JP6568109B2

JP6568109B2 - 固液分離装置

Info

Publication number: JP6568109B2
Application number: JP2016570436A
Authority: JP
Inventors: 佐野　理志; 理志佐野; 光宏松澤; 禎夫関谷; 陽子國眼
Original assignee: Hitachi Ltd
Current assignee: Hitachi Ltd
Priority date: 2015-01-23
Filing date: 2015-01-23
Publication date: 2019-08-28
Anticipated expiration: 2035-01-23
Also published as: US10646794B2; EP3248663B1; EP3248663A1; EP3248663A4; US20180001226A1; JPWO2016117100A1; WO2016117100A1

Description

本発明は、液体と固体を分離する固液分離装置に関する。

本技術分野の背景技術として、〔特許文献１〕、〔特許文献２〕がある。

〔特許文献１〕には、常温，常圧で気体であり，液化状態では水および油を溶解できる，物質Ａの相変化のサイクルを利用し，水分を含んだ石炭から水分を除去する構成が開示されている。

には，上記物質Ａの相変化のサイクルに利用される熱源とその利用方法が、開示されている。

Ｗ０２００３／１０１５７９号公報Ｗ０２００８／１１１４８３号公報

常温常圧では気体であり，液化すると水および油を溶解できる物質Ａには様々なものがある。この物質Ａの特性を利用した固液分離手法として〔特許文献１〕が開示されている。〔特許文献１〕では，物質Ａの例としてＤＭＥ（ＤｉＭｅｔｈｙｌＥｔｈｅｒ：ジメチルエーテル）を選択し，石炭中の水分の除去に利用している。ここで，ＤＭＥを相変化させる際に圧縮機を使用しているが，ここで使用する圧縮機はオイルフリー式を選択する必要がある。オイルフリー圧縮機の型式としては，ターボ冷凍機やスクリュー冷凍機，レシプロ冷凍機等があるが，物質Ａを利用した固液分離に対しては，最低処理量が多過ぎる，もしくはメンテナンス間隔が短い等の問題があり，商業的に適切な圧縮機が存在しない。

また，このＤＭＥサイクルを効率良く運転するためにはサイクル内で循環しているＤＭＥの量を適切に保つ必要がある。しかし，サイクル内のＤＭＥ量が多いと熱交換器内に熱交換に不利な液相が発生し，逆にＤＭＥ量が少ない場合ではサイクル内において液相であるべき位置で気液二相流となってしまい，サイクルの効率が低下する。したがって，高効率で運用するためのサイクル内におけるＤＭＥの封入量は，非常に適正量の範囲が狭い。しかし，サイクル内の適正量は，計測した温度・圧力・流量等からＰ-Ｈ線図を用いて総合的に算出する必要があり，サイクル内のＤＭＥ量を正確に把握し，コントロールすることは困難である。

〔特許文献２〕では，ＤＭＥの凝縮熱と蒸発熱の供給に外部環境の熱を利用する構成が開示されている。熱源を外部に依存する方式では，ＤＭＥの相変化サイクルに必要な温度の外部媒体が十分に得られない場合，この方式の効率は大幅に低下することとなる。また，適切な温度の外部媒体が得られた場合でも，外部熱源の顕熱を利用することとなるため，〔特許文献１〕と比較しても熱交換効率が低く，熱交換器を大型にする必要がある。さらに，環境に依存した外部媒体を熱源とする場合では不純物が含まれる場合が多いので，熱交換器の外部媒体側に汚れや閉塞をもたらし熱交換効率を低下させるために，高頻度のメンテナンスが必要になる。

