JPH0363491A - 空気分離方法 - Google Patents

空気分離方法

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JPH0363491A
JPH0363491A JP2148452A JP14845290A JPH0363491A JP H0363491 A JPH0363491 A JP H0363491A JP 2148452 A JP2148452 A JP 2148452A JP 14845290 A JP14845290 A JP 14845290A JP H0363491 A JPH0363491 A JP H0363491A
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Abstract

(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。

Description

【発明の詳細な説明】 本発明は空気分離に関する。
極低温空気分離プラントで製造された窒素から仕事（ｗ
ｏｒｋ）を回収することが成る状況では有利であること
は公知である。このように実施するための大ていの提案
は、同期発電機を駆動して電力を発生させるために用い
るガスタービンの存在に基づく。例えば、圧縮窒素を用
いてガスタービンに連通ずる燃焼室内の圧力を制御し、
エネルギーをガス膨張に回収することを開示した米国特
許第２．５２０，８６２号と第３，３７１，４９５号を
参照のこと。従って、空気分離プロセスのエネルギー必
要量の全てではないとしても大部分がこれによって満た
される。しかし、このようなプロセスを使用できる現場
では、適当なガスタービンがしばしば人手不能である。
英国特許明細書第１．４５５，９６０号では、窒素生成
物から仕事を回収する代替方法が述べられている。
この方法は空気分離プラントと蒸気発生器との熱力学的
結合を含む。窒素生成物は蒸気発生器中の蒸気発生のた
めの煙道ガスと熱交換して、高度の熱を与えられ、６０
０℃より高い温度に熱せられる。
この時に窒素は仕事膨張されて、その必要熱エネルギー
の殆んどを機械的エネルギーに転化する。
煙道ガスと窒素生成物との熱交換の下流で蒸気が煙道ガ
スによって発生する。仕事膨張した窒素生成物中の残り
の有効熱を用いて、蒸気発生器に再び入る流体を再熱す
る。
英国特許明細書第１　、４５５　、９６０号に述べられ
た方法は多くの欠点を有している。第一に、蒸気を発生
させるための高度の熱の使用は比較的効率が悪い、第二
に、蒸気発生にかなりの費用がかかる。
第三に、空気分離プロセスから回収された仕事を温度に
多量の輸出用電力の発生に用いる可能性があるが、英国
特許第１，４５５，９６０号による方法はこつの可能性
を利用していない、第四に、適当な蒸気発生プラントが
しばしば、空気分離プラントの現場で利用できない。第
五に、高度の熱の適当な発生源が容易に入手可能ではな
く、もし可能であったとしても、それを利用するさらに
効果的な方法がある。第六に、この方法は工業的プロセ
スから一般的に入手可能な（しかし、一般には廃棄され
るかまたは電力発生にごく効率悪く利用されるにすぎな
い）低度の熱を利用することができない。
本発明は窒素流から仕事を回収する方法と装置に関し、
この方法では空気分離プロセスからの酸素生成物が参加
する化学的その他のプロセスから典型的に発生する低度
の熱（すなわち温度６００℃以下）を有する流体流との
熱交換によって窒素を予熱する。
本発明では、空気を窒素と酸素に分離し、２〜７絶対気
圧の範囲内の圧力の窒素流を最初に６００℃未満の流体
流との熱交換によって、前記流体に相変化を起させるこ
となく、熱し、このように熱した窒素流をタービン内で
膨張させた外部仕事を実施させる。
本発明はまた、空気を酸素と窒素に分離する手段；空気
分離手段から生ずる２〜７気圧の範囲内の圧力を有する
窒素流を最初に６００℃未満の温度を有する流体流と、
流体流に相変化を起させることなく、熱交換させるため
の熱交換器；及びこのように加熱した窒素を外部仕事の
実施を伴って膨張させるための膨張タービンから成る上
記方法を実施するための装置をも提供する。
本発明による方法で実施する外部仕事は空気分離プロセ
スに入る空気流または空気分離プロセスから出る生成物
の圧縮であるが、空気分離以外の他のプロセス用または
輸出用の電力の発生であることが好ましい。
流体流は最初に（すなわち熱交換前に）好ましくは２０
０〜４００℃の範囲内、より好ましくは３００〜４００
℃の範囲内の温度である。このような流れから仕事を効
果的に回収することが通常可能ではない、それ故、本発
明は独特の比較的効果的な仕事回収法を提供する点で有
利である。
６００℃未満の温度の流れは典型的に、前記酸素が用い
られるまたはプロセス流を冷却する必要がある工業的プ
ロセスから熱が得られる工業的または化学的プロセスか
らの廃ガス流である。熱交換は直接ガス対ガス熱交換器
内で実施するのが好ましい。他の代替手段は工業的また
は化学的プロセスからの流体流を用いて、熱交換媒質（
その状態を変えることなく）の温度を高め、この媒質を
