外行学空分（300）一一氧氮氩三元物系精馏工艺方案详解总结（二）

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     空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的优化对任何空分装置的能耗水平和能耗核算都是极端重要的，如果不对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案进行工艺参数的优化，则在同样设备性能参数，同样工艺方案（开式热泵一膨胀制冷液化实际上只有一个工艺方案）下，空气开式热泵一膨胀制冷液化效率相差可以达到一倍以上。当然如果采用所谓的双膨胀制冷液化工艺方案，那么用于正流液化开式热泵循环工质的空气压力就自然而然地提高至接近于空气的临界压力（38bar）左右，实际上就非常接近优化后的空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案和工艺参数，但如果没有采用所谓的双膨胀工艺方案（这是由空分装置的液体产品数量和开式热泵供冷供热精馏工艺方案决定的），例如所谓全低压的工艺方案，那么空气开式热泵一膨胀制冷液化效率和所谓的双膨胀工艺方案的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率就差距巨大，两者之间的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率差距可以达到一倍左右。这样情况下，由于无法确定合理的液体产品核算扣除值，实际上空分装置的能耗核算及不同的空分装置的能耗水平比较比较就会非常困难。
; \+ J$ O! y+ a! p2 z, o+ ?    任何空分装置都是空气开式热泵一膨胀制冷液化和空气开式热泵精馏的联合装置（有时还包括内压缩），一个空分装置可以包括多个精馏塔（多个精馏过程）但一般只有一个以空气为循环工质的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案（也能见到以压力氮气或压力富氧空气作为膨胀制冷循环工程的案例，总体而言和优化后的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案比较，其效率是较低的）而多个精馏塔的散冷损失或液体产品均通过消耗液空或者由液空转化而来，空分装置即使膨胀机出现设备故障，短时间内也可以通过向空分装置输入液空，液氮维持空分装置的正常运行。空气开式热泵一膨胀制冷液化的有效能效率（液化效率）和开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数关系极大，相同设备性能参数和工程条件下，不同空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数，空气开式热泵一膨胀制冷液化有效能效率（液化效率）之间的差距可以高达一倍！例如所谓的全低压工艺方案中的开式热泵一膨胀制冷液化有效能效率和所谓双膨胀工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案（工艺参数与优化后的开式热泵一膨胀制冷液化工艺参数接近）有效能效率相差近一倍！这就给空分装置的能耗核算中液体产品扣除值的确定带来了极大的困难，但对空分装置开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案优化后（空压机加增压机工艺方案，其中增压机出口压力为用于液化的开式热泵循环工质的压力等于空气的临界压力38bar，如果用压力氮气作为开式热泵液化循环工质，那么压力等于氮气临界压力45bar），这个问题就得到了解决。可以以给定设备性能参数下极限工程条件下深冷气体实际液化功作为空分装置液体产品核算扣除值，这个扣除值只和设备性能参数有关而和开式热泵一膨胀制冷液化实际工程条件无关！当然这也就意味着空分装置的散冷损失，主换热器热端换热温差形成的冷量损失均归于空分装置的气体产品核算单耗中。
$ e  g' K% A7 r  C0 E: {     空气开式热泵一膨胀制冷液化部分只是解决了空分装置深冷条件下精馏分离的前提及实现稳态化运行及制取液体产品的条件，但并没有解决深冷条件下精馏分离过程必须的供冷供热方案！深冷条件下的精馏过程，当然无法采用蒸汽，冷却水等公用工程给精馏过程供冷供热，也没有实际可用的冷源，热源供冷供热！能够为深冷条件下的氧氮氩三元物系一一空气精馏过程供冷供热的只能是压力空气，压力氮气，压力工艺氩气或其它氧氩氮压力混合气体的冷凝潜热和减压后的液空，液氮，液体工艺氩气或其它氧氩氮混合液体的蒸发气化潜热！这其实就是开式热泵精馏，由开式热泵实现供冷供热的精馏过程！每一个用于精馏过程供冷供热的开式热泵为精馏过程提供了一种规格的供冷供热方案。倒如以氮气为循环工质的开式热泵为空分装置提供了96K的冷凝热量供给及79K的蒸发冷量供给！以空气为循环工质的开式热泵则提供了96K的冷凝热量供给及84K的蒸发冷量供给，以工艺氩气为循环工质的开式热泵刚提供了96K的冷凝热量供给及88K的蒸发冷量供给！