そこで、本発明は、物質Ａの相変化を効率良くかつメンテナンス頻度を低く実施できる固液分離装置を提供する。

上記課題を解決するために、本発明は水と油を溶解できる物質Ａを用い，被処理物である水と固体，油と固体，もしくは水と油と固体の混合物である被処理物から脱水，又は、脱油を行う固液分離装置において，閉じられた系内で相変化を起こしながら循環する物質Ｂと，前記物質Ｂを圧縮する圧縮機と，前記物質Ｂの凝縮熱と前記物質Ａの蒸発熱を交換する第１の熱交換器と，凝縮した前記物質Ｂを減圧する膨張手段と，前記物質Ｂの蒸発熱と前記物質Ａの凝縮熱を交換する第２の熱交換器と，前記第１の熱交換器で水もしくは油と分離しながら蒸発した前記物質Ａが前記第２の熱交換器で凝縮し，凝縮した前記物質Ａが前記被処理物と混合する処理槽と，を備え，第１の熱交換器の重心が第２の熱交換器の重心よりも鉛直方向で下部に設置されたことを特徴とするものである。
更に、本発明は固液分離装置において、
前記第１の熱交換器内において，前記物質Ｂの流路が前記物質Ａの液面よりも下に設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離装置において、
前記第２の熱交換器内において，前記物質Ｂの流路が前記物質Ａの液面よりも上に設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離装置において、
前記第１の熱交換器の上部かつ物質Ａの流路の下流に気液分離器を設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離装置において、
前記第２の熱交換器の下部かつ物質Ａの流路の下流に気液分離器を設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離装置において、
前記第１の熱交換器および前記第２の熱交換器の鉛直方向の下部に物質Ａ用の送液ポンプを設置したことを特徴とするものである。

また、上記課題を解決するために、本発明は水と油を溶解できる物質Ａを用い，被処理物である水と固体，油と固体，もしくは水と油と固体の混合物である被処理物から脱水，又は、脱油を行う固液分離方法において，閉じられた系内で相変化を起こしながら循環する物質Ｂと，前記物質Ｂを圧縮すること、第１の熱交換器により前記物質Ｂの凝縮熱と前記物質Ａの蒸発熱を交換すること、凝縮した前記物質Ｂを減圧すること、第２の熱交換器により前記物質Ｂの蒸発熱と前記物質Ａの凝縮熱を交換すること、前記第１の熱交換器で水もしくは油と分離しながら蒸発した前記物質Ａが前記第２の熱交換器で凝縮し，凝縮した前記物質Ａが前記被処理物と混合すること、第１の熱交換器の重心が第２の熱交換器の重心よりも鉛直方向の下部に設置されたことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離方法において、
前記第１の熱交換器内において，前記物質Ｂの流路を前記物質Ａの液面よりも下に設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離方法において、
前記第２の熱交換器内において，前記物質Ｂの流路を前記物質Ａの液面よりも上に設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離方法において、
前記第１の熱交換器の上部かつ物質Ａの流路の下流に気液分離器を設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離方法において、
前記第２の熱交換器の下部かつ物質Ａの流路の下流に気液分離器を設置したことを特徴とするものである。

更に、本発明は固液分離方法において、
前記第１の熱交換器および前記第２の熱交換器の鉛直方向の下部に物質Ａ用の送液ポンプを設置したことを特徴とするものである。

本発明によれば、常温常圧で気体である物質Ａの相変化のサイクルを利用して固液分離を行う装置において，上記物質Ａの相変化を適切な処理量で実施でき，また，装置のメンテナンス間隔を延ばすことができ，さらには，サイクル内の物質Ａの量を容易に把握しコントロールできる高効率運転が可能な固液分離装置を提供できる。

本発明の固液分離装置の構成図の実施例である。本発明で使用する２種の物質の相変化を示した温度−エンタルピー線図（Ｔ−Ｈ線図）の例である。本発明の固液分離装置の構成図の他の実施例である。

以下、本発明の実施形態について添付図面を参照して説明する。

本発明の固液分離装置、及びその方法は、固体と水と油の混合物を，固体と水と油にそれぞれ個別に分離することが可能である。また，固体と水の組み合わせ，固体と油の組み合わせにも使用できる。具体的には水処理で発生した汚泥の水と油と固体の分離，油汚染された土壌の浄化，プランクトンからの脱水・脱油，水処理に使用した活性炭に吸着した不純物の脱着等，様々な固液分離に適用可能である。