用いて直接熱交換によって、媒質の状態を変えることな
く、窒素を加熱することである。媒質は熱媒質油を用い
ることができる。
窒素が流体流と熱交換関係にあるときの圧力は流体流の
温度に依存する。流体流の温度が高ければ、窒素流の好
ましい圧力も高くなり、約４００℃では好ましい窒素圧
は約４気圧である。特に流体流が最初に２００〜４００
“Ｃの範囲内の温度である場合に、窒素流は２〜５気圧
の範囲内の圧力で典型的に用いられる。
窒素は圧縮機によって好ましい圧力に高めることができ
る。または、窒素圧縮機が必要でないように、窒素流が
必要な高圧またはそれよりやや高い圧力で生ずるように
、空気分離に用いる蒸留塔（複数の場合も）を配置して
操作することができる。実際に、ルーマン（Ｒｕｈｅｍ
ａｕｎ）の「ガス分離、（Ｓｅｐａｒａｔｉｏｎ　ｏｆ
　Ｇａ５ｅｓ）　」オックスフォード大学出版局（Ｏｘ
ｆｏｒｄ　Ｕｎｉｖｅｒｓｉｔｙ　Ｐｒｅｓｓ）　、１
９４５に述べられているような、習慣的種類の二重基で
空気を分離する場合には、低圧塔は３〜４絶対気圧の圧
力で操作するのが有利であり、この結果ｌ〜２絶対気圧
の圧力でのこのような塔の習慣的な操作に比べて効率が
増大する。流体流との熱交換の上流では、窒素流を典型
的に用いて、分離用空気から水蒸気その他の比較的不揮
発性成分の除去に用いる装置を再生する、このような装
置は逆熱交換型（ｒｅｖｅｓｓｅ　ｉｎ　ｈａａｔｅｘ
ｃｈａｎｇｅ　ｔｙｐｅ）または吸着剤型である。
空気から分離した酸素は、廃熱を発生する化学、冶金そ
の他の工業プロセスに用いられる。
本発明による方法と装置を実施例によって添付図面に関
連して説明する。
空気を空気分離プラント２において分離すると、純粋で
ある必要のない酸素と窒素の生成物が得られる。酸素生
成物はプラント４に供給して、そこで化学または冶金反
応に参照させるために用いる。
プラント４は特に、３９５℃の温度の廃ガス流６を生ず
る。このガスは次に熱交換器８内で空気分離プラント２
からの窒素生成物流と向流熱交換する。
窒素生成物流は典型的に、４絶対気圧の圧力で熱交換器
８に入る。生成する窒素流はこれによって約３５０℃の
温度に加熱されて、膨張タービン１０に入り、そこで外
部仕事の実施を伴って膨張する。
このタービンは電圧発生に用いられる周期発電機１２の
駆動に典型的に用いられ、この電力は空気分離プラント
２または化学的／冶金プラント４に用いられる。または
、シャフトを空気分離プラントに用いる圧縮機に直接結
合することもできる。
窒素との熱交換後のプラント４からのガス流はスタック
（図示せず）から大気へ典型的に放出される。
図面の第２図では、空気が特定圧力で空気圧縮機２０の
出口から供給される。この空気を圧縮空気から水蒸気と
二酸化炭素の除去に有効な精製装置２２に通す、装置２
２は流入空気から水蒸気と二酸化炭素を吸着する吸着剤
床を用いる種類である。１つの床が空気精製に用いられ
ている間に、他方の床が典型的には窒素流によって再生
されるといったように、床は互いに連続的でなく操作す
ることができる。精製空気流はメジャー流（ｍａｚｏｒ
　ｓｔｒｅａｍ）とマナー流（ｍｉｎｏｒ　ｓｔｒｅａ
ｍ）に分割される。
大きい流れは熱交換器２４に入り、そこでその温度は極
低温精留による空気分離に適したレベルにまで低下する
。そのため、メジャー流は典型的に優勢な圧力でのその
飽和温度にまで冷却される。
メジャー空気流は次に人口２６から高圧精留塔２８に入
り、そこで酸素富化分画と窒素分画とに分離される。
高圧精留塔は二重基配置の一部を形成する。二重基配置
の他方の塔は低圧精留塔３０である。両槽留塔２８と３
０は気液接触トレーと付随する降下管（または他の手段
）を含み、下降液相は上昇蒸気相と、両相間に物質移動
が生ずるように、密接に接触する。下降液相は徐々に酸
素に富むようになリ、上昇蒸気相は徐々に窒素に富むよ
うになる。
典型的には高圧精留塔２８は流入空気を圧縮する圧力と
実質的に同じ圧力で操作される。塔２８はその頂部から
実質的に純粋な窒素分画を生じ、その底部からはまだ多
くの割合の窒素を含む酸素分画を生ずる。
塔２８と３０は凝縮器−リボイラー３２によって連結さ
れる。ａ検器−リボイラー３２は高圧塔２８の頂部から
の窒素蒸気を受容し、それを塔３０の沸とう液体酸素と
の熱交換によって凝縮させる。生成する凝縮液は高圧塔
２８に戻す。凝縮液の一部は塔２８への還流となり、残
りは回収され、熱交換器３４内で過冷却され、膨張弁３
６を通って低圧塔３０の頂部に入り、塔３０への還流と
なる。低圧精留塔３０は塔２８の圧力よりも低い圧力で
操作され、２つの供給源から分離のために酸素−窒素混
合物を受容する。
第１供給源は精製装置２２を出る空気流を分割すること
によって形成されたマイナー空気流である。
マイナー空気流は塔３０へのその導入の上流で、最初に
圧縮機３８内で圧縮され、次に熱交換器２４内で約２０
０にの温度に冷却され、熱交換器２４から取出され、膨
張タービン４０内で塔３０の操作圧力まで膨張され、そ
れによってこのプロセスを冷却する。この空気流は次に
入口４２から塔３０に導入される。望ましい場合には、
圧！ｉ機３８の駆動に膨張タービン４０を用いることが
