JPS6119903B2 - - Google Patents
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- JPS6119903B2 JPS6119903B2 JP15824180A JP15824180A JPS6119903B2 JP S6119903 B2 JPS6119903 B2 JP S6119903B2 JP 15824180 A JP15824180 A JP 15824180A JP 15824180 A JP15824180 A JP 15824180A JP S6119903 B2 JPS6119903 B2 JP S6119903B2
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- air
- liquid
- turbine
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Classifications
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- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/04—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air
- F25J3/04763—Start-up or control of the process; Details of the apparatus used
- F25J3/04769—Operation, control and regulation of the process; Instrumentation within the process
- F25J3/04793—Rectification, e.g. columns; Reboiler-condenser
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- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
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- F25J3/04—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air
- F25J3/04151—Purification and (pre-)cooling of the feed air; recuperative heat-exchange with product streams
- F25J3/04187—Cooling of the purified feed air by recuperative heat-exchange; Heat-exchange with product streams
- F25J3/04193—Division of the main heat exchange line in consecutive sections having different functions
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
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- F25J3/04248—Generation of cold for compensating heat leaks or liquid production, e.g. by Joule-Thompson expansion
- F25J3/04284—Generation of cold for compensating heat leaks or liquid production, e.g. by Joule-Thompson expansion using internal refrigeration by open-loop gas work expansion, e.g. of intermediate or oxygen enriched (waste-)streams
