外行学空分(175）一一标准常规精馏和基本术语定义

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# Z, I6 a* X( u8 b6 N& d1 Z      二元物系的精馏是最简单最基本的精馏内容，其常规标准精馏方案如下，精馏原料经泵送进入换热器与返流精馏高低沸点产品（液体）换热后进入常压精馏塔中部，精馏塔底部设置蒸汽加热器（再沸器），蒸汽加热使常压精馏塔底部的高沸点液体产品部分气化作为提馏气（也可以叫回流气），其余高沸点液体引出在换热器与精馏原料换热后作为产品引出。在常压精馏塔顶部设置冷却水冷凝器，用冷却水冷却常压精馏塔顶部的低沸点组分气体使之液化，一部分作为回流液（也可以叫做洗涤液），一部分液体引出在换热器与精馏原料换热后作为产品引出。
+ S0 }$ s) s1 v( p    常压精馏塔内设置塔板或填料强化气液接触以利于气液之间的热质交换。常压精馏塔以精馏原料入口为界分为精馏段（洗涤段）和提馏段，在精馏段上升的气相与回流的液体接触发生热质交换，上升的气相中的高沸点组分不断冷凝进入回流液，而回流液体中的低沸点组分不断气化进入上升气，所以精馏段有时也叫做洗涤段。精馏原料入口处的液体下降进入提馏段，与回流气（提馏气）接触进行热质交换，下降液（不是回流液）体中的低沸点组分不断气化进入回流气中，回流气中的高沸点组分不断冷凝进入下降液体中。这样从常压精馏塔中部不断送入高低沸点混合液体，从常压精馏塔底部和顶部不断地取出高沸点液体产品和低沸点液体产品。毫无疑问以上的描述是组分沸点在环境温度以上的精馏过程，并不适合象深冷空分这样沸点在环境温度以下的精馏过程，但两者在精馏上并无本质不同！
1 X+ K. ~! \6 Q8 J% ?7 w5 Q0 b    为了方便交流，先对精馏过程的几个基本概念进行说明。
   一，挥发度和相对挥发度及分离系数。所谓的挥发度就是在一定温度下，纯组分里气液共存平衡状态时对应的压力，这个压力又叫做该纯组分在该温度下的蒸汽压，同样温度下纯组分的蒸汽压越高，则挥发度越大。温度越高蒸汽压越高，当温度高于某个数值时，气液共存状态被破坏，不可能再呈现气液共存状态。这个温度叫做临界温度，对应的压力叫做临界压力，临界温度临界压力是物质固有的特性，在临界温度以上物质只能呈现气态，即使再高的压力物质也不可能转化为液态。不同的纯组分在一定温度下蒸汽压的比值就是在一定温度下不同纯组分的相对挥发度。相对挥发度有时又叫做分离系数，但两者之间有重大的区别，两个不同的组分相对挥发度在一定温度下是不变的，但分离系数却和两个纯组分的比例有关，可以不变也可能有很大的变化。分离系数的定义是双组分气液平衡时，低沸点组分的气相百分摩尔数和液相摩尔百分数的比值和高沸组分气相百分摩尔数和高沸点组分液相百分摩尔数比值的比值！双组分之间分离系数越大则精馏分离越容易。同样的两个组分温度压力不同分离系数也不同，压力温度越高分离系数越小。这就是为什么标准常规精馏塔一般情况下都是常压精馏塔的根本原因。分离系数可以由高低沸点混合物的气液平衡数据经简单计算而得出，例如压力5.2bar，氧氮二元物系气液平衡数据如下，气相氧含量21%，氮含量79%，液相氧含量42%，氮含量58%。氧氮分离系数=（42%/21%）/（58%/79%）=2.72！而在常压下氧氮平衡数据为气相氧含量21%，含量79名，液相氧含量53%，氮含量47%，计算分离系数（53%/21%）/（47%/79%）接近4！在深冷空分精馏过程中，氧氮分离系数只和精馏压力有关，而和氧氮比例基本上无关即在精馏过程中氧氮分离系数基本上不变。氮氩分离系数也基本上如此。而氧氩分离系数不但和压力有关，而且和氧氩比例有关，常压下当氩含量低于10%时，氧氩分离系数为1.5，随着氩含量升高。氧氩分离系数逐步下降，当氩含量大于99%时，氧氩分离系数已经降低至1.1！
