JPS63242318A - 一酸化炭素分離・濃縮装置 - Google Patents
一酸化炭素分離・濃縮装置Info
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- JPS63242318A JPS63242318A JP62078998A JP7899887A JPS63242318A JP S63242318 A JPS63242318 A JP S63242318A JP 62078998 A JP62078998 A JP 62078998A JP 7899887 A JP7899887 A JP 7899887A JP S63242318 A JPS63242318 A JP S63242318A
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- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/151—Reduction of greenhouse gas [GHG] emissions, e.g. CO2
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- Carbon And Carbon Compounds (AREA)
- Gas Separation By Absorption (AREA)
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。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
〔産業上の利用分野〕
本発明は、−酸化炭素分離・濃縮装置に係り、特に吸収
液により一酸化炭素を吸収し、その吸収液から一酸化炭
素を分離回収する装置に関する。
液により一酸化炭素を吸収し、その吸収液から一酸化炭
素を分離回収する装置に関する。
（従来の技術〕
一酸化炭素（以下ＣＯと記す）の分離′ａ縮法としては
、深冷分離法、溶液吸収法および吸着法（ＰＳＡ法）が
ある、深冷分離法はＣＯを含むガスを一１６５℃〜−２
１０℃まで冷却し、ＣＯを液化させて分離する方法であ
る。しかし深冷分離法ではＣＯと沸点の近い窒素が多量
に共存する場合にはＣＯの分離が困難であるとともに本
方式には低温と畜圧を必要とし液化設備が高価になる欠
点があるため、現状では溶液吸収法および吸着法が主流
を占めている。
、深冷分離法、溶液吸収法および吸着法（ＰＳＡ法）が
ある、深冷分離法はＣＯを含むガスを一１６５℃〜−２
１０℃まで冷却し、ＣＯを液化させて分離する方法であ
る。しかし深冷分離法ではＣＯと沸点の近い窒素が多量
に共存する場合にはＣＯの分離が困難であるとともに本
方式には低温と畜圧を必要とし液化設備が高価になる欠
点があるため、現状では溶液吸収法および吸着法が主流
を占めている。
しかし、吸着法は中小規模の場合には経済的なプロセス
になるが、大規模な装置に適用することは困難であり、
また、製品ｃｏを高純度にしようとすると吸脱着操作を
繰返さなければならない。
になるが、大規模な装置に適用することは困難であり、
また、製品ｃｏを高純度にしようとすると吸脱着操作を
繰返さなければならない。
このため、大規模で高純度のＣＯを必要とする場合には
溶液吸収法が用いられる。
溶液吸収法が用いられる。
この溶液吸収法には、調液法、Ｃ０３ＯＲＢ法およびＨ
Ｉ ５ＯＲＢ法がある。調液法はギ酸第一銅のアンモニ
ア水溶液を吸収剤に用いる方法であり、通常２０℃、１
５０〜２００ａＬａ＋の高い圧力下で行われる。
