へ導入する液体の酸素濃度を高くして、低圧塔１０８回収部のＬ／Ｖを改善する場合において、中圧窒素ガスを採取する替わりに膨張タービンに供給するガスの流量を増やすことにより発生寒冷量を増やして液化製品の採取量を増やすことが可能となる。
また、上述のように低圧塔１０８へ導入する液体の酸素濃度を高くして、低圧塔１０８回収部のＬ／Ｖを改善する場合において、中圧窒素ガスを採取する替わりに高圧塔１０９に導入する高圧の原料空気量を減量し、原料空気の一部を低圧で低圧塔１０８に供給し、空気圧縮機の消費動力を低減することが可能となる。
これらを実現するためのプロセスを図６に示す。
これらを実現するためのプロセスを図６に示す。
図６に示す参考プロセスは、図５に示した従来プロセスを改良したもので、この空気分離装置２２１は、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと酸素富化液体に分離する高圧塔２０９と、減圧した前記酸素富化液体を低温蒸留して低圧窒素ガスと低純液化酸素に分離する第１低圧塔２８１と、加圧した前記低純液化酸素を低温蒸留して低純窒素ガスと高純液化酸素に分離する第２低圧塔２８２と、前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器２０６と、前記低純窒素ガスと前記低純液化酸素とを間接熱交換させて低純窒素ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低純液化酸素を蒸発ガス化して低純酸素ガスを得る中間凝縮器２１６と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスＧＯとして採取する製品回収経路Ｌ２２４と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品中圧窒素ガスＭＧＮとして採取する製品回収経路Ｌ２０７とを主な構成要素としている。
製品酸素ガスは第２低圧塔２８２塔底部から、製品窒素ガスは第１低圧塔２８１塔頂部および高圧塔２０９塔頂部からそれぞれ採取される。
製品酸素ガスは第２低圧塔２８２塔底部から、製品窒素ガスは第１低圧塔２８１塔頂部および高圧塔２０９塔頂部からそれぞれ採取される。
図５に示す従来プロセスでは低圧塔中部に酸素濃度４０％程度の酸素富化液体が導入されるのに対し、図６に示す参考プロセスでは、酸素濃度４０％程度の酸素富化液体が予め第１低圧塔で蒸留分離され、酸素濃度９０％以上に濃縮した低純液化酸素が第２低圧塔中部に導入される。
これにより、第２低圧塔回収部の蒸留効率を改善してＬ／Ｖを大きくすることができるため、主凝縮器で蒸発ガス化する高純酸素ガスの流量を小さくすることができ、中圧窒素ガスの採取量を増やしたり、液化製品の採取量を増やしたり、原料空気の一部を低圧で供給したりすることができる。
これにより、第２低圧塔回収部の蒸留効率を改善してＬ／Ｖを大きくすることができるため、主凝縮器で蒸発ガス化する高純酸素ガスの流量を小さくすることができ、中圧窒素ガスの採取量を増やしたり、液化製品の採取量を増やしたり、原料空気の一部を低圧で供給したりすることができる。
しかし、図６に示す参考プロセスでは、高圧塔の運転圧力が図５の従来プロセスのそれに比べて大幅に高くなり、空気圧縮機の消費動力が大幅に増加する問題がある。
この理由は、中間凝縮器２１６において、第１低圧塔２８１塔底部の低純液化酸素を第２低圧塔２８２塔頂部の低純窒素ガスで蒸発ガス化させなければならないプロセス上の制約により、例えば第１低圧塔２８１の運転圧力を０．１３ＭＰａＡとした揚合に第２低圧塔２８２の運転圧力を０．４７ＭＰａＡ程度まで上げる必要があり、同様に主凝縮器２０６において第２低圧塔２８２塔底部の高純液化酸素を高圧塔２０９塔頂部の中圧窒素ガスで蒸発ガス化させなければならないプロセス上の制約により、高圧塔の運転圧力を１．４３ＭＰａＡ程度まで上げる必要があるためである。
この理由は、中間凝縮器２１６において、第１低圧塔２８１塔底部の低純液化酸素を第２低圧塔２８２塔頂部の低純窒素ガスで蒸発ガス化させなければならないプロセス上の制約により、例えば第１低圧塔２８１の運転圧力を０．１３ＭＰａＡとした揚合に第２低圧塔２８２の運転圧力を０．４７ＭＰａＡ程度まで上げる必要があり、同様に主凝縮器２０６において第２低圧塔２８２塔底部の高純液化酸素を高圧塔２０９塔頂部の中圧窒素ガスで蒸発ガス化させなければならないプロセス上の制約により、高圧塔の運転圧力を１．４３ＭＰａＡ程度まで上げる必要があるためである。
辰巳 高司、橋本 秀之 「冷凍空調便覧」２巻、第６版、４０２〜４０６頁、(社）日本冷凍空調学会
本発明の課題は、前記参考プロセスにおいて、第２低圧塔回収部を改善して中圧窒素ガスの採取量を増やしたり、液化製品の採取量を増やしたり、原料空気の１部を低圧で供給したりする場合においても、第２低圧塔の運転圧力を下げ、高圧塔の運転圧力および原料空気圧力を下げて消費動力を低減できるような空気分離方法およびその装置を提供することを目的としている。
前記課題を達成するため、本発明の空気分離方法は、原料空気を深冷液化分離して製品酸素を採取する空気分離方法において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと第１酸素富化液体とに分離する第１分離工程と、前記第１酸素富化液体を減圧後に低温蒸留して第１低圧窒素ガスと第２酸素富化液体とに分離する第２分離工程と、互いに間接熱交換可能とされた蒸発蒸留通路と凝縮蒸留通路を備えた熱交換型蒸留器の蒸発蒸留通路で前記第２酸素富化液体を凝縮蒸留通路との間接熱交換により加熱して前記第２酸素富化液体の一部を蒸発ガス化しつつ蒸留して第１酸素富化ガスと低純液化酸素とに分離する第３分離工程と、前記低純液化酸素を低温蒸留して第２酸素富化ガスと高純液化酸素とに分離する第４分離工程と、前記熱交換型蒸留器の凝縮蒸留通路で前記第２酸素富化ガスを蒸発蒸留通路との間接熱交換により冷却して前記第２酸素富化ガスの一部を凝縮液化しつつ蒸留して第２低圧窒素ガスと第３酸素富化液体とに分離する第５分離工程と、前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換して中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る間接熱交換工程と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収工程とを含むことを特徴としている。
