JPH0792329B2 - 空気液化分離方法及びその装置 - Google Patents

空気液化分離方法及びその装置

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JPH0792329B2
JPH0792329B2 JP62278634A JP27863487A JPH0792329B2 JP H0792329 B2 JPH0792329 B2 JP H0792329B2 JP 62278634 A JP62278634 A JP 62278634A JP 27863487 A JP27863487 A JP 27863487A JP H0792329 B2 JPH0792329 B2 JP H0792329B2
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Description

【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は、空気を圧縮，精製，冷却し、低温で液化分離
する空気液化分離方法及びその装置に関し、特に低純度
酸素を製造する空気液化分離方法及びその装置に関す
る。
〔従来の技術〕
第７図は、従来の代表的な低純度酸素製造装置の系統図
を示すもので、フィルタ１により除塵された原料空気Ａ
は、原料空気圧縮機２で圧縮され、予熱器３及びアフタ
ークーラ４で冷却され、フロン冷却装置５でさらに冷却
された後に吸着器６に入り、水分と炭酸ガスを除去さ
れ、主熱交換器７で低温ガスにより露点付近まで冷却さ
れて下部塔８の下部に導入される。
原料空気Ａは、下部塔８で精留され、塔頂の中圧窒素ガ
スGNと塔底の酸素富化の液化空気LAとに分離される。こ
の液化空気LAは、液化空気過冷器10で過冷され、弁11で
膨張して上部塔12の中段に導入されて塔頂の高純度窒素
ガスHGN,塔中部の低純度窒素ガスWN及び塔底の低純度液
化酸素LOに分離される。
一方下部塔８の塔頂の中圧窒素ガスGNの一部は、上部塔
12の底部に配設された主凝縮蒸発器13に導入され、上記
低純度液化酸素LOと熱交換して液化し、液化窒素LNとな
る。この液化窒素LNの一部は、下部塔８の塔頂へ戻され
て還流液となり、残部は、液化窒素過冷器14で過冷にさ
れた後に弁15で膨張して上部塔12の頂部に還流液として
導入される。
前記低純度液化酸素LOは、上記中圧窒素ガスGNと熱交換
を行い、気化して低純度酸素ガスGOとなり一部が上部塔
から取出され、残部が上部塔12の上昇ガスとなる。また
低純度液化酸素LOの一部は上部塔12底部より導出され、
サーモサイフォンリボイラ16及び循環吸着器17を通って
上部塔12の塔底に戻るルートで循環されており、その一
部が炭化水素の蓄積を防ぐために、いわゆる保安液酸SO
として抜き出されている。
前記下部塔８頂部から抜き出された中圧窒素ガスGNの残
部は、その一部が主熱交換器７で所定温度まで加熱され
た後、膨張タービン18で大気圧程度に膨張し、寒冷を発
生して再び主熱交換器７に導入されて原料空気Ａを冷却
し、常温まで加熱されて大気へ放出される。残部の中圧
窒素ガスGNは、中圧のまま主熱交換器７で加熱されて外
部に取り出され、製品中圧窒素ガスMGNとなる。
また上部塔12から抜き出された高純度窒素ガスHGN及び
低純度窒素ガスWNは、液化窒素過冷器14,液化空気過冷
器10及び主熱交換器７で常温まで加温され、高純度窒素
ガスHGNは、製品として採取され、低純度窒素ガスWNの
一部は、弁19から大気へ放出される。低純度窒素ガスWN
の残部は、予熱器３及び電気ヒータ20により吸着器６の
再生に必要な温度（100〜150℃程度）にまで加熱されて
吸着器６に送られる。また吸着器６の冷却工程時には、
低純度窒素ガスを弁21から吸着器６に導入し、吸着器６
を冷却する。
そして上部塔12塔底から抜き出された低純度酸素ガスGO
は、主熱交換器７で常温まで加温され、液化酸素蒸発器
22で加温されて常温とされた前記保安液酸SOと混合され
