CN1172687A - 改进的分离气体混合物的薄膜系统 - Google Patents
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Abstract
从气态混合物中分离出一种纯净组分气体的方法和系统。例如可以有效地从环境空气中获取纯净氧气(纯度为60—90%)。所提供的系统和方法中至少用三级渗透器,但不是每级都需要一台压缩机。这就减少了能量需求,作为能量需求的函数的产品纯度也能得以提高。
Description
本发明涉及的是有效地把气体混合物分离出一种更纯组分气体的方法以及薄膜分离系统[例如可以从环境气体中生产纯氧(纯度为60％到90％)气体的系统]。
利用中空纤维膜和薄膜组件可以使从环境空气中生产氧和氮的简单方法得到发展。在现有技术中，将空气压缩后使其沿纤维束流动。氧容易渗透，故低压渗透的是富氧气体。当氧继续向薄膜渗透时，流动的滞留气流逐步变成富氮气流。
在现有的单级方法中，所用的薄膜对氧的渗透高于对氮的渗透，如果需要的产品是富氮，而其纯度又不够时，只要把滞留的富氮气流与更大的薄膜面接触，以除去额外的氧杂质。因为所剩的含氮气流处于高压下，所以不需要另外进行压缩。而富氧渗透气流处于低压。如果需要进一步处理成更纯的氧，则富氧渗透气流在它可以通过薄膜渗透进一步纯化以前必须再次压缩。需要再压缩就要求有附加能量。
采用简单的单级法所获得的渗透产品的纯度受到薄膜固有分离系数的限制。由于当前可利用的薄膜的分离系数通常小于10，显然单级薄膜不能用以生产高纯氧，所以要求采用多级方法。
用薄膜法从空气中生产氧作为所追求的目标至少有40年的历史。Weller和Steiner在″Enginearing Aspects of Separation of Gases″，(Chem.Eng.Progress，46(11)，P585-590)中描述了一种富集空气中氧的单级方法，但也注意到这样生产出的产品纯度受到了限制。为了克服上述问题，他们提出了一种在理论上至少能够生产浓度为91％的氧气的多级串联法。在该串联法中，第n级的供气由第n+1级的滞留气和第n-1级的渗透气组成。所有渗透气流都要有压缩机将其压力升高到滞留压力。当级数增多时，将导致不可忽略的缺陷。当然通过采用足够多的级数可以生产出所需纯度的氧气。
Walawender和Stern在″Analysis of Membrane Separation ParatnetersII.Countercurrent and Concurrent Folw in a Single PermeationStage″(Separation Science，7(5)，P553-584)中进一步对各渗透模式、薄膜性能及工作条件的单级方法作了分析。
现有技术对两级再循环方法的使用也有教导，在这种方法中将第二级渗透气重新循环到第一级的供气中。通过调节各级的馏份(渗透流速与供气流速之比)、各级间的面积分配和工作压力之比(进气压力和渗透压力之比)，就可以控制氧浓度。对于选择率为6的薄膜来讲，当从第二级出来的富氧渗透气的再循环速率足够大时，这种方法能够生产出纯度高于50％的氧。采用高的再循环速率和足够低的各级馏份，再循环气流中的氧相对于空气要多，这样在第一渗透级的进气中的氧浓度就增高。这种方法只要求一台压机，但压缩气体的总量随再循环气体的总量增加。
Ohno等人在″Separation of Rare Gases by Membranes″(Radiochem.Radioanal.Letters 27(5-6)，P299-306)一文中描述了一种采用串联的双级方法、在该方法中将第二级的渗透气再循环到第一级的进气中。这种方法用于N2-Kr和He-Kr分离。该方法只需一台供气压缩机。
Ohno等人在″Comparison of Gas Membrane Separation Cascades usingConrentional Separation Cell and Two Unit Separation Cells″(J.Nuc.Sci.Tech.，15(5)，P376-386)中对串联的双级法进行了分析，发现这种双级要比传统的双级单元经济得多。Pan等人在″Gas Separation byPermeation Part 1.Calculation Mathods and Parametric Analysis″(Can.J.Chem.Eng.，56，P197-209)一文中，专门介绍了从空气中生产氧气的双级再循环方法。
Hwang等人在″Gas Separation by Continuous Membrane Column″(Separation Science and Tech.，15(4)，P1069-1090)一文中所介绍的连续式薄膜柱作为第一类例子中的一个说明了氧-氮分离。在该方法中，把分离装置分成汽提区和富集区，各区均有逆向回流。经与传统的单级法比较，要求保护的薄膜柱在于能在低压缩系数下使生产的氧的浓度大大提高，但可能要求有较大的薄膜面积。然而由Stern等人在″Recycle and MultimembranePermeators for Gas Separation″(J.Membrane Sci.，20.P25-43)一文中的分析显示，这样的连续薄膜柱不如两级再循环方法。膜柱以及新型多薄膜渗透器进行了比较。作者更感兴趣的是渗透气再缩环或滞留气再循环对产品纯度的影响。
Ward等人在″Membrane Oxygen Enrichmert″(General Electric Co.)一文中对单级和两级再循环薄膜法的应用及连续薄膜柱应用与传统低温法及PSA氧源法进行了比较。该文认为薄膜法适用于小容量低纯度(＜50％的氧)的范围。为了生产纯度达90％的氧，该文认为需对薄膜技术进行改进。
其他研究又把再循环薄膜渗透器应用于从空气或其他气流中分离氧的方法中。Kimura等人在″Membrane Oxygen Enrichment I.Demonstration ofMembrane Oxygen Enrichment for Natural GasCombustion″(J.Mem.Science，29，P67-77)一文中描述的是单级方法生产燃烧用的合适的富集空气(约30％氧)的实际试验。在该具体方法中，渗透采用的是真空抽吸而不是压缩进气。这很好地说明了通常单级法只能获得低纯度气体。
Qiu等人在″Economic Evalution Gas Membrane Separator Designs″(Ind.Eng.Chem.Res.，28，P1670-1677)一文中对连续式薄膜柱以及从空气中生产55％氧的单级和双级再循环方法的经济性作了估计。在该估计中，发现连续式薄膜柱是最经济的。
美国专利的No.4,180,388描述了一种用双级渗透系统从混合气中分离一种气体的方法。美国专利No.4,130,403公开了一种用薄膜把主要含有天然气的混合气体中的酸组分除去的方法。该法涉及两级串接薄膜，其中从第二级出来的渗透气体经压缩并在到另一个膜中进行分离以后再重新循环到第二级入口。