以下、活性炭再生装置を例に挙げて本発明の固液分離装置、及びその方法を実施するための形態を説明するが、本発明の適用対象は活性炭再生装置に限定されるものではない。

図１を用いて、本発明の適用対象の一つである活性炭再生装置の構成を説明する。本実施例では水と油を溶解できる物質Ａとしてジメチルエーテル（ＤＭＥ），閉じられた系内で状態変化を起こしながら循環する物質(以下、物質Ｂと称す)としてフロンを使用した例について示す。また，２つの熱交換器はシェルアンドチューブ型を使用し，双方ともシェル側にＤＭＥを通過させた例について示す。

本実施例では，ＤＭＥの相変化に必要な熱や冷熱を，フロンの冷凍サイクルを用いて供給する。まず，フロンは圧縮機５から高温高圧のガスとなって排出され配管２１を経由して熱交換器Ａ３のチューブ内に送られる。ここで，高温のフロンガスは凝縮しながら凝縮熱をＤＭＥ側に伝えるので，シェル側の液化ＤＭＥは供給された熱を蒸発熱として利用しＤＭＥガスとなる。次いで，液体となった液化フロンは配管２２を通り膨張弁６に送られ，通過時に減圧することで温度と圧力が低下し，２相流となって配管２３を経由して熱交換器Ｂ４のチューブ側に送られる。ここで，シェル側の高温のＤＭＥガスは凝縮しながら凝縮熱をフロン側に伝え，低温の液化フロンは供給された熱を蒸発熱として利用しフロンガスとなる。次いで，気体となったフロンガスは配管２４を経由して圧縮機５に送られて再度圧縮されるので，冷凍サイクルが形成されていることになる。

一方ＤＭＥサイクル側では，まず，熱交換器Ｂ４のシェル側から排出された液化ＤＭＥが配管１１を経由して，使用済み活性炭が充填された処理槽２に送られる。処理槽２では，活性炭に吸着された油などの有機物が付着した水分と共にＤＭＥに溶解する。有機物と水は液化ＤＭＥに溶解したまま配管１２を通して熱交換器Ａ３に送液される。熱交換器Ａ３には液化ＤＭＥよりも高温のフロンが連続的に供給されているので，フロンの持つ潜熱と顕熱によりＤＭＥが加熱され液化ＤＭＥはＤＭＥガスとなって排出される。このとき液化ＤＭＥに溶存していた水と不純物は沸点以下であるためにそれらの大半が蒸発することなく熱交換器Ａ３の内部にとどまる。排出された高純度のＤＭＥガスは配管１３を経由して熱交換器Ｂ４に送られる。熱交換器Ｂ４には液化ＤＭＥよりも低温のフロンが連続的に供給されているので，フロンの持つ潜熱と顕熱によりＤＭＥが冷却され，ＤＭＥガスは液化ＤＭＥとなって排出される。

本実施のＤＭＥの相変化サイクルでは，圧縮器やポンプなどの流体移送手段が不要であり，ＤＭＥの流動の駆動力に重力を利用している点が特徴である。その原理を以下に説明する。熱交換器Ｂ４の重心位置は熱交換器Ａ３の重心位置よりも高い位置に設置されており，双方の下部が処理槽２を介して配管で結合されている。したがって，定常状態では熱交換器Ｂ４内のＤＭＥの液面と熱交換器Ａ３内のＤＭＥの液面の高さがほぼ等しくなる。ここで，フロンサイクルの運転により熱交換器Ｂ４内でＤＭＥガスが液化すると液化ＤＭＥが増加するので液面がやや上昇する。このとき，熱交換器Ｂ４内のＤＭＥの液面が熱交換器Ａ３内のＤＭＥの液面よりも高くなるので，その後直ちに重力の影響で液面の高さが等しくなるように液化ＤＭＥが熱交換器Ａ３側へ自然に移動する。一方ＤＭＥサイクルのガス側では，熱交換器Ｂ４内のＤＭＥガスは物質Ｂの冷凍サイクルによって冷却されるために液化して減少し，熱交換器Ａ３内では液化ＤＭＥが物質Ｂの冷凍サイクルによって気化されるのでＤＭＥガスが増加する。したがって，熱交換器Ｂ４と熱交換器Ａ３の内圧に差が生じるが，配管１３を通して２つの熱交換器が接続されているので，熱交換器の内圧の差を減少するためにＤＭＥガスが低圧側である熱交換器Ｂ４に移動する。上述のように本実施例では，液化ＤＭＥの循環方向とＤＭＥガスの循環方向が一致する装置構成となっているので，熱の授受のみでＤＭＥの相変化サイクルを循環させることが可能である。