て酸素圧縮器23で圧縮され、製品低純度酸素ガスPOとし
て需要者設備に送出される。
第８図は、上記系統に主凝縮蒸発器13とは別に副凝縮蒸
発器24を配設した例を示すもので、上部塔12の塔底から
低純度液化酸素LOを導出して弁25で膨張させた後に副凝
縮蒸発器24に導入し、下部塔８頂部の中圧窒素ガスGNと
熱交換させて気化させ、製品低純度酸素ガスPOを得てい
る。
このように上部塔12塔底から低純度液化酸素LOを抜き取
り、副凝縮蒸発器24に導入し、ここで気化させること
で、上部塔12塔底の低純度液化酸素LOの組成を製品低純
度酸素ガスPOと同じ組成とすることができる。このと
き、副凝縮蒸発器24の液化酸素の純度は、製品低純度酸
素ガスPOの純度より高くなるので、副凝縮器蒸発24内の
圧力を下げることにより、この液化酸素の蒸発温度を主
凝縮器13の液化酸素の蒸発温度と同じにすることができ
る。これにより主凝縮蒸発器13および副凝縮蒸発器24内
の低純度液化酸素LOの沸点を下げることができ、下部塔
８塔頂から主凝縮蒸発器13および副凝縮蒸発器24に導入
する中圧窒素ガスGNの温度を下げることができる。従っ
て、下部塔８の圧力、即ち原料空気Ａの圧縮圧力を下げ
て動力原単位を低減させている。
例えば、製品低純度酸素ガスPOを1.45ata,90％O2とした
場合、前記第７図に示した方法では、上部塔12塔底の低
純度液化酸素LOの組成は、約95.7％O2（沸点−180.2
℃）であり、第８図に示す方法では、約90.0％O2（沸点
−181.5℃）となる。このように低純度液化酸素LOの沸
点が1.3℃低下するので、下部塔12からの中圧窒素ガスG
Nの温度も1.3℃下げることができる。即ち、中圧窒素ガ
スGNの露点を下げることができるのでその圧力、即ち原
料空気Ａの圧縮圧を約0.5kg/cm2A下げることができる。
この方法によれば第７図の方法に比して純度90％の酸素
を製造する場合で約４％の動力低減となる（第３図参
照）。
〔発明が解決しようとする問題点〕
しかしながら上述のものでは、製品低純度酸素ガス，上
部塔上昇ガス及び上部塔に還流液として導入する液化窒
素の生成を、製品低純度酸素ガスと平衡な低純度液化酸
素、または製品低純度酸素ガスと同濃度の低純度液化酸
素と、下部塔頂部の中圧窒素ガスとの間の熱交換だけに
依っているため、高い原料空気圧力が必要となる。また
上部塔の精留において、第９図に示すように特に酸素濃
度の高い領域（図の左下部分）では操作線OLと平衡線GL
がかなり離れており、上部塔でかなり大きな有効エネル
ギの損失を生じている。この損失は、空気分離装置全体
の有効エネルギ損失の大きな割合を占めている。
また第８図に示す方法による動力費の低減効果は、第７
図に示す方法に比べて製品酸素ガスが90％O2の場合で約
４％、95％O2の場合で約１％である。尚、この方法で
は、製品低純度酸素ガスが上部塔より低い圧力の副凝縮
蒸発器から採取されるため、前記第７図の方法に比べて
酸素圧縮機の負荷を増大させている（上記動力費は、こ
の分を含めた比較値である）。
そこで本発明は、これらの問題点を改善し、消費動力を
大幅に低減することができる空気液化分離方法及びその
装置を提供することを目的としている。
〔問題点を解決するための手段〕
上記目的を達成するために、本発明は、まず空気液化分
離方法として、原料空気を圧縮，精製，冷却して下部塔
と上部塔からなる複精留塔に導入し、液化分離する空気
液化分離方法において、前記下部塔を高圧下部塔と中圧
下部塔とに分割するとともに、前記上部塔を中圧下部塔
より低圧の第一及び第二上部塔とに分割し、高圧及び中
圧の原料空気を異なった２系統の供給系統により供給
し、それぞれ前記高圧下部塔と中圧下部塔とに導入して
精留分離し、両下部塔底部に分離した酸素富化の液体空
気を導出し膨張させた後に、前記第二上部塔の中間部に
供給してさらに精留し、該第二上部塔の底部に分離した
塔底液を前記第一上部塔の塔頂部に還流液として供給し
て精留し、該第一上部塔の底部から製品酸素を採取する
とともに、前記高圧下部塔の塔頂部に分離した窒素ガス