美国专利No.4,119,417描述的是一种利用两个按顺序工作的薄膜室的薄膜气体混合物分离系统，从第二级出来的渗透气体又重新循环到前一个进气压缩机上游的某个部位。美国专利4,264,338公开的气体分离方法，采用的薄膜可选择地用来渗透混合气体中的一种气体。该方法包括多级薄膜分离，其中把第二级出来的气体混合物送到再循环级薄膜进行分离，以获得富集所需气体的渗透气体，并将该渗透气体与第二级的进气进行混合。
已有技术的另一种提高氧纯度的方法是两级进气回流法。该进气回流法与四孔薄膜组件的有效利用率有关，该薄膜组件可以在薄膜分离出的逆流中对两种气流(即对高压和低压气流)进行调节。在该方法中，环境空气首先作为低压净化气流过第二薄膜级。由于氧渗入第二级中。该气流变成相对于空气为富氧的气流。该富氧空气经压缩后作为高压空气进入第一渗透级。则第一级渗透气体进一步变成富氧气体并成为产品。当选择率为6时，使用单台压缩机的方法可以有效地生产出浓度为50-60％的氧。这种方法避免了普通双级再循环方法中固有的混合损失。
另一种提高氧纯度的方法是如图1所示的使用”复迭“的方法。此方法把从第一级出来的富氧渗透气体再压缩后作为第二级的输入，故而第二级渗透气体进一步变成富氧气体，并成为产品。如果各级馏分不太多，则第二级滞留气体相对于空气来讲为富氧气体。显然，这对把该气流重新循环到第一级进气中是有利的。这不仅增加了第一级进气中的氧浓度，而且还减少了需要从第一级压缩机出来的气流量，因而减少了能量需求。
双级和三级复迭法要求每级都有一台独立的压缩机，而本发明的三级方法仅需要两台压缩机，所以相对于三级复迭法来讲既简单又有效。
已有技术的不足之处在于：尽管进气回流过程的效果不错，但现有薄膜的性能不能生产出真正高纯度的产品。复迭法可以延伸到采用三级或更多级，但每个附加级均需要一台附加压缩机，所以也就需要附加能量。
现有技术的上述任一结构的多级再循环系统效率不高的原因在于再循环流体量与它被再循环到的流体中的流体量不同。尽管系统的总目的是为了提高纯度，但由于稀释了最高纯度流体，所以在某些部位因纯度降低而大大降低了总效率。如本文所述，根据本发明，变换各种参数可以使再循环气流的纯度基本就是与该气流进行混合的上游气体混合物的纯度。甚至用这种方式可以调节现有的装置来完成本发明方法。而且本发明还包括一种优选的新型装置。
本发明提供的系统和方法用于从气体混合物中有效地生产高纯组份气体，而对各渗透级不一定都需要一台压缩机。
本发明的一个目的在于通过使各再循环气流的纯度尽可能精确地等于与该再循环气流进行混合的各上游气体混合物的纯度，从而基本上防止因混合而引起的稀释。
在一个实施例中，本发明提供了一种从气态混合物分离出一种纯组份气体的方法，该方法在于把供入的需进行纯化的气体混合物送到含有若干渗透器的分离装置中，各渗透器均有一个把各渗透器分成渗透侧和滞留侧的气体分离薄膜，其中把所述供入的混合物送入上游渗透器侧，从所述上游渗透器侧渗透的气流直接或间接地进入至少一个下游渗透器侧，将至少一个下游渗透器侧渗透出的气流再循环到上游气态混合物中与其混合；在所述再循环的渗透出的气流和所述上游气态混合物进行混合的地方，所述再循环的渗透出的气流中的所述组份气体的百分比与所述上游气态混合物中的所述组份气体的百分比的差不大于10；所述方法还包括从至少一个其它的渗透器中回收所述纯化的组份气体，把它作为下游渗透器渗透侧流出的气流。当多于一股气流再循环时，对任一再循环气流均满足不大于百分之十的要求。
这儿所用的术语“上游”和“下游”根据所提渗透器的侧边数(或其孔数)来确定，在从外部进入分离装置的气体到达装置中的指定位置之前必然要流过这些渗透器侧。例如，分离系统中开始通过两个渗透器侧边所到达的部位是只通过一个渗透器一侧后可以到达的另一部位的下游。反之所述的另一部位就是第一个所述部位的上游。应注意的是上述限定与给定气体分子从理论上能够通过的渗透器边数的多少无关，例如给定的气体分子偶尔也可以再循环若干次。但上述限定与气体到达指定部位以前必然要通过的渗透器的边数有关。在本发明的许多实施例中，由于逆流，渗透器的渗透侧可以是指定部位的上游，而该渗透器的滞留侧可以是该指定部位的下游。在适当的情况下，术语“上游”还包括进入装置的最初供应混合物的适当地方。
这里所用的“进气流”指的是进入渗透器边侧的气态流，而“渗透流”指的是从渗透器边侧流出的气态流。
在另一个实施例中，本发明提供的是从气态混合物中分离出一种纯净组份气体的方法，该方法在于把进入的需纯化的气体混合物送入分离装置中，该装置包括：
(a)第一渗透器，它包括一个把该渗透器分成第一渗透侧和第一滞留侧的第一气体分离薄膜；
(b)第二渗透器，它包括一个把该渗透器分成第二渗透侧和第二滞留侧的第二气体分离薄膜；
(c)第三渗透器，它包括一个把该渗透器分成第三渗透侧和第三滞留侧的第三气体分离薄膜；
(d)第一管道，它用来连接所述第二渗透侧的出气端和所述第一滞留侧的进气端，从而把所述第二渗透器流出的气态流送入所述第一渗透器；
(e)第二管道，它连接所述第一滞留侧的出气端和所述第二滞留侧的进气端，从而把所述第一渗透器中流出的气态流送入所述第二渗透器；
(f)第三管道，它连接所述第一渗透侧的出气端和所述第三滞留侧的进气端，以便把所述第一渗透器中出来的气态流送入所述第三渗透器；以及
(g)第四管道，它连接所述第三滞留侧的出气端和所述第一管道或第一滞留侧的进气端，从而把所述第三滞留侧中出来的再循环气态流送入第一管道或所述第一滞留侧的进气端，并使所述再循环的出气流混入到流过所述第一管道的气态流中或所述第一滞留侧的进气端中；
(h)用于接收所述进气混合物并送入到某一部位的入口，该部位选自第一管道，第二渗透侧和第一滞留侧构成的组；和
(i)在所述第一滞留侧上游的压缩机；
其中所述方法还包括获得上述纯净组份气体，该组份气体是从第三渗透器出来的渗透气。
在另一个实施例中，本发明提供一种从气态混合物分离出一种纯净组份气体的装置，该装置包括：
(a)第一渗透器，它包括一个把该第一渗透器分成第一渗透侧和第一滞留侧的第一气体分离薄膜；
(b)第二渗透器，它包括一个把该第二渗透器分成第二渗透侧和第二滞留侧的第二气体分离薄膜；
(c)第三渗透器，它包括一个把该第三渗透器分成第三渗透侧和第三滞留侧的第三气体分离薄膜；
(d)第一管道，它用来连接所述第二渗透侧的出气端和所述第一滞留侧的进气端，从而把从所述第二渗透器出来的气态流送入所述第一渗透器；
(e)第二管道，它用来连接所述第一渗透侧的出气端和所述第二滞留侧的进气端，从而把从所述第一渗透器出来的气态流送入所述第二渗透器；
(f)第三管道，它连接所述第一渗透侧的出气端和所述第三滞留侧的进气端，以便把所述第一渗透器中出来的气态流送入所述第三渗透器；
(g)第四管道，它连接所述第三滞留侧的出气端和所述第一管道或所述第一滞留侧，从而把所述第三滞留侧中出来的再循环气态流送入第一管道或所述第一滞留侧，并使所述再循环气流混入到流过所述第一管道或第一滞留侧的气态流中；
(h)一个用于接收所述最初进入的气态混合物并送入到装置的某一部位的入口，该部位选自第一管道，第二渗透侧和第一滞留侧构成的组；和
(i)在所述第一滞留侧上游的压缩机。