さらに、本発明の空気分離方法は、前記構成の空気分離方法において、装置の運転に必要な寒冷を得るため、前記原料空気の一部を膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程、または前記中圧窒素ガスの一部を膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程、または前記第１低圧窒素ガスの一部または全量を膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程、または前記第２低圧窒素ガスの一部または全量を膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程のいずれかの工程を含むことを特徴としている。
また、本発明の空気分離装置は、原料空気を深冷液化分離して製品酸素を採取する空気分離装置において、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと第１酸素富化液体とに分離する高圧塔と、前記第１酸素富化液体を減圧後に低温蒸留して第１低圧窒素ガスと第２酸素冨化液体とに分離する第１低圧塔と、互いに間接熱交換可能とされた凝縮蒸留通路および蒸発蒸留通路を備え、凝縮蒸留通路が蒸発蒸留通路との間接熱交換により前記第２酸素富化液体の一部を加熱して蒸発ガス化しつつ蒸留して第１酸素富化ガスと低純液化酸素とに分離するものであり、蒸発蒸留通路が凝縮蒸留通路との間接熱交換により後記第２酸素富化ガスの一部を冷却して凝縮液化しつつ蒸留して第２低圧窒素ガスと第３酸素富化液体とに分離するものである熱交換型蒸留器と、前記低純液化酸素を低温蒸留して第２酸素富化ガスと高純液化酸素とに分離する第２低圧塔と、前記中圧窒素ガスと高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路を備えたことを特徴としている。
本発明によれば、凝縮蒸留通路と蒸発蒸留通路とにより構成され、両通路間で熱交換させながら同時に各通路内で蒸留することが可能な熱交換型蒸留器を用いて、効率的に第１低圧塔と第２低圧塔とを熱結合することができ、従来のプロセスを用いた場合に比べて、中圧窒素ガスの採取量を増やしたり、液採取量を増やしたり、原料空気の一部を低圧で供給したりしつつ、原料空気圧力の上昇を抑えて、装置全体の消費動力を低減することができる。
本発明の空気分離装置の第１実施形態を図１に示す。
この例の空気分離装置２１は、原料空気を圧縮する空気圧縮機１と、圧縮された原料空気の圧縮熱を取り除く空気予冷器２と、空気予冷器２を経た原料空気中の不純物（水分、二酸化炭素等）を除去する精製器３と、精製器３を経た原料空気を冷却する主熱交換器４と、主熱交換器４を経た原料空気を低温蒸留によって塔上部の中圧窒素ガスと塔底部の第１酸素富化液体とに分離する高圧塔９と、前記第１酸素富化液体を減圧後に低温蒸留して塔上部の第１低圧窒素ガスと塔底部の第２酸素富化液体とに分離する第１低圧塔８１と、互いに間接熱交換可能とされた凝縮蒸留通路５１および蒸発蒸留通路５２を備え、凝縮蒸留通路５１が蒸発蒸留通路５２との間接熱交換により前記第２酸素富化液体の一部を加熱して蒸発ガス化しつつ蒸留して第１酸素富化ガスと低純液化酸素とに分離するものであり、蒸発蒸留通路５２が凝縮蒸留通路５１との間接熱交換により後記第２酸素富化ガスの一部を冷却して凝縮液化しつつ蒸留して第２低圧窒素ガスと第３酸素富化液体とに分離するものである熱交換型蒸留器５と、前記低純液化酸素を低温蒸留して第２酸素富化ガスと高純液化酸素とに分離する第２低圧塔８２と、前記中圧窒素ガスと高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスの一部を凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器６と、前記中圧窒素ガスの一部または全量を導入して装置に必要な寒冷を得る膨張タービン１０と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ２４と、前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に製品中圧窒素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ７と、ブロワ１１と、過冷器７とを主な構成要素とする。
この例の空気分離装置２１は、原料空気を圧縮する空気圧縮機１と、圧縮された原料空気の圧縮熱を取り除く空気予冷器２と、空気予冷器２を経た原料空気中の不純物（水分、二酸化炭素等）を除去する精製器３と、精製器３を経た原料空気を冷却する主熱交換器４と、主熱交換器４を経た原料空気を低温蒸留によって塔上部の中圧窒素ガスと塔底部の第１酸素富化液体とに分離する高圧塔９と、前記第１酸素富化液体を減圧後に低温蒸留して塔上部の第１低圧窒素ガスと塔底部の第２酸素富化液体とに分離する第１低圧塔８１と、互いに間接熱交換可能とされた凝縮蒸留通路５１および蒸発蒸留通路５２を備え、凝縮蒸留通路５１が蒸発蒸留通路５２との間接熱交換により前記第２酸素富化液体の一部を加熱して蒸発ガス化しつつ蒸留して第１酸素富化ガスと低純液化酸素とに分離するものであり、蒸発蒸留通路５２が凝縮蒸留通路５１との間接熱交換により後記第２酸素富化ガスの一部を冷却して凝縮液化しつつ蒸留して第２低圧窒素ガスと第３酸素富化液体とに分離するものである熱交換型蒸留器５と、前記低純液化酸素を低温蒸留して第２酸素富化ガスと高純液化酸素とに分離する第２低圧塔８２と、前記中圧窒素ガスと高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスの一部を凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器６と、前記中圧窒素ガスの一部または全量を導入して装置に必要な寒冷を得る膨張タービン１０と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ２４と、前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に製品中圧窒素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ７と、ブロワ１１と、過冷器７とを主な構成要素とする。
次に、この空気分離装置２１を用いた空気分離方法の第１実施形態を説明する。
原料空気が、空気圧縮機１で圧縮され、空気予冷器２で常温付近まで冷却された後、精製器３において、原料空気中の水分および二酸化炭素等の不純物が吸着除去される。精製器３を経た原料空気は、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４において、露点付近まで冷却され、経路Ｌ５を経て、高圧塔９に導入される。