Ｉ ５ＯＲＢ法がある。調液法はギ酸第一銅のアンモニ
ア水溶液を吸収剤に用いる方法であり、通常２０℃、１
５０〜２００ａＬａ＋の高い圧力下で行われる。
Ｃ０３ＯＲＢ法はテトラクロロアルミン酸第−銅のトル
エン溶液を吸収剤として用いる方法であり、通常、約４
０℃、６． ４ａｔ■で行われるが、吸収液は水と反応
するため原料ガス中の水分をｌｐｐｍ以下にしなければ
ならない。
エン溶液を吸収剤として用いる方法であり、通常、約４
０℃、６． ４ａｔ■で行われるが、吸収液は水と反応
するため原料ガス中の水分をｌｐｐｍ以下にしなければ
ならない。
また、ＨＩＳＯＲＢ法は塩化第一銅／ ｈ ｍ ｐ ａ
〔ここでｈ ｍ ｐ ａはトリス（ジメチルアミノ）ホ
スフィンオキシトの略記である。〕錯体のトルエン溶液
を吸収剤として、常温、５〜１８ａｔｍの条件下で行わ
れ、吸収液は耐水性に富んでいるため脱水装置を設ける
必要がない。
〔ここでｈ ｍ ｐ ａはトリス（ジメチルアミノ）ホ
スフィンオキシトの略記である。〕錯体のトルエン溶液
を吸収剤として、常温、５〜１８ａｔｍの条件下で行わ
れ、吸収液は耐水性に富んでいるため脱水装置を設ける
必要がない。
しかし、これらの溶液吸収法の基本的なプロセス構成は
いずれの場合も第６図のようになる。以下、第６図に示
したＨＩＳＯＲＢ法のフローに従って説明する。
いずれの場合も第６図のようになる。以下、第６図に示
したＨＩＳＯＲＢ法のフローに従って説明する。
第６図において、ｃｏを含む原料ガスは、原料供給管３
１を通って吸収塔３２に送られる。吸収塔３２は充填塔
、多孔板塔等から形成されており、吸収液とＣＯを含む
原料ガスは向流接触するシステムとなっている。吸収液
と向流接触することにより原料ガス中のＣＯは吸収液中
に吸収される。
１を通って吸収塔３２に送られる。吸収塔３２は充填塔
、多孔板塔等から形成されており、吸収液とＣＯを含む
原料ガスは向流接触するシステムとなっている。吸収液
と向流接触することにより原料ガス中のＣＯは吸収液中
に吸収される。
ＣＯを分離された原料ガスは排ガスライン３３から系外
に排出される。吸収塔３２は常温で５〜１８ａｔｍの条
件で運転される。ＣＯを吸収した吸収液は熱交換器３４
で加熱され、更に加熱器３５を通り８０〜１２０℃程度
まで昇温される。この状態で吸収液は脱離塔３６に送ら
れ、ここで吸収液中のＣＯが分離される０分離されたＣ
Ｏは、製品ＣＯライン３７を経て回収される。
に排出される。吸収塔３２は常温で５〜１８ａｔｍの条
件で運転される。ＣＯを吸収した吸収液は熱交換器３４
で加熱され、更に加熱器３５を通り８０〜１２０℃程度
まで昇温される。この状態で吸収液は脱離塔３６に送ら
れ、ここで吸収液中のＣＯが分離される０分離されたＣ
Ｏは、製品ＣＯライン３７を経て回収される。
脱離塔３６は充填塔、多孔板塔からなっており、ＣＯを
分離した吸収液は熱交換器３４を通って冷却された後、
クーラ３８を通り３０〜５０℃まで冷却され、再び吸収
塔３２に戻される。また、脱離塔３６では塔底部にスチ
ーム加熱器３９が設けられ、塔内を高温に維持してＣＯ
の脱離を効率的に行うようになっている。
分離した吸収液は熱交換器３４を通って冷却された後、
クーラ３８を通り３０〜５０℃まで冷却され、再び吸収
塔３２に戻される。また、脱離塔３６では塔底部にスチ
ーム加熱器３９が設けられ、塔内を高温に維持してＣＯ
の脱離を効率的に行うようになっている。
吸収塔３２では、原料ガス中のＣＯが化学的に吸収液に
吸収されるが、同時にＣＯｔも物理吸収される。このた
め、脱離塔３６ではＣＯとともにＣＯ２も脱離すること
になり、製品ＣＯ線純度低下し、高純度のＣＯは得られ