を前記第一上部塔の塔底液と熱交換を行う主凝縮蒸発器
の温流体とし、また前記中圧下部塔の塔頂部に分離した
窒素ガスを前記第二上部塔の塔底液と熱交換を行う中間
凝縮蒸発器の温流体とし、さらに前記第一上部塔の塔頂
部に分離した酸素富化ガスを前記第二上部塔の塔下部に
上昇ガスとして導入することを特徴とし、またその装置
として、前記下部塔を高圧下部塔と中圧下部塔とに分割
するとともに前記上部塔を中圧下部塔より低圧の第一及
び第二上部塔とに分割し、前記両下部塔底部と前記第二
上部塔の中間部とを膨張弁を介して接続し、該第二上部
塔の底部と前記第一上部塔の頂部とを接続し、該第一上
部塔の底部に製品酸素採取管を接続し、第一上部塔の頂
部と第二上部塔の下部とを接続し、また高圧下部塔の塔
頂部のガスと第一上部塔の塔底部の液とを熱交換させる
主凝縮蒸発器を配設し、さらに中圧下部塔の塔頂部のガ
スと第二上部塔の塔底部の液とを熱交換させる中間凝縮
蒸発器を配設するとともに、前記高圧下部塔に原料空気
を供給する高圧空気供給系統と、前記中圧下部塔に原料
空気を供給する中圧空気供給系統とを備えたことを特徴
とするものである。
〔作 用〕
上記のごとく構成することにより、精留分離された気体
あるいは液体の組成に応じて各塔内を最適な圧力や温度
にでき、原料空気を高圧空気供給系統と中圧空気供給系
統とに分割して供給することで、装置全体での原料空気
の圧縮圧を下げることができ、動力原単位の低減を図る
ことができる。
〔実施例〕
以下、本発明を図面に基づいて説明する。尚、前記従来
例と同一要素のものには、同符号あるいは同符号にa,b
を付して示し詳細な説明を省略する。また、以下の説明
において、各気液の組成や圧力、あるいは動力費の比較
等は、上部塔の圧力を1.4〜1.5ataとした場合を示すも
ので、上部塔の圧力をこれ以上の圧力、例えば2ata程度
とした場合でも同様に良好な結果を得ることができる。
まず第１図は、本発明の第１実施例を示すものであっ
て、下部塔は、高圧下部塔30aと中圧下部塔30bとに分割
されており、上部塔は、第一及び第二上部塔31a,31bと
に分割されている。
前記両下部塔30a,30b底部と前記第二上部塔31bの中間部
とは、膨張弁32a,32bを介して接続されており、両下部
塔30a,30b底部に精留分離される酸素富化の液化空気LA
を第二上部塔31bに導入している。
第二上部塔31bの底部は、前記第一上部塔31aの頂部に弁
33を備えた導管34により接続されており、第二上部塔31
b底部に精留分離される低純度液化酸素LObが第一上部塔
31aに還流液として導入されている。
第一上部塔31aの底部には、製品酸素採取管35が接続さ
れ、製品低純度酸素ガスPOが採取されている。また第一
上部塔31aの頂部は、前記導管34とは別の導管36により
第二上部塔31bの下部と接続されており、第一上部塔31a
頂部に精留分離される低純度酸素ガスGOを第二上部塔31
bの上昇ガスとして導入している。
さらに第一上部塔31aの底部には、前記高圧下部塔30a塔
頂部の窒素ガスGNaと第一上部塔31a底部の低純度液化酸
素LOaとを熱交換させる主凝縮蒸発器37が配設されてお
り、また第二上部塔31bの底部には、中圧下部塔30b頂部
の窒素ガスGNbと第二上部塔31b底部の低純度液化酸素LO
bとを熱交換させる中間凝縮蒸発器38が配設されてい
る。
そして原料空気供給系統は、前記高圧下部塔30aに原料
空気Aaを供給する高圧空気供給系統39と、前記中圧下部
塔30bに原料空気Abを供給する中圧空気供給系統40とで
構成されている。
以下、本実施例装置を気流の流れに従って説明する。
まず原料空気Aa,Abは、高圧空気供給系統39,中圧空気供
給系統40ともに、フィルタ1a,1bにより除塵され、原料
空気圧縮機2a,2bでそれぞれ所定の圧力に圧縮され、予
熱器３（高圧空気供給系統のみ）及びアフタークーラ4
a,4bで冷却され、フロン冷却装置5a,5bでさらに冷却さ
れた後、吸着器6a,6bに入り、水分と炭酸ガスを除去さ