- F25J3/0429—Generation of cold for compensating heat leaks or liquid production, e.g. by Joule-Thompson expansion using internal refrigeration by open-loop gas work expansion, e.g. of intermediate or oxygen enriched (waste-)streams of feed air, e.g. used as waste or product air or expanded into an auxiliary column
- F25J3/04303—Lachmann expansion, i.e. expanded into oxygen producing or low pressure column
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- F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
- F25J3/04—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air
- F25J3/04406—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air using a dual pressure main column system
- F25J3/04412—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air using a dual pressure main column system in a classical double column flowsheet, i.e. with thermal coupling by a main reboiler-condenser in the bottom of low pressure respectively top of high pressure column
-
- F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
- F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
- F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
- F25J2270/00—Refrigeration techniques used
- F25J2270/02—Internal refrigeration with liquid vaporising loop
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- Engineering & Computer Science (AREA)
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Description
【発明の詳細な説明】
本発明は空気分離装置に係り、特に高圧空気を
複式精留塔に導入するとともに高圧空気の一部
が、膨張タービンを駆動して外部に仕事すること
によつて温度低下し、この時のエンタルピ降下を
利用して装置全体の寒冷源とする型の空気分離装
置に関する。
複式精留塔に導入するとともに高圧空気の一部
が、膨張タービンを駆動して外部に仕事すること
によつて温度低下し、この時のエンタルピ降下を
利用して装置全体の寒冷源とする型の空気分離装
置に関する。
この種の空気分離装置の従来例を第１図に示
す。第１図において、１は精留塔・上塔、２は精
留塔・下塔、３は原料空気圧縮機、４は膨張ター
ビン、５は液体空気膨張弁、６は液体窒素膨張
弁、８は熱交換である。この装置では原料空気が
原料空気圧縮機１で約５Kg/cm2に加圧され、この
高圧空気は熱交換器８において精留塔で分離され
た酸素ガスおよび窒素ガスにより約−170℃まで
冷却された後、精留塔・下塔２に入り液体空気と
なる。
す。第１図において、１は精留塔・上塔、２は精
留塔・下塔、３は原料空気圧縮機、４は膨張ター
ビン、５は液体空気膨張弁、６は液体窒素膨張
弁、８は熱交換である。この装置では原料空気が
原料空気圧縮機１で約５Kg/cm2に加圧され、この
