外行学空分（273）一一开式热泵精馏的有效能效率

- u0 j" D1 ^4 F0 _% y/ _" q: [     一个完整的精馏过程，包括精馏原料的预处理如纯化，精馏原料的输送，精馏原料和精馏产品的换热。供冷供热（蒸汽再沸器和冷却水冷凝器或开式热泵及闭式热泵）部分，从而利用高低沸点组分相对挥发度不同而实现的精馏分离。
, j1 ?0 t! K5 P+ G* t3 @3 a    标准常规精馏工艺方案，精馏原料二元物系混合液体（常规精馏过程，高低沸点组分沸点均在环境温度以上，精馏原料混合物和精馏产品均呈液态）经泵加压后与返流高低沸点液态组分产品换热后进入精馏塔中部（精馏原料液体会部分气化），以此为分界往上直至精馏塔顶部冷凝器为精馏段，往下直至精馏塔底部再沸器为提馏段。精馏塔内部设置塔板或填料以强化高低沸点组分的气液相组分及冷热交换以提高精馏分离效果一。精馏塔底部设置蒸汽再沸器（当然也可以是其它热源加热），蒸汽加热使精馏塔底部的高沸点组分气化形成回流气，末气化的高沸点组分液体引出在换热器与精馏原料液体换热后作为产品。精馏塔顶部设置冷却水（当然也可以是其它冷源）冷凝器，冷却水冷却使精馏塔顶部的低沸点组分气体冷凝液化，一部分作为回流液，一部分引出在换热器与精馏原料换热后作为低沸点组分产品。
   标准常规馏过程，由蒸汽供热，冷却水供冷冷却（取出热量），但精馏分离过程本身既不消耗蒸汽的热量，也不消耗冷却水冷量，蒸汽冷凝输入精馏塔的热量全部由冷却水冷却输出，它消耗的是蒸汽冷凝温度（高沸点组分的液体气化温度）和冷却水冷却温度（低沸点组分气体冷凝液化温度）不同形成的温差有效能一一广义的热能，即卡诺循环中的卡诺功，温差有效能（广义的热能）。正是这个原因，蒸汽冷凝供热和冷却水冷却供冷本质上构成一个闭式热泵（理论上可以由水蒸汽为循环工质的闭式热泵代替，其作用是完全等效的），完全可以由开式热泵或者闭式热泵所代替。其中闭式热泵中的高温高压换热器对应精馏塔中的蒸汽再沸器（循环工质压力气体冷凝器），低温低压换热器（减压循环工质液体蒸发器）对应精馏塔顶部的冷却水冷凝器。而开式热泵则以低沸点组分为热泵循环工质，加压后的低沸点组分压力气体在设置在精馏塔底部的主冷凝器中冷凝为低沸点组分液体，减压后作为精馏塔顶部的回流液，主冷凝器既是精馏塔的再沸器，减压后低沸点组分液体又起到冷量载体的作为，又起到精馏塔顶部的冷凝器的作用。这样的精馏过程就称为开式热泵精馏工艺方案又称为完全自热精馏过程。而闭式热泵精馏则由于相对于开式热泵效率较低，工程运用不便，只是理论上可行的热泵精馏工艺方案，实际运用则不常见（只适用于环境温度附近的精馏过程）。
$ G4 g/ E: S( g; N& q1 F" @0 W    标准常规精馏过程的有效能效率是供冷供热有效能效率和精馏有效能效率的乘积，其中供冷供热（本质上是一个热泵）的效率，如果再沸器的热负荷（蒸汽冷凝热而不是蒸汽的焓值）为Q，低沸点组分的沸点为T1，高沸点组分的沸点为T2，其中T1和T2均为绝对温度，则精馏过程得到的卡诺功温差有效能等于（T2-T1）Q/T1T2，这个数值和蒸汽的冷凝潜热热能有效能（其数值为Q（T一T0）/TT0，其中Q为蒸汽冷凝热，T为蒸汽冷凝温度，T0为环境温度，T，T0皆是绝对温度）的比值就是供冷供热的有效能效率（冷却水温度为T0，环境温度的有效能近似于零）。
2 C# E1 F( G, G/ `6 y    精馏过程中使用的一般是2-3bar的低压蒸汽，其冷凝温度为110-120摄氏度，对于沸点相近二元物系精馏过程而言，例如高沸点组分的常压沸点60度绝对温度333K，低沸点组分常压沸点50度绝对温度323K，环境温度25度绝对温度298K，低压蒸发冷凝温度为110度绝对温度383K，冷凝潜热为Q，则蒸汽冷凝潜热的有效能等于Q（383-298）/383x298，而精馏过程得到的温差有效能（广义的热能）只有Q（333-323）/333x323！供冷供热的有效能效率只有不到15%，采用标准开式热泵精馏工艺方案如果不考虑开式热泵循环工质正返流阻力损失及主冷凝器换热温差，在设备性能参数压缩等温效率70%的情况下，开式热泵供热供冷的有效能效率（开式热泵有效能效率）接近于开式热泵循环工质压缩的等温效率即60%-70%！即使考虑正返流阻力损失及主冷凝器换热温差，一般情况下也能达到50%以上，这其实就是高低沸点组分沸点差距很小时，开式热泵精馏可以大幅度提高精馏总有效能效率的根本原因。其次开式热泵精馏可以采用双热泵多热泵精馏技术从而提高精馏分离效率从而进一步提高开式热泵精馏总效率，其作用相当于双效精馏及多效精馏，而标准常规精馏则是单效精馏。
