外行学空分(96)一一精馏塔的有效能效率(精馏效率)

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# q% j& a! m3 c8 Q   精馏塔（精馏过程）有效能效率是精馏塔，精馏过程完善程度的最重要的指标，决定了精馏塔的能耗大小，精馏塔的有效能效率越高精馏塔的能耗越小，该如何计算精馏塔的有效能效率呢？却不是一件容易的事！
, S, d6 h/ a2 \; @) T   精馏塔有效能效率等于可逆精馏过程所需的最小有效能(各产品最小分离功之和)和实际过程所需的有效能的比值，而精馏过程输入的有效能是温差有效能，在环境温度以上的精馏过程输入的是广义的热能（无相应热量的热能，它的热量在精馏过程中循环），而在环境温度以下的精馏过程，输入的是广义的冷能（同样也是无相应冷量的冷能，冷量在精馏过程中循环）要理解精馏塔及精馏过程的有效能效率，首先要理解实际精馏过程的有效能损失及什么是可逆的精馏过程。
   实际精馏过程的有效能损失有那些呢？主要包括以下几个部分，一是精馏塔再沸器和冷凝器传热温差形成的有效能损失，这部分的有效能损失在高温或常温附近其有效能损失很小！但在深冷条件下其损失将变得非常显著，例如100K时，1K的传热温差可以造成很大的冷能有效能损失！对精馏系统的有效能效率产生重大的影响，当然就开式热泵精馏而言，这些有效能损失属于开式热泵的有效能损失，降低了开式热泵有效能效率。二是实际回流比大于最小回流比造成的有效能损失，最小回流比对应的是无限塔板数，实际的精馏过程塔板数不可能无限总是有限的，因此实际的回流比总是大于最小回流比，这就造成了有效能损失，这个损失是非常显性的，对精馏塔有效能效率影响很大！三是精馏塔塔板阻力造成的有效能损失，这个有效能损失也不是可以忽略不计的，但相对是比较次要的！
0 n' }( ?- n5 H) T0 A   以上的三方面有效能损失是大家容易想到的，但是精馏过程除了以上的有效能损失外，还有另外一个大家不容易认识到的有效能损失，那就是精馏塔内温差及浓度差造成的有效能损失，这部分的有效能损失很大，大约影响精馏塔有效能损失的20%以上！对于常规精馏来说这部分有效能损失基本上无法消除，只能通过采用双效精馏及多效精馏来部分消除，对于热泵精馏来说只能通过采用多热泵技术才有可能得到部分消除！要实现完全可逆的精馏过程，需要无限多的开式热泵供冷供热设置（这样情况下，当然也只能开式热泵冷凝器无换热温差一一换热温差等于零的极限条件下才有可能）。
+ ?+ q2 x2 h- l4 R   综合以上分析，热泵精馏流程在不采用多热泵技术进行改进的情况下(深冷空分目前就是这种情况)单级精馏塔有效能效率超过80%基本上是不可能的！不要认为80%的精馏塔有效能效率很低，其实在采用常规精馏流程时，单级精馏塔有效能效率10一20%是非常常见的，1%有效能效率也不是绝无仅有的，特别是沸点相近的混合物及制取高纯度产品的精馏过程（沸点相近的精馏过程和制取高纯度产品的精馏过程在精馏上是非常相似的）！当然如果不制取高纯产品，实际回流比只比最小回流比大5%-10%，在双开式热泵供冷供热精馏工艺方案（避免由于单热泵精馏导致的精馏段回流液气比和提馏段回流气液比严重不协调，导致精馏效率过低的情况）下，采用开式热泵双热泵精馏工艺方案，精馏塔本身的有效能效率一般可以达到70%-80%！开式热泵精馏效率可以达到40%-50%！目前双塔流程中开式热泵精馏效率30%是严重偏低的。
   什么是完全可逆的精馏过程呢？常规布局的精馏过程其供热供冷完全可以用一个热泵来代替，所以只要说明什么是完全可逆的热泵精馏过程就可以了。热泵精馏有所谓的热泵精馏流程，单热泵及多热泵技术的说法，热泵精馏流程和单热泵精馏技术语意相近经常混合使用，也可以叫做完全自热的精馏流程。单热泵精馏技术热泵精馏流程和多热泵技术之间应该还有一个双热泵工艺，这个双热泵工艺方案非常重要。任何一个二元物系精馏过程由于二元物系组分比例不同，对产品纯度的要求不同，无论是常规精馏还是热泵精馏都存在一个影响精馏能耗的问题。那就是精馏段液气比和提馏段气液比如何协调的问题。例如新单塔流程氮气循环量达到空气流量60%时，精馏段液气比已经比最小液气比大10%！而提馏段气液比尚达不到最小气液比。没有办法只能将氮气循环量提高到空气量的66%以上！这当然大大提高了精馏过程所需要的能耗，如果增加一个以含氧53%的富氧空气为循环工质的热泵，形成双热泵工艺，就可以大幅度提高精馏效率。至于多热泵技术则多在塔板数有限的条件下，用于制取高纯产品。其实完全可逆的精馏过程不但每个精馏段都在最小回流比下运行而且需要无数个热泵，从而完全消除精馏过程的传热温差和浓度差，只有这样才是完全可逆的精馏过程(可以参阅厦大论证报告)。仅仅是最小回流比无限塔板数是无法实现完全可逆的精馏。
% m6 ^' v: d& j; d- c) m    利用精馏过程各节点的有效能数据有一个比较简单可靠的办法计算精馏过程的有效能效率。首先计算出精馏过程得到的气体最小分离功，然后计算出精馏过程的有效能损失。气体最小分离功除以精馏过程有效能损失和气体最小分离功之和就是精馏过程的有效能效率或精馏效率。以此办法计算双塔流程精馏系统（上塔加下塔）的有效能效率（精馏效率）得出的结果是40%以下，而不是什么90%以上！当然也可以从有效能效率的基本定义出发计算精馏塔的有效能效率，那就是精馏产品气体分离功之和和精馏过程输入的温差有效能的比值。两者的计算结果是一致的。
   