高圧空気は熱交換器８において精留塔で分離され
た酸素ガスおよび窒素ガスにより約−170℃まで
冷却された後、精留塔・下塔２に入り液体空気と
なる。
液体空気は精留塔内に設けられた多数の棚（第
２図に一部の棚を示す）において、上段の棚から
液体空気Ａ（下降液ともいう）が下降し、下段の
棚から上昇する空気Ｂと接触して液体空気中の低
沸点成分の窒素濃度が高くなつた蒸気を発生す
る。ここで発生した蒸気はさらに上段に棚に上昇
する。このようにして液と蒸気との間で順次熱交
換が行なわれ、この結果、下降液中の窒素濃度は
次第に減少し、最終的にライン９から酸素が取り
出され、熱交換器８を経て酸素ガスが分離回収さ
れ、また蒸気中の窒素濃度は次第に増加し、最終
的にライン１０から窒素が取り出され、熱交換器
８を経て窒素ガスが分離回収される。
２図に一部の棚を示す）において、上段の棚から
液体空気Ａ（下降液ともいう）が下降し、下段の
棚から上昇する空気Ｂと接触して液体空気中の低
沸点成分の窒素濃度が高くなつた蒸気を発生す
る。ここで発生した蒸気はさらに上段に棚に上昇
する。このようにして液と蒸気との間で順次熱交
換が行なわれ、この結果、下降液中の窒素濃度は
次第に減少し、最終的にライン９から酸素が取り
出され、熱交換器８を経て酸素ガスが分離回収さ
れ、また蒸気中の窒素濃度は次第に増加し、最終
的にライン１０から窒素が取り出され、熱交換器
８を経て窒素ガスが分離回収される。
このような空気の分離燥作上、空気分離装置全
体を低温に保つため、原料空気圧縮機１によつて
加圧された空気の一部が膨張タービン４で断熱膨
張するとともに外部に仕事をすることにより温度
降下するので、この時のエンタルピ降下を利用し
て空気分離装置の寒冷源としている。しかし膨張
タービン４から出た空気は液化する温度近く（約
−180℃）まで下げられ、精留塔・上塔１に導入
される。このため、膨張タービン４から出た空気
は気体状であり、下降液として流下させることが
できないので不純窒素とともに大気中に放出され
ており、この空気中には実に製品酸素のほぼ14％
に相当する酸素が含まれている。
体を低温に保つため、原料空気圧縮機１によつて
加圧された空気の一部が膨張タービン４で断熱膨
張するとともに外部に仕事をすることにより温度
降下するので、この時のエンタルピ降下を利用し
て空気分離装置の寒冷源としている。しかし膨張
タービン４から出た空気は液化する温度近く（約
−180℃）まで下げられ、精留塔・上塔１に導入
される。このため、膨張タービン４から出た空気
は気体状であり、下降液として流下させることが
できないので不純窒素とともに大気中に放出され
ており、この空気中には実に製品酸素のほぼ14％
に相当する酸素が含まれている。
本発明の目的は、膨張タービンを経て精留塔内
に導入された空気中の酸素をも製品酸素として回
収することによつて空気分離装置の運転効率を向
上させることが空気分離装置を提供することにあ
る。
に導入された空気中の酸素をも製品酸素として回
収することによつて空気分離装置の運転効率を向
上させることが空気分離装置を提供することにあ
る。
本発明は、膨張タービンから排出される空気
を、精留塔・下塔から精留塔・上塔に還流する窒
素還流液と熱交換して前記空気の少なくとも一部
を液化し、これを精留塔に導入することによつ
て、酸素の分離回収を高めたものである。
を、精留塔・下塔から精留塔・上塔に還流する窒
素還流液と熱交換して前記空気の少なくとも一部
を液化し、これを精留塔に導入することによつ
て、酸素の分離回収を高めたものである。
以下、本発明の実施例を添付図面に基づいて説
明する。
明する。
第３図において、第１図と異なる点は膨張ター
ビン４から排出される空気（以下、タービン空気
という）を液化させるための熱交換器７が付設さ
れ、この熱交換器７で窒素環流液との熱交換によ
つて一部が液化されたタービン空気が精留塔・上
塔１に導入されるようになつていることである。
したがつて第２図中、第１図に示す従来例と同一
もしくは相当部分は同一符号で示している。
ビン４から排出される空気（以下、タービン空気
という）を液化させるための熱交換器７が付設さ
れ、この熱交換器７で窒素環流液との熱交換によ
つて一部が液化されたタービン空気が精留塔・上
塔１に導入されるようになつていることである。
したがつて第２図中、第１図に示す従来例と同一
もしくは相当部分は同一符号で示している。