用于本发明系统中的管道可以包括一个或多个部件，并可以有几台对送进所述管道的气体进行压缩的压缩机，例如使得这些气体从上游渗透器经过所述管道流到下游渗透器，压缩以后进入下游渗透器的气体压力高于它们在上游渗透器中的压力。
本发明一个实施例所提供的系统中的所有渗透器均是三孔口渗透器(例如参见图3)。
另一实施例所提供的系统中至少一个渗透器是四孔口渗透器(例如参见图2)。
在上述装置中，用于引入待纯化气态混合物的入口部位为第一渗透器的上游[例如在包括第二渗透器的渗透侧但不局限于该渗透侧的部位(见图2)或沿着第一管道的某个部位(见图3)]。
在另一实施例中，第四和第一管道中的组份气体在第一和第四管道交汇处的浓度基本相同。
本发明的目的就在于防止气态流交汇处纯度降低。除了上述的把第三渗透器的滞留气流混合进入第一管道中之外，还要求把气态混合物的流速维持在一定的水准上，使所述第二分离薄膜远端渗透的所述组份气体与气态混合物的百分比相对于所述组份气体与所述远端处进入所述第二渗透侧的逆流气流之间的百分比之差小于10％。“远端”指的是滞留侧最远的下游端和渗透侧最远的上游端。较为理想的差值是小于5％，而差值小于2％最好。除非另有说明，否则同样的参考值(小于5％，特别是小于2％)同样适于第四和第一管道交汇处的气态流混合物(见图的点19)以及两股气流混合的其他部位。例如2％的差值指的是含氧量为48％的气流可以与另一股含氧量不大于50％且不小于46％的气流混合。
在本发明的一个优选实施例中，所述装置还包括：
在所述第一管道中能够把进入所述第一滞留侧的气体压力升高到与进入所述第二渗透侧的气体压力相当的第一压缩机；
在所述第三管道中能够把进入所述第三滞留侧的气体压力升高到与进入所述第一渗透侧的气体压力相当的第二压缩机；
用于把所述第二滞留侧的出气端的气态流引出所述装置的第五管道，其中所述第五管道包括流量控制设备。
流量控制设备可以具有现有技术中公知的各种结构，它包括阀，孔，节流阀，调节器或类似设备，但并不局限于此。
本发明的其他特征和优点将根据本发明结合附图进行的如下描述更为清楚。
图1所示的是从含氧混合物中纯化氧的双级复迭过程；
图2所示的是本发明改进的三级过程；
图3所示的是本发明的另一种三级过程，其中用以接收待纯化气态混合物的入口部位有所改变；
图4是纯度与各级馏份的关系曲线图，表示本发明的较高纯化率与已有技术分离系统间的关系，其中α＝6压力比＝11第一薄膜面积/第二薄膜面积＝30/70。
图5示出了通过在不同面积比的情况下所获得的氧纯度与各级馏份的关系，以图示的方法说明改进了的三级制氧过程的效率，其中α＝6压力比＝11。
在这些附图中，所有渗透器的滞留侧在上部，而渗透侧在下部。运行期间气体从滞留侧穿过气体分离薄膜到达渗透侧。
本发明可用于任何气体分离。所有分离薄膜均是公知的，并可根据它们对各特定的分离气体的已知渗透率将它们选作不同的渗透级。
在优选实施例中，本发明可有效地从空气中生产纯度为60-90％的氧。在一个实施例中，先把送入的空气与一个渗透级的回流混合，紧接着用附加的两个渗透级来获得作为渗透产品的高纯氧。本发明最好还从膨胀的富氮废气流中回收能量，减少氧产品分离成本。根据本发明，最好调节过程中的工作参数。在各气流混合的一个或多个部位让成份相同或基本相同的各气流混合，这样就避免了混合损失，提高了生产效率。这可以通过调节分离薄膜成份或有关的表面积实现，也可通过调节其他能够改变相关组份气体量的参数来实现。例如，增加进气流量就可以减少通过分离薄膜的各级馏份，从而在渗透侧产生高纯度组份气体。此外，增加滞留侧压力的同时保持恒定的进气流，就可以增加各级馏份，减少渗透侧的纯度。对于避免混合稀释的其他参数是再循环气流与上游气态流汇合的位置。如果上游气态流已经历了提高其纯度的步骤，特别是已经历了两次纯化步骤，而每一纯化步骤均提高它纯度时，则该上游气态流会更纯。对从每级中流出的气体的纯度有影响的另一参数是在该级中的分离薄膜的表面积。
本发明的一种三级过程只需两台压缩机就可生产高纯氧产品。例如图2示出了本发明的一个系统。如图所示，从第二渗透器出来后经再压缩的渗透气流和从第三渗透器出来的再循环滞留气流构成第一渗透器的进气流。
在优选实施例中，可以使用于第一渗透器进气流的两股气流具有相对于空气为富氧的基本相同混合物。这样就可以生产出高纯度的氧产品，而不会由于两股不同混合物气流的混合而造成混合损失。
本发明经改进的薄膜法的一个实施例包括至少三个渗透器。每个渗透器最好含有一个或多个包括一组中空纤维的构件，中空纤维最好按一定顺序盘绕，使纤维的实际长度相等。中空纤维为非对称性，或者中空纤维所含组件最好有一个处于多孔中空纤维基底的孔侧或罩侧上的低选择性渗透薄膜阻挡层。这类中空纤维组件为公知的，而且已广泛地用于气体分离过程中。
当空气是需分离出组份气体的气态混合物时，可以选择公知的中空纤维薄膜，例如这些薄膜可以让氧渗透的速率高于氮，上述掺透速率可以用分离系数“α”表示，分离系数为氧的渗透率与氮的渗透率之比。当前市售的薄膜的分离系数一般为3和10之间。当把高压空气流送到中空纤维组时，氧容易渗入薄膜，从而生产出富氧“渗透气体”和富氮“滞留气体”。渗透的各组进气的馏份称之为级的馏份。通常级的馏份越少，生产的O2浓度就越高。渗透器组件可以采用“叉流”或“逆流”组件。在叉流渗透中，局部渗透气流垂直流向并流出薄膜另一侧的进气流。此外，局部渗透气浓度与所有在中空纤维薄膜孔内的渗透气的浓度无关。在逆流渗透中，进气和渗透气彼此间平行地按照相反的方向流动。另外，局部渗透混合物与总的渗透混合物相同。
许多薄膜分离法都是依据叉流法设计的，但这对使用低压纯气流或回流没有积极的作用。所以叉流渗透器主要为3口装置，这些口用来连接进气流，滞留气流和渗透气流。
为了吸取逆流的优点，可以采用一个适于低压纯气流或回流的4口装置的渗透器。在图2所示的本发明的一个实施方案中，系统的第二渗透器2(和用于接收待纯化气态混合物的第一级)是4口式渗透器。其他渗透器可以用3口组件，也可以用4口组件。能够具有逆流操作的优点的4口组件可以被净化，但制造较困难，成本较高。
本发明一个改进的过程使用了至少一个能被净化的4口渗透器组件(如图2的渗透器2)。本领域的普通技术人员能够容易地制造这些组件。如图3所示，本发明的另一个实施例的三级过程中只使用3口组件。在该过程中，用作第一渗透器进气的空气与3口装置的第二渗透器中流出的再循环渗透气体进行混合。该过程的另两个构件与图2的相同。
在图2的实施例中，让进入的空气通过管线1作为通过4口渗透器2的渗透侧101的低压纯净气体，其中用薄膜3把渗透侧101与滞留滞102分开。从逆向流过管道10到达渗透器2的滞留侧102的高压气流中，该低压输入气流获得渗入薄膜3的附加氧。然后富氧空气通过管道103的第一段4进入压缩机6的入口。压缩机6可以位于管道103的任何地方。在图3所示的另一实施例中，压缩机6所处的位置最好在它也能接收进入空气的位置。当然，如果进入空气为压缩空气，则该压缩机可以设在管道103的其他地方。
从压缩机6中出来的压缩空气通过管道103的管段7和8进入第一渗透器9的高压进气口104。和第二渗透器2一样，第一渗透器9也由一个薄膜(薄膜105)分成滞留侧106和渗透侧107。进气口104把压缩气体送入滞留侧106。渗透器9中的渗透薄膜105的渗透气流进一步成为富氧气流。高压贫氧滞留气体经管道10送入第二渗透器2的滞留侧102，在该渗透器中，把渗入的氧提供给由管线1送到第二渗透器2的渗透侧101的低压空气纯净气流中。第二渗透器中的富氮滞留气体由管道11排出第二渗透器2。此部分气体仍为高压，并可膨胀作功。
