JPS6116723B2 - - Google Patents

Description

請求の範囲 １ 酸素受容体と空気とを吸収反応において反応
させ、酸化された酸素受容体を別途分解して酸素
を生ずしめ、酸素受容体を再生し、酸素受容体を
リサイクルさせることからなる空気から酸素を連
続的に分離する方法において、前記酸素受容体
は、ナトリウムおよびカリウムカチオンのカチオ
ン組成物と、50ないし94％の硝酸塩、４ないし25
％の亜硝酸塩および２ないし25％の過酸化物およ
び超酸化物からなるアニオン組成物とから構成さ
れるアルカリ金属塩の熔融溶液であることを特徴
とする空気から酸素を連続的に分離する方法。 ２ 前記熔融アルカリ金属塩溶液と空気との吸収
反応は多段向流で実施され、それによつて吸収反
応から取出される塩のpO₂は吸収反応から取出さ
れる酸素欠乏空気のpO₂より大きい特許請求の範
囲第１項記載の方法。 ３ 前記吸収反応において酸素受容体に酸素を提
供した酸素欠乏空気によつて燃料を燃焼し、生じ
た燃焼ガスをターボエキシパンダーにおいて部分
的に膨張させて機械的エネルギーを回収し、ター
ボエキスパンダーからの燃焼ガスを前記吸収反応
に供される空気と熱交換させ、該空気を予熱する
特許請求の範囲第２項記載の方法。 ４ 前記吸収反応を行なう塩と、１部分解してあ
る程度の酸素を放出した塩とを熱交換せしめ、前
記吸収反応により生じた熱を前記１部分解した塩
の追加の分解に供し、それによつて追加の酸素を
放出せしめる特許請求の範囲第３項記載の方法。 ５ 前記吸収反応に供される空気を、最初に空気
冷却手段を具備するコンプレツサーにより、次い
で断熱コンプレツサーにより、前記吸収反応を生
ずるに必要な圧力に圧縮し、それぞれのコンプレ
ツサーは全縮力の25％以上を提供する特許請求の
範囲第２項記載の方法。 ６ 前記分解反応は２段階以上で実施される特許
請求の範囲第２項記載の方法。 ７ 前記吸収反応温度は875−1000Kであり、吸
収反応圧は５−30atmであり、分解反応温度は
850−975Kであり、分解反応圧は0.1−3atmであ
り、空気から抽出されたO₂の分率は0.7−0.9であ
り、吸収反応と分解圧の比は16−50であり、、生
成酸素１モルあたりの塩の循環ヨル数は15−100
モル／モルであり、カチオン組成物は30ないし70
％のカリウムと残部ナトリウムである特許請求の
範囲第１，２，３又は４項記載の方法。 技術分野 本発明は、酸素が分解型化学反応により製造さ
れ、次いで「酸素受容体」を呼ばれる酸素不足組
成物が、空気又は他の酸素含有混合ガスとの反応
によりリサイクルのために再生されるプロセスに
関する。 背景技術 本願は、前記出願人により1977年５月24日に出
願された米国特許出願799945の一部継続出願であ
る。ここに記載された発明に導く調査は１部米国
政府からの許可により与えられた。 発明のこの分野の従来技術は、米国特許
3856928，3579292，2418402および3121611を含ん
でいる。BaO，Na₂MnO₃，CuC_２，SrOおよび
Hgを含む多くの酸素受容体が、確認されてい
る。１つの種類としての化学的空気分離法の特質
は、反応を生じたそれによりその酸素の１部を失
う高圧空気が反応後もやはり高圧であることであ
る。それ故、それはターボエキスパンダーを通つ
て膨張し、その圧縮エネルギーの殆んど又はすべ
てが回収される。これに対し、シロゲニツク
（cyrogenic）法では、空気は冷却され、次いで所
望の冷却効果を発揮するために減圧され、それに
よつて圧縮エネルギーが費やされる。多くの効率
の良い液化プロセスは、生成されたO₂1Kgあたり
0.29kWhr（1MJ）という比較的高率で電気エネ
ルギーを消費するが、これは22.8kca／モルO₂
又は1300BTU／1bO₂の熱入力に相当し、33％の
転化効率が与えられる。しかし、液化プロセスは