第３図において、原料空気は原料空気圧縮機３
で約５Kg/cm2に加圧され、この高圧空気が熱交換
器８で冷却された後、精留塔・下塔２に入り液体
空気となる。精留塔・下部２はリボイラになつて
おり精留塔内の各段の棚から上昇する蒸気は各段
の棚を下降する液体空気と接触し、低沸点成分の
窒素濃度が高くなつた蒸気を発生し、発生した蒸
気はさらに上段の棚に上昇し、次第に窒素濃度が
高くなる。このようにして精留塔・上塔１の塔頂
より窒素ガスが回収され、精留塔・上塔１の底部
より液体酸素が回収される。
で約５Kg/cm2に加圧され、この高圧空気が熱交換
器８で冷却された後、精留塔・下塔２に入り液体
空気となる。精留塔・下部２はリボイラになつて
おり精留塔内の各段の棚から上昇する蒸気は各段
の棚を下降する液体空気と接触し、低沸点成分の
窒素濃度が高くなつた蒸気を発生し、発生した蒸
気はさらに上段の棚に上昇し、次第に窒素濃度が
高くなる。このようにして精留塔・上塔１の塔頂
より窒素ガスが回収され、精留塔・上塔１の底部
より液体酸素が回収される。
このような空気分離操作において、原料空気圧
縮機１および熱交換器８を経た加圧空気の一部は
膨張タービンで断熱膨張するとともに外部に温度
低下して装置全体の寒冷源となる。そしてタービ
ン空気は熱交換器７に送られる。一方、窒素の還
流液は圧力５Kg/cm2の精留塔・下塔２から膨張弁
６を通して圧力0.7Kg/cm2の精留塔・上塔１側に断
熱膨張し、液体の一部が気化する。この気化熱の
ために還流液は膨張弁６の出側で約−195℃程度
になる。タービン空気は約−180℃であるから、
膨張弁６出側の還流液の温度の方が低い。したが
つてタービン空気と窒素還流液とを熱交換器７に
おいて熱交換することにより、タービン空気の温
度が低下し、タービン空気の一部は液化し、逆に
窒素の還流液は温度が上り、その一部は気化す
る。
縮機１および熱交換器８を経た加圧空気の一部は
膨張タービンで断熱膨張するとともに外部に温度
低下して装置全体の寒冷源となる。そしてタービ
ン空気は熱交換器７に送られる。一方、窒素の還
流液は圧力５Kg/cm2の精留塔・下塔２から膨張弁
６を通して圧力0.7Kg/cm2の精留塔・上塔１側に断
熱膨張し、液体の一部が気化する。この気化熱の
ために還流液は膨張弁６の出側で約−195℃程度
になる。タービン空気は約−180℃であるから、
膨張弁６出側の還流液の温度の方が低い。したが
つてタービン空気と窒素還流液とを熱交換器７に
おいて熱交換することにより、タービン空気の温
度が低下し、タービン空気の一部は液化し、逆に
窒素の還流液は温度が上り、その一部は気化す
る。
次に精留塔の棚をモデル化して液および蒸気の
量、温度、成分（濃度）が変化する過程を示し、
さらに液化されたタービン空気を精留塔に供給し
た場合の現象をタービン空気が気体の場合と比較
して説明する。
量、温度、成分（濃度）が変化する過程を示し、
さらに液化されたタービン空気を精留塔に供給し
た場合の現象をタービン空気が気体の場合と比較
して説明する。
第４図において、Ｖ，ＴV，ｙはそれぞれ一つ
の棚に入る蒸気の量、絶対温度、蒸気中の窒素濃
度であり、Ｌ，ＴL，ｘはそれぞれ上記棚に入る
下降液の量、絶対温度、下降液中の窒素濃度であ
る。またＶ，ＴV′，y′はそれぞれ上記棚から出る
蒸気の量、絶対温度、蒸気中の窒素温度であり、
Ｌ，ＴL′，x′はそれぞれ上記棚から出る下降液の
量、絶対温度、下降液中の窒素濃度である。
の棚に入る蒸気の量、絶対温度、蒸気中の窒素濃
度であり、Ｌ，ＴL，ｘはそれぞれ上記棚に入る
下降液の量、絶対温度、下降液中の窒素濃度であ
る。またＶ，ＴV′，y′はそれぞれ上記棚から出る
蒸気の量、絶対温度、蒸気中の窒素温度であり、
Ｌ，ＴL′，x′はそれぞれ上記棚から出る下降液の
量、絶対温度、下降液中の窒素濃度である。
酸素と窒素の混合溶液、即ち液体空気の気液平
衡状態の温度と濃度の関係は第５図で知られてい
る。本図によれば酸素の沸点は90゜Ｋ窒素の沸点
は77゜Ｋ、その差はわずか13゜Ｋである。実プラ
ントでは精留塔の下部はリボイラになつており上
からは下部温度よりも低い還流液が降下してく
る。このため或る棚の降下液の温度ＴLよりも上
昇蒸気ＴVの温度が常に高い。その温度差は精留
塔の棚段数が20〜30程度であるので13゜Ｋの温度
差を単に棚段数で割れば大体１〜２゜Ｋ程度にな
るものと推測される。
