外行学空分(52）一一二元物系的精馏组织和优化（一）

13605980246

; J9 N( n/ w8 Q
( k$ f3 }4 s4 E; j. B* h. u5 }     利用沸点不同导致的相对挥发度的不同实现高低沸点二元物系的精馏分离是最基本的化工单元操作，二元物系的精馏分离是三元物系及多元物系精馏分离的基础，任何的三元及多元物系原则上都可以分解为两个及多个近似二元物系的精馏分离而得到合格的三元及多元精馏组分。所以吃透二元物系的精馏是最基础也是最重要的。
   关于二元物系的精馏组织已经有了成熟的基本途径，可以分为以下几个基本步骤。
    一，区分精馏过程是环境温度以上的还是环境温度以下。环境温度以上的精馏过程，有标准常规精馏工艺方案，有双效精馏和多效精馏工艺方案以及在标准常规精馏工艺方案基础上（即保留蒸汽再沸器和冷却水冷凝器）的单热泵及多热泵精馏技术工艺方案。组分沸点在环境温度以上的二元物系精馏工艺方案，既可以采用标准常规精馏工艺方案，也可以采用单效及多效精馏工艺方案，及标准常规精馏工艺方案基础上的单热泵及多热泵精馏工艺方案。
6 v4 |- }- Z' [7 l& ~: M# k( e     环境温度以下的精馏过程，则有三个单开式热泵供冷供热精馏工艺方案（又可称为深冷二元物系气体的三个彻底开式热泵供冷供热精馏根流程），一是以低沸点组分为循环工质的单热泵精馏工艺方案，二是以精馏原料气为循环工质的单级常压精馏塔工艺方案（单塔制氧工艺方案，蒸馏工艺方案）和以精馏原料为循环工质在冷凝器中部分冷凝的工艺方案（单塔制氮工艺方案，冷凝工艺方案），三是以精馏原料为循环工质的所谓双塔工艺方案（即以精馏原料气为循环工质的一拖二开式热泵精馏工艺方案。这三个二元物系的单开式热泵供冷供热精馏工艺方案又可称为组分沸点在环境温度以下二元物系精馏分离的三个根流程。在三个根流程的基础上还可以采用多热泵工艺方案对二元物系精馏过程进行改进以实现在给定理论塔板数给定高低沸点组分产品纯度，给定实际工程条件下的精馏能耗最优！
6 c' l& F, z6 _3 }; i0 d4 V    二，如果是组分沸点在环境温度以下的精馏过程，那么唯一可行的精馏组织方案只能是完全自热的彻底开式热泵供冷供热精馏工艺方案。首要的问题是开式热泵循环工质及开式热泵形式的选择，首先为了实现二元物系的完全精馏分离，以低沸点组分为循环工质的开式热泵都是必须的，以低沸点组分为循环工质的单开式热泵供冷供热精馏工艺方案（二元物系开式热泵精馏三个根流程中的根流程）本质上就是以以低沸点组分为循环工质的开式热泵代替了组分沸点在环境温度以上的标准常规精馏的蒸汽再沸器和冷却水冷凝器。其精馏过程则和标准常规精馏完全一致。以精馏原料为循环工质的开式热泵供冷供热方案则是最方便最有利的选择（但不是最优的选择更不是唯一的选择），这就形成新单塔流程的双开式热泵供冷供热精馏基本工艺方案。在双开式热泵精馏基本工艺方案基础上根据不同的产品纯度方案，还可以通过增加以精馏中间产物为循环工质的开式热泵供冷供热方案从而形成多热泵精馏工艺方案以实现在给定理论塔板数，给定高低沸点组分产品纯度，给定实际工程条件下的精馏能耗最低！
( j7 P4 w' ]$ S; D    三是开式热泵形式的选择。开式热泵形式上可以分为标准常规开式热泵，一拖二，一拖多开式热泵，其中的区别在于标准常规开式热泵在压力热泵循环工质冷凝器中完全冷凝为热泵循环工质的液体，热泵循环工质液体过冷减压后直接加入精馏塔参与精馏过程。而一拖二，一拖多开式热泵的压力热泵循环工质冷凝器升级为冷凝塔，压力循环工质气体在冷凝塔中冷凝为二个或多个不同的液体。一拖二，一拖多开式热泵供冷供热方案在热泵效率上低于标准常规开式热泵供冷供热方案，但在精馏组织中有其方便之处，可以简化精馏工艺方案，减少开式热泵循环工质压缩机的设置，本质上是工艺方案简化和效率优化能耗高低之间的权衡！，是一种特殊的情况，一般情况下在能耗大的精馏过程中不宜选择采用，但在精馏能耗很小的精馏过程也可能是方便有利的，需要根据具体情况慎重选择。