できる、またはこの代りに、２つの装置、すなわち圧１
１機３８とタービン４０とが互いに独立であることも考
えられる。独立配置は再装置の出口圧力を互いに独立的
に設定することを可能にするので、しばしば好ましい。
塔３０での分離のための酸素−窒素混合物の第２供給源
は高圧塔５０の底部からの酸素富化分画の液体流である
。この流れは出口４４から取出され、熱交換器４６内で
過冷却され、次にジエールートムソン（ｊｏｕｌｅ−Ｔ
ｈｏｌｌｓｏｎ）弁４８を通り、塔３０へその中間レベ
ルから流入する。
図に示した装置は３種類の生成物流を生ずる。
第１生威物流は低圧塔３０の底部から出口４８を通って
取出される気体酸素生成物流である。この流れは次に熱
交換器２４内で流入空気との向流熱交換によって周囲温
度にまたはそれに近い温度に温められる。酸素は例えば
ガス化、製鋼または部分的酸化プラントに用いられ、望
ましい場合には、圧縮機（図示せず）内で圧縮して、そ
の圧力を好ましい操作圧力まで高めることができる。こ
の他、２種類の窒素生成物流が取出される。
第１窒素生戒物流は塔２８の頂部に集まる窒素富化分画
（典型的には実質的に純粋な窒素）から蒸気として取出
される。この窒素流は出口５２から取出され、熱交換器
２４内で空気流との向流熱交換によってほぼ周囲温度に
温められる。
他方の窒素生成物流は低圧塔３０の頂部から出口５４を
通って直接取り出される。この窒素流は高圧塔から取出
された液体窒素流と向流で熱交換器３４を通って流れ、
この流れを過冷却する。この窒素生成物流は次に酸素富
化分画の液体流と向流で、熱交換器４６を通って流れ、
この液体流を過冷却する。塔３０の頂部から取出された
窒素流は次にメジャー空気流は向流で熱交換器２４を通
って流れ、はぼ周囲温度に温められる。この窒素流は熱
交換器５６内で低度の熱を有する流体流と少なくとも部
分的に熱交換される。生成する高温窒素流は次にタービ
ン５日内で膨張して、同期発電４１６０の駆動に用いら
れる。
望ましい場合には、低圧塔からの窒素生成物流の一部を
用いて、生成装置３２の吸着剤床から水蒸気及び二酸化
炭素を除去することもできる。典型的に予熱された（図
示しない手段によって）窒素のこのような使用は技術上
周知である。この結果の不純物負荷窒素は、望ましい場
合には熱交換器５６の上流で、窒素生成物と再び結合さ
せることができる。
第２図に示した装置の典型的な操作では、塔２８は約２
．８ｂａｒで操作し、塔３０は約４，２ｂａｒで操作さ
れる。従って、圧縮機１８は空気を約１３．０ｂａｒに
圧縮し、圧縮機３日は約１８．２ｂａｒの出口圧力を有
する。
このような条件下で８　ｂａｒ、９５％純度において酸
素３０，０ＯＯｒｒｆ／時（ｔｏｎ／日）及び１０ｂａ
ｒにおいて、塔２８から窒素１０，０ＯＯｎｆ／時（ｔ
ｏｎ／日）を得るための計画の実施は次の電力を消耗す
る： メガワット（ＭｙＷ） 酸素生成物 合計　１５．４ しかし、３５０℃の流体流から熱交換器５６に１０．４
門、−９の廃熱が利用され、６．７Ｍ、Ｗ、はタービン
５８から回収されることを考えると、正味電力消費量は
８．７Ｍ、肌になる。
この正味電力消費量は同じ酸素生成物と窒素生成物を生
成する次のような比較可能なプラントの操作に比べて充
分に匹敵する： （＾）塔２８は約６　ｂａｒで操作し、塔２８は約１．
３ｂａｒで操作する； （Ｂ）塔２８は約５　ｂａｒで操作し、塔３０は約１．
３ｂａｒで操作し、廃熱は回収しない； （Ｃ）塔２８は約５　ｂａｒで操作し、塔３０は約１．
３ｂａｒで操作し、窒素流は加熱しない、その代り廃熱
流を用いて、流れを昇温させると、流れは次に流れター
ビン内で膨張する。
（Ｄ）塔２８を約１２．８ｂａｒで操作し、塔３０を約
４．２ｂａｒで操作する。廃熱は窒素流に伝達されず、
窒素流は周囲温度から大気圧まで膨張する；または（ｌ
ｉ）プラントを上記（Ｄ）項と同様に操作し、廃熱を用
いて、流れを昇温させ、流れは流れタービン内で膨張し
て、付加的な仕事を回収する。
正味電力消費量の比較を下記の表に示す、表中の全ての
量はメガワンド０’ＩＪ、）である。
（Ａ）　　　（Ｂ）　　（Ｃ）　　（Ｄ）　　（Ｅ）空
気圧１　　　　　９．５　　９．５　９．５　１４．５
　１４．５窒素生戒物圧縮　　２．７　　２．７　２．
７　０．９　０．９窒素生戒物圧縮　　５．２　　０．
２　０．２合計　　１７．４１２．４１２．４１５．４
１５．４タービン出力　　　６．６　　−　　１．６　
３．１　４．７正味電力消費量　１０．８　１２．４　
１０．８　１２．３　１０．７
【図面の簡単な説明】
第１図は空気分離プラント（化学プラントまたは冶金プ
ラント）／電力発生機の組合せの概略回路図であり； 第２図は第１図に示した装置に用いるための空気分離プ
ラントの概略回路線図である。 ２−ｍ−空気分離プラント； ８−一一熱交換機； ２０−ｍ−空気圧縮機； ２８−−一高圧精留塔； ３２−ｍ−凝縮器−リボイラー ４−ｍ−プラント； １０−ｍ−膨張タービン； ２４−ｍ−熱交換器； ３０−−一低圧塔； 図面の浄書（内容に変更なし） Ｉ０１ （外４名） ＦＩＧ、　２ 平成２年特許願第１４８４５２号 ２、発明の名称 空気分離方法 ３゜ 補正をする者 事件との関係 住所