原料空気が、空気圧縮機１で圧縮され、空気予冷器２で常温付近まで冷却された後、精製器３において、原料空気中の水分および二酸化炭素等の不純物が吸着除去される。精製器３を経た原料空気は、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４において、露点付近まで冷却され、経路Ｌ５を経て、高圧塔９に導入される。
高圧塔９に導入された原料空気は、後述する中圧液化窒素との気液接触により蒸留され、塔頂に向かって窒素成分が濃縮する。高圧塔９の塔頂部から導出された中圧窒素ガスの一部は経路Ｌ６に分岐され、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品中圧窒素ガスＭＧＮとして採取される。
中圧窒素ガスの残部は、経路Ｌ８を経て主凝縮器６に導入され、後述する第２低圧塔８２塔底部の高純液化酸素との間接熱交換により、高純液化酸素を蒸発させ、自らは全量凝縮して中圧液化窒素となる。凝縮した中圧液化窒素の一部は高圧塔９の還流液として経路Ｌ９を経て高圧塔９の塔頂部に導入される。
中圧液化窒素の残部は、過冷器７を経て冷却され、減圧弁Ｖ１で減圧された後に第１低圧塔８１の塔頂部に導入される。
また、高圧塔９の塔底部より導出された第１酸素富化液体は、過冷器７を経て冷却され、減圧弁Ｖ２で減圧された後に第１低圧塔８１の下部に導入される。
中圧液化窒素の残部は、過冷器７を経て冷却され、減圧弁Ｖ１で減圧された後に第１低圧塔８１の塔頂部に導入される。
また、高圧塔９の塔底部より導出された第１酸素富化液体は、過冷器７を経て冷却され、減圧弁Ｖ２で減圧された後に第１低圧塔８１の下部に導入される。
第１低圧塔８１では、減圧弁Ｖ１で減圧された前記中圧液化窒素と、減圧弁Ｖ２で減圧された前記第１酸素富化液体と、後述する第１酸素富化ガスとが蒸留され、第１低圧塔８１の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。第１低圧塔８１の塔頂部から経路Ｌ１４に第１低圧窒素ガスが導出され、過冷器７、主熱交換器４を経て、熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品低圧窒素ガスＧＮとして採取される。製品低圧窒素ガスＧＮの一部または全量は、精製器３の再生用に用いることができる。
第１低圧塔８１の塔底部からは経路Ｌ１６に第２酸素富化液体が導出され、熱交換型蒸留器５の蒸発蒸留通路５２の上部に導入される。
熱交換型蒸留器５の蒸発蒸留通路５２では、上部から導入された前記第２酸素富化液体が蒸発蒸留通路５２内を下降する過程で凝縮蒸留通路５１内の流体と熱交換して一部蒸発しながら蒸留され、蒸発蒸留通路５２の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。
熱交換型蒸留器５の蒸発蒸留通路５２では、上部から導入された前記第２酸素富化液体が蒸発蒸留通路５２内を下降する過程で凝縮蒸留通路５１内の流体と熱交換して一部蒸発しながら蒸留され、蒸発蒸留通路５２の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。
熱交換型蒸留器５の蒸発蒸留通路５２の上部から経路Ｌ１７に導出された第１酸素富化ガスは、第１低圧塔８１の下部に導入され、蒸発蒸留通路５２の下部から経路Ｌ１８に導出された低純液化酸素は第２低圧塔８２の中部または上部に導入される。通常、蒸発蒸留通路５２の運転圧力は、第２低圧塔８２の運転圧力よりも低いが、その圧力差は比較的小さいため、経路Ｌ１８における低純液化酸素の液ヘッドにより送液することが可能であるが、必要に応じて経路Ｌ１８に液ポンプを設けて送液することができる。
第２低圧塔８２では、蒸発蒸留通路５２から経路Ｌ１８を経て導入された低純液化酸素と、後述する第３酸素富化液体と、主凝縮器６で蒸発した前記高純酸素ガスの一部とが蒸留され、第２低圧塔８２の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。
第２低圧塔８２の塔頂部から経路Ｌ１９に導出された第２酸素富化ガスは、熱交換型蒸留器５の凝縮蒸留通路５１の下部に導入され、第２低圧塔８２の塔底部から経路Ｌ２３に導出された高純酸素ガスの一部は、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品酸素ガスＧＯとして採取される。
第２低圧塔８２の塔頂部から経路Ｌ１９に導出された第２酸素富化ガスは、熱交換型蒸留器５の凝縮蒸留通路５１の下部に導入され、第２低圧塔８２の塔底部から経路Ｌ２３に導出された高純酸素ガスの一部は、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品酸素ガスＧＯとして採取される。
熱交換型蒸留器５の凝縮蒸留通路５１では、下部から導入された前記第２酸素富化ガスが凝縮蒸留通路５１内を上昇する過程で蒸発蒸留通路５２の流体と熱交換して一部凝縮しながら蒸留され、凝縮蒸留通路５１の上部に窒素成分が、下部に酸素成分が濃縮する。
熱交換型蒸留器５の凝縮蒸留通路５１の上部から経路Ｌ２１に導出された第２低圧窒素ガスは、過冷器７、主熱交換器４を経て、熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品低圧窒素ガスＧＮとして採取される。凝縮蒸留通路５１の下部から経路Ｌ２０に導出された第３酸素富化液体は、第２低圧塔８２の上部に導入される。
製品液化酸素ＬＯを採取する場合、第２低圧塔８２塔底部の前記高純液化酸素を経路Ｌ２５へ導出して採取することができ、製品液化窒素ＬＮを採取する場合、前記中圧液化窒素の一部を経路Ｌ２６に分岐して採取することができる。
装置の運転に必要な寒冷は、高圧塔９の塔頂部から導出、分岐され、熱回収された中圧窒素ガスの一部または全量を経路Ｌ２に分岐し、ブロワ１１で昇圧した後に膨張タービン１０に導入し、膨張させて得ることができる。ブロワ１１で中圧窒素ガスの昇圧を行う際には、膨張タービン１０と同軸とし、膨張タービン１０で原料空気を断熱膨張させる際に得られる動力を利用してブロワ１１を駆動するのが好ましい。
図１に破線で示すように第２低圧窒素ガスは経路Ｌ２１に導出された後に第１低圧塔８１の中間部に導入することもできる。
また、図２に示した第２実施形態の空気分離装置２２のように、装置の運転に必要な寒冷を圧縮、精製された原料空気の一部を経路Ｌ３１に分岐し、ブロワ３１で昇圧した後に膨張タービン３０に導入し、膨張させて得ることもできる。膨張した原料空気は、経路Ｌ３２を経て第１低圧塔８１に導入される。
また、図３に示した第３実施形態の空気分離装置２３のように、装置の運転に必要な寒冷を製品低圧窒素ガスＧＮの一部を経路Ｌ４１に分岐し、ブロワ４１で昇圧した後に膨張タービン４０に導入し、膨張させて得ることもできる。この場合、膨張タービン４０で必要な膨張比が得られるように製品低圧窒素ガスＧＮの圧力を高くする必要があり、装置全体の圧力を上げて運転される。