ない、したがって、純度の高いｃｏを得るためには、吸
収塔３２の原料ガス供給ライン３１あるいは脱離塔３６
出口の製品ＣＯライン３７にＣＯ！吸収塔４０を設置し
てＣＯ８を除去する必要がある。
吸収されるが、同時にＣＯｔも物理吸収される。このた
め、脱離塔３６ではＣＯとともにＣＯ２も脱離すること
になり、製品ＣＯ線純度低下し、高純度のＣＯは得られ
ない、したがって、純度の高いｃｏを得るためには、吸
収塔３２の原料ガス供給ライン３１あるいは脱離塔３６
出口の製品ＣＯライン３７にＣＯ！吸収塔４０を設置し
てＣＯ８を除去する必要がある。
ＣＯ！吸収塔４０は、一般に複雑かつ高設備のコストの
高い装置であり、このためＣＯの製造コストも高価なも
のとなる。
高い装置であり、このためＣＯの製造コストも高価なも
のとなる。
本発明の目的は、上記した従来技術の問題点を解消し、
簡便な設備構成で、ＣＯの製造コストを大幅に上げるこ
となく、高純度のＣＯを得ることができるＣＯ分離・濃
縮装置を提供することにある。
簡便な設備構成で、ＣＯの製造コストを大幅に上げるこ
となく、高純度のＣＯを得ることができるＣＯ分離・濃
縮装置を提供することにある。
上記目的は、吸収塔と脱離塔との間を接続する液循環ラ
インに少なくとも１つ以上のフラッシュタンクを設け、
更に、フラッシュタンク空塔部に低沸点有機化合物の蒸
気、吸収塔のオフガスの一部、あるいは製品ＣＯガスの
一部等のガスを吹込む等の手段により、フラッシュタン
ク空塔部におけるＣＯ２分圧を制御することにより達成
される。
インに少なくとも１つ以上のフラッシュタンクを設け、
更に、フラッシュタンク空塔部に低沸点有機化合物の蒸
気、吸収塔のオフガスの一部、あるいは製品ＣＯガスの
一部等のガスを吹込む等の手段により、フラッシュタン
ク空塔部におけるＣＯ２分圧を制御することにより達成
される。
吸収塔において加圧状態で吸収液に吸収されたＣＯおよ
びＣＯｔは、吸収塔より低い圧力に減圧すると脱離する
が、その脱離速度は、化学吸収であるＣＯに比べ物理吸
収したＣ Ｏｚの方が非常に速い。したがって、このＣ
ＯとＣＯｌの脱離速度の差を利用してＣＯｔを吸収液か
ら効率良く脱離させることができる。すなわち、吸収塔
と脱離塔間に設けられたフラッシュタンクで急激に減圧
することによりＣＯ８は容易に脱離するため、ＣＯの脱
離量が少ないうちに吸収液を脱離塔へ送ることによって
脱−塔において高純度のｃｏを回収することが可能とな
る。
びＣＯｔは、吸収塔より低い圧力に減圧すると脱離する
が、その脱離速度は、化学吸収であるＣＯに比べ物理吸
収したＣ Ｏｚの方が非常に速い。したがって、このＣ
ＯとＣＯｌの脱離速度の差を利用してＣＯｔを吸収液か
ら効率良く脱離させることができる。すなわち、吸収塔
と脱離塔間に設けられたフラッシュタンクで急激に減圧
することによりＣＯ８は容易に脱離するため、ＣＯの脱
離量が少ないうちに吸収液を脱離塔へ送ることによって
脱−塔において高純度のｃｏを回収することが可能とな
る。
しかし、フラッシュタンクにおいてＣＯ雪が放散すると
フラッシュタンク空塔部におけるＣＯ２分圧が高くなり
ＣＯ２の脱離量を低下させるため、強制的に空塔部のＣ
Ｏ□分圧を下げることによりＣＯ□の脱離を促進させ、
更にＣＯ線純度向上させることができる。
フラッシュタンク空塔部におけるＣＯ２分圧が高くなり
ＣＯ２の脱離量を低下させるため、強制的に空塔部のＣ
Ｏ□分圧を下げることによりＣＯ□の脱離を促進させ、
更にＣＯ線純度向上させることができる。
第５図にＣｏ２分圧とＣＯｚ吸収量の関係を示すが、フ
ラッシュタンク空塔部のＣＯ２分圧が低い程、吸収液に