      四是压力热泵循环工质气体冷凝器的设置。开式热泵的压力热泵循环工质气体冷凝器一般情况下设置在精馏塔底部，这样可以保证在实际换热温差条件下有较高的开式热泵供冷供热效率，但在特殊情况下开式热泵压力循环工质气体冷凝器也可以选择设置在精馏塔中部。当然这样的开式热泵热泵效率一般较低。
% v9 v8 z1 S3 t    开式热泵循环量的确定，热泵循环量在理论塔板数，产品纯度产量确定的条件下，通过实际回流比（分为回流液气比和回流气液比）计算而确定。
2 J; q$ M% _' y( z0 D& x0 J    首先从标准常规精馏的工艺方案说起。标准常规精馏技术由手工业时代的蒸馏技术改进而来，其具体流程叙述如下，精馏原料液体混合物经泵送在主换热器中与精馏产品换热后进入常压精馏塔中部，常压精馏塔内设置填料或塔板以强化气液接触及热质交换。在常压精馏塔底部设置蒸汽加热器，利用蒸汽冷凝热使常压精馏塔内的高沸点液体组分气化作为回流气（上升气），未气化的高沸点液体组分去主换热器与精馏原料液体换热后作为产品引出。常压精馏塔顶部设置冷却水冷凝器使常压精馏塔顶部的低沸点组分气体液化，一部分作为回流液，一部分去主换热器与精馏原料液体换热后作为产品引出。
    标准常规精馏过程的蒸汽冷却水消耗很大，为了节约蒸汽冷却水消耗，又发展出了双效精馏及多效精馏技术，标准双效精馏流程叙述如下，精馏原料液体混合物泵送进入主换热器与精馏产品液体换热后进入高压精馏塔中部，高压精馏塔底部设置蒸汽加热器使高压精馏塔底部的液体混合物气化作为上升气，末气化的液体混合物节流减压送至低压精馏塔中部作为回流液。高压精馏塔顶部和低压精馏塔底部共用一个换热器（冷凝器），这个换热器既是低压精馏塔的再沸器又是高压精馏塔的冷凝器，作为低压精馏塔的再沸器，它使低压精馏塔内的高沸点液体气化作为上升气，未气化的高沸点液体去主换热器与精馏原料液体换热后作为产品引出。作为高压精馏塔的冷凝器它使高压精馏塔顶部低沸点组分气体液化，一部分作为高压精馏塔的回流液，一部分节流减压后送至低压精馏塔顶部和设置在低压精馏塔顶部的冷却水冷凝器中液化的低沸点组分液体汇合后一部分作为低压精馏塔的回流液，一部分送至换热器与精馏原料液体换热后作为产品引出。
    双效精馏及多效精馏毫无疑问是标准常规精馏工艺方案的优化工艺方案，它降低了标准常规精馏过程的蒸汽冷却水消耗。但也增加了精馏流程的复杂性及工程造价。在双效精馏及多效精馏基础上人们又发展出了单热泵及多热泵精馏技术。标准常规单热泵精馏流程叙述如下，精馏原料液体混合物泵送在主换热器与精馏产品换热后进入常压精馏塔中部，精馏塔顶部和底部仍然和标准常规精馏一样设置冷却水冷凝器和蒸汽再沸器。同时从精馏塔中部某块塔板处引出高低沸点混合气体经压缩后送至常压精馏塔底部的开式热泵压力循环工质气体冷凝器中冷凝为高低沸点混合液体，高低沸点混合液体节流减压后送至精馏塔作为回流液体。由于增加了一台高低沸点混合气体压缩机和相应的压力循环工质气体冷凝器及冷凝液体作为回流液，这就大幅度降低了蒸汽冷却水消耗。从以上的叙述人们很容易看到如果选择低沸点组分作为开式热泵的循环工质，那么完全可以把一蒸汽再沸器及冷却水冷凝器取消，精馏过程的蒸汽冷却水消耗可以降至零，这其实就是完全自热精馏流程即彻底的开式热泵精馏流程。但在实际上如果采用完全自热精馏流程即彻底的开式热泵精馏流程，那么精馏过程的启动及热量平衡将成为一个大问题。所以在环境温度以上的精馏过程一段只采用单热泵及多热泵精馏技术，而不采用完全自热精馏流程那彻底开式热泵精馏流程。但从以上的叙述已经揭示了这种可能性。
( B1 G/ e+ Y7 s4 _, G8 T   以上的内容都是环境温度以上的精馏过程的组织和优化，这样的精馏组织和优化方案并不适用于环境温度以下的精馏过程。
3 o4 g' @7 l) ]9 Z7 P! c* }# ^3 n     至于组分沸点在环境温度以上三元物系或者多元物系精馏过程，必须分解为两个以上的近似二元物系精馏过程进行依次精馏，同时还有所谓的隔板模型优化组织的问题，将在后面进行详细讨论！
. l' C( s8 H  S1 ]     