様々の理由から公知の化学的分離プロセスより優
れていた。多くの公知のプロセスは、固体の状態
で存在する受容体又は酸化された受容体又はそれ
ら両方を含むものであつた。これは受容体組成物
の循環を困難とし、そのため多くの方法はバツチ
式であつた。多くのバツチ式プロセスは、サイク
ルの酸化部と分解物との間の大きな圧力差を含ん
でおり、そのため過剰のベントロスおよびパージ
ロスを被つていた。幾つかのプロセスでは、分解
反応を酸化反応より高温で行なうことによりこの
圧力差を減少させることが試みられている。この
ことは大量の熱の必要性を課しており、即ち受容
体の顕熱が供給されねばならないだけでなく、分
解反応の完全な吸熱の熱も又供給されねばならな
い。これら２つの熱の必要性は、実施的に液化に
必要な熱量22.8／モルを越えている。公知のプ
ロセスの他の問題は、吸収装置から取出される受
容体組成物の平衡pO₂が常に必然的に吸収装置か
ら取出される排出ガスのpO₂に等しいかそれより
少ないことにある。これは、もしガスのpO₂が受
容体のそれより高いならば酸素がガスから受容体
に移動し得るためである。そのため、供給空気か
ら抽出される酸素量が多ければ多いほど、排出
pO₂は低くなり、従つて酸化された受容体の平衡
pO₂が低ければ低いほど分解は困難になり、効率
が悪くなる。公知プロセスの他の問題は、化学的
分解、化学的不活性化又は他の原因により、それ
らの幾つかが生成ガス中に許容できない量の不純
物、例えば塩素又は水銀を生成し、また幾つかが
受容体の許容できない損失率を経験していること
である。 熔融アルカリ金属の硝酸塩および亜硝酸塩の化
学的挙動について記載する背景技術として技術雑
誌からの多くの文献がある。即ち、
Bartholomew，R.F.著、「The Journal of
Physical Chemistry」70巻、1966年、3442−
3446頁；およびFreeman，E.S.著、「The
Journal of Physical Chemistry」60巻、1956
年、1487−1493頁、Easton，Pensylvania，
Mark Printing Co.版がある。そこには、それら
塩と酸素との間の反応の幾つかの特徴が示されて
いる。環境制限値を越える数オーダーの量である
数パーセントという高レベルの窒素酸化物も示さ
れている。また反応動力学が定量化され、比較的
高い活性エネルギーを示している。高温では塩は
分解して固体酸化物となる。 発明の記載 本発明は、液状でありプロセス条件下で空気と
反応するとき液状を維持し、生成物酸素中に不所
望な不純物を導入しない酸素受容体組成物を提供
する。本発明は又、新しい酸素受容体の新規な特
徴を利用し、それによつて酸素を製造するに要す
るエネルギー量を実質的に減少させたプロセスを
提供する。 酸素受容体はアルカリ金属塩の熔融混合物であ
る。塩アニオン組成物は、50ないし94％の硝酸
塩、４ないし25％の亜硝酸塩、および２ないし25
％の結合した過酸化物および超酸化物を含んでい
る。なお、％はモル％である。カチオン組成物
は、任意の比率好ましくは30ないし70％ナトリウ
ム、残部カリウムのナトリウムとカリウムとを含
んでいる。 このプロセスの重要な特徴は次の通りである。
最初に塩と空気との反応が向流多段で実施され、
それによつて塩のpO₂が導入空気のそれに接近
し、排出空気のそれを大きく超える。向流多段吸
収の正味の結果は、与えられた分解圧および酸素
抽出のレベルに対して、吸収圧力を大きく減小さ
せることが可能であり、それによつてプロセス全
体の効率が大きく改善されるということである。
第２に、排出空気は次のようにして処理される。
即ち、燃料により燃焼され、部分的に膨張させら
れ、導入空気と熱交換され、そして完全に膨張さ
せられる。この一連の操作は、可能な最大温度で