吸収されるｃｏ、１が減少するため、それだけ多くのＣ
Ｏよをフラッシュタンクで脱離させることが可能である
。
ラッシュタンク空塔部のＣＯ２分圧が低い程、吸収液に
吸収されるｃｏ、１が減少するため、それだけ多くのＣ
Ｏよをフラッシュタンクで脱離させることが可能である
。
以下、図面に基づいて本発明の詳細な説明する。
第１図は本発明のＣＯ分離・ｉＪ縮装置の第１実施例を
示す概略的構成図である。このｃｏ分離・濃縮装置は、
吸収塔１、脱離塔４、フラッシュタンク７、デカンタ１
４、加熱器１５から主として構成される。吸収塔１の塔
底部には原料ガス供給管２が設けられ、塔頂部にはオフ
ガスライン３が設置されている。また、脱離塔４の塔頂
部には製品ＣＯライン６が設置されている。吸収塔１の
塔底部は、フラッシュタンク７、液循環ポンプ９および
熱交換器１１を介設した液循環ライン１２によって脱離
塔４の塔頂部に設けたスプレーノズル５に接続され、脱
離塔４の塔底部は、熱交換器１１および液循環ポンプ１
０を設置した液循環ライン１３によって吸収塔ｌの塔頂
部に接続されている。
示す概略的構成図である。このｃｏ分離・濃縮装置は、
吸収塔１、脱離塔４、フラッシュタンク７、デカンタ１
４、加熱器１５から主として構成される。吸収塔１の塔
底部には原料ガス供給管２が設けられ、塔頂部にはオフ
ガスライン３が設置されている。また、脱離塔４の塔頂
部には製品ＣＯライン６が設置されている。吸収塔１の
塔底部は、フラッシュタンク７、液循環ポンプ９および
熱交換器１１を介設した液循環ライン１２によって脱離
塔４の塔頂部に設けたスプレーノズル５に接続され、脱
離塔４の塔底部は、熱交換器１１および液循環ポンプ１
０を設置した液循環ライン１３によって吸収塔ｌの塔頂
部に接続されている。
フラッシュタンク７の空塔部はデカンタ１４及び加熱器
１５間を循環する循環ラインを介して接続されている。
１５間を循環する循環ラインを介して接続されている。
次に上記のような構成からなるＣＯ分離・濃縮装置の作
用について説明する。
用について説明する。
原料ガスは原料ガス供給管２より吸収塔ｌに導入され、
吸収液中に気泡を形成しなからＣＯが化学的に吸収され
、ＣＯｔも若干物理吸収される。
吸収液中に気泡を形成しなからＣＯが化学的に吸収され
、ＣＯｔも若干物理吸収される。
ｃｏを吸収分離されたオフガスは、オフガスライン３か
ら取出される。一方、ＣＯを吸収した吸収液は、吸収塔
ｌの塔底部よりフラッシュタンク７に送られる。フラッ
シュタンク７の空塔部にはデカンタ１４および加熱器１
５を介してアセトン蒸気が吹き込まれ、ＣＣｈ分圧が低
下してＣＯｚの脱離が促進される。アセトンと脱離され
たＣＯｌを含むガスは、デカンタ１４に導入され、ここ
でアセトンの沸点よりも低い温度まで冷却され、ガス中
のアセトンは凝縮し、ガス状のＣＯ８は系外に排出され
る。凝縮したアセトンは再び加熱器１５にて加熱され、
蒸気となってフラッシュタンク７の空塔部に導入される
。
ら取出される。一方、ＣＯを吸収した吸収液は、吸収塔
ｌの塔底部よりフラッシュタンク７に送られる。フラッ
シュタンク７の空塔部にはデカンタ１４および加熱器１
５を介してアセトン蒸気が吹き込まれ、ＣＣｈ分圧が低
下してＣＯｚの脱離が促進される。アセトンと脱離され
たＣＯｌを含むガスは、デカンタ１４に導入され、ここ
でアセトンの沸点よりも低い温度まで冷却され、ガス中
のアセトンは凝縮し、ガス状のＣＯ８は系外に排出され
る。凝縮したアセトンは再び加熱器１５にて加熱され、
蒸気となってフラッシュタンク７の空塔部に導入される
。
ＣＯ，が脱離された吸収液は熱交換器１１で加熱されな