れ、主熱交換器7a,7bで低温ガスにより露点付近まで冷
却される。
そして高圧空気供給系統39の原料空気Aaは、高圧下部塔
30aの底部に導入され、中圧空気供給系統40の原料空気A
bは、中圧下部塔30bの底部に導入される。
原料空気Aa,Abは、両下部塔30a,30b内で精留され、塔頂
部の高圧及び中圧窒素ガスGNa,GNbと塔底部の酸素富化
の液化空気LA,LAとなる。この液化空気LAは、それぞれ
液化空気過冷器10a,10bで過冷され、膨張弁32a,32bで膨
張して第二上部塔31bの中段に導入されて精留され、塔
頂の高純度窒素ガスHGN,塔中部の低純度窒素ガスWN及び
塔底の低純度液化酸素LObに分離する。この低純度液化
酸素LObは、酸素濃度が60〜85％で、かつ第一上部塔31a
塔底液の酸素濃度より低い濃度であり、一部が中間凝縮
蒸発器38で前記中圧の窒素ガスGNbと熱交換を行い気化
し、低純度酸素ガスとなって第二上部塔31bの上昇ガス
となる。
残部の酸素濃度60〜85％の低純度過酸素LObは、前記導
管34により導出されて第一上部塔31の塔頂部に還流液と
して導入され、精留されて酸素濃度32〜65％の酸素富化
ガスGOと酸素の濃度92〜99％の低純度液化酸素LOaとに
分離する。この低純度液化酸素LOaは、第一上部塔31a内
で精留されることにより、前記第二上部塔31b塔底の低
純度化酸素LObより酸素濃度が高くなっている。
そして第一上部塔31a底部の低純度液化酸素LOaは、主凝
縮蒸発器37で前記高圧の窒素ガスGNaと熱交換を行い、
気化して平衡組成である80〜98％の低純度酸素ガスとな
り、一部が製品低純度酸素ガスPOとして製品酸素採取管
35から取出され、残部が第一上部塔31aの上昇ガスとな
る。また低純度液化酸素LOaの一部は、前記従来例と同
様にサーモサイフォンリボイラ16により循環吸着器17を
通して循環されており、その一部が保安液酸SOとして抜
き出されている。
また第一上部塔31a頂部の酸素富化ガスGOは、塔頂部か
ら前記導管36により導出されて第二上部塔31bの下部に
導入され、第二上部塔31bの上昇ガスとなる。
そして第一上部塔31a下部から抜き出された製品低純度
酸素ガスPOは、分岐してそれぞれ主熱交換器7a,7bで常
温まで加温された後に再び合流し、さらに液化酸素蒸発
器22で加温されて常温とされた前記保安液酸SOと合流し
て酸素圧縮機23で圧縮され、需要者設備に送出される。
一方前記高圧下部塔30aの塔頂に分離した高圧の窒素ガ
スGNaの一部は、第一上部塔31aに配設された主凝縮蒸発
器37に導入され、前記低純度液化酸素LOaと熱交換して
液化し、凝縮液化して液化窒素LNaとなる。この液化窒
素LNaは、一部が高圧下部塔30aの塔頂部に戻されて還流
液となり、残部が膨張弁41で膨張した後に中圧下部塔30
bの頂部に導入され、中圧下部塔30bの還流液となる。
また中圧下部塔30bの塔頂の中圧の窒素ガスGNbの一部
は、第二上部塔31bに配設された中間凝縮蒸発器38に導
入され、前記低純度液化酸素LObと熱交換して液化し、
液化窒素LNbとなり、一部が中圧下部塔30bの還流液とな
り、残部が液化窒素過冷器14で過冷にされた後に膨張弁
15で膨張して第二上部塔31bの頂部に導入され、第二上
部塔31bの還流液となる。
中圧窒素ガスGNbの残部は、その一部が主熱交換器7a,7b
で所定温度まで加熱された後に合流して、膨張タービン
18で大気圧程度に膨張し、寒冷を発生して再び主熱交換
器7bに導入され、中圧の原料空気Abを冷却し、常温まで
加熱されて大気へ放出される。残部の中圧窒素ガスGNb
は、中圧のまま主熱交換器7bで加温されて中圧窒素ガス
MGNとして取出される。
また第二上部塔31b塔頂の高純度窒素ガスHGNと塔中部の
低純度窒素ガスWNは、それぞれ第二上部塔31bから導出
されて液化窒素過冷器14,液化空気過冷器10a,10bを通っ
た後に、高純度窒素ガスHGNは、主熱交換器7aで原料空
気Aaと熱交換を行い常温となり採取される。