このように構成した空気分離装置において、従来のプロセスを用いた場合に比べて、中圧窒素ガスの採取量を増やしつつ、原料空気圧力の上昇を抑えて、装置全体の消費動力を低減することができるようになる。
次に、図５に示す従来プロセス、図６に示す参考プロセスと比較して、図１に示した第１実施形態における作用効果を説明する。
第１実施形態の構成要素と実質的に同一とみなせる従来プロセスの構成要素には１００を加算した数字からなる符号を、また参考プロセスの構成要素には２００を加算した数字からなる符号をそれぞれ付してある。
第１実施形態の構成要素と実質的に同一とみなせる従来プロセスの構成要素には１００を加算した数字からなる符号を、また参考プロセスの構成要素には２００を加算した数字からなる符号をそれぞれ付してある。
図５に示す従来プロセスの空気分離装置１２１は、先に述べたように、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと酸素富化液体に分離する高圧塔１０９と、減圧した前記酸素富化液体を低温蒸留して低圧窒素ガスと高純液化酸素に分離する低圧塔１０８と、前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器１０６と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路Ｌ１２４とを主な構成要素としている。
図５に示す従来プロセスでは、中圧窒素ガスを採取する場合、高圧塔１０９塔頂部から導出した中圧窒素ガスの一部を熱回収後に製品中圧窒素ガスＭＧＮとして採取することができる。
さらに高い圧力の窒素ガスを製造する場合、製品中圧窒素ガスＭＧＮを窒素圧縮機で昇圧したり、窒素が不要な場合においても、製品中圧窒素ガスＭＧＮを膨張タービンで膨張させて動力を回収したりすることにより装置全体の消費動力を低減することができる。
さらに高い圧力の窒素ガスを製造する場合、製品中圧窒素ガスＭＧＮを窒素圧縮機で昇圧したり、窒素が不要な場合においても、製品中圧窒素ガスＭＧＮを膨張タービンで膨張させて動力を回収したりすることにより装置全体の消費動力を低減することができる。
しかしながら、製品中圧窒素ガスの採取量を増やすにつれて、主凝縮器１０６に導入される中圧窒素ガスが減少し、主凝縮器１０６の交換熱量が減少し、低圧塔１０８塔底部で蒸発ガス化する高純酸素ガス量が減少する。
低圧塔１０８回収部の上昇ガスは、低圧塔１０８回収部の蒸留に寄与しており、低圧塔１０８塔底部の酸素濃度、低圧塔１０８中部に導入される液体の酸素濃度、圧力等により、低圧塔１０８回収部に必要な上昇ガス量が決まる。
したがって、低圧塔１０８塔底部で蒸発ガス化する高純酸素ガス量が減少すると、低圧塔１０８塔底部の酸素濃度を維持するために、製品酸素ガスを減量して低圧塔１０８回収部の上昇ガス量を維持する必要があり、酸素回収率が低下する。
この制約により、従来プロセスにおける中圧窒素ガスの原料空気量に対する採取率は５〜１０％程度が最適となる。
低圧塔１０８回収部の上昇ガスは、低圧塔１０８回収部の蒸留に寄与しており、低圧塔１０８塔底部の酸素濃度、低圧塔１０８中部に導入される液体の酸素濃度、圧力等により、低圧塔１０８回収部に必要な上昇ガス量が決まる。
したがって、低圧塔１０８塔底部で蒸発ガス化する高純酸素ガス量が減少すると、低圧塔１０８塔底部の酸素濃度を維持するために、製品酸素ガスを減量して低圧塔１０８回収部の上昇ガス量を維持する必要があり、酸素回収率が低下する。
この制約により、従来プロセスにおける中圧窒素ガスの原料空気量に対する採取率は５〜１０％程度が最適となる。
ところで、低圧塔回収部に必要な上昇ガス量は、低圧塔中部に導入する液体の酸素濃度を高くすることにより小さくすることができるため、酸素回収率を維持しながら、製品中圧窒素ガスの採取量を増やしたい場合、低圧塔中部に導入する液体の酸素濃度を高くすればよい。これを実現するためのプロセスが図６に示したものである。
図６に示す参考プロセスの空気分離装置２２１は、先に述べたように、圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと酸素富化液体に分離する高圧塔２０９と、減圧した前記酸素富化液体を低温蒸留して低圧窒素ガスと低純液化酸素に分離する第１低圧塔２８１と、加圧した前記低純液化酸素を低温蒸留して低純窒素ガスと高純液化酸素に分離する第２低圧塔２８２と、前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器２０６と、前記低純窒素ガスと前記低純液化酸素とを間接熱交換させて低純窒素ガスを凝縮液化して低純液化窒素を得ると同時に低純液化酸素を蒸発ガス化して低純酸素ガスを得る中間凝縮器２１６と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスＧＯとして採取する製品回収経路Ｌ２２４と、前記中圧酸素ガスの一部を熱回収後に製品中圧窒素ガスＭＧＮとして採取する製品回収経路Ｌ２０７とを主な構成要素としている。
図５の従来プロセスでは低圧塔１０８に導入する酸素富化液体の酸素濃度が４０％程度であるが、図６の参考プロセスでは、酸素富化液体を第１低圧塔２８１で予め低圧窒素ガスと酸素濃度９０％以上の低純液化酸素に蒸留分離し、この低純液化酸素を第２低圧塔２８２中部に導入するため、第２低圧塔２８２回収部に必要な上昇ガス量を少なくすることができ、したがって酸素回収率を維持したままで製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量を増やすことができる。
しかし、図６の参考プロセスにおいては、中間凝縮器２１６において、第１低圧塔２８１塔底部の低純液化酸素を第２低圧塔２８２塔頂部の低純窒素ガスで蒸発ガス化させなければならないプロセス上の制約により、例えば第１低圧塔２８１の運転圧力を０．１３ＭＰａＡとした場合に第２低圧塔２８２の運転圧力を０．４７ＭＰａＡ程度まで上げる必要がある。
同様に主凝縮器２０６において、第２低圧塔２８２塔底部の高純液化酸素を高圧塔２０９塔頂部の中圧窒素ガスで蒸発ガス化させるために高圧塔２０９の運転圧力を１．４３ＭＰａＡ程度まで上げる必要があるため、原料空気圧力は１．４７ＭＰａＡ程度となり、空気圧縮機２０１の消費動力が大幅に上昇する問題がある。
同様に主凝縮器２０６において、第２低圧塔２８２塔底部の高純液化酸素を高圧塔２０９塔頂部の中圧窒素ガスで蒸発ガス化させるために高圧塔２０９の運転圧力を１．４３ＭＰａＡ程度まで上げる必要があるため、原料空気圧力は１．４７ＭＰａＡ程度となり、空気圧縮機２０１の消費動力が大幅に上昇する問題がある。