衡状態の温度と濃度の関係は第５図で知られてい
る。本図によれば酸素の沸点は90゜Ｋ窒素の沸点
は77゜Ｋ、その差はわずか13゜Ｋである。実プラ
ントでは精留塔の下部はリボイラになつており上
からは下部温度よりも低い還流液が降下してく
る。このため或る棚の降下液の温度ＴLよりも上
昇蒸気ＴVの温度が常に高い。その温度差は精留
塔の棚段数が20〜30程度であるので13゜Ｋの温度
差を単に棚段数で割れば大体１〜２゜Ｋ程度にな
るものと推測される。
したがつて第４図に示す棚において、下降液Ｌ
と上昇蒸気Ｖが接触すると、酸素と窒素の沸点−
組成曲線を示す第５図から明らかなように蒸気と
液が平衡関係に達した後、液の温度はわずかに上
昇し、蒸気の温度はわずかに低下してそれぞれＴ
L′，ＴV′となる。この結果、下降液の窒素濃度は
ｙからy′に高くなる。
と上昇蒸気Ｖが接触すると、酸素と窒素の沸点−
組成曲線を示す第５図から明らかなように蒸気と
液が平衡関係に達した後、液の温度はわずかに上
昇し、蒸気の温度はわずかに低下してそれぞれＴ
L′，ＴV′となる。この結果、下降液の窒素濃度は
ｙからy′に高くなる。
精留塔に液化されたタービン空気を供給した場
合およびタービン空気を気体状で供給した場合の
精留塔内の現象は原理的には第４図および第５図
を基に説明した気液接触と同じである。ただし、
精留塔に液化されたタービン空気を供給する場
合、下降液が増大し、精留塔にタービン空気を気
体状で供給する場合、上昇蒸気が増大するとみる
ことができる。このような状態をモデル化したも
のを第６図に示す。
合およびタービン空気を気体状で供給した場合の
精留塔内の現象は原理的には第４図および第５図
を基に説明した気液接触と同じである。ただし、
精留塔に液化されたタービン空気を供給する場
合、下降液が増大し、精留塔にタービン空気を気
体状で供給する場合、上昇蒸気が増大するとみる
ことができる。このような状態をモデル化したも
のを第６図に示す。
第６図Ａには棚に供給される気体状のタービン
空気の量、絶対温度、窒素濃度をそれぞれＶS，
ＴS，ｙSとして示している。第６図Ｂには棚に供
給される液化されたタービン空気の量、絶対温
度、窒素濃度をそれぞれＬS，ＴS，ｙSとして示
している。
空気の量、絶対温度、窒素濃度をそれぞれＶS，
ＴS，ｙSとして示している。第６図Ｂには棚に供
給される液化されたタービン空気の量、絶対温
度、窒素濃度をそれぞれＬS，ＴS，ｙSとして示
している。
次に第６図を基に実プラントに近い数値を代入
し、上記二つの方式を定量的に対比する。
し、上記二つの方式を定量的に対比する。
() タービン空気が気体の場合
下記の条件で近似する。
ａ 接触后の液と蒸気の温度は等しい
ｂ 液と蒸気の他熱
O2を30％、N2を70％の比で近似計算する。
N2の液の比熱＝0.473kcal/Kg・゜K
N2の蒸気の比熱＝0.22 ″
O2の液の比熱＝0.406 ″
O2の蒸気の比熱＝0.18 ″
これより棚の液の比熱をＣL、蒸気の比熱を
Ｃgとすると ＣL＝0.406×0.3＋0.473×0.7＝0.453kcal/Kg・゜K Ｃg＝0.22×0.3＋0.18×0.7＝0.192kcal/Kg・゜K 従つて次の熱収支の式が成立する。
Ｃgとすると ＣL＝0.406×0.3＋0.473×0.7＝0.453kcal/Kg・゜K Ｃg＝0.22×0.3＋0.18×0.7＝0.192kcal/Kg・゜K 従つて次の熱収支の式が成立する。
Ｌ・ΔＴL・ＣL＝（Ｖ＋ＶS）・ΔＴV・Ｃg
上式よりΔＴV／ΔＴLを求めると
ΔＴV／ΔＴL＝Ｌ・ＣＬ／（Ｖ＋ＶＳ）・Ｃｇ
ここでＬ／Ｖ＝1.30、ＶS／Ｖ＝0.28とする
と ΔＴV／ΔＴL＝Ｌ・ＣＬ／１．２８Ｖ・Ｃｇ＝１．３×０．４５３／１．２８×０．１９２＝2.40 ∴ΔＴV＝2.40ΔＴL ΔＴV＋ΔＴL＝0.65゜Ｋとすると ΔＴL＝0.19゜Ｋ ΔＴV＝0.46゜Ｋ () タービン空気が液体の場合 同様に次式が成立する。
と ΔＴV／ΔＴL＝Ｌ・ＣＬ／１．２８Ｖ・Ｃｇ＝１．３×０．４５３／１．２８×０．１９２＝2.40 ∴ΔＴV＝2.40ΔＴL ΔＴV＋ΔＴL＝0.65゜Ｋとすると ΔＴL＝0.19゜Ｋ ΔＴV＝0.46゜Ｋ () タービン空気が液体の場合 同様に次式が成立する。
（Ｌ＋ＬS）・ΔＴL・ＣL＝Ｖ・ΔＴV・Ｃg
ΔＴV／ΔＴL＝Ｌ＋ＬＳ・ＣＬ／Ｖ・Ｃｇ＝（1.3＋0.28）×０．４５３／０．１９２＝3.72