% t9 }8 I4 {1 U; ^) [尤总说的对！空分精馏塔损失主要在冷凝蒸发器温差、回流比和塔板阻力等方面。尤总说的我基本都能理解，因为这些问题我几乎都考虑过。

关于精馏塔内的有效能损失因素，深冷空分教科书中提到了冷凝器再沸器的传热温差，精馏塔阳力，实际回流比和最小回流比的差距，另外还提了一个传质传热浓度差和温度造成的有效能损失，但没有进一步的展开，先生所说的气液平衡线和操作线的问题，其实就是传质浓度差的问题，也是实际回流比和最小回流比的差距问题，当在最小回流比无限塔板数操作的情况下，气液平衡线和操作线已经无限趋于重合，这个时候传质浓度差造成的有效能损失已经趋于零。精馏塔内的传热温差造成的有效能损失是另外一个问题，与气液平衡线和操作线无关，一般的精馏塔总是从精馏塔底部一次性输入热量同时一次性从精馏塔顶部输出热量(两者输入输出的热量基本相等，这也是可以用热泵同时实从精馏塔底部输入和从精馏塔顶部输出热量的基本原因，而热泵的压缩功就是驱使热量流动的有效能！)，这就造成了精馏塔内的传热温差，就精馏过程而言并不需要热量一次性从精馏塔底部顶部输入输出，而是可以分段输入(提馏段)输出(精馏段)，这样当然可以缩小输入输出热量之间的温差，虽然提馏段和精馏段的总输入热量和总输出热量不变，但温差缩小了，相应减少由精馏塔传热温差造成的有效能损失！

至于先生所讲的单热泵及多热泵技术效率很低，我不知道先生的比较对象是什么？如果没有比较对象，讨论单热泵及多热泵效率高低就没有实际意义了！
2 a( b9 l7 f$ l! c   要在深冷条件下实现精馏塔输入和输出热量，热泵是唯一可行的方法，其原因前帖中已经讲得非常清楚了，如果先生有什么可行的在深冷条件下给精馏塔输出输入热量的非热泵方法，不妨明示！我将非常愿意认真学习领会！

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. W1 y  C4 P( i, J尤总说的“精馏塔内的传热温差”与平衡线操作线关系实际是一回事，一个是外观表象，一个是内在本质。你在提馏段中部输入热量，又在精馏段中部输出热量，部分热量的温降幅度小了，热量有效能的消耗相应减少。但你这样做的结果，塔内操作线由原来的2条变为4条了，操作线与平衡线更接近了，或者说两者之间距离更均衡了。平衡线的二阶导数小于0，精馏塔由下而上，平衡线的切线斜率是不断减小的。提馏段中部输入热量同时精馏段中部输出热量后，4条操作线的斜率分布与平衡线正好一致，即都是上部斜率小，越往下斜率越大，与平衡线斜率变化正好一致。
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平衡线是弧线，操作线接近直线，两者不会重合，即使最小回流比，也只能在某个点无限接近或者说相交，两条线上其他点仍相距甚远。精馏计算结果表明，即使在两线交点处，分离功有效能转化率也不是100%（只有两线相切且阻力为0才是100%），而是与其他点没有明显区别。这里的“分离功有效能转化率”=分离功增量/物理火用减量，我前面说过，我看尤总的意思，似乎也有点接受这个精馏塔有效能效率了。按这个效率，筛板下塔有效能效率接近70%，可能不到一点，如果下塔有贫液空进入，或者采用阻力小的规整填料塔，有效能效率70%出头。