これに対して、本発明の第１実施形態では、第２低圧塔８２回収部で必要な上昇ガス量を少なくして製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量を増加させる参考プロセスと同様の工夫をした場合においても、熱交換型蒸留器５を用いて、効率的に第１低圧塔と第２低圧塔を熱統合することにより、第２低圧塔８２の運転圧力上昇を抑えることができる。
図６の参考プロセスでは、中間凝縮器２１６において低純液化酸素と低純窒素ガスとを熱交換させ、低純液化酸素を蒸発ガス化させると同時に低純窒素ガスを凝縮液化させるのに対して、本発明のプロセスでは、熱交換型蒸留器５において、蒸発蒸留通路５２と凝縮蒸留通路５１とを熱交換させ、蒸発蒸留通路５２を下降する液体を蒸発ガス化させると同時に凝縮蒸留通路５１を上昇するガスを凝縮液化させている。熱交換型蒸留器５では、熱交換と蒸留が同時に行われるため、各通路では蒸留により上部に窒素成分が濃縮し、下部に酸素成分が濃縮する。
したがって、熱交換型蒸留器５の上部では窒素富化流体どうしの熱交換となり、下部では酸素富化流体どうしの熱交換となるため、互いの通路を近い圧力で運転することが可能になる。したがって、第２低圧塔８２の圧力上昇を抑え、原料空気圧力を図１の従来プロセスと同程度とすることができるため、効率的に製品中圧窒素ガスＭＧＮを採取し、消費動力を低減することができる。
したがって、熱交換型蒸留器５の上部では窒素富化流体どうしの熱交換となり、下部では酸素富化流体どうしの熱交換となるため、互いの通路を近い圧力で運転することが可能になる。したがって、第２低圧塔８２の圧力上昇を抑え、原料空気圧力を図１の従来プロセスと同程度とすることができるため、効率的に製品中圧窒素ガスＭＧＮを採取し、消費動力を低減することができる。
また、製品中圧窒素ガスＭＧＮを採取する替わりに、膨張タービンへ導入する中圧窒素ガスを増量し、寒冷発生量を増やして液化製品を採取することもできる。製品液化酸素ＬＯは第２低圧塔８２塔底部から経路Ｌ２５へ導出して採取され、製品液化窒素ＬＮは主凝縮器６で凝縮液化し、第１低圧塔に導入される中圧液化窒素の一部を経路Ｌ２６に導出して採取される。
図２に示す第２実施形態のプロセスの場合、経路Ｌ３１に分岐してブロワ３１、膨張タービン３０に供給される原料空気の割合を増やすことにより、発生寒冷量を増やして製品液化酸素ＬＯまたは製品液化窒素ＬＮを採取することが可能になる。膨張タービン３０の原料空気量を増やして高圧塔９に供給される原料空気量を減らした場合、主凝縮器６に導入される中圧窒素ガスが減少し、主凝縮器６の交換熱量が減少するため、第２低圧塔８２回収部の上昇ガス量が減少する傾向にあるが、製品中圧窒素ガスＭＧＮを減量することにより主凝縮器６の交換熱量を一定にすることで膨張タービン３０での寒冷発生量増加による液化製品量の増量に対応可能となる。
図３に示す第３実施形態のプロセスの場合、装置全体の運転圧力を上げて、膨張タービン４０に供給される廃ガスの圧力を高くすることにより、発生寒冷量を増やして製品液化酸素ＬＯまたは製品液化窒素ＬＮを採取することが可能になる。装置の運転圧力を上げると精留塔内の蒸留効率が低下し、第２低圧塔８２回収部において必要な上昇ガス量が増加する傾向にあるが、製品中圧窒素ガスＭＧＮを減量することにより主凝縮器６の交換熱量を大きくすることで運転圧力の上昇に対応可能となる。
次に本発明の第４実施形態を図４に示す。この空気分離装置２４は、第１実施形態の空気分離装置２１に加えて原料空気の一部を圧縮する低圧空気圧縮機９１と、低圧空気予冷器９２と、低圧精製器９３とが構成機器として追加されている。
この空気分離装置２４を用いた実施形態を前述の第１の実施形態との違いを中心に説明する。
装置に必要な原料空気の一部が、空気圧縮機１で圧縮され、第１の実施形態と同様に精製された後に主熱交換器４を経て高圧塔９に供給される。一方、装置に必要な原料空気の残部は、低圧空気圧縮機９１で圧縮され、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４で冷却された後に第１低圧塔８１に供給される。
保冷外槽１５の内部では、第１実施形態と同様に高圧塔９、第１低圧塔８１、第２低圧塔８２、熱交換型蒸留器５、主凝縮器６、過冷器７などにより、蒸留、熱交換が行われ、製品酸素ガスＧＯ、製品低圧窒素ガスＧＮ、製品中圧窒素ガスＭＧＮ、製品液化酸素ＬＯ、製品液化窒素ＬＮが採取される。
この空気分離装置２４を用いた実施形態を前述の第１の実施形態との違いを中心に説明する。
装置に必要な原料空気の一部が、空気圧縮機１で圧縮され、第１の実施形態と同様に精製された後に主熱交換器４を経て高圧塔９に供給される。一方、装置に必要な原料空気の残部は、低圧空気圧縮機９１で圧縮され、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４で冷却された後に第１低圧塔８１に供給される。
保冷外槽１５の内部では、第１実施形態と同様に高圧塔９、第１低圧塔８１、第２低圧塔８２、熱交換型蒸留器５、主凝縮器６、過冷器７などにより、蒸留、熱交換が行われ、製品酸素ガスＧＯ、製品低圧窒素ガスＧＮ、製品中圧窒素ガスＭＧＮ、製品液化酸素ＬＯ、製品液化窒素ＬＮが採取される。
このように構成した空気分離装置において、製品中圧窒素ガスＭＧＮを減量することにより、前述の説明の通り、従来プロセスを用いた場合に比べて、高圧塔９に供給される原料空気を減量することが可能になり、したがって装置に必要な原料空気の一部を低圧で供給することが可能となるため、装置全体の消費動力を低減することができるようになる。
（実施例１）
図１に示した第１実施形態の空気分離装置２１を用いて、流量１０００の原料空気から酸素濃度９９．６％以上の製品酸素ガスと、許容酸素濃度１ｐｐｍの製品中圧窒素ガスとを採取する場合の実施例を示す。
圧縮、精製された流量１０００、０．５５ＭＰａＡ、４０℃の原料空気は、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４において、露点付近まで冷却され、０．５３ＭＰａＡで運転される高圧塔９に導入される。高圧塔９に導入された原料空気は、酸素濃度１ｐｐｍの中圧窒素ガスと酸素濃度３９．７％の第１酸素富化液体とに分離され、高圧塔９の塔頂部から導出された中圧窒素ガスのうち流量２８０は、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出される。
図１に示した第１実施形態の空気分離装置２１を用いて、流量１０００の原料空気から酸素濃度９９．６％以上の製品酸素ガスと、許容酸素濃度１ｐｐｍの製品中圧窒素ガスとを採取する場合の実施例を示す。