ΔＴL＝0.140゜Ｋ ΔＶV＝0.51゜Ｋ
以上の計算の結果を第５図に適用すると、Ｔ
L＝79゜Ｋの附近では非常に大まかな値ではあ
るが10%/°Kの割合で液の酸素濃度が上昇して
いる（N2の濃度が低下）。同時に蒸気の酸素濃
度は、５%/°Kの割合で減少している。
L＝79゜Ｋの附近では非常に大まかな値ではあ
るが10%/°Kの割合で液の酸素濃度が上昇して
いる（N2の濃度が低下）。同時に蒸気の酸素濃
度は、５%/°Kの割合で減少している。
したがつてタービン空気が液体の場合（）
とタービン空気が気体の場合（）との酸素の
収支は次の式によつて求めることができる。
とタービン空気が気体の場合（）との酸素の
収支は次の式によつて求めることができる。
〔Ｌ（１−ｘ″）−Ｖ（１−ｙ″）〕＋０．２２Ｌ（１−ｘＳ）／−〔Ｌ（１−ｘ′）−１．２８Ｖ（１−ｙ′
）〕／ ＝Ｌ（x′−x″）＋Ｖ（y″−1.28y′）＋0.22×（１−ｘS） ここで１−ｘS＝0.21とすると 上式はＬ（−0.003）＋１／１．３Ｌ（0.00106）＋ 0.046L＝0.043Lとなる。Ｌ＝18000Nm3/Hのとき
酸素の収支は774Nm3/Hとなる。
）〕／ ＝Ｌ（x′−x″）＋Ｖ（y″−1.28y′）＋0.22×（１−ｘS） ここで１−ｘS＝0.21とすると 上式はＬ（−0.003）＋１／１．３Ｌ（0.00106）＋ 0.046L＝0.043Lとなる。Ｌ＝18000Nm3/Hのとき
酸素の収支は774Nm3/Hとなる。
したがつて本発明の場合、従来に比べてタービ
ン空気中の酸素の分離回収率が高いことを示すも
のである。
ン空気中の酸素の分離回収率が高いことを示すも
のである。
さらに本発明を中規模の空気分離プラントに適
用した場合の効果を算出する。
用した場合の効果を算出する。
プラントの仕様
原容量……24000Nm3/H
タービン風量……原空の17％＝4080Nm3/H(WT)
タービン出口温度……−184℃
窒素還流液の出側温度……−192℃
熱光換器７の効率……μ％
窒素還流液流量……原空の25％＝6000Nm3/H(W
Ι） 空気の比熱は0.2kcal/℃Kgであり、蒸気潜熱は
46.3kcal/Kgであるので熱交換器７における熱量
の授受は殆んど液化と気化に費やされるとみるこ
とができる。
Ι） 空気の比熱は0.2kcal/℃Kgであり、蒸気潜熱は
46.3kcal/Kgであるので熱交換器７における熱量
の授受は殆んど液化と気化に費やされるとみるこ
とができる。
ここでタービン空気を熱交換器７に通す場合、
タービン空気の液化率、窒素の液化率および気化
率の変化分を次のように定義すると、式(1)が成立
する。
タービン空気の液化率、窒素の液化率および気化
率の変化分を次のように定義すると、式(1)が成立
する。
ΔｘT……タービンの液化率
ΔｙΙ……窒素の気化率
Ｃ……蒸発潜熱
ＷT・Ｃ・ΔｘT＝ＷΙ・Ｃ・ΔｙΙ
∴ΔｘT＝Ｃ・ＷΙ・ΔｙΙ／Ｃ・ＷＴ＝ＷΙ／ＷＴ
ΔｙΙ…(1) また窒素の還流液は膨張弁６を経て膨張させた
ときにその一部が気化するが、タービン空気の液
化率は第７図より膨張前のエンタルピと膨張後の
エンタルピより求められる。
ΔｙΙ…(1) また窒素の還流液は膨張弁６を経て膨張させた
ときにその一部が気化するが、タービン空気の液
化率は第７図より膨張前のエンタルピと膨張後の
エンタルピより求められる。
すなわち
液化率＝６９−３０／６９−２５＝0.886
したがつて熱交換器７の効率を100％と仮定す
ると、上式(1)のΔｙ1は0.086となる。そこでこの
Δｙ1値と窒素還流液流量ＷΙとタービン風量ＷT
とを上式(1)に代入すると ΔｘT＝６０００／４０８０×0.88≒1.26 このことから理論的にはタービン空気の全部を
熱交換器７で液化することが可能であり、また熱
交換器７の効率が80％のときタービン空気の液化
率は100％となる。
ると、上式(1)のΔｙ1は0.086となる。そこでこの
Δｙ1値と窒素還流液流量ＷΙとタービン風量ＷT
とを上式(1)に代入すると ΔｘT＝６０００／４０８０×0.88≒1.26 このことから理論的にはタービン空気の全部を
熱交換器７で液化することが可能であり、また熱
交換器７の効率が80％のときタービン空気の液化
率は100％となる。
なお、膨張タービン出側の空気が既に液化され
るようにすることも理論上は可能であるが、この