プロセスに適用される熱により、空気予熱に必要
な熱を供給しつつ排出物から最大の機械エネルギ
ーを回収する。第３に、熱交換関係において吸収
反応と分解反応とを有することは有利である。こ
のことは、塩をポンプ輸送する必要性を実質的に
減少させ、２つの反応間の温度の違いを最小にも
する効果を有している。最後に、与えられたプロ
セス条件に必要な圧縮エネルギーの全量は、等温
コンプレツサー（段階冷却を有するコンプレツサ
ー）を用い、次いで断熱コンプレツサーにより最
小とすることができる。それぞれのコンプレツサ
ーは、全圧縮力の1/4以上を備えている。 上述の特徴を有するプロセスにおいて、以下に
示す適当な操作条件をもつて、酸素受容体として
の上述の塩組成物を用いることにより、1.8MJ／
KgO₂の入力熱エネルギーにより酸素を生成する
ことが可能である。この熱エネルギーは、液化プ
ラントで要する熱エネルギーの60％に過ぎない。

【図面の簡単な説明】

第１図は、通常の吸収塔および分解塔を具備す
る、高プロセス効率を与える一連の主要なプロセ
ス工程を示す。第２図は、熱交換がそれぞれの反
応間で有利に行なわれる吸収塔および分解塔の別
の構成を示す。第３図は、酸素受容体の熱力学的
挙動、そして特に塩濃度および温度に対する平衡
pO₂の依存性を示す。 発明の実施するための最良の形態 本発明を実施するための最良の形態は、まさに
特別の塩組成物が酸素受容体として用い得ること
を必要とする。その組成物は、様々のプロセスに
おいて酸素を生成するために広く有用であるこて
が見出された。上記組成物を用いて酸素を生成す
るための最良のプロセスは、入力条件およびプロ
セスの目的によつて、例えば空気が既に高圧で利
用できるかどうか、高温廃熱が利用できるかどう
か、および酸素に加えて機械的又は電気的力又は
窒素を同時に生成することを望むかどうかによつ
て変化するであろう。 基本的にエネルギー入力のみとしての標準燃料
を用いて常温で出発して酸素のみを生成すること
が望まれる標準単独プロセスの簡単な場合のため
に、上記組成物を利用して酸素を非常に効率良く
生成する方法が記述されるであろう。このよう
に、最良の形態の議論は、塩組成物の基本的な態
様、操作工程およびプロセスの目的のための装
置、およびその同一のプロセスのための最良の操
作条件について記述することであろう。 塩素成物 塩について次の化学反応式が存在する。式中、
Ｍはアルカリ金属カチオン、即ちナトリウム又は
カリウムである。 (1) MNO₂（）＋1/2（ｇ）＝MNO₃（） (2) M₂O₂（）＋O₂（ｇ）＝2MO₂（） (3) MNO₂（）＋MO₂（）
＝MNO₃（）＋1/2M₂O₂（） (4) M₂O₂（）＋CO₂（ｇ）
＝M₂CO₃（）＋1/2O₂（ｇ） (5) M₂O₂（）＋H₂O（ｇ）
＝2MOH（）＋1/2O₂（ｇ） (6) 2MNO₂（）＝M₂O₂（）
＋N₂（ｇ）＋O₂（ｇ） (7) N₂（ｇ）＋1.5O₂（ｇ）
＝NO（ｇ）＋NO₂（ｇ） 最初の反応は塩相間の酸素の主要な交換を最も
良く説明している。酸素は塩と反応するので、硝
酸塩濃度は増加し、亜硝酸塩濃度は減少する。こ
れらのスピーシーズはほぼ理想溶液挙動を行な
い、即ちそれらの活量は基本的にそれらのモル分
率に等しい。式(1)についての平衡定数は次の式で
与えられる。 Kp＝ａ（ＭＮＯ_３）／ａ（ＭＮＯ_２）（pO₂）^-1/2＝e
^-〓〓 この式は、すべての他の酸素受容体の場合のよ
うに、この酸素受容体の平衡pO₂は単に温度の関
数であるだけでなく、塩と反応する酸素の量の関
数即ち硝酸塩と亜硝酸塩の活量の変化の関数であ
ることを示している。第３図はその関数性を示し
ており、即ち硝酸塩のフラクシヨンが変化するに
従つて定温で平衡pO₂（雰囲気中）が変化するこ
とがわかる。なお、硝酸塩のフラクシヨンは以下
の比を示す。 ａ（ＭＮＯ_３）／ａ（ＭＮＯ_３）＋ａ（ＭＮＯ_２） 第３図は実験データから誘導され、ナトリウム