第一渗透器9中出来的富氧渗透气体经管道109的管段12进入第二压缩13的入口。第二压缩机13为任意压缩机，如果渗透级1的渗透气体为高压，则不需要该压缩机。例如情况在于，如果流速低，压缩机6就提供高压，第一渗透器的级馏份就高。在该实施例中，就点19而言，压缩机6在其下游而不是在上游。所产生的压缩气体经管道109的管段14进入把供气送入第三渗透器15滞留侧111的高压进气口110。越过薄膜112进入渗透器15渗透侧113的渗透气体进一步变成富氧，然后作为氧产品17由管道16取出。从第三渗透器15中出来的滞留气体经管道18提出，并通过管道103的管段7和8之间的管道18的“T”型接头19重新进入第一渗透器9的高压进气中。所以该第一渗透器9的进气气流就是两股气流的混合物，这两股气流就是从第二渗透器2出来的再压缩渗透气体和从第三渗透器15出来的滞留气体。
通过对三个渗透器2，9和15间的薄膜3，105和112的薄膜面积作适当的分配，选择合适的工作压力(最好由压缩机控制)，控制整个过程的“级馏份”，例如，调节通过阀20的废气流，则这两股气流，即从第二渗透器出来的渗透气体和从第三渗透器出来的滞留气体就可以有相同的成份，这样就避免了普通再循环复迭方法中出现的固有混合损失。阀20或类似的流量控制设备属于简单的控制纯度的方法，即通过控制流速来控制纯度。在图3所示的另一个实施例中，在理想情况下，渗透级3的滞留气体的成份与渗透级2的渗透气体和供应空气组成的混合气流的成份相同。从经济利益考虑，管道103中的再循环气态混合物内的所需组份气体最好比最初引入系统的不纯混合气体内的所需组份气体至少多百分之五，而多百分之八更佳。
经改进的三级过程的设计取决于氧产品17所需的纯度范围。第一渗透薄膜105的薄膜面积相对于第二渗透薄膜3的薄膜面积越小，产品的纯度就越高。在一些优选实施例中，第一薄膜面积相对于第二薄膜面积之比可以小于5∶5，小于3∶7更好，小于1∶9最好。但较高的比值(例如7∶3)结果也不错(见图5)。级1中的低表面积有助于提高级1渗透侧的纯度。在上述较佳实施例中，级2的表面积越大，越好使用滞留侧高压气体的能量。第一和第二渗透器中的表面积比一经确定，就可选择第三渗透器15薄膜112的薄膜面积，使管道18中的再循环滞留气流中的混合物类似于管道103的管段7中流动的气体混合物，这样就降低“T”接头汇合处19的所有混合损失。也可以通过减少第三级面积使它以较低的级馏份运行。这可以使氧产品浓度增加，但也会造成第三级的滞留气体与管道103管段7中的气体的混合物不同。这就引起混合损失增加。还可由产品氧最高纯度、流速和工作压力确定第二压缩机13的尺寸。另外的自由度就是所有级的馏份。这可以通过调节废气流，例如用阀20进行调节或通过控制通过压缩机6的流量进行控制。通过改变级的馏份可以在某一范围内调节低于最高纯度的产品浓度。当三级中的薄膜面积已固定，而且确定了工作压力时，产品流速和产品氧浓度随级馏份的增加而减小，但超过最大纯度范围。
本发明提供的装置具有多个渗透级，压缩机数量少于渗透器数量，因而节省了大量费用。让气体的混合损失减到最小也可以显著地节省开支。尤其是可以通过减少两股例如从图2的点19处进来的气态流之间的纯度差来减小这种混合损失。这由图2的实施例比较容易完成，但图3实施例的结构往往更经济，因为它只需要3口渗透器。实施例
计算机作了模拟计算，对本发明图2过程的性能与已有技术的方法(两级供气回流法和普通两级再循环法)作了比较。在所有计算中，假定所有渗透器的渗透组件采用“逆流”模式。
所设计的模拟程序用来计算产品气流中氧含量随所有级馏份变化的情况，计算过程中，薄膜渗透率和分离系数为固定值，高低压力也为固定值。对第一渗透器薄膜面积与第二渗透器薄膜面积之比假定了不同的值。规定在点19处供入到第一渗透器中的各混合气流的混合物相同，则可确定第三渗透器的薄膜面积。在这些计算中，所有级的馏份用作独立变数。
除了求出作为级馏份函数的产品氧浓度外，用上述程序还可求出各工作点的“面积系数”和“压缩机系数”。“面积系数”指的是在产品流中生产出单位同等纯净的氧流量所需要的薄膜总面积。“同等纯净”氧指的是与“大气”混合时生产产品所需要的纯净氧的数量。描述的这种方法可以对不同的过程进行合理比较。
“压缩机系数”是对于单位“同等纯净”氧流量所必须压缩的总气量。用压缩机系数和工作压力求出所需的功率。该方法的总费用与面积和压缩机系数的结合情况有关。但在很多情况中，总费用受压缩机所耗电能的支配。
模拟结果用曲线表示于图4和图5中。所有计算均假定薄膜分离系数为6，压缩比为11。图4所示的是将本发明所得到的超高纯度产品分别与已有技术两级再循环方法及进气回流法进行比较的结果。图4中，以第一渗透器薄膜面积相对于第二渗透器薄膜面积之比为恒定值30∶70图示出产品氧纯度和级馏份的关系。
根据该图，显然本发明所得到的纯度远高于上述两种已有技术的方法。第二渗透级的总面积越大，所得到的氧的纯度就越高。在第一级相对于第二级的两个面积比为30∶70时，图4表明，在级馏份约为16％时，用进气回流法生产出的最高氧浓度为65％，它大大低于本发明所得到的纯度(80％以上)。
图5示出的是当薄膜面积分配变化时，本发明所获得的高纯度(相对于级馏份)。图中显示，分配比为10∶90时纯度达90％以上，即使用很差的分配比70∶30，所得到的纯度也比已有技术中在用很好的分配比30∶70(比较图4)时的高。
对于给定的产品纯度(保持别的参数为常数)，本发明和已有技术系统之间的类似比较研究表明，当压缩系数和面积系数更合适时，本发明系统得到的纯度高。
该方法的所有费用由面积和压缩系数的组合确定。经改进的三级过程的主要优点在于可以生产高纯氧产品。可以有效地生产纯度高于90％的产品。这些纯度用已有技术从经济的角度就不能实现。通过采用小的面积比，该改进的方法就可以有效地生产出低纯氧。只有在纯度很低时，已有技术的二级法才能与本发明经改进的方法抗衡，而只有在纯度非常低的情况下，简单的单级法在经济上才能有抗争力。例如选择率为6时，二级法只有在纯度低于约60％的才能具有优点，而单级法只有在纯度低于约45％时才有其优点。交叉法的实际纯度取决于所用的薄膜性能，过程条件以及经济作用。
从空气中生产约92％氧所要求的有关过程参数如下：
供入空气的压力 1atm
第一级压缩机出口压力 11atm
环境空气中的氧浓度 20.9％
产品压力(第三级渗透气体) 1atm
产品氧含量 92％
废气中氧含量 8％
所有的级馏份 15.3％
第三级压缩机出口压力 11atm
第一级与第二级之间的面积比 1∶9
第二级供气中的氧含量 42.6％
第二级渗透气中的氧含量 45.5％
第三级滞留气中的氧含量 45.5％
薄膜选择率，O2/N2 6
薄膜渗透率 1ncf/ft2-Psi-day
调整第三级的面积，使第二级的渗透气中的氧含量等于第三级滞留气中的氧含量。第一级压缩机系数(第二级的渗透流/产品流)是16.8。第三级的压缩机系数(第一级的渗透流/产品流)是1.5。