また，運転を継続すると，熱交換器Ａ３のシェル側では次第に水や有機物濃度が高まり，例えば水などの完全混合しない物質が析出を始める。析出物の増加量は運転直後では大きいが，活性炭からの除去率が高くなってくると増加量は次第に０に近づく。したがって，この水面を液面センサー７で連続的に計測することで，活性炭の洗浄終了を判断することができる。

さらに，２つの熱交換器の高さ方向の設置位置については，熱交換器Ｂ４ではＤＭＥの液面がフロンの流路よりも下でかつシェル側内壁面下部よりも上であることが好ましい。これは，フロンの流路とＤＭＥガスを効率良く接触させて熱交換効率を高めるためであり，また，排出する液化ＤＭＥになるべくＤＭＥガスを混合させないためである。また，熱交換器Ａ３ではＤＭＥの液面がフロンの流路よりも上でかつシェル側内壁面上部よりも下であることが好ましい。これは，フロンの流路と液化ＤＭＥを効率良く接触させて熱交換効率を高めるためであり，また，排出するＤＭＥガスになるべく液化ＤＭＥを混合させないためである。

また，従来方式におけるＤＭＥのサイクルは蒸発部と凝縮部の温度差を小さくするほど運転効率が向上するが，温度差が縮小すると凝縮後の過冷却度が小さくなるので，２相流として排出される可能性が高くなり，計測機器の誤差を考慮すると，高効率な運転となる低温度差の条件において，適切な運転を継続することは困難である。これに対して本発明による実施例では，供給される高温もしくは低温のフロンの持つ熱量に応じて，ＤＭＥの相変化量が受動的に決定されるので，装置全体の運転制御が容易になる。

本発明の他の実施例として含水汚泥の減量装置がある。本実施例で対象とする汚泥の中には，油が混合した油濁水の浄化時に発生する，油，シルト，水で構成される混合物がある。一般的に水処理で発生した汚泥は産業廃棄物として処理されるため，廃棄コスト削減のためにベルトプレス等の機械的な脱水機を用いて脱水されている。しかし，脱水後の水分の割合は約７０％であり，脱水汚泥においてもまだその大半を水が占めている状態である。本発明の汚泥減量装置では，この脱水汚泥からさらに水分と油分を個別に除去することができる。したがって，汚泥重量の削減により汚泥処理費用を削減でき，また，油濁水中に含まれる油分も単独で回収できるので，油分が有価物であれば資源の回収も合わせて両立できる。

以下に本発明の汚泥減量装置の構成について再度図１を用いて説明する。汚泥減量装置におけるＤＭＥの循環サイクルとフロンの循環サイクルは上記した実施例の活性炭再生装置と同等であり，処理槽２に充填されている物体が使用済み活性炭ではなく汚泥であるという点が異なる。

被処理物が汚泥の場合，ＤＭＥを循環させることにより油と水が熱交換器Ａ３のシェル側に滞留する。ＤＭＥの循環による処理が完了すると，処理槽２にはシルトが残留する。この状態で加温もしくは減圧すると熱交換器Ａ３のシェル側下部には水と油が析出するので，シェルの下部から排出する。一方，処理槽２からはほとんど水分と油分を含まないシルトが回収できる。

また，従来の方法では液化ＤＭＥの蒸発経路において，膨張弁における減圧を行っているため，膨張弁の通過時に析出する水や油が微小な液滴となりやすく，エマルジョンとなってしまう。いったんエマルジョンを形成してしまうと，水と油の重力分離を実施しにくい。しかし本発明では，熱交換器Ａ３で熱を与えることで液化ＤＭＥを蒸発させるので，圧力降下による蒸発と比較して穏和な状態で蒸発が進行するため，エマルジョンを形成しにくく，油と水を容易に分離することができる。