& w* p$ H! i1 G8 k* u* F% y; ^. U    二，理论塔板及理论塔板数，理论塔板和理论塔板数具体的涵义是什么？这是一个需要认真探讨的问题。一块理论塔板的具体涵义是是离开一块理论塔板的气液相处于气液平衡状态。以精馏段为例，回流液从上进入塔板，上升气从下进入理论塔板，上升气从下到上上升气中的高沸点组分冷凝进入回流液，回流液从上到下进入塔板，回流液中的低沸点组分挥发进入上升气，如果离开塔板的回流液组分和离开塔板的上升气组分处于气液平衡状态，那么这块塔板就是一块理论塔板。以提馏段为例，下降液从上到下进入塔板，下降液中的低沸点组分气化进入回流气，回流气中的高沸点组分冷凝进入下降液。回流气从下到下进入塔板。回流气中的高沸点组分冷凝进入下降液，下降液中的低沸点组分气化进入回流气。离开塔板的回流气和下降液处于气液平衡状态，则这块塔板是一块理论塔板。实际精馏塔中塔板或填料必须折成理论塔板数才能进行精馏过程的工艺计算，例如塔板效率70%，即一块实际塔板相当于0.7块理论塔板数，而一米高度的规整填料相当于2-3块理论塔板。
, o8 L! q6 f5 {$ i5 T# E$ F     三，  回流气，回流液，回流比，最小回流比，液气比，气液比，最小液气比，最小气液比。这些术语对于学过精馏的人而言都是耳熟能详，但其间的细微之处似乎也没有认真探究，造成了许多的混乱。回流气最初的意义是指精馏塔底部由再沸器加热产生的上升气，也可泛指提馏段（蒸馏段）的上升气，回流液最初的意义是指由精馏塔顶部冷凝器冷却产生的回流液，也可以泛指精馏段的下降液。精馏段的上升气不是回流气，提馏段的下降液不是回流液！回流比是一个约定俗成的说法，并不是一个规范的术语，分为低沸点组分产品回流比及对应的精馏段回流液气比和高沸点组分产品回流比及对应的提馏段回流气液比。在精馏段回比的涵义是液气比即回流液和上升气摩尔数之比，在提馏段回流比则是气液比即回流气和下降液之比。在一块塔板中，精馏段液气比是进入塔板之回流液和进入塔板上升气之比，而在几块塔板（段）中，精馏段液气比是最上面进入的回流液和最下面进入上升气之比。，提馏段气液比也是同样的道理。
: k0 p. E1 _. B0 }# _) {0 E   以上是有关精馏计算的基本术语，深刻理解这些基本术语的涵义，再加气液平衡数据，高低沸点组分相变热数据，原则上就可以进行精馏计算了，当然这个计算是很麻烦的，工作量很大，很多时候还需要进行回归计算才能最后得出结果。
! {, X+ i& B, L  w% ?     恒摩尔流假定，恒摩尔流假定的涵义是精馏过程中，高低沸点组分以等摩尔数进行气液交换。精馏段和提馏段上升气和下降液摩尔数量不变，当精馏原料呈气态进料时，精馏段上升气数量等于精馏原料气数量加提馏段回流气摩尔数量。当精馏原料呈液态进料时，提馏段下降液数量等于精馏段回流液摩尔数量加精馏原料摩尔数量。
1 X, f$ |& `5 q    操作线方程式分为精馏段操作线方程式和提馏段操作线方程式。精馏段操作线方程式以精馏原料平衡气相中的高沸点组分含量为始点，在精馏段顶部和理论塔板数之间做高沸点组分物料平衡而得出。提馏段操作线方程式以精馏原料平衡液相组成中的低沸点组分含量为始点，在提馏段底部和理论塔板数之间做低沸点组分物料平衡而得到。操作线方程式的前提是恒摩尔流假定。