がら液循環ポンプ９により脱離塔４の塔頂に設けられた
スプレーノズル５に送られ、脱離塔４内に噴霧される。
がら液循環ポンプ９により脱離塔４の塔頂に設けられた
スプレーノズル５に送られ、脱離塔４内に噴霧される。
噴霧された吸収液からは高純度のＣＯが脱離し、製品Ｃ
Ｏライン６より取出され、またＣＯを脱離された吸収液
は熱交換器１１で冷却された後、液循環ポンプ１０によ
って吸収塔１の塔頂部に戻される。
Ｏライン６より取出され、またＣＯを脱離された吸収液
は熱交換器１１で冷却された後、液循環ポンプ１０によ
って吸収塔１の塔頂部に戻される。
第２図は本発明のＣＯ分離・濃縮装置の第２実施例を示
す概略的構成図である。
す概略的構成図である。
第２図に示すＣＯ分離・濃縮装置において、第１図に示
す装置と異なる点は、デカンタ１４からのＣＯｚガス排
出系統はその途中に加圧ブロワ８が介設されると共に原
料ガス供給管２に接続されていることである。したがっ
て、第２図において、他の構成部分は第１図と同一符号
で示している。
す装置と異なる点は、デカンタ１４からのＣＯｚガス排
出系統はその途中に加圧ブロワ８が介設されると共に原
料ガス供給管２に接続されていることである。したがっ
て、第２図において、他の構成部分は第１図と同一符号
で示している。
このＣＯ分離・濃縮装置においては、フラッシュタンク
７ではＣＯ８と同時にＣＯを若干脱離されるため、フラ
ッシュタンクオフガスのＣＯ□分圧が大きくない場合、
デカンタ１４でアセトンを回収した後、ＣＯ！とＣＯを
含むガスは加圧ブロワ８により原料ガスとともに吸収塔
１に導入され、ガス中のＣＯが吸収液中に吸収される。
７ではＣＯ８と同時にＣＯを若干脱離されるため、フラ
ッシュタンクオフガスのＣＯ□分圧が大きくない場合、
デカンタ１４でアセトンを回収した後、ＣＯ！とＣＯを
含むガスは加圧ブロワ８により原料ガスとともに吸収塔
１に導入され、ガス中のＣＯが吸収液中に吸収される。
したがって、本実施例では、フラッシュタンク７で若干
ではあるが、脱離されたＣＯをも吸収液中に吸収される
結果、原料ガスからの００回収率が向上することになる
。
ではあるが、脱離されたＣＯをも吸収液中に吸収される
結果、原料ガスからの００回収率が向上することになる
。
第１図に示す第１実施例および第２図に示す第２実施例
において、フラッシュタンク７の空塔部でＣＯ２分圧を
下げる手段として、アセトン蒸気を導入する例を示した
が、アセトンの代わりにフラッシュタンク７の運転温度
よりも低い沸点を有する有機化合物を使用することもで
きる。
において、フラッシュタンク７の空塔部でＣＯ２分圧を
下げる手段として、アセトン蒸気を導入する例を示した
が、アセトンの代わりにフラッシュタンク７の運転温度
よりも低い沸点を有する有機化合物を使用することもで
きる。
なお、第１図及び第２図において、フラッシュタンク７
は二段以上設置することもできる。
は二段以上設置することもできる。
第３図は本発明のＣＯ分離・濃縮装置の第３実施例を示
す概略的構成図である。このＣＯ分離・濃縮装置におい
て、フラッシュタンク？Ａ、７Ｂが二段設置され、これ
らの空塔部はオフガスバイパスライン１６により吸収塔
１のオフガスライン３と接続され、フラッシュタンク７
Ａ、７Ｂの空塔部のＣＯ２分圧を下げる手段として吸収
塔１のオフガスを利用するようになっている。
す概略的構成図である。このＣＯ分離・濃縮装置におい
て、フラッシュタンク？Ａ、７Ｂが二段設置され、これ
らの空塔部はオフガスバイパスライン１６により吸収塔
１のオフガスライン３と接続され、フラッシュタンク７
Ａ、７Ｂの空塔部のＣＯ２分圧を下げる手段として吸収