また低純度窒素ガスWNは、主熱交換器7bで原料空気Abと
熱交換を行い常温となり、その一部が弁19から大気へ放
出される。残部は、予熱器３及び電気ヒータ20により吸
着器6a,6bの再生に必要な温度にまで加熱されて両系統3
9,40のそれぞれの吸着器6a,6bに送られる。また吸着器6
a,6bの冷却工程時には、この低純度窒素ガスWNを弁21a,
21bから吸着器6a,6bに導入し、吸着器6a,6bを冷却す
る。
このように空気液化分離装置を形成し、各気液の流れを
上述のごとくとすることにより、精留分離された気体あ
るいは液体の組成に応じて各塔内を最適な圧力や温度に
できる。
例えば、製品低純度酸素ガスPOの組成を80〜98％O2とし
た場合、第一上部塔31aの下部から導出する製品低純度
酸素ガスPOがこの組成となるので、第一上部塔31a底部
の液化酸素LOaの組成は、92〜99％O2となる。この時、
第二上部塔31bから第一上部塔31aの還流液として導入す
る液化酸素LObの組成は、第一上部塔31aの精留作用によ
り第一上部塔31a底部の液化酸素LOaの組成より低くてよ
く、60〜85％O2程度でよいことになる。
これにより、第二上部塔31bの底部に配設された中間凝
縮蒸発器38での液化酸素LObの沸点が、第一上部塔31aの
底部に配設された主凝縮蒸発器37での液化酸素LOaの沸
点に比べて低くなるので、中間凝縮蒸発器38に温流体と
して導入する窒素ガスGNbの露点を低くすることができ
る。
即ち、窒素ガスGNbの圧力を下げることが可能となり、
これに合わせて下部塔を高圧（5Kg/cm2A〜6Kg/cm2A）の
高圧下部塔30aとこれより低圧（0.8〜2.5Kg/CM2A低い圧
力、3.2Kg/cm2A〜4.8Kg/cm2A）の中圧下部塔30bとに分
割し、原料空気を高圧空気供給系統39と中圧空気供給系
統40に分割して供給する（高圧空気：全原料空気量の36
〜55％、中圧空気：同64〜45％）ことで、装置全体での
原料空気の圧縮圧を下げることができ、動力原単位の低
減を図ることができる。
次表に上記装置における原料空気の量（割合）とその圧
力の例を示す。比較として前記第７図及び第８図の従来
例装置における原料空気の圧力を示す。
上表に示すごとく、この例の要件下では全原料空気中の
53〜63％を従来の原料空気圧縮圧より0.9〜1.8Kg/cm2ab
s低い中圧とすることができ、全体としての空気圧縮量
を10％程度低減させることが可能となる。
尚、上記高圧下部塔および中圧下部塔の圧力範囲は上記
範囲に限らず、得られる動力原単位の上限としてさらに
高い値を許容する場合にはさらに広い範囲に設定でき
る。それに伴って第一上部塔，第二上部塔とも、さらに
広い圧力範囲に設定することができる。
また第２図（本発明方法における上部塔のマッケーブ・
シール線図）に示すように、中間凝縮蒸発器38を設ける
ことにより、第一上部塔31a部分の操作線OLaが平衡線GL
に接近するため、第一上部塔31aと第二上部塔31bを合せ
た上部塔としての有効エネルギーの損失を低減でき、装
置全体の精留分離効率を向上させることができる。
さらに、製品低純度酸素ガスPOを第一上部塔31aの圧力
で導出・採取することができるので、酸素圧縮機23の負
荷を増大させることがない。
第３図は、本例における動力原単位の低減効果を、前記
第７図の装置で95％O2を採取する場合を100として示す
もので、第８図の装置も参考として同時に示す。尚、い
ずれも原料空気は吸着器による精製であって、中圧窒素
ガス（MGN）を採取しない場合である。また酸素圧縮機
の動力も考慮に入れている。
図から明らかなように、本発明の方法及び装置は、従来
の方法及び装置に比べて動力原単位を10％近く低減する
ことができる。そのため運転コストが大幅に低減でき、
原料空気系統を２系統とするための設備費を上回るコス
ト低減が図れる。
また本例における装置では、第一上部塔からの低純度酸
素ガスと同時に、中圧下部塔からの中圧窒素ガス及び第
二上部塔からの高純度窒素ガスを採取しているが、中圧