量30ないし70％、残部カリウムのカチオン組成物
に適用された。純粋な塩のデータは文献に見出さ
れ、第３図に示す値からわずかに変化しているだ
けである。 上述の塩濃度に対するpO₂の依存性は、多段向
流吸収装置から顕著な利点が得られる理由であ
る。多くの公知の酸素受容体の場合のように、
pO₂が酸素受容体の酸素含量に依存しないとき、
受容体のpO₂は吸収装置全体を通して比較的一定
であり、その値は排出される酸素の乏しい空気の
pO₂より必然的に低くなければならない。しか
し、塩の流れと向流反応については、熱力学的制
限は、導入される塩（酸素が乏しい）は排出され
る酸素の乏しい空気よりも低いpO₂を有していな
ければならず、また導出される塩（酸素を含む）
は導入空気よりも低いpO₂を有していなければな
らないということである。従つて、導出塩のpO₂
は排出空気のpO₂よりかなり大きくすることがで
きる。 アルカリ金属の過酸化物および超酸化物も又、
ガス相と酸素の交換を行い、式(2)に示すように、
酸素の正味の生成に寄与する。しかし、それらの
存在は、２つの理由から、小さな反応(2)の寄与が
示すであろうよりも非常に重要であることが見出
された。極めてわずかの超酸化物および過酸化物
が存在するとき、熔融金属から回収されたすべて
の気体は数％という高濃度の窒素ガスを過剰に有
していることが見出された。しかし、過酸化物と
超酸化物の合計の濃度が２％以上であるとき、窒
素酸化物はそれらの平衡値即ち低いppm範囲に
近づくように減少する。反応(6)は塩のpN₂が酸化
濃度に従つて逆に変化することを示している。即
ち、低酸化物濃度と結びついた高窒素張力を軽減
するための塩にとつて最も低いエネルギーへの道
はNO_xの発生を通してであり、それはそれらの環
境における高いNO_xレベルの責任を負つている。
第２に、２％を越える過酸化物と超酸化物の合計
濃度は、反応動力学を顕著に改善することが見出
された。例えば、純酸素は事実上効果なく純硝酸
塩および亜硝酸塩の混合物中をバブリングされ
た。その後熔融物に２％の過酸化物と超酸化物を
加えた後、同一の温度でバブリングが繰返され
た。酸素は急速にそして定量的に第２の熔融物と
反応した。この観察は、全体の反応(1)に導く実察
の反応機構は恐らく主として反応(2)と(3)の結合で
あるという仮設を示している。しかし、仮定の説
明にもかかわらず、約２％の過酸化物と超酸化物
との合計の臨界的最小濃度は有利な結果を与える
ことが見出されており、維持されるべきであろ
う。 過酸化物と超酸化物の合計濃度の上限は臨界的
ではない。しかし、高濃度は、窒素を生成（例え
ば反応(6)）することにより生成物酸素の純度レベ
ルを減少させるであろうし、また腐食的でもあ
り、そのため25％の各目上の上限が示されるが、
通常は下限に近いことが好ましい。 硝酸塩および亜硝酸塩の濃度は、塩の酸素支持
能力の大部分を提供する。そのため、その合計濃
度を最大とすること、即ち不活性塩稀釈剤又は不
純物の濃度を最小にすることが望ましい。最も重
要な不純物は炭酸塩と水酸化物であり、それらは
反応(4)および(5)に従つて空気中にもともと存在す
るCO₂およびH₂Oから形成されるであろう。炭酸
塩および水酸化物の濃度を定常状態で約１％未満
に制限するために、供給空気中のCO₂およびH₂O
濃度をそれぞれ6ppbおよび1ppmに減少させなけ
ればならない。このような高度のCO₂およびH₂O
の除去は、他の化学的空気分離プロセスおよび空
気液化プロセスにより共有され、それを達成する
ために分止篩、BaOガードリアクター等の標準技
術が利用できる。 塩中の硝酸塩と亜硝酸塩との比はプロセス条件
に出会うpO₂値に対応し、ほぼ４ないし25であ
る。換言すれば、塩のアニオン組成物は50ないし
94％の硝酸塩と４ないし25％の亜硝酸塩を含むで