場合液体空気が高速で回転するタービンのブレー
ドに衝突するため、ブレードの損傷が発生するの
で避けるべきである。
るようにすることも理論上は可能であるが、この
場合液体空気が高速で回転するタービンのブレー
ドに衝突するため、ブレードの損傷が発生するの
で避けるべきである。
以上のように本発明によれば、タービン空気が
窒素の還流液との熱交換によつて液化された後、
精留塔内に供給されるため、不純窒素とともに大
気中に放出されていた酸素も効率的に分離回収す
ることができ、空気分離プラントの運転効率を向
上させることができる。
窒素の還流液との熱交換によつて液化された後、
精留塔内に供給されるため、不純窒素とともに大
気中に放出されていた酸素も効率的に分離回収す
ることができ、空気分離プラントの運転効率を向
上させることができる。
第１図は従来の空気分離装置の概略構成図、第
２図は精留塔内の棚の構成を示す説明図、第３図
は本発明の一例を示す概略的構成図、第４図は第
２図のモデル図、第５図は酸素と窒素の沸点一組
成曲線を示す図、第６図はタービン空気を供給す
る棚のモデル図であつて、第６図Ａはタービン空
気は気体の場合、第６図Ｂはタービン空気が液体
の場合のモデル図、第７図はタービンの運転点、
窒素還流液の膨張を示したＴ−Ｓ線図である。 １……精留塔・上塔、２……精留塔・下塔、３
……原料空気圧縮機、４……膨張タービン、５…
…液体空気膨張弁、６……液体窒素膨張弁、７，
８……熱交換器。
２図は精留塔内の棚の構成を示す説明図、第３図
は本発明の一例を示す概略的構成図、第４図は第
２図のモデル図、第５図は酸素と窒素の沸点一組
成曲線を示す図、第６図はタービン空気を供給す
る棚のモデル図であつて、第６図Ａはタービン空
気は気体の場合、第６図Ｂはタービン空気が液体
の場合のモデル図、第７図はタービンの運転点、
窒素還流液の膨張を示したＴ−Ｓ線図である。 １……精留塔・上塔、２……精留塔・下塔、３
……原料空気圧縮機、４……膨張タービン、５…
…液体空気膨張弁、６……液体窒素膨張弁、７，
８……熱交換器。
Claims (1)
- １ 原料空気を圧縮する圧縮機と、この圧縮機か
らの高圧空気を導入させるとともに塔内の液体窒
素を還流させるラインを付設した精留塔と、高圧
空気の一部を断熱膨張させた後精留塔に導入する
ための膨張タービンとを備えた空気分離装置にお
いて、前記膨張タービン出口側の空気を窒素還流
液と熱交換させてこの空気の少なくとも一部を液
化させる熱交換器を設けたことを特徴とする空気
分離装置。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP15824180A JPS5782679A (en) | 1980-11-12 | 1980-11-12 | Air separator |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP15824180A JPS5782679A (en) | 1980-11-12 | 1980-11-12 | Air separator |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5782679A JPS5782679A (en) | 1982-05-24 |
| JPS6119903B2 true JPS6119903B2 (ja) | 1986-05-20 |
Family
ID=15667343
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP15824180A Granted JPS5782679A (en) | 1980-11-12 | 1980-11-12 | Air separator |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5782679A (ja) |
-
1980
- 1980-11-12 JP JP15824180A patent/JPS5782679A/ja active Granted
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5782679A (en) | 1982-05-24 |
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