Claims (1)

  1. 【特許請求の範囲】 １、空気を酸素と窒素に分離し、２〜７絶対気圧の範囲
    内の圧力の窒素流を最初は６００℃未満の温度の流体流
    と、前記流体流が相変化を起すことなく、熱交換するこ
    とによって加熱し、このように加熱された窒素流がター
    ビン内で外部仕事の実施を伴って膨張する空気分離方法
    。 ２、外部仕事が電力発生である請求項１記載の方法。 ３、流体流が最初に２００〜４００℃の範囲内の温度で
    ある請求項１または２記載の方法。 ４、窒素流が２〜５気圧の圧力である請求項３記載の方
    法。 ５、前記流体流が工業プロセスからの廃ガス流である請
    求項１〜４のいずれかに記載の方法。 ６、前記酸素を前記工業プロセスに用いる請求項５記載
    の方法。 ７、前記流体流が工業プロセスからの廃ガス流によって
    、状態の変化を生ずることなく、加熱された熱媒油であ
    る請求項１〜４のいずれかに記載の方法。 ８、前記酸素を前記工業プロセスに用いる請求項７記載
    の方法。 ９、窒素流が空気を分離する蒸留塔から直接取出され、
    前記蒸留塔と、前記流体流と窒素流との熱交換の中間で
    圧縮されない請求項１〜８のいずれかに記載の方法。 １０、窒素流が前記蒸留塔と前記流体流と窒素流との熱
    交換の中間でほぼ周囲温度に温められる請求項９記載の
    方法。 １１、蒸留塔が二重塔配置の低圧塔である請求項９また
    は１０記載の方法。 １２、空気を酸素と窒素に分離する手段；空気分離手段
    から生成した、２〜７気圧の範囲内の圧力の窒素流を最
    初に６００℃未満の温度の流体流と、前記流体流の相変
    化を生ずることなく、熱交換させるための熱交換器；及
    びこのように加熱した窒素を膨張させて外部仕事を実施
    させるための膨張タービンから成る、請求項１記載の方
    法を実施するための装置。
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