きであろう。 塩のカチオン組成物はアニオン組成物を定常条
件下で所望の範囲に維持するための重要な手段で
ある。与えられた塩構成物の生成の自由エネルギ
ーは、典型的にはカチオンの選択によつて変化す
る。そのため、カチオン混合物を変化させること
によりGf即ちそれぞれの成分の安定度が変化
し、それぞれの濃度はその安定度により変化す
る。この酸素受容体にとつて重要な温度範囲は、
約800ないし1100Kであり、下限は反応速度論に
より制限され、上限は腐食の問題および固体酸化
物への塩の分解性により制限される。 カリウムカチオンの場合、硝酸塩が最も安定で
あり、次いで亜硝酸塩、超酸化物、過酸化物およ
び酸化物である。そのため、カリウム塩では、酸
化物の中で超酸化物が優勢な種である。その濃度
は典型的には１ないし10％である。ナトリウムの
場合には、過酸化物が亜硝酸塩よりも一層安定で
あり、高温では硝酸塩より安定である。純ナトリ
ウム塩は典型的にはプロセス条件に応じて平衡に
おいて15ないし75％の過酸化物濃度を有してい
る。ナトリウムとカリウムとを混合することによ
る主要な効果は、硝酸塩、亜硝酸塩および超酸化
物の相対濃度を比較的変化させず過酸化物濃度を
減少させることである。このことは、低い融点、
N₂および腐食を最小とし過酸化物と超酸化物の
濃度を同一のオーダーにする低い超酸化物プラス
過酸化物の合計を含む幾つかの有利な効果を有す
る。また、塩のコストは純カリウムカチオンによ
るより低い。 リチウムカチオンの場合、酸化物は他の種より
安定である。それは非常に安定なので、液体酸化
物の活量は純固形酸化物が溶液から凝縮する点に
到達し、そのため溶融物はゆつくり不可逆的に固
形酸化物に分解する。幸運にもナリウムおよびカ
リウムカチオン両方の場合、液体酸化物の活量は
この凝縮を防止するに充分低い。しかしこれは、
塩のリチウムカチオン容量を約15％以下に制限す
る。要するに、30ないし70％のナトリウムと残部
カリウムからなる塩カチオン組成物が好ましい。
しかし、この範囲外の組成物は、リチウムを含む
時ですら、有用であることが見出されるであろ
う。 プロセスの開示 （発明を実施するための最良の形態） 第１図において、空気は等温コンプレツサー１
（即ち空気冷却手段を含むコンプレツサー）にお
いて中間圧力にまで圧縮され、通常の精製装置２
においてCO₂およびH₂Oが除去され、次いでコン
プレツサー３において吸収圧力にまで断熱的に圧
縮される。この圧縮の組合せは、最も効果的な結
果を与えることが見出された。厳密な等温圧縮は
少ない機械的エネルギーを要するが熱交換器から
の非常に多くの追加の熱エネルギーを必要とす
る。逆に厳密な断熱圧縮は、非常に多くの機械的
エネルギーを必要とし、熱交換器における熱の節
約は相殺するには不充分である。等温圧緒と断熱
圧縮とをこの順序で組合せることにより、それぞ
れのコンプレツサーが全圧縮義務の25％以上を負
うならば、それぞれの型の圧縮を単独で用いた場
合に比して５％以上の正味のエネルギーの節約は
全プロセスにおいて実現される。 圧縮された精製空気は熱交換器４において加熱
され、次いで吸収塔５において酸素受容体と反応
させられる。この塔は、塩と空気との間で多段向
流接触が得られる構成であり、例えば充填塔、泡
鍾塔又は篩段塔等である。実質的に酸素含量が少
ない排出ガスは、次いで燃焼室６に入り、留書
液、天燃ガス又は燃料ガスと反応させられる。こ
のことによりその温度が上昇し、更にその遊離の
酸素含量が減少する。次にそれはターボエキスパ
ンダー７において部分的に膨張する。膨張の程度
はタービンの排気温度を調整することにより制御
され、それは順に吸収塔に入る空気の温度を制御
する。部分的に膨張した排出空気は熱交換器４に
おいて入つてくる空気と熱交換した後、常圧への
膨張がターボエキスパンダー８において完了す
る。上述の排気処理工程は、熱が最高の可能温度