学习一下，谢谢分享！

   这样对照比较有说服力，首先不需要就设备性能参数和工程条件进行讨论，也不需要纠缠于空分装置的大小对能耗的影响。也可以暂时搁置核算中的争议问题。
: h  g: V$ `5 l0 r; Y9 l" p8 [8 H   在帖子的内容中，新单塔流程的工艺方案，目前的高压膨胀机和低压膨胀机的进口温度只是估算的结果，相应的高压膨胀机低压膨胀机的输出功也只能是估算的结果，氮气和粗氩气深冷压缩也是估算的结果，把这几个数据计算准确后结论就非常可靠了。
   

  对帖子重新编辑了一下，对各种参数再次复核了一下。另外增加了空分塔各段气液比液气比的分析。同时对提氩部分的工艺方案进行了优化！欢迎批评指教。

新单塔流程的工艺方案中氮气深冷压缩的数量是30000立方米，进口温度100K，进口压力0.07bar，压缩比1.65，深冷压缩功耗160Kwh。粗氩深冷压缩数量是13500立方米，进口压力0.07bar，压缩比为1.9，深冷压缩功耗100Kwh。——来自尤总帖子

; R) \: b# o; x你的深冷压缩绝热效率超过100%了，氮气流量30000，进口温度100K，压比1.65，绝热压缩功是：
(1.4/(1.4-1))*30000*101.3*100/273.15*((1.65)^((1.4-1)/1.4))-1)/3600=166.4kW
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你的压缩功耗160kW，效率是166.4/160=104%

: A3 f3 s- m8 Z& o9 ?你的粗氩深冷压缩效率计算结果是102%，目前实际的低温增压机绝热效率是75%左右。

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如果绝热效率都是75%，你的氮气压缩功耗是166.4/0.75=222kW，粗氩气压缩功耗136kW，增加量是222+136-160-100=98kW

深冷压缩功耗每增加1kW，总功耗增加6倍，98*6=588kW，分摊到10000氧气产品中，单耗增加0.0588kWh/Nm3

- r1 K5 K! |( W! m$ B9 m其他没仔细看

   先生是否看清楚了再发表高论？氮气深冷压缩绝热效率按85%计算，计算出的功耗160Kwh。如果绝热效率按75%计算，则计算出的功耗为180Kwh！
  L) g4 L" k5 v; w+ @9 c2 j   另外在这里讲什么深冷压缩每增加1Kwh实际功耗增加5Kwh是毫无意*的。

: `7 u% z# Q+ ?3 y6 ^你是怎么计算的？我用《制氧技术》上的公式，流量、温度、压比都确定了，怎么可能有两个结果？
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“氮气深冷压缩的数量是30000立方米，进口温度100K，进口压力0.07bar，压缩比1.65，深冷压缩功耗160Kwh。”
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8 ~1 z7 b5 T) u0 C8 H, w( ?以上流量、温度、压比都是计算过程必需的，既然有压比了，进口压力不需要，压缩功耗160kW是尤总随意冒出来的还是计算出来的？

绝热压缩功就是以上计算出的166.4kW，等温压缩功是30000*101.3*100/273.15*ln(1.65)/3600=155kW，你没法等温压缩，只能近似绝热。即使等温压缩，等温效率155/160=97%的机器哪里有？
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你不需要说得太多，你先把基本问题解释清楚了，再说其他的。
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我见过唯一的一台低温增压机的绝热效率是71%，还是世界著名低温机器制造商法国Cryostar的产品，可惜设计参数一时找不到了。尤总的低温增压机效率104%，你到哪里找这样的机器？
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/ R: I5 d$ l% I; _8 a* G就照你说的绝热效率是85%，压缩功耗应该是166.4/85%=196kW，哪来的160kW？

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《制氧技术》第211页，按照双原子分子，k=1.4计算的

“氮气深冷压缩的数量是30000立方米，进口温度100K，进口压力0.07bar，压缩比1.65，深冷压缩功耗160Kwh。”

7 U, m+ h( y4 B4 L用软件计算，绝热可逆压缩功是163kW，与公式计算结果166.4kW有大约2%的偏差，但绝热效率102%仍然违背热力学第二定律了