図２は本発明で使用するフロンのサイクルを記載したＴ−Ｈ線図と運転時のＤＭＥの温度の関係を示した図である。フロンは通常の冷凍サイクルと同様に圧縮，凝縮，膨張，蒸発の過程を辿る。このうち凝縮過程では多量の潜熱が発生するため，より低温であるＤＭＥに伝達し，ＤＭＥの蒸発熱として利用される。また，フロンの蒸発過程では蒸発潜熱が必要となるため，より高温のＤＭＥガスの凝縮熱を受け取る。このときのＤＭＥの圧力は，循環時の圧力損失分を除けば，その温度における飽和蒸気圧となり，常にほぼ一定である。このようなＤＭＥの相変化サイクルを実施するために，本発明では圧力変化ではなく温度変化を利用するので，高価な有機ガス用の専用圧縮機を使用する必要がなく，実施例１で示したように，重力のみで循環させることが可能である。

本発明において熱交換器Ａ３および熱交換器Ｂ４で授受する熱量の大半は，ＤＭＥ，フロン共に顕熱ではなく潜熱が大半を占めるように，つまり，好ましくは双方の潜熱が等しくなるように循環量を設計，コントロールする。これは，気体や液体の熱伝達率よりも，沸騰時や凝縮時の熱伝達率が大幅に高いためであり，熱交換効率を向上させ，熱交換器の小型化に貢献するためである。また，この条件におけるフロンの冷凍サイクルは，空調用のエアコンとは異なり温度差を小さくすることが可能であり，凝縮過程の温度はＤＭＥの沸点よりやや高く，また，蒸発過程の温度はＤＭＥの沸点よりもやや低くするだけで良い。したがって，フロンの循環に必要な圧縮時の損失を小さく抑えることができる。

本発明の活性炭再生装置では，ＤＭＥの相変化のサイクルを複数回循環させることも可能である。これは，物質によって液化ＤＭＥに対する溶解度が異なり，液化ＤＭＥと完全混合しない物質も存在するためであり，溶解度が低い物質でも十分に溶解させるためにＤＭＥを循環させることで純度の高いＤＭＥを供給し続け，不純物の除去率を向上させるためである。

本発明では，上述のようにＤＭＥの相変化サイクルに温度差を利用し，循環には重力を利用することが特徴である。先行技術のように圧縮機を使用する場合，オイルフリーの圧縮機を選定する必要がある。一般的な圧縮機は冷媒に対して圧縮機の潤滑を目的としたオイルが混合されているが，ＤＭＥの相変化サイクルでは，ＤＭＥの蒸発時にオイルが分離されてしまいサイクルの途中に滞留するので，本発明では使用できない。また，オイルフリー圧縮機の種類としては，ターボ冷凍機やスクリュー冷凍機，レシプロ冷凍機等があるが，前者２機種は高圧部と低圧部の隔壁に隙間があり漏れが発生するので運転可能な下限処理量が多量である，後者は摺動部にシール剤があるために磨耗によりメンテナンス頻度が高いという問題があり，商業的に適切な圧縮機が存在しない。これに対し，本発明では循環装置が不要であるので本発明の構成を容易に実施できる。

図３を用いて本発明の他の実施例の活性炭再生装置を説明する。本実施例では図１の実施例と比較して，物質Ａ（ＤＭＥ）の循環経路上で２つの熱交換器の下流にそれぞれ気液分離器を設置した点が異なる。