でプロセスに加えられることを可能とし、効率を
改善する。また熱交換器４における最高温度は実
質的に最高プロセス温度以下である。 吸収塔５からの酸素含有塩は、減圧され、次い
で分解塔９に噴霧又は導入される。この塔も又、
充填塔又は簡単な一段ポツト型リアクターをすら
含む通常の構成のものでよい。分解反応は吸収反
応より遅い。また、分解塔で取扱われるガス容量
はその低圧のためにより大きい。これら両方のフ
アクターは、分解塔の大きさを吸収塔よりも顕著
に大きくするのに寄与する。分解塔から取出され
た酸素の少ない塩は昇圧され、ポンプ１０により
吸収塔５にリサイクルされる。生成酸素は分解塔
の塔頂から取出され、供給空気と熱交換され、更
に適宜冷却され、次いで排気コンプレツサー１１
で圧縮される。 ここで記載した吸収および分解装置において、
分解反応の吸熱は塩の顕熱により供給される。亜
硝酸塩プラス酸素に分解する硝酸塩１％に対し
て、塩は約９℃に冷却される。分解温度が減少す
るに従つて、分解圧は顕著に減少する。分解反応
に関する圧力の困難性を避けるために、分解温度
は吸収反応温度より50K以上低くてはならないで
あろう。そのため、上述の装置では、サイクルご
とに反応し得る塩の量は約５％に制限され、それ
は順に比較的多量の塩のポンプ輸送を必要とす
る。もし、プロセスが、分解反応熱必要量の少な
くとも１部が吸収反応により放出された発熱から
供給さるように構成されているならば、必要量の
塩のポンプ輸送が減少し得ることが見出され、そ
のため全体のプロセス効率を増加し得る。即ち、
吸収反応塩と分解反応塩とは熱交換する関係に配
列され、それによつて両者間の流れにより、両者
間の温度の差が最小とされる。この結果を成し逐
げる装置は第２図に示されている。効率良い向流
接触を行なうために適当なパツキングを収容する
１つ以上のシリンダー２１において、吸収が行な
われる。スリーブ２２はシリンダーを囲んでお
り、脱着反応を行なう塩のための容器として役立
つ。このように、シリンダー２１の壁を通して熱
交換が行なわれる。それにはフインが設けられて
いるか又は熱移動を改善するために改造が行なわ
れている。吸収反応からの塩は逆圧され、任意の
分解塔２３に噴霧される。分解塔では塩は冷却さ
れ、ある程度の生成酸素が開放される。次いで塩
はスリーブ２２に導かれ、そこでスリーブは熱を
取出し、吸収反応を冷却し、それによつて追加の
酸素が放出される。最後に圧力が増加され、ポン
プ２４により吸収シリンダー２１にリサイクルさ
れる。ポンプとしては、封止の困難性を避ける垂
直液中ポンプ、又はブローケースポンプを含む他
の公知の高温設計のものを有利に使用し得る。第
２図に示す全吸収−分解装置は、第１図における
熱交換なしにより簡単な装置と有利に置換し得
る。 操作条件 上述のプロセスにおいて上述の塩組成物を用い
て酸素を生成するための最良の形態は、以下の操
作条件に従うことにより達成されるであろう。 吸収反応の温度は900ないし1000K、分解反応
の温度は850ないし975Kであるべきである。全体
のプロセス効率は、吸収反応圧を減少させること
により、また導入空気から抽出される酸素の分率
を増加させることにより、強く強化される。後者
のパラメーターは、燃料による燃焼のための化学
量論的必要量を提供するために、排気中に残留し
なければならない酸素量により制限される。燃焼
は導入供給酸素の15％のオーダーを必要とし、そ
のため抽出された酸素の分率は0.7ないし0.9であ
るべきである。与えらた分弁O₂抽出のために
は、より低い吸収圧はより低い分解圧を必要とす
る。上記範囲における分別O₂抽出のためには、
吸収圧は分解圧の16ないし50倍であろう。実用上
最小の分解圧は、必要な装置の大きさ、蒸発又は
同伴による塩の損失率および真空コンプレツサー
に要するパワーにより決定され、0.1気圧のオー