; E8 o- L( Q3 E9 J  H      毫无疑问以氮气为循环工质的开式热泵供冷供热工艺方案，由于其供热温度（压力氮气冷凝温度）等于以空气，工艺氩气为循环工质的开式热泵，其供冷温度（减压液氮的蒸发气化温度）低于以空气，工艺氩气为循环工质的开式热泵的供冷温度可以代替以空气为循环工质的开式热泵供冷供热和以工艺氩气为循环工质的开式热泵为精馏塔（过程）供冷供热。就象环境温度以上的精馏过程，压力2bar的蒸汽可以代替压力为1bar的蒸汽用于精馏再沸器加热一样，温度为10℃的冷却水可以代替温度20℃的冷却水用于冷凝器冷却一样，只不过换热温差很大不合理而已！基于新单塔流程的氧氩氮三元物系一一空气精馏过程之所以除了以氮气为循环工质的开式热泵外，增加以空气为循环工质的开式热泵和以工艺氩气为循环工质的开式热泵实现氧氩氮三元物系一一空气精馏过程供冷供热，是因为在供冷供热量相同，精馏结果一致的情况下，采用三热泵精馏工艺方案，三个开式热泵的循环工质总压缩功耗（供冷供热功耗）相对于采用以氮气为循环工质的单开式热泵供冷供热有显著的下降！例如如果采用以氮气为循环工质的单开式热泵，那么以氮气为循环工质的开式热泵的氮气压缩量数量为47000立方米（以处理50000立方米干空气为基准，下面不再说明），氮压机出口压力5.4bar，如果采用以氮气，工艺氩气为循环工质的双开式热泵，则工艺氩气压缩机出口压力2.3bar，压缩量14000立方米！相应氮气开式热泵的循环量从46000立方米降低至30000立方米，工艺氩气复热常温压缩功耗只是相应减少的氮气（16000立方米）压缩功耗的60%（已经考虑了主冷凝器换热温差，静压及正返流阻力损失，即已经考虑了实际工程条件对开式热泵供冷供热有效能效率的影响）。
, U! Q3 [7 T3 m   在基于新单塔流程氧氮氩三元物系一一空气精馏基本工艺方案中，采用以氮气，空气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵供冷供热方案，其中第一精馏塔氮一氩氧精馏塔采用以氮气和空气为循环工质的双热泵供冷供热工艺方案，第二精馏塔氮氩一氧精馏塔采用以工艺氩气为循环工质的开式热泵供冷供热方案，第三精馏塔一一精氩塔采用以氮气和工艺氩气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案（不需要另外设置氮气压缩机和工艺氩气压缩机）！
& X0 F+ [! u$ y5 U     环境温度以上的精馏过程，采用公用工程蒸汽，冷却水实现给精馏过程的供冷供热，这就是标准常规精馏工艺方案。在精馏原料和精馏高低沸点产品均呈液态时，蒸汽再沸器的蒸汽冷凝热（供热量）等于冷凝器冷却水输出的热量，两者完全相等，精馏过程本身并不消耗热量和冷量，消耗的只是蒸汽冷凝温度和冷却水温度之间的温差有效能！温差有效能转化为分离功！理论上蒸汽再沸器和冷却水冷凝器完全可以用以水蒸汽为循环工质的开式热泵或闭式热泵代替，之所以采用公用工程蒸汽和冷却水只是更为方便，更加可靠，精馏过程更易于启动投入正常运行而已。
    环境温度以上的精馏过程，除了标准常规精馏工艺方案外还有所谓的双效精馏及多效精馏，单热泵精馏技术和多热泵技术的运用，无论是双效精馏及多效精馏和单热泵技术及多热泵技术的运用，都是利用高压的低沸点组分气体和高压高低沸点混合组分气体的冷凝潜热为精馏过程供热（部分代替蒸汽再沸器），利用减压后的低沸点组分液体和高低沸点组分液体的蒸发潜热为精馏过程供冷（输出热量，部分代替冷却水冷凝器），从而降低精馏过程的蒸汽，冷却水消耗。
   深冷条件下的精馏过程又可称为自热精馏过程，实质上就是开式热泵供冷供热的精馏过程，由开式热泵给精馏过程实现供冷供热！开式热泵供冷供热的有效能效率是多少和什么因素有关，是空分装置能耗水平的一个非常重要的因素。下面简单讨论一下，首先影响开式热泵有效能效率的最重要因素是开式热泵循环工质复热常温压缩的等温效率，二是循环工质的正返流阻力损失，三是主冷凝器换热温差，四是过冷器的换热温差。在极限工程条件下（无正返流阻力损失，过冷器，主冷凝器换热温差为零），开式热泵供冷供热有效能效率（开式热泵输出的温差有效能和开式热泵复热常温压缩功耗的比值）等于开式热泵循环工质复热常温压缩等温效率。而在实际工程条件下，正返流阻力损失和过冷器换热温差，主冷凝器换热温差对开式热泵供冷供热有效能效率均有重大的影响。其中过冷器的换热温差2K时，过冷后的循环工质液体减压后气化率在3%以内（如果不过冷则气化率在10%以上），将造成开式热泵供冷供热有效能效率降低3%！正返流阻力损失和主冷凝器换热温差对开式热泵有效能效率的影响相对于过冷器换热温差更大，而且开式热泵循环工质的压缩比越小（即压力循环工质冷凝温度和减压后循环工质液体蒸发气化温度之间的温差越小），正返流阻力损失和主冷凝器换热温差对开式热泵供冷供热的有效能效率影响越大！例如在实际工程条件正返流阻力损失0.1bar，主冷凝器换热温差，过冷器换热温差2K的情况下，以氮气为循环工质的开式热泵有效能效率为50%，只有极限工程条件下的70%左右！以空气为循环工质的开式热泵供冷供热有效能效率为45%左右，以工艺氩气为循环工质的开式热泵有效能效率只有25%！
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    开式热泵精馏有效能效率等于开式热泵供冷供热有效能效率和精馏有效能效率，在采用双热泵精馏的情况下，极限工程条件下（无正返流阻力，换热温差等于零，无限理论塔板数），开式热泵精馏有效能效率可以达到60d左右，在实际工程条件下在30%-40%！

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   开式热泵精馏中，当采用双热泵精馏工艺方案时，精馏过程的有效能效率可以达到70%-80%！