下部塔からの窒素ガス（製品）が不要のときは採取する
必要がなく、第二上部塔からの高純度窒素ガスの採取を
しない時は、第二上部塔塔頂部から低純度窒素ガスのみ
を導出すればよい。尚、上部中圧下部塔からの窒素ガス
を採取しない場合は、その分第二上部塔に導入される液
化窒素量が増加し、該塔の還流液が増えた分精留板の必
要段数が減り、塔底の圧力が低くなり原料空気圧力をさ
らに低くすることが出来る。
第４図は、前記第１図に示した系統に動力回収系統を設
けたものである。この動力回収系統42は、中圧の窒素ガ
スMGNを予熱器３に導入して加温した後にタービン43に
導入し、窒素ガスMGNの圧力を動力として回収し、圧縮
機やポンプ等の動力源として利用するものである。
第５図は、前記第１図に示した系統中の中圧下部塔30b
から導出する中圧窒素ガスGNを第二上部塔31bの中間凝
縮蒸発器38に導入するのみとし、中圧下部塔30bの下段
から空気Acを導出して主熱交換器7a,7bで昇温させた後
に膨張タービン18に導入し、膨張，冷却した空気Acを第
二上部塔31bの中段に導入したものである。
また第６図は、原料空気の供給系統に、冷却水Ca,Cbを
用いた水洗冷却塔44a,44bとリバーシング（可逆式）熱
交換器45a,45bを用いた例を示すもので、さらに高圧及
び中圧両下部塔30a,30bの底部に、該底部の空気Aa,Abを
液化させる液化器46a,46bをそれぞれ接続しており、ま
た中圧下部塔30bの底部には、リボイラー47を備えた循
環回路48を設けている。
原料空気Aa,Abは、圧縮された後に水洗冷却塔44a,44bで
予冷され、切替弁49a,49bで流路を切切替えられてリバ
ーシング熱交換器45a,45bでそれぞれ冷却され、逆止弁5
0a,50bを通って両下部塔30a,30bに導入される。両下部
塔30a,30bと第一及び第二上部塔31a,31bでは、前記実施
例と同様に精留分離及び気液の授受が行われ、製品低純
度酸素ガスPOが採取される。
一方第二上部塔31bの頂部の窒素ガスWGNは、液化窒素過
冷器14を経て分岐し、両者とも空気過冷器10a,10bを通
った後、一方が、高圧空気供給系統39aのリバーシング
熱交換器45aに導入され、原料空気Aaを冷却するととも
にリバーシング熱交換器45aの再生を行い、他の一方の
窒素ガスWGNは、中圧空気供給系統40aのリバーシング熱
交換器45bに導入される。
また中圧下部塔30bから導出された中圧窒素ガスGNbの一
部は、３方向に分岐した後、２系統がそれぞれリバーシ
ング熱交換器45a,45bで昇温される。そして再び低温の
ままの中圧窒素ガスGNbと合流し、膨張タービン18で膨
張して寒冷を発生し、前記第二上部塔31bからの窒素ガ
スWGNの一部と合流して中圧空気供給系統40aのリバーシ
ング熱交換器45bに導入され、原料空気Abを冷却すると
ともにリバーシング熱交換器45bの再生を行う。両リバ
ーシング熱交換器45a,45bを出たガスは、合流した後に
弁51を経て放出される。
本発明は、このように各種の系統により実施することが
でき、いずれの系統においても従来の同種の系統に比べ
て大幅な運転コストの低減を図ることがきる。
尚、各塔の気液の組成や圧力及び温度は、製品として採
取される低純度酸素ガスの組成や圧力等により適宜設定
することができ、さらに従来から用いられている各種制
御機器等を付加して動力原単位を向上させることができ
る。
また各塔を、完全に分離独立させることなく１基の精留
塔の内部を仕切って上下に連設させてもよい。特に上部
塔は、第一上部塔と第二上部塔の内部圧力が同程度であ
るので、一般的に形成して中間部に中間凝縮蒸発器を配
設しても同等の作用を得ることができる。
〔発明の効果〕
以上説明したように、本発明は、下部塔を高圧下部塔と
中圧下部塔とに分割するとともに、上部塔を第一及び第
二上部塔に分割し、高圧下部塔と第一上部塔との間に主
凝縮蒸発器を、中圧下部塔と第二上部塔との間に中間凝
縮蒸発器をそれぞれ配設し、前記高圧下部塔に原料空気
を供給する高圧空気供給系統と、前記中圧下部塔に原料