塔１のオフガスを利用するようになっている。
吸収塔ｌのオフガス中には吸収塔１で物理吸収されなか
ったＣＯ！が残存しているために、このオフガスをフラ
ッシュタンク７Ａ、７Ｂの空塔部に導入した場合、００
０分圧を下げる効果は、低沸点の有機化合物蒸気を導入
する場合に比較して低いが、ＣＯ２の脱離を促進させる
にはには十分である。特に第３実施例では、オフガスバ
イパスライン１６を配設するのみで第１図および第２図
に示すデカンタ１４および加熱器１５が不要となるので
、設備構造上簡素化でき、設備コストを更に低減できる
効果がある。
ったＣＯ！が残存しているために、このオフガスをフラ
ッシュタンク７Ａ、７Ｂの空塔部に導入した場合、００
０分圧を下げる効果は、低沸点の有機化合物蒸気を導入
する場合に比較して低いが、ＣＯ２の脱離を促進させる
にはには十分である。特に第３実施例では、オフガスバ
イパスライン１６を配設するのみで第１図および第２図
に示すデカンタ１４および加熱器１５が不要となるので
、設備構造上簡素化でき、設備コストを更に低減できる
効果がある。
第４図は本発明のＣＯ分離・濃縮装置の第４実施例を示
す概略的構成図である。
す概略的構成図である。
第４図において、フラッシュタンク７Ｃ，７Ｄ。
７Ｅの各空塔部には脱離塔４からの製品ＣＯライン６か
ら分岐した製品Ｃｏガスバイパスライン１７が接続され
ている。また、各フラッシュタンク７Ｃ１７Ｄ、７Ｅの
空塔部は加圧ブロワ８を介して原料ガス供給管２に接続
されている。
ら分岐した製品Ｃｏガスバイパスライン１７が接続され
ている。また、各フラッシュタンク７Ｃ１７Ｄ、７Ｅの
空塔部は加圧ブロワ８を介して原料ガス供給管２に接続
されている。
このｃｏ分離・濃縮装置では、フラッシュタンク７Ｃ，
７Ｄ、７Ｅにそれぞれ製品ガスライン６から製品ガスバ
イパスライン１７を介して製品ガスの一部が導入され、
フラッシュタンクの空塔部におけるＣＯ２分圧が低下し
、ＣＯｔの脱離が促進される。この場合、フラッシュタ
ンクの空塔部にＣｏガスが導入されるので、フラッシュ
タンクの空塔部における００分圧が高くなり、吸収液か
らＣＯの脱離が抑制される効果がある。
７Ｄ、７Ｅにそれぞれ製品ガスライン６から製品ガスバ
イパスライン１７を介して製品ガスの一部が導入され、
フラッシュタンクの空塔部におけるＣＯ２分圧が低下し
、ＣＯｔの脱離が促進される。この場合、フラッシュタ
ンクの空塔部にＣｏガスが導入されるので、フラッシュ
タンクの空塔部における００分圧が高くなり、吸収液か
らＣＯの脱離が抑制される効果がある。
第４図において、特にフラッシュタンクを３段にした例
を示したが、フラッシュタンクの段数は任意である。
を示したが、フラッシュタンクの段数は任意である。
本発明は、ＣＯを吸収した吸収液からＣＯ２を脱離させ
るためのフラッシュタンク空塔部におけるＣＯ２分圧を
低下させる手段を有するものであり、フラッシュタンク
に導入されるガスは、上記した例に限定されず、ＣＯを
吸収した吸収液の性状を）員なうことなく、フラッシュ
タンク空塔部でガス状に維持されるものが有効に使用さ
れる。
るためのフラッシュタンク空塔部におけるＣＯ２分圧を
低下させる手段を有するものであり、フラッシュタンク
に導入されるガスは、上記した例に限定されず、ＣＯを
吸収した吸収液の性状を）員なうことなく、フラッシュ
タンク空塔部でガス状に維持されるものが有効に使用さ
れる。
以上のように本発明によれば、脱離塔の上流でフラッシ
ュタンク空塔部におけるＣＯｔ分圧を制御する手段によ
りＣＣｈ分圧を低下させてＣＯ７の脱離に促進させるこ
とができるので、脱離塔に供給される吸収液中に吸収さ