尽管根据具体实施例对本发明作了描述，但所有其它的变形和改变及别的用途对于本领域的普通技术人员来讲均是显而易见的。所以最好本发明不限于上述描述中，而只由所附的权利要求来限定。
Claims (10)
1、一种把气态混合物分离出一种纯净组份气体的方法，该方法包括把进入的需纯化的气体混合物送入分离装置中，该装置包括：
(a)第一渗透器，它包括一个把该渗透器分成第一渗透侧和第一滞留侧的第一气体分离薄膜；
(b)第二渗透器，它包括一个把该渗透器分成第二渗透侧和第二滞留侧的第二气体分离薄膜；
(c)第三渗透器，它包括一个把该渗透器分成第三渗透侧和第三滞留侧的第三气体分离薄膜；
(d)第一管道，它用来把所述第二渗透侧的出气端和所述第一滞留侧的进气端连接起来，从而把所述第二渗透器出来的气态流送入所述第一渗透器；
(e)第二管道，它用来把所述第一滞留侧的出气端与所述第二滞留侧的进气端连接起来，从而把所述第一渗透器出来的气态流送入所述第二渗透器；
(f)第三管道，它用来把所述第一滞留侧的出气端和所述第三滞留侧的进气端连接起来，从而把所述第一渗透器中出来的气态流送入所述第三渗透器；以及
(g)第四管道，它用来把所述第三滞留侧的出气端和所述第一管道或所述第一滞留侧的进气端进行连接，从而把所述第三滞留侧中出来的再循环气态流送入第一管道或所述第一滞留侧的进气端，并使所述再循环的出气流混入到流过所述第一管道的气态流中或所述第一滞留侧的进气端中；
(h)用于接收所述进气混合物并送入到某一部位的入口，该部位选自第一管道，第二渗透侧和第一滞留侧构成的组；和
(i)在所述第一滞留侧上游的压缩机；
其中所述方法还包括获得纯净组份气体，作为从第三渗透器出来的渗透气。
2、根据权利要求1的方法，其特征在于还包括减少所述再循环的出气流和所述第一管道中的出气流之间的纯度差。
3、根据权利要求1的方法，其特征在于还包括减少在所述第二渗透器的所述第二渗透侧上的进气端处渗入所述第二分离薄膜的所述气态混合物和在所述进气端进入所述第二渗透器侧的逆流进气流之间的纯度差。
4、根据权利要求1的方法，其特征在于在交汇处的所述再循环出气流中所述组份气体所占的百分比与所述第一管道的所述气态流中所述组份气体所占的百分比之间的差值不大于10％。
5、根据权利要求4的方法，其特征在于所述的差值不大于5％。
6、根据权利要求4的方法，其特征在于所述的差值不大于2％。
7、根据权利要求1的方法，其特征在于渗入所述第二分离薄膜内的气体混合物中，在所述第二渗透器的所述第二渗透侧上的进气端处所占的所述组份气体的百分比与进入所述第二渗透侧的所述进气混合物的逆流进气流在所述进气端处所占的所述组份气体的百分比间的差值小于10％。
8、根据权利要求1的方法，其特征在于渗入所述第二分离薄膜内的气体混合物中，在所述第二渗透器的所述第二渗透侧上的进气端处所占的所述组份气体的百分比与进入所述第二渗透侧的所述进气混合物内的逆流进气流在所述进气端处所占的所述组份气体的百分比间的差值小于5％。
9、根据权利要求1的方法，其特征在于进入的混合物包括氧和氮。
10、一种用于把气态混合物分离出一种纯净组份气体的装置，该装置包括：
(a)第一渗透器，它包括一个把该渗透器分成第一渗透侧和第一滞留侧的第一气体分离薄膜；
(b)第二渗透器，它包括一个把该渗透器分成第二渗透侧和第二滞留侧的第二气体分离薄膜；
(c)第三渗透器，它包括一个把该第三渗透器分成第三渗透侧和第三滞留侧的第三气体分离薄膜；
(d)第一管道，它用来连接所述第二渗透侧的出气端与所述第一滞留侧的进气端，从而把从所述第二渗透器出来的气态流送入所述第一渗透器；
(e)第二管道，它用来把所述第一渗透侧的出气端与所述第二滞留侧的进气端连接起来，从而把从所述第一渗透器出来的气态流送入所述第二渗透器；
(f)第三管道，它用来把所述第一渗透侧的出气端和所述第三滞留侧的进气端连接起来，从而把从所述第一渗透器中出来的气态流送入所述第三渗透器；以及
(g)第四管道，它用来把所述第三滞留侧的出气端和所述第一管道或所述第一滞留侧的进气端进行连接，从而把所述第三滞留侧中出来的再循环气态流送入第一管道或所述第一滞留侧，并使所述再循环气流混入到流过所述第一管道的气态流中或所述第一滞留侧中；
(h)用于在某一部位接收所述初始气态混合物并送入到装置中的入口，该部位选自第一管道，第二渗透侧和第一滞留侧构成的组；和
(i)在所述第一滞留侧上游的压缩机。
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|---|---|---|---|
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|---|---|
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Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN106000016A (zh) * | 2015-03-30 | 2016-10-12 | 宇部兴产株式会社 | 气体分离系统及富化气体的制造方法 |
Families Citing this family (37)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5851266A (en) * | 1997-06-23 | 1998-12-22 | Praxair Technology,Inc. | Hybrid solid electrolyte ionic conductor systems for purifying inert gases |
| AU8666698A (en) * | 1997-07-30 | 1999-02-22 | Christiaan P. Van Dijk | Pure oxygen by diffusion |
| EP0908219B1 (en) * | 1997-10-09 | 1999-12-08 | Gkss-Forschungszentrum Geesthacht Gmbh | Multi-stage process for the separation/recovery of gases |
| US5976222A (en) * | 1998-03-23 | 1999-11-02 | Air Products And Chemicals, Inc. | Recovery of perfluorinated compounds from the exhaust of semiconductor fabs using membrane and adsorption in series |
| US6128919A (en) * | 1998-04-08 | 2000-10-10 | Messer Griesheim Industries, Inc. | Process for separating natural gas and carbon dioxide |