+ V& {6 f, X+ l8 A) N上塔有效能效率明显低于下塔，主要原因有三：上塔氩富集更多；氩-氧分离困难效率低；上塔压力低，虽利于精馏分离，但平衡线离操作线远，损失大。
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7 v  P* k) r; W( k. N: K按精馏塔效率=分离功增量/物理火用减量，空分上下塔效率如尤总所说的40%左右有可能，下塔、主冷、上塔、粗氩冷凝器、粗氩塔等加权平均，如压缩机各段效率加权平均，不能再下塔效率乘以上塔效率了。

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  先生所谓我逐步接受了先生的有效能投λ产出率及分离功和物理有效能转化率作为有效能效率的想法，某种程度上是正确的，但并不完全正确。首先我们都认为常用的有效能计算公式在深冷空分精馏塔有效能效率计算结果是荒谬的，与实际情况相差甚远(希望我没有理解错误先生的意思)。在这一点上我是赞同先生的，但除此之外，我和先生就不一样了。我认为常用的有效能效率计算公式计算结果是有效能剩余率，如果它要用于计算有效能效率是有前提条件的，这个前提条件过程(系统)前后不能发生有效能交换(如主换热器，主冷凝器)，只有在这个前提条件下用这个常用有效能效率计算公式计算有效能效率才是正确的，一旦这个前提条件不成立，那么用这个常用有效能效率计算公式计算出的有效能效率实际上只是有效能剩余率而不是真正的有效能效率，真正的有效能效率应该是精馏过程最小可逆功和和精馏过程最小可逆功及精馏过程有有效能耗损之和的比值。这个有效能效率和先生的有效能投入产出卒是完全一致的！至于先生的分离功和物理

. E- ]5 G8 |: s( y8 y我不知道先生如何得得出上塔有效能效率比下塔低得多的结论，先生不妨用先生定义的有效能效率进行一下上下塔的有效能效率，也许计算的结果会让先生对精馏塔内传热温差有效能损失的理解，先生就不会认为传质浓度差和传热温差是一回事了。

精馏塔内的传热温差是一个很难理解的概念，就下塔来说，主冷凝器传热温差(一半归下塔)造成的有效能损失很大，这是确定无疑的，但还不是最大，最大的损失是精馏塔内传热温差造成的有效能损失，什么是精馏塔内的传热温差呢？我试做一下说，下塔除了压力空气带入的一部分冷能之外，绝大部分的冷能是由主冷凝器输入，主冷凝器输入的冷能被分为了两个部分，一是液氮大约占60%，二是富氧液空大约占40%，其中液氮与主冷凝器输入冷量之问没有温差当然不令造成有效能损失，但富氧液空与液氮却有6度以上的温差，这就造成了有效能损失，其损失量是主冷凝器传热温差损失的2一3倍，这就是塔内传热温差造成有效能损失的宏观表现，它和由于塔板数有限实际回流比大于最小回流比造成的传质浓度差损失不是一回事！

精馏过程其实既不是消耗再沸器热量的有效能也不是消耗冷凝器冷量的有效能，而是消耗再沸器和冷凝器之间温差所产生的有效能，这个有效能可由卡诺循环算出，而所谓热泵其实就是卡诺循环的逆循环，通过热泵压缩机输入功驱使热量在再沸器和冷凝器之间循环流动，从而给精馏塔赋能，这部分有效能再转化为分离功！

富氧液空与液氮的6K温差，可视为冷能的减少，但不都是损失，因为在这个过程中大部分冷量转化为分离功了。进下塔空气，出下塔富氧液空和气氮，出下塔冷能减少但分离功增加，空分精馏塔本来就是一个冷能转化为分离功的过程，当然冷能会减少了，怎么能都视为损失？就如压缩机消耗电能，产生气体的压力能，电能转化为压力能了，消耗的电能怎能视为损失？
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