れたＣＯ□量を大幅に低下でき、このため脱離塔におけ
るＣ Ｏｔの脱離が極めて少なくなり、高純度の製品Ｃ
ｏガスを得ることができる。また、製品ＣＯラインまた
は原料ガスラインにＣＯ！吸着塔等の装置を設置するこ
となく、製品ＣＯガスを得ることができるので、ＣＯ製
造コストを低減できる。
ュタンク空塔部におけるＣＯｔ分圧を制御する手段によ
りＣＣｈ分圧を低下させてＣＯ７の脱離に促進させるこ
とができるので、脱離塔に供給される吸収液中に吸収さ
れたＣＯ□量を大幅に低下でき、このため脱離塔におけ
るＣ Ｏｔの脱離が極めて少なくなり、高純度の製品Ｃ
ｏガスを得ることができる。また、製品ＣＯラインまた
は原料ガスラインにＣＯ！吸着塔等の装置を設置するこ
となく、製品ＣＯガスを得ることができるので、ＣＯ製
造コストを低減できる。
第１図は本発明のＣＯ骨分離濃縮装置の第１実施例を示
す概略的構成図、第２図は本発明のＣＯ骨分離濃縮装置
の第２実施例を示す概略的構成図、第３図は本発明のＣ
Ｏ骨分離濃縮装置の第３実施例を示す概略的構成図、第
４図は本発明のｃｏ分離・濃縮装置の第４実施例を示す
概略的構成図、第５図はＣＯを分圧とＣＯ□吸収量との
関係を示すグラフ、第６図は従来のＣＯ骨分離濃縮装置
を示す概略的構成図である。 １・・・・・・吸収塔、２・・・・・・原料ガス供給管
、３・・・・・・オフガスライン、４・・・・・・脱離
塔、５・・・・・・スプレーノズル、６・・・・・・製
品ＣＯライン、？、７Ａ、７Ｂ。 ７Ｃ，７Ｄ、７Ｅ・・・・・・フラッシュタンク、８・
・・・・・加圧ブロワ、９．１０・・・・・・液循環ポ
ンプ、１１・・・・・・熱交換器、１２．１３・・・・
・・液循環ライン、１４・・・・・・デカンタ、１５・
・・・・・加熱器、１６・・・・・・オフガスバイパス
ライン、１７・・・・・・製品ＣＯガスパイパスライン
。 代理人 弁理士 西 元 勝 − 第１図 第２図 第３図 第４図
す概略的構成図、第２図は本発明のＣＯ骨分離濃縮装置
の第２実施例を示す概略的構成図、第３図は本発明のＣ
Ｏ骨分離濃縮装置の第３実施例を示す概略的構成図、第
４図は本発明のｃｏ分離・濃縮装置の第４実施例を示す
概略的構成図、第５図はＣＯを分圧とＣＯ□吸収量との
関係を示すグラフ、第６図は従来のＣＯ骨分離濃縮装置
を示す概略的構成図である。 １・・・・・・吸収塔、２・・・・・・原料ガス供給管
、３・・・・・・オフガスライン、４・・・・・・脱離
塔、５・・・・・・スプレーノズル、６・・・・・・製
品ＣＯライン、？、７Ａ、７Ｂ。 ７Ｃ，７Ｄ、７Ｅ・・・・・・フラッシュタンク、８・
・・・・・加圧ブロワ、９．１０・・・・・・液循環ポ
ンプ、１１・・・・・・熱交換器、１２．１３・・・・
・・液循環ライン、１４・・・・・・デカンタ、１５・
・・・・・加熱器、１６・・・・・・オフガスバイパス
ライン、１７・・・・・・製品ＣＯガスパイパスライン
。 代理人 弁理士 西 元 勝 − 第１図 第２図 第３図 第４図
Claims (6)
- （１）原料ガスと吸収液との気液接触により原料ガス中
の一酸化炭素を吸収液に吸収させる吸収塔と、吸収液か
ら一酸化炭素を分離する脱離塔とを備えた一酸化炭素分
離・濃縮装置において、前記吸収塔と前記脱離塔との間
を接続する吸収液循環ラインに少なくとも１つのフラッ
シュタンクを設置し、該フラッシュタンクの空塔部にお
けるＣＯ＿２分圧を制御する手段を設けたことを特徴と
する一酸化炭素分離・濃縮装置。 - （２）前記ＣＯ＿２分圧を制御する手段は、前記フラッ
シュタンクの空塔部における温度よりも低い沸点を有す
る有機化合物からなる蒸気を前記フラッシュタンクの空