圧縮、精製された流量１０００、０．５５ＭＰａＡ、４０℃の原料空気は、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４において、露点付近まで冷却され、０．５３ＭＰａＡで運転される高圧塔９に導入される。高圧塔９に導入された原料空気は、酸素濃度１ｐｐｍの中圧窒素ガスと酸素濃度３９．７％の第１酸素富化液体とに分離され、高圧塔９の塔頂部から導出された中圧窒素ガスのうち流量２８０は、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出される。
この中圧窒素ガスのうち流量２００が製品中圧窒素ガスとして採取され、のこり流量８０が経路Ｌ２に分岐され、ブロワ１１で昇圧され、保冷外槽１５に導入され、主熱交換器４において冷却され、膨張タービン１０に導入される。膨張タービン１０に導入された中圧窒素ガスは、膨張して装置の運転に必要な寒冷を発生させた後に経路Ｌ３を経て後述する第１低圧窒素ガスと合流し、主熱交換器４で熱回収され、製品低圧窒素ガスＧＮとして採取される。
高圧塔９の塔頂部から導出された中圧窒素ガスの残部は、経路Ｌ８を経て主凝縮器６に導入され、第２低圧塔８２塔底部の高純液化酸素との間接熱交換により、高純液化酸素を蒸発させ、自らは全量凝縮して中圧液化窒素となる。
高圧塔９の塔頂部から導出された中圧窒素ガスの残部は、経路Ｌ８を経て主凝縮器６に導入され、第２低圧塔８２塔底部の高純液化酸素との間接熱交換により、高純液化酸素を蒸発させ、自らは全量凝縮して中圧液化窒素となる。
凝縮した中圧液化窒素の一部は高圧塔９の還流液として高圧塔９の塔頂部に導入される。中圧液化窒素の残部は、過冷器７を経て冷却され、減圧弁Ｖ１で減圧された後に０．１３ＭＰａＡで運転される第１低圧塔８１の塔頂部に導入される。また、高圧塔９の塔底部より導出された第１酸素富化液体は、過冷器７を経て冷却され、減圧弁Ｖ２で減圧された後に第１低圧塔８１の下部に導入される。
第１低圧塔８１および熱交換型蒸留器５の蒸発蒸留通路５２では、第１酸素富化液体が蒸留され、酸素濃度１．７％の第１低圧窒素ガスと、酸素濃度８９．８％の低純液化酸素とに分離される。第１低圧塔８１塔頂部から導出された第１低圧窒素ガスは、熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品低圧窒素ガスとして採取される。
第１低圧塔８１および熱交換型蒸留器５の蒸発蒸留通路５２では、第１酸素富化液体が蒸留され、酸素濃度１．７％の第１低圧窒素ガスと、酸素濃度８９．８％の低純液化酸素とに分離される。第１低圧塔８１塔頂部から導出された第１低圧窒素ガスは、熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品低圧窒素ガスとして採取される。
また、蒸発蒸留通路５２の下部から導出された低純液化酸素は０．１３ＭＰａＡで運転される第２低圧塔８２の中部に導入される。第２低圧塔８２および熱交換型蒸留器５の凝縮蒸留通路５１では、低純液化酸素が蒸留され、酸素濃度６．１％の第２低圧窒素ガスと、酸素濃度９９．６％の高純液化窒素とに分離される。
第２低圧塔８２の塔底部の主凝縮器６で蒸発ガス化した高純酸素ガスのうち流量２００は、第２低圧塔８２の塔底部から導出され、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品酸素ガスＧＯとして採取される。
第２低圧塔８２の塔底部の主凝縮器６で蒸発ガス化した高純酸素ガスのうち流量２００は、第２低圧塔８２の塔底部から導出され、主熱交換器４で熱回収された後に保冷外槽１５から導出され、製品酸素ガスＧＯとして採取される。
プロセスの性能を評価するため、実施例１について従来プロセスの装置１２１、参考プロセスの装置２２１との消費動力の比較を行った。
その結果を表１に示す。
製品酸素ガスは流量２００、圧力０．５０ＭＰａＡとし、製品窒素ガスは流量２００、圧力１．５０ＭＰａＡとした。保冷外槽１５から採取された酸素ガスおよび窒素ガスをそれぞれ酸素圧縮機および窒素圧縮機で圧縮して製造することとし、空気圧縮機の動力に加えて、これらの圧縮機の動力も含めて比較した。動力は図１の従来プロセスの合計値を１００としたときの値である。
その結果を表１に示す。
製品酸素ガスは流量２００、圧力０．５０ＭＰａＡとし、製品窒素ガスは流量２００、圧力１．５０ＭＰａＡとした。保冷外槽１５から採取された酸素ガスおよび窒素ガスをそれぞれ酸素圧縮機および窒素圧縮機で圧縮して製造することとし、空気圧縮機の動力に加えて、これらの圧縮機の動力も含めて比較した。動力は図１の従来プロセスの合計値を１００としたときの値である。
図５の従来プロセスでは製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が６０であるため、これを中圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給し、製品窒素ガスのうち残り１４０は製品低圧窒素ガスＧＮを低圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給する。
同様に図６の参考プロセスでは製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が８０であるため、これを中圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給し、製品窒素ガスのうち残り１２０は製品低圧窒素ガスＧＮを低圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給する。
本発明のプロセスでは、製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が２００であるため、これを中圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給し、低圧窒素圧縮機による低圧窒素ガスの圧縮は不要となる。
同様に図６の参考プロセスでは製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が８０であるため、これを中圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給し、製品窒素ガスのうち残り１２０は製品低圧窒素ガスＧＮを低圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給する。
本発明のプロセスでは、製品中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が２００であるため、これを中圧窒素圧縮機で１．５０ＭＰａＡまで圧縮して供給し、低圧窒素圧縮機による低圧窒素ガスの圧縮は不要となる。