熱交換器Ａ３の上部かつ下流に気液分離器３１が設置してあり，気液分離器３１の下部からは液化ＤＭＥが熱交換器Ａ３もしくは配管１２に返送される返送流路３２が設置してある。この構成により，熱交換器Ａ３から排出されるＤＭＥがガスと液体の混合物であった場合，気液分離器３１でガスと液体に分離され，ＤＭＥガスは配管１３に排出され，液化ＤＭＥは返送流路３２を通って熱交換器Ａ３に戻される。また，熱交換器Ｂ４の下部かつ下流にも気液分離器３３が設置してあり，気液分離器３３の上部からはＤＭＥガスが熱交換器Ｂ４もしくは配管１３に返送される返送流路３４が設置してある。この構成により，熱交換器Ｂ４から排出されるＤＭＥがガスと液体の混合物であった場合，気液分離器３３でガスと液体に分離され，液化ＤＭＥは配管１１に排出され，ＤＭＥガスは返送流路３４を通って熱交換器Ａ３に戻される。したがって，２つの熱交換器を結ぶ配管１１，配管１２，配管１３のＤＭＥ流路内は常に適切な相状態を維持でき，配管１３に水や油などの分離対象物が混入することがなくなるため効率の良い固液分離を実現できる。

上述の構成が存在することにより，熱交換器内の適切な位置にＤＭＥの液面を設定する必要がなくなるので，運転が容易になる。また，プレート熱交換器のような，液面制御を行いにくい熱交換器でも本発明の実施形態として使用できる。

また，上記実施例では，ＤＭＥの循環は重力による自然循環を行うが，配管の圧力損失や処理槽を通過する際の圧力損失が大きい場合，ＤＭＥ用ポンプを追加しても良い。この場合，ポンプは２つの熱交換器よりも鉛直方向の下部に設置することで容易に起動することができる。

上記の実施例では，活性炭の再生溶媒，汚泥の減容手段である物質ＡとしてＤＭＥを利用しているが，エチルメチルエーテル、ホルムアルデヒド、ケテン、アセトアルデヒド等の物質でも同様の目的を達成できる。

また，本発明で使用した熱源側の冷凍サイクルは，物質Ｂとしてフロンを利用しているが，アンモニアやイソブタン等の他の冷媒でも同様の目的を達成できる。

さらに，図中に記載の温度と圧力は，装置の周辺温度を基準にＤＭＥの温度が決まり，ＤＭＥの圧力はその温度における飽和蒸気圧になる。また，フロンサイクルの凝縮温度と蒸発温度は，ＤＭＥの温度を基準に決定するものである。従って図中の数値は説明のために記載した一例であり，運転条件，環境によって変化するので，本発明がこの値に限定されるものではない。

また，運転の開始時，終了時には，処理槽２への活性炭の投入・回収が必要となる。このとき活性炭再生装置の運転を停止して開放状態で行っても良いが，水処理ラインに設置された活性炭の充填塔を，バルブ等で水処理ラインから切り離し，ＤＭＥの循環ラインに接続することで処理槽２の代替として使用しても良い。

なお、本発明は上記した実施例に限定されるものではなく、様々な変形例が含まれる。例えば、上記した実施例は本発明を分かりやすく説明するために詳細に説明したものであり、必ずしも説明した全ての構成を備えるものに限定されるものではない。また、ある実施例の構成の一部を他の実施例の構成に置き換えることが可能であり、また、ある実施例の構成に他の実施例の構成を加えることも可能である。また、各実施例の構成の一部について、他の構成の追加・削除・置換をすることが可能である。