| US6085549A (en) * | 1998-04-08 | 2000-07-11 | Messer Griesheim Industries, Inc. | Membrane process for producing carbon dioxide |
| US6380859B1 (en) | 1998-08-18 | 2002-04-30 | David W. Brownlee | Hyperbaric oxygen enrichment system for vehicles |
| US6191694B1 (en) | 1998-08-18 | 2001-02-20 | David W. Brownlee | Oxygen enrichment system for vehicles |
| GB9823651D0 (en) * | 1998-10-29 | 1998-12-23 | Normalair Garrett Ltd | Gas generating system |
| US6153097A (en) * | 1999-05-26 | 2000-11-28 | Mg Generon | Internal staged permeator for fluid separation |
| DE19950457A1 (de) * | 1999-10-20 | 2001-05-23 | Messer Austria Gmbh Gumpoldski | Vorrichtung und Verfahren zum Eintrag von Sauerstoff in Wasser mit einer Membran |
| US6478852B1 (en) * | 2000-02-18 | 2002-11-12 | Cms Technology Holdings, Inc. | Method of producing nitrogen enriched air |
| US6264811B1 (en) | 2000-03-21 | 2001-07-24 | Praxair Technology, Inc. | Ion conducting ceramic membrane and surface treatment |
| DE10047262B4 (de) * | 2000-09-23 | 2005-12-01 | G.A.S. Energietechnologie Gmbh | Verfahren zur Nutzung methanhaltiger Gase |
| FR2829403B1 (fr) * | 2001-09-11 | 2003-12-12 | Air Liquide | Procede de production par permeation, a partir d'un melange gazeux, d'au moins deux flux gazeux et installation de mise en oeuvre d'un tel procede |
| US20040000513A1 (en) * | 2002-06-27 | 2004-01-01 | Colling Craig W. | Apparatus using solid perm-selective membranes in multiple groups for simultaneous recovery of specified products from a fluid mixture |
| WO2004011286A2 (en) * | 2002-07-26 | 2004-02-05 | Daewoo Electronics Corporation | Oxygen-enriched air supplying apparatus |
| US6726558B1 (en) | 2002-11-26 | 2004-04-27 | Udi Meirav | Oxygen enrichment of indoor human environments |
| US6866701B2 (en) * | 2002-11-26 | 2005-03-15 | Udi Meirav | Oxygen enrichment of indoor human environments |
| ES2624775T3 (es) | 2010-07-01 | 2017-07-17 | Evonik Fibres Gmbh | Procedimiento para la separación de gases |
| EP3338876B1 (de) | 2011-12-27 | 2020-07-01 | Evonik Fibres GmbH | Verfahren zur trennung von gasen mittels membranen |
| US9550570B2 (en) | 2012-05-25 | 2017-01-24 | B/E Aerospace, Inc. | On-board generation of oxygen for aircraft passengers |
| US9550575B2 (en) | 2012-05-25 | 2017-01-24 | B/E Aerospace, Inc. | On-board generation of oxygen for aircraft pilots |
| US9120571B2 (en) | 2012-05-25 | 2015-09-01 | B/E Aerospace, Inc. | Hybrid on-board generation of oxygen for aircraft passengers |
| CA2891492C (en) * | 2012-11-14 | 2020-08-25 | Evonik Fibres Gmbh | Control of gas composition of a gas separation system having membranes |
| US9714925B2 (en) * | 2014-11-20 | 2017-07-25 | Saudi Arabian Oil Company | Simulataneous gas chromatograph analysis of a multi-stream natural gas upgrade generated through a multi-membrane process |
| US10471380B2 (en) * | 2014-12-29 | 2019-11-12 | Evonik Fibres Gmbh | Process for separation of gases with reduced maintenance costs |
| JP6464881B2 (ja) * | 2015-03-30 | 2019-02-06 | 宇部興産株式会社 | ガス分離システム及び富化ガスの製造方法 |