塔部に導入する手段であることを特徴とする特許請求の
範囲第（１）項記載の一酸化炭素分離・濃縮装置。 - （３）前記ＣＯ＿２分圧を制御する手段は、前記吸収塔
のオフガスの一部を前記フラッシュタンクの空塔部に導
入する手段であることを特徴とする特許請求の範囲第（
１）項記載の一酸化炭素分離・濃縮装置。 - （４）前記ＣＯ＿２分圧を制御する手段は、前記脱離塔
からの製品ＣＯガスの一部を前記フラッシュタンクの空
塔部に導入する手段であることを特徴とする特許請求の
範囲第（１）項記載の一酸化炭素分離・濃縮装置。 - （５）前記吸収液は、塩化第１銅／トリス（ジメチルア
ミノ）ホスフィンオキシド錯体溶液であることを特徴と
する特許請求の範囲第（１）項記載の一酸化炭素分離・
濃縮装置。 - （６）前記フラッシュタンクの空塔部の出口ガスを前記
吸収塔に対する原料ガス供給管に戻すラインを設けたこ
とを特徴とする特許請求の範囲第（１）項乃至第（５）
項のいずれかに記載の一酸化炭素分離・濃縮装置。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP62078998A JPS63242318A (ja) | 1987-03-31 | 1987-03-31 | 一酸化炭素分離・濃縮装置 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP62078998A JPS63242318A (ja) | 1987-03-31 | 1987-03-31 | 一酸化炭素分離・濃縮装置 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS63242318A true JPS63242318A (ja) | 1988-10-07 |
Family
ID=13677561
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP62078998A Pending JPS63242318A (ja) | 1987-03-31 | 1987-03-31 | 一酸化炭素分離・濃縮装置 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS63242318A (ja) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2011529430A (ja) * | 2008-07-29 | 2011-12-08 | ユニオン、エンジニアリング、アクティーゼルスカブ | 高純度二酸化炭素の回収方法 |
| JP2015181992A (ja) * | 2014-03-20 | 2015-10-22 | Ｊｆｅスチール株式会社 | 混合ガスからの酸化炭素の回収方法 |
-
1987
- 1987-03-31 JP JP62078998A patent/JPS63242318A/ja active Pending
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2011529430A (ja) * | 2008-07-29 | 2011-12-08 | ユニオン、エンジニアリング、アクティーゼルスカブ | 高純度二酸化炭素の回収方法 |
| JP2015181992A (ja) * | 2014-03-20 | 2015-10-22 | Ｊｆｅスチール株式会社 | 混合ガスからの酸化炭素の回収方法 |
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