Sunqh

3 P& f& z% T7 l8 ~1 S9 M! |3 k4 \你错了，有效能效率只有50%左右！低温压缩时，部分功会转化为热量，引起冷量损失，在接近常温时，这种损失很小，但是在深冷温度下，这个损失就大了。
比如100kW功率输入，绝热效率80%，其中80kW转化为有用功，20kW化为热量。近似估算(更准确的方法要用积分)，气体压缩后的平均温度以125K计(可逆压缩122K，实际127K多)，20kW冷损引起的有效能损失大约是(300/125-1)*20=28kW，气体实际得到的有效能是80-28=52kW，输入功率100kW，有效能效率就是52%。
我看过几篇浙江大学和华中科技大空分方面的硕博士论文，有几篇随意移植了常温精馏中的热泵方法，包括厦门大学那篇单塔热泵的文章也是，我敢说他们根本没有考虑过低温增压过程的有效能效率问题。
' @2 ]7 S' u, j空分中很少有气体的低温增压，我只见过一套用气体低温增压的，还是在特殊情况下才使用的，我认为主要原因就是有效能效率问题。不过我认为在液化天然气LNG的汽化站，如果空分装置想利用LNG的汽化冷量，这时采用低温增压很合适。

Sunqh

你的流程可以单塔生产氧气和氮气，这点我承认。至于能耗比较，你只要有一个大致的氮压机流量、压力，空压机流量和压力，就可以与普通双塔流程比较了，机器效率可以假定都一样。

Sunqh

你的流程中，空冷塔可以省掉水泵，但是冷冻机负荷要加大，再生蒸汽用量也要增大。

炯炯哥哥

专家！！看你们的交流收获很多！

米小赵

我特意从网上搜索了相关文章，发现2015年已经完成专利转让。请问有已经应用的设备没有？

Sunqh

+ ~" J5 a4 p* X3 V2 y2 D不可能有这种流程，投资大能耗高，哪个肯做这冤大头？
; W' ^  E: Q2 A6 [4 M4 `只要简单估算一下能耗，按李化治《制氧技术》能耗分摊，换热损失22%，压缩损失23%，这个流程换热量增加1倍，换热损失也比常规双塔流程增加22%，损失都需要空压机和氮压机来补偿。尤总说空压机压力2.5bara也不对，只要1.8bara一级压缩就行，但分子筛吸附再生困难，再生气量是普通空分的3倍，这样几乎没法生产纯氮气了，同时冷冻机功率和蒸汽耗量大增。

13605980246

那有的事，我怎么不知道？

13605980246

.先生的题目，理想气体温度100K，绝热效率80%压缩到2αtm，终点温度127K，压缩功1OOKwh，理想气体可逆绝热压缩到2αtm，压缩终点温度122K，压缩功100Kwh，按照先生方法计算出的有效能投入产出率只有52%，我认为先生的计算肯定存在问题，我利用先生捉供的数据复核如下，首先将效率80%绝热压缩终点的理想气体可逆绝热膨胀到压缩始点，它的膨胀功及温降是多少呢？高温高焓降，它的输出功及温降比可逆绝热气体的膨胀输出功及温降要大，我用先生提供的数据计算的膨胀输出功是104 KWh， 温降23K，膨胀终点的温度是104K，104K至100K的热量是多少呢？16KWh！有效能损失是31KWh根据以上数据得到的有效能产出是73KWh！即绝热效率80%绝热压缩有效能投入产出率是73%而不是52%！我不认为我的计算是正确的，但先生的计算问题更大！我认为正确的结果应该是80%，因为绝热效率的定义是可逆绝热压缩功和实际绝热压缩功的比值，问题出在那里请先生重新查验一下。

Sunqh

$ d4 \% ^7 B: E4 c6 z1 F; A8 b4 q1 {$ o
+ y3 Q# b" u2 e  X3 ?. W, m) i尤总的思路很好，压缩后再可逆膨胀，可逆膨胀过程的有效能损失应该是0。
! r+ c' Z3 K4 a  i
你上面膨胀功计算错了，怎么可能超过100kW？膨胀时压缩比小于1，本例中是0.5