| JP6511912B2 (ja) * | 2015-03-30 | 2019-05-15 | 宇部興産株式会社 | ガス分離システム及び富化ガスの製造方法 |
| WO2017206069A1 (en) * | 2016-05-31 | 2017-12-07 | Evonik Specialty Chemicals (Shanghai) Co., Ltd. | Process and apparatus for separating gases |
| RU170496U1 (ru) * | 2017-02-06 | 2017-04-26 | Федеральное государственное бюджетное учреждение науки Ордена Трудового Красного Знамени Институт нефтехимического синтеза им. А.В. Топчиева Российской академии наук (ИНХС РАН) | Устройство для непрерывного разделения смеси углеводородных газов |
| KR101919302B1 (ko) * | 2017-07-28 | 2018-11-19 | 한국전력공사 | 이산화탄소 분리막 플랜트 이상 감지 시스템 |
| US10561978B2 (en) * | 2017-08-09 | 2020-02-18 | Generon Igs, Inc. | Membrane-based gas separation with retentate sweep |
| RU2670171C1 (ru) * | 2017-10-27 | 2018-10-19 | Александр Игоревич Костин | Установка и способ получения жидкого диоксида углерода из газовых смесей, содержащих диоксид углерода, с использованием мембранной технологии |
| US10569217B2 (en) | 2018-01-24 | 2020-02-25 | Air Liquide Advanced Technologies U.S. Llc | Production of biomethane using a high recovery module |
| EP3695897A1 (en) | 2019-02-12 | 2020-08-19 | Haffmans B.V. | System and method for separating a gas mixture |
| US11285434B2 (en) | 2020-03-30 | 2022-03-29 | Air Products And Chemicals, Inc. | Membrane process and system for high recovery of a nonpermeating gas |
Family Cites Families (30)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3208197A (en) * | 1944-11-03 | 1965-09-28 | Simon Franz Eugen | Diffusion separation of fluids |
| US3250080A (en) * | 1962-11-07 | 1966-05-10 | Kerr Mc Gee Oil Ind Inc | Method of separating gaseous mixtures by diffusion and fractionation |
| US3274750A (en) * | 1962-12-28 | 1966-09-27 | Gen Electric | Permeable polymeric membrane gas separation |
| US3307330A (en) * | 1965-04-30 | 1967-03-07 | Du Pont | Diffusion process and apparatus |
| JPS5263178A (en) * | 1975-11-17 | 1977-05-25 | Toshiba Corp | Gas separation unit |
| US4130403A (en) * | 1977-08-03 | 1978-12-19 | Cooley T E | Removal of H2 S and/or CO2 from a light hydrocarbon stream by use of gas permeable membrane |
| US4264338A (en) * | 1977-11-02 | 1981-04-28 | Monsanto Company | Method for separating gases |
| US4180388A (en) * | 1978-03-20 | 1979-12-25 | Monsanto Company | Processes |
| US4560394A (en) * | 1981-12-18 | 1985-12-24 | The Garrett Corporation | Oxygen enrichment system |
| US4424067A (en) * | 1982-07-29 | 1984-01-03 | Allied Corporation | Purification of anhydrous hydrogen fluoride |
| US4701187A (en) * | 1986-11-03 | 1987-10-20 | Air Products And Chemicals, Inc. | Process for separating components of a gas stream |
| DE3806107C2 (de) * | 1988-02-26 | 1994-06-23 | Geesthacht Gkss Forschung | Verfahren zum Austrag organischer Verbindungen aus Luft/Permanentgasgemischen |
| US4931070A (en) * | 1989-05-12 | 1990-06-05 | Union Carbide Corporation | Process and system for the production of dry, high purity nitrogen |
| US5069686A (en) * | 1990-08-07 | 1991-12-03 | Membrane Technology & Research, Inc. | Process for reducing emissions from industrial sterilizers |