２処理槽
３熱交換器Ａ
４熱交換器Ｂ
５圧縮機
６膨張弁

Claims

水と油を溶解できる物質Ａを用い，被処理物である水と固体，油と固体，もしくは水と油と固体の混合物である被処理物と前記物質Ａを混合し，被処理物中の液体と前記物質Ａとの混合液から物質Ａを気化することで前記被処理物から脱水，又は、脱油を行う固液分離装置において，
閉じられた系内で相変化を起こしながら循環する物質Ｂと，
前記物質Ｂを圧縮する圧縮機と，
前記圧縮機で圧縮された前記物質Ｂの凝縮熱と前記物質Ａの蒸発熱を内部の壁面を介して交換することで前記物質Ａを気体として排出する第１の熱交換器と，
凝縮した前記物質Ｂを減圧する膨張手段と，
前記膨張手段で減圧された前記物質Ｂの蒸発熱と前記物質Ａの凝縮熱を内部の壁面を介して交換する第２の熱交換器と，
前記第１の熱交換器で水もしくは油と分離しながら蒸発した前記物質Ａが前記第２の熱交換器で凝縮し，凝縮した前記物質Ａが前記被処理物と混合する処理槽と，を備え，
第１の熱交換器の重心が第２の熱交換器の重心よりも鉛直方向で下部に設置され、
前記物質Ａの流路は、前記第１の熱交換器、前記第２の熱交換器、前記処理槽の順に機器を備え、
前記物質Ｂの流路は、前記第１の熱交換器、前記膨張手段、前記第２の熱交換器、前記圧縮機の順に機器を備えたことを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、
前記第１の熱交換器は、内部に前記物質Ｂが通過する第１のチューブを有し、
前記第１のチューブは、前記物質Ａの液面よりも下に設置した
ことを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、
前記第２の熱交換機は、内部に前記物質Ｂが通過する第２のチューブを有し、
前記第２のチューブは、前記物質Ａの液面よりも上に設置した
ことを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、
前記第１の熱交換器は、プレート熱交換器であることを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、
前記第２の熱交換器は、プレート熱交換器であることを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、前記第１の熱交換器の上部に設置され、前記第１の熱交換器から排出された物質Ａを気体と液体に分離する第１の気液分離器を備える
ことを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、
前記第２の熱交換器の下部に設置され、前記第２の熱交換器から排出された物質Ａを気体と液体に分離する第２の気液分離器を備える
ことを特徴とする固液分離装置。
請求項１の固液分離装置において、
前記第１の熱交換器の鉛直方法の下部であって、かつ前記第２の熱交換器の鉛直方向の下部である位置に、物質Ａ用の送液ポンプを設置した
ことを特徴とする固液分離装置。
水と油を溶解できる物質Ａを用い，被処理物である水と固体，油と固体，もしくは水と油と固体の混合物である被処理物と前記物質Ａを混合し，被処理物中の液体と前記物質Ａとの混合液から物質Ａを気化することで前記被処理物から脱水，又は、脱油を行う固液分離方法において，
閉じられた系内で相変化を起こしながら循環する物質Ｂを圧縮すること、
圧縮された前記物質Ｂの凝縮熱と前記物質Ａの蒸発熱を第１の熱交換器の内部の壁面を介して交換して前記物質Ａを気体として排出すること、
凝縮した前記物質Ｂを減圧すること、
第２の熱交換器により前記物質Ｂの蒸発熱と前記物質Ａの凝縮熱を交換すること、
前記第１の熱交換器で水もしくは油と分離しながら蒸発した前記物質Ａが前記第２の熱交換器で凝縮し，凝縮した前記物質Ａが前記被処理物と混合すること、
第１の熱交換器の重心が第２の熱交換器の重心よりも鉛直方向の下部に設置されたことを特徴とする固液分離方法。
請求項９の固液分離方法において、
前記第１の熱交換器は、内部に前記物質Ｂが通過する第１のチューブを有し、
前記第１のチューブは、前記物質Ａの液面よりも下に設置したことを特徴とする固液分離方法。
請求項９の固液分離方法において、
前記第２の熱交換機は、内部に前記物質Ｂが通過する第２のチューブを有し、
前記第２のチューブは、前記物質Ａの液面よりも上に設置したことを特徴とする固液分離方法。
請求項９の固液分離方法において、
前記第１の熱交換器の上部に設置され、前記第１の熱交換器から排出された物質Ａを気体と液体に分離する気液分離器を備える
ことを特徴とする固液分離方法。
請求項９の固液分離方法において、
前記第２の熱交換器の下部に設置され、前記第２の熱交換器から排出された物質Ａを気体と液体に分離する気液分離器を備えることを特徴とする固液分離方法。
請求項９の固液分離方法において、
前記第１の熱交換器の鉛直方法の下部であって、かつ前記第２の熱交換器の鉛直方向の下部である位置に、物質Ａ用の送液ポンプを設置したことを特徴とする固液分離方法。