図６の参考プロセスは、図５の従来プロセスに比べて中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が増えており、窒素圧縮機の消費動力は低減されているが、空気圧縮機の消費動力が大幅に増加しているため全体としては２０％以上消費動力が大きくなっている。
これに対して、本発明のプロセスは、中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が増えて窒素圧縮機の消費動力が低減され、なお且つ熱交換型蒸留器５を用いることにより、原料空気の圧力が従来プロセスと同程度に抑えられているため、全体の消費動力は図５の従来プロセスと比較して８％程度低減されている。
これに対して、本発明のプロセスは、中圧窒素ガスＭＧＮの採取量が増えて窒素圧縮機の消費動力が低減され、なお且つ熱交換型蒸留器５を用いることにより、原料空気の圧力が従来プロセスと同程度に抑えられているため、全体の消費動力は図５の従来プロセスと比較して８％程度低減されている。
（実施例２）
次に、図１に示した第１実施形態２１の空気分離装置を用いて、流量１０００の原料空気から酸素濃度９９．６％以上の製品酸素ガスに加えて製品液化酸素を最大量採取する場合の実施例を示す。
以下に、実施例１との主な違いを示す。
高圧塔９の塔頂部から導出、分岐され、主熱交換器４で熱回収された流量２８０の中圧窒素ガスは、全てブロワ１１、膨張タービン１０に導入され、装置の運転に必要な寒冷を発生させる。第２低圧塔８２塔底部の高純液化酸素の一部は経路Ｌ２５に導出され、製品液化酸素ＬＯとして採取される。
次に、図１に示した第１実施形態２１の空気分離装置を用いて、流量１０００の原料空気から酸素濃度９９．６％以上の製品酸素ガスに加えて製品液化酸素を最大量採取する場合の実施例を示す。
以下に、実施例１との主な違いを示す。
高圧塔９の塔頂部から導出、分岐され、主熱交換器４で熱回収された流量２８０の中圧窒素ガスは、全てブロワ１１、膨張タービン１０に導入され、装置の運転に必要な寒冷を発生させる。第２低圧塔８２塔底部の高純液化酸素の一部は経路Ｌ２５に導出され、製品液化酸素ＬＯとして採取される。
プロセスの性能を評価するため、実施例２について従来プロセスの装置１２１、参考プロセスの装置２２１との消費動力および製品液化酸素採取量の比較を行った。
その結果を表２に示す。
製品酸素ガスと製品液化酸素の合計流量は２００とし、製品酸素ガスの圧力は０．５０ＭＰａＡとした。保冷外槽から採取された酸素ガスを酸素圧縮機で圧縮して製品酸素ガスを製造することとし、空気圧縮機の動力に加えて、これらの圧縮機の動力も含めて比較した。動力は図１の従来プロセスの合計値を１００としたときの値である。
その結果を表２に示す。
製品酸素ガスと製品液化酸素の合計流量は２００とし、製品酸素ガスの圧力は０．５０ＭＰａＡとした。保冷外槽から採取された酸素ガスを酸素圧縮機で圧縮して製品酸素ガスを製造することとし、空気圧縮機の動力に加えて、これらの圧縮機の動力も含めて比較した。動力は図１の従来プロセスの合計値を１００としたときの値である。
図５の従来プロセスでは、ブロワ１１１、膨張タービン１１０に供給可能な中圧窒素ガス量が１４０であるため、製品液化酸素ＬＯの採取量が７であるのに対して、図６の参考プロセスでは、ブロワ２１１、膨張タービン２１０に分岐される原料空気量が２５０まで増量できるため、製品液化酸素の採取量が２４となり大幅に増えている。しかし、図５の従来プロセスに比べて原料空気圧力が高く、装置全体の消費動力は３５％程度上昇している。
一方、本発明のプロセスは、ブロワ１１、膨張タービン１０に分岐される原料空気量が２８０まで増量できるため、図５の従来プロセスに比べて製品液化酸素ＬＯの採取量が大幅に増えており、なお且つ熱交換型蒸留器を用いることにより、原料空気の圧力が従来プロセスと同程度に抑えられているため、全体の消費動力は図５の従来プロセスと同程度になっている。
このように、製品中圧窒素ガスＭＧＮが不要な場合においても、本発明のプロセスを用いることにより、消費動力を従来プロセスと同程度に抑えながら製品液化酸素ＬＯの採取量を増やすことが可能となる。また、製品液化窒素ＬＮを採取する場合においても、同様に本発明のプロセスを用いることにより従来プロセスと同程度の消費動力で製品液化窒素ＬＮの採取量を増やすことが可能となる。
このように、製品中圧窒素ガスＭＧＮが不要な場合においても、本発明のプロセスを用いることにより、消費動力を従来プロセスと同程度に抑えながら製品液化酸素ＬＯの採取量を増やすことが可能となる。また、製品液化窒素ＬＮを採取する場合においても、同様に本発明のプロセスを用いることにより従来プロセスと同程度の消費動力で製品液化窒素ＬＮの採取量を増やすことが可能となる。
（実施例３）
次に図４に示す第４形態例の空気分離装置２４を用いて、流量１０００の原料空気から酸素濃度９９．６％以上の製品酸素ガスを採取する場合の実施例を示す。
以下に、実施例１との主な違いを示す。
装置に必要な原料空気のうち流量８００が空気圧縮機１で０．５７ＭＰａＡに圧縮され、精製され、主熱交換器４で冷却され、高圧塔９に供給される。一方、装置に必要な原料空気のうち２００が低圧空気圧縮機９１で、０．１６ＭＰａＡに圧縮され、精製、冷却された後に第１低圧塔８１に供給される。高圧塔９塔頂部から導出された中圧窒素ガスのうち流量８０が分岐され、主熱交換器４で熱回収され、ブロワ１１、主熱交換器４を経て、膨張タービン１０に導入され、膨張して装置の運転に必要な寒冷を発生させる。
次に図４に示す第４形態例の空気分離装置２４を用いて、流量１０００の原料空気から酸素濃度９９．６％以上の製品酸素ガスを採取する場合の実施例を示す。
以下に、実施例１との主な違いを示す。
装置に必要な原料空気のうち流量８００が空気圧縮機１で０．５７ＭＰａＡに圧縮され、精製され、主熱交換器４で冷却され、高圧塔９に供給される。一方、装置に必要な原料空気のうち２００が低圧空気圧縮機９１で、０．１６ＭＰａＡに圧縮され、精製、冷却された後に第１低圧塔８１に供給される。高圧塔９塔頂部から導出された中圧窒素ガスのうち流量８０が分岐され、主熱交換器４で熱回収され、ブロワ１１、主熱交換器４を経て、膨張タービン１０に導入され、膨張して装置の運転に必要な寒冷を発生させる。
プロセスの性能を評価するため、実施例３について、図７に示す他の従来プロセスの装置１２２、図８に示す他の参考プロセスの装置２２２との消費動力および製品液化酸素採取量の比較を行った。その結果を表３に示す。
図７に示す他の従来プロセスの空気分離装置１２２は、装置に必要な原料空気の一部が低圧空気圧縮機１９１で圧縮され、精製、冷却された後に低圧塔１０８に供給される。