空気を供給する中圧空気供給系統とを備えて、各部に適
正な圧力，温度，組成の気液を供給したから、従来の空
気液化分離方法及びその装置に比べて大幅な動力原単位
の低減を図ることができ、低コストの製品ガスを供給す
ることができる。
【図面の簡単な説明】
第１図は本発明の一実施例を示す系統図、第２図は本発
明の上部塔におけるマッケーブ・シール線図、第３図は
動力原単位の低減効果を示す説明図、第４図乃至第６図
は、それぞれ本発明の他の実施例を示す系統図、第７図
及び第８図はそれぞれ従来例を示す系統図、第９図は従
来の上部塔におけるマッケーブ・シール線図である。 2a,2b……原料空気圧縮機、6a,6b……吸着器、7a,7b…
…主熱交換器、18……膨張タービン、30a……高圧下部
塔、30b……中圧下部塔、31a……第一上部塔、31b……
第二上部塔、32a,32b……膨張弁、34……導管、35……
製品酸素採取管、36……導管、37……主凝縮蒸発器、38
……中間凝縮蒸発器、39……高圧空気供給系統、40……
中圧空気供給系統、41……膨張弁、Aa,Ab……原料空
気、GNa,GNb……中圧窒素ガス、GO……低純度酸素ガ
ス、HGN……高純度窒素ガス、LA……液化空気、LNa,LNb
……液化窒素、LOa,LOb……低純度液化酸素、MGN……製
品中圧窒素ガス、PO……製品低純度酸素ガス、WN……低
純度窒素ガス

Claims (2)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】原料空気を圧縮，精製，冷却して下部塔と
    上部塔からなる複精留塔に導入し、液化分離する空気液
    化分離方法において、前記下部塔を高圧下部塔と中圧下
    部塔とに分割するとともに、前記上部塔を中圧下部塔よ
    り低圧の第一及び第二上部塔とに分割し、高圧及び中圧
    の原料空気を異なった２系統の供給系統により供給し、
    それぞれ前記高圧下部塔と中圧下部塔とに導入して精留
    分離し、両下部塔底部に分離した酸素富化の液体空気を
    導出し膨張させた後に、前記第二上部塔の中間部に供給
    してさらに精留し、該第二上部塔の底部に分離した塔底
    液を前記第一上部塔の当頂部に還流液として供給して精
    留し、該第一上部塔の底部から製品酸素を採取するとと
    もに、前記高圧下部塔の塔頂部に分離した窒素ガスを前
    記第一上部塔の塔底液と熱交換を行う主凝縮蒸発器の温
    流体とし、また前記中圧下部塔の塔頂部に分離した窒素
    ガスを前記第二上部塔の塔底液と熱交換を行う中間凝縮
    蒸発器の温流体とし、さらに前記第一上部塔の塔頂部に
    分離した酸素富化ガスを前記第二上部塔の塔下部に上昇
    ガスとして導入することを特徴とする空気液化分離方
    法。
  2. 【請求項２】原料空気を圧縮，精製，冷却して下部塔と
    上部塔からなる複精留塔に導入し、液化分離する空気液
    化分離装置において、前記下部塔を高圧下部塔と中圧下
    部塔とに分割するとともに前記上部塔を中圧下部塔より
    低圧の第一及び第二上部塔とに分割し、前記両下部塔底
    部と前記第二上部塔の中間部とを膨張弁を介して接続
    し、該第二上部塔の底部と前記第一上部塔の頂部とを接
    続し、該第一上部塔の底部に製品酸素採取管を接続し、
    第一上部塔の頂部と第二上部塔の下部とを接続し、また
    高圧下部塔の塔頂部のガスと第一上部塔の塔底部の液と
    を熱交換させる主凝縮蒸発器を配設し、さらに中圧下部
    塔の塔頂部のガスと第二上部塔の塔底部の液とを熱交換
    させる中間凝縮蒸発器を配設するとともに、前記高圧下
    部塔に原料空気を供給する高圧空気供給系統と、前記中
    圧下部塔に原料空気を供給する中圧空気供給系統とを備
    えたことを特徴とする空気液化分離装置。
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