| US5102432A (en) * | 1990-12-10 | 1992-04-07 | Union Carbide Industrial Gases Technology Corporation | Three-stage membrane gas separation process and system |
| US5071451A (en) * | 1990-12-28 | 1991-12-10 | Membrane Technology & Research, Inc. | Membrane process and apparatus for removing vapors from gas streams |
| US5226932A (en) * | 1991-10-07 | 1993-07-13 | Praxair Technology, Inc. | Enhanced meambrane gas separations |
| US5185014A (en) * | 1991-11-05 | 1993-02-09 | Praxair Technology, Inc. | Membrane oxygen process and system |
| FR2683737B1 (fr) * | 1991-11-18 | 1994-08-05 | Air Liquide | Procede et installation de production par permeation d'un gaz leger impur a partir d'un melange gazeux contenant ce gaz leger. |
| US5169412A (en) * | 1991-11-20 | 1992-12-08 | Praxair Technology Inc. | Membrane air drying and separation operations |
| US5273572A (en) * | 1992-05-29 | 1993-12-28 | Membrane Technology And Research, Inc. | Process for removing an organic compound from water |
| EP0596268A1 (en) * | 1992-10-06 | 1994-05-11 | Praxair Technology, Inc. | Multiple purity membrane process |
| US5252219A (en) * | 1992-12-18 | 1993-10-12 | Permea, Inc. | Compressed permeate sweep membrane separation process |
| US5378263A (en) * | 1992-12-21 | 1995-01-03 | Praxair Technology, Inc. | High purity membrane nitrogen |
| US5281253A (en) * | 1993-01-06 | 1994-01-25 | Praxair Technology, Inc. | Multistage membrane control system and process |
| US5282969A (en) * | 1993-04-29 | 1994-02-01 | Permea, Inc. | High pressure feed membrane separation process |
| US5482539A (en) * | 1993-09-22 | 1996-01-09 | Enerfex, Inc. | Multiple stage semi-permeable membrane process and apparatus for gas separation |
| US5383956A (en) * | 1993-10-12 | 1995-01-24 | Praxair Technology, Inc. | Start-up and shut down processes for membrane systems and membrane systems useful for the same |
| US5407467A (en) * | 1993-10-25 | 1995-04-18 | Membrane Technology And Research, Inc. | Sour gas treatment process |
| DE69507549T2 (de) * | 1994-08-04 | 1999-07-29 | Praxair Technology Inc | Gastrennung mit Spülgas zur Vor- oder Nachreinigung |
-
1996
- 1996-04-02 US US08/626,559 patent/US5709732A/en not_active Expired - Fee Related
-
1997
- 1997-04-01 CN CN97109652.XA patent/CN1172687A/zh active Pending
- 1997-04-01 EP EP97105405A patent/EP0799634A1/en not_active Withdrawn
- 1997-04-01 BR BR9701600A patent/BR9701600A/pt unknown
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN106000016A (zh) * | 2015-03-30 | 2016-10-12 | 宇部兴产株式会社 | 气体分离系统及富化气体的制造方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| US5709732A (en) | 1998-01-20 |
| EP0799634A1 (en) | 1997-10-08 |
| BR9701600A (pt) | 1998-08-25 |
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|---|---|---|
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Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C01 | Deemed withdrawal of patent application (patent law 1993) | ||
| WD01 | Invention patent application deemed withdrawn after publication |