図８に示す他の参考プロセスの装置２２２は、装置に必要な原料空気の一部が低圧空気圧縮機２９１で圧縮され、精製、冷却された後に第１低圧塔２８１に供給される。
製品酸素ガスと製品液化酸素の合計流量は２００とし、製品酸素ガスの圧力は０．５０ＭＰａＡとした。保冷外槽から採取された酸素ガスを酸素圧縮機で圧縮して製品酸素ガスを製造することとし、空気圧縮機の動力に加えて、これらの圧縮機の動力も含めて比較した。動力は図７の従来プロセスの合計値を１００としたときの値である。
図８に示す他の参考プロセスの装置２２２は、装置に必要な原料空気の一部が低圧空気圧縮機２９１で圧縮され、精製、冷却された後に第１低圧塔２８１に供給される。
製品酸素ガスと製品液化酸素の合計流量は２００とし、製品酸素ガスの圧力は０．５０ＭＰａＡとした。保冷外槽から採取された酸素ガスを酸素圧縮機で圧縮して製品酸素ガスを製造することとし、空気圧縮機の動力に加えて、これらの圧縮機の動力も含めて比較した。動力は図７の従来プロセスの合計値を１００としたときの値である。
図７の従来プロセスでは、原料空気のうち流量６０が低圧空気圧縮機１９１で０．１６ＭＰａＡまで圧縮され、原料空気のうち流量９４０が空気圧縮機１０１で０．５６ＭＰａＡまで圧縮される。
図８の参考プロセスでは、原料空気のうち流量８０が低圧空気圧縮機２９１で０．１６ＭＰａＡまで圧縮され、原料空気のうち流量９２０が空気圧縮機２０１で１．４７ＭＰａＡまで圧縮される。
図８の参考プロセスでは、原料空気のうち流量８０が低圧空気圧縮機２９１で０．１６ＭＰａＡまで圧縮され、原料空気のうち流量９２０が空気圧縮機２０１で１．４７ＭＰａＡまで圧縮される。
これらに対して、本発明のプロセスでは、原料空気のうち流量２００が低圧空気圧縮機９１で０．１６ＭＰａＡまで圧縮され、原料空気のうち流量８００が空気圧縮機１で０．５７ＭＰａＡまで圧縮される。
したがって、表３に示すように製品中圧窒素ガスＭＧＮや製品液化酸素ＬＯや製品液化窒素ＬＮが不要な場合においても、本発明のプロセスを用いることにより、装置全体の消費動力を従来プロセスと比べて８％程度削減することが可能となる。
したがって、表３に示すように製品中圧窒素ガスＭＧＮや製品液化酸素ＬＯや製品液化窒素ＬＮが不要な場合においても、本発明のプロセスを用いることにより、装置全体の消費動力を従来プロセスと比べて８％程度削減することが可能となる。
１・・空気圧縮機、２・・空気予冷器、３・・精製器、４・・主熱交換器、９・・高圧塔、８１・・第１低圧塔、５・・熱交換型蒸留器、５１・・凝縮蒸留通路、５２・・蒸発蒸留通路、８２・・第２低圧塔、６・・主凝縮器、１０・・膨張タービン、Ｌ２４・・製品回収経路、Ｌ７・・製品回収経路、１１・・ブロワ、７・・過冷器
Claims (8)
- 原料空気を深冷液化分離して製品酸素を採取する空気分離方法において、
圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと第１酸素富化液体とに分離する第１分離工程と、
前記第１酸素富化液体を減圧後に低温蒸留して第１低圧窒素ガスと第２酸素富化液体とに分離する第２分離工程と、
互いに間接熱交換可能とされた蒸発蒸留通路と凝縮蒸留通路を備えた熱交換型蒸留器の蒸発蒸留通路で前記第２酸素富化液体を凝縮蒸留通路との間接熱交換により加熱して前記第２酸素富化液体の一部を蒸発ガス化しつつ蒸留して第１酸素富化ガスと低純液化酸素とに分離する第３分離工程と、
前記低純液化酸素を低温蒸留して第２酸素富化ガスと高純液化酸素とに分離する第４分離工程と、
前記熱交換型蒸留器の凝縮蒸留通路で前記第２酸素富化ガスを蒸発蒸留通路との間接熱交換により冷却して前記第２酸素冨化ガスの一部を凝縮液化しつつ蒸留して第２低圧窒素ガスと第３酸素富化液体とに分離する第５分離工程と、
前記中圧窒素ガスと前記高純液化酸素とを間接熱交換して中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る間接熱交換工程と、
前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収工程とを含むことを特徴とする空気分離方法。 - 前記第２分離工程の替わりに、圧縮、精製、冷却した原料空気の一部と減圧された前記第１酸素富化液体とを低温蒸留して第１低圧窒素ガスと第２酸素富化液体とに分離する第６分離工程を含むことを特徴とする請求項１記載の空気分離方法。
- 前記原料空気の一部を膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程を含むことを特徴とする請求項１または請求項２記載の空気分離方法。
- 前記中圧窒素ガスの一部を熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程を含むことを特徴とする請求項１または請求項２記載の空気分離方法。
- 前記第１低圧窒素ガスを熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程を含むことを特徴とする請求項１または請求項２記載の空気分離方法。
- 前記第２低圧窒素ガスを熱回収後に膨張タービンに導入して膨張させる寒冷発生工程を含むことを特徴とする請求項１または請求項２記載の空気分離方法。
- 原料空気を深冷液化分離して製品酸素を採取する空気分離装置において、
圧縮、精製、冷却した原料空気を低温蒸留して中圧窒素ガスと第１酸素富化液体とに分離する高圧塔と、前記第１酸素富化液体を減圧後に低温蒸留して第１低圧窒素ガスと第２酸素富化液体とに分離する第１低圧塔と、互いに間接熱交換可能とされた凝縮蒸留通路および蒸発蒸留通路を備え、凝縮蒸留通路が蒸発蒸留通路との間接熱交換により前記第２酸素富化液体の一部を加熱して蒸発ガス化しつつ蒸留して第１酸素富化ガスと低純液化酸素とに分離するものであり、蒸発蒸留通路が凝縮蒸留通路との間接熱交換により後記第２酸素富化ガスの一部を冷却して凝縮液化しつつ蒸留して第２低圧窒素ガスと第３酸素富化液体とに分離するものである熱交換型蒸留器と、前記低純液化酸素を低温蒸留して第２酸素富化ガスと高純液化酸素とに分離する第２低圧塔と、前記中圧窒素ガスと高純液化酸素とを間接熱交換させて中圧窒素ガスを凝縮液化して中圧液化窒素を得ると同時に高純液化酸素を蒸発ガス化して高純酸素ガスを得る主凝縮器と、前記高純酸素ガスの一部を熱回収後に製品酸素ガスとして採取する製品回収経路を備えたことを特徴とする空気分離装置。 - 原料空気の一部を圧縮、精製、冷却して第１低圧塔に供給する原料空気導入経路を備えたことを特徴とする請求項７記載の空気分離装置。
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