ダーである。通常、0.1ないし３気圧、典型的に
は0.4気圧の分解圧が用いられる。このことは５
ないし30気圧、典型的には10気圧の吸収圧をもた
らす。反応温度および圧力は、２つの反応間の塩
の酸素含量の変化に大きな影響を与え、それは順
に塩の循環率に関係する。サイクルあたりの反応
した塩の量は２ないし４モル％であり、対応する
塩の循環率は生成酸素１モルあたり循環塩15ない
し100モルである。 第１図のフローシートのための操作条件例を以
下の表に示す。表において、指示された装置成分
を出るプロセス流の温度および圧力が表にされて
いる。また、回転機械の出力および効力も示され
ている。出力は、１日あたり30トンの酸素の定常
生成をもたらす。温度はＫ、かつこ内は〓であ
る。圧力は気圧、出力は機械的又は熱的いずれの
場合もキロワツトである。

【表】 第１図のコンプレツサーは約333Kの等温コン
プレツサーへの充分な冷却を有しており、空気を
5.13atmに圧縮する。断熱コンプレツサーは空気
を断熱的に435Kに加熱しつつ11気圧に圧縮す
る。それぞれの動力は3734kWおよび1947kWで
あり、即ち断熱コンプレツサーは34.3％のトータ
ル圧縮出力を供給する。次いで空気は8874kWの
能力を有する熱交換器４において900Kに加熱さ
れる。そして空気は吸収塔５に導入され、循環塩
と向流接触する。実施例における吸収塔は４段の
理論段数を有している。導入空気のpO₂は
2.31atmであり、10.7atmのトータル圧力で出て
いき、pO₂は931Kで0.6atmに減少する。塩は．
86の硝酸塩分率および0.5atmのpO₂で吸収塔に入
る。一連の段において、その硝酸塩分率は0.89に
増加し、そのpO₂はそれぞれの段において0.86，
1.35，1.91および2.31atm（出口濃度）に増加す
る。吸収塔を横切るときの塩組成物の変化は第３
図において△印でプロツトされている。このよう
に、吸収塔を出る塩のpO₂1.91は、吸収塔から出
る酸素の少ない空気のpO₂0.6よりかなり大き
く、導入空気のそれに近い。燃料による燃焼によ
り5455kW（677BTU／1b O₂）の加熱率で1278K
に排気を加熱した後、加熱排気は3.22atmに膨張
され、967Kとなる。この圧力および対応温度は
900Kの必要空気予熱温度を提供する。次いで残
留圧縮エネルギーはターポエキスパンダー８にお
いて回収され、出力は、1860kWである。シング
ルシヤフト／リダクシヨンギアコンプレツクスに
コンプレツサー３およびエキスパンダー８を装着
する可能性も示され、又、コンプレツサー１およ
びエキスパンダー７についても同様であろう。そ
れぞれのコンプレツクスに連動させた小さなモー
タージエネレーターはポンプおよび排気コンプレ
ツサー操作のための電力を供給することができ、
またスタートアツプパワーを供給することもでき
る。脱着装置内のガス圧は0.35atmであり、これ
はポンプ１０と排気コンプレツサー両方への供給
圧である。分解塔９内の脱着塩は、必要な大きさ
および分解リアクター内の滞留時間に対するトレ
ードオーフ、および反応速論的制限により0.5の
pO₂に減少する。 全体として、上記例のプロセスによる酸素の生
成に非要なエネルギーは、33％熱から機械的エネ
ルギーへの転化効率を有する近代的液化プラント
を作動するに要する熱エネルギーの55％未満であ
る。記述された操作範囲内の他の操作条件は、更
なるエネルギー効率の改善を与えるであろう。例
えば、第３図の破線の囲みは第２図の熱交換装置
を用いた吸収−分解サイクルのための塩組成物の
軌跡および実施例１と同じ終点圧をもたらす。大
きな変化は86％と89％の間よりも、86％と92.5％
の硝酸塩分率の間で塩の負荷が循環することであ
る。これはポンプの出力を半分より少し減少さ
せ、約６％のトータルのプロセスエネルギー必要
量の減少をもたらす。