1 ?3 I  m* @4 E. y; O! S% y   标准常规开式热泵精馏过程，精馏原料液体泵加压后在换热器与返流高低沸点精馏液体产品换热后进入精馏塔中部，精馏塔顶部的低沸点组分经热泵压缩机压缩后进入精馏塔底部的主冷凝器（也可称为再沸器）中与精馏塔底部的高沸点组分液体换热，使之气化形成回流气。未气化的高沸点组分液体在换热器与精馏原料液体换热后作为产品引出。经热泵压缩机压缩后的低沸点组分在主冷凝器中冷凝为低沸点组分液体，节流减压后一部分在主换热器与精馏原料液体换热后作为低沸点产品引出，另一部分从精馏塔顶部加入作为回流液。以上的叙述是稳态化运行下的状况，而不涉及精馏过程的启动及热量平衡（气液平衡盈亏）的问题。正是为了解决精馏过程启动及热量平衡的问题，沸点在环境温度以上的精馏过程，一般不采用完全自热的标准常规开式热泵精馏工艺方案。而是在保留精馏蒸汽再沸器和冷却水冷凝器下，采用单热泵及多热泵精馏技术，以实现精馏过程的节能降耗。
  从精馏过程而言，标准常规精馏过程和标准常规开式热泵精馏过程完全一样。它们之间的区别仅仅在于标准常规开式热泵精馏过程用以低沸点组分为循环工质的开式热泵代替了标准常规精馏过程中的蒸汽再沸器和冷却水冷凝器实现供热供冷而已！
9 B% g. G2 S6 Y6 q' a9 u2 u6 s    完全自热的开式热泵精馏工艺方案，由于开式热泵构成一个相对独立的供热供冷系统，这样精馏过程得到的就是开式热泵输出的温差有效能卡诺功。其供冷量和供热量相等，其数量等于至主冷凝器的热负荷。其得到的卡诺功温差有效能是减压后的循环工质液体气化潜热所具有的有效能和高沸点组分液体气化（冷凝）潜热的有效能差值（主冷凝器压力低沸点组分冷凝潜热热量输入精馏塔底部，使精馏塔提馏段下降的纯高沸点组分气化，一部分作为提馏段回流气，一部分作为产品气引出，相当于热量热能输入或冷量冷能输出）。正是这个原因，主冷凝器液化后的循环工质液体需要和循环工质液体气化的气体换热过冷，这样一方面提高主冷凝器热负荷，另一方面又增加了循环工质液体的气化潜热（降低了液化循环工质节流减压气化率），从而提高以低沸点组分为循环工质的开式热泵卡诺功温差有效能的输出，提高精馏过程得到的温差有效能卡诺功。
* D8 D( h5 ^$ B" S9 I/ R. h    如果开式热泵精馏的主冷凝器热负荷为Q（压力循环工质的冷凝潜热），低沸点组分的冷凝温度为T1，高沸点组分的气化（冷凝）温度为T2，则精馏过程得到（开式热泵输出）的卡诺功温差有效换热等于（T2-T1）Q/T1T2，这个计算值和开式热泵循环工质常温压缩功耗的比值就是开式热泵供冷供热有效能效率，如果不考虑正返流阻力损失及主冷凝器换热温差，则接近于开式热泵循环工质常温压缩的等温效率。
7 v' H' y, p9 t% d   如果是一拖二的开式热泵（双塔流程），那么主冷凝器热负荷为Q，冷凝（精馏塔侧液氧气化温度，中间的差值即为主冷凝器换热温差及静压导致的沸点升高）温度为T，过冷减压后的液氮气化潜热为Q1，气化温度T1，过冷减压后的富氧液空气化潜热为Q2，温度T2，则上塔精馏过程得到的（一拖二开式热泵输出）卡诺功温差有效能是（T-T1）Q1/TT1加（T-T2）Q2/TT2，其中Q=Q1+Q2！计算结果和进入下塔的空气压缩功耗的比值就是双塔流程一拖二开式热泵的有效能效率。毫无疑问一拖二开式热泵的有效能效率低于一对一直接开式热泵。
& d, ?' Y5 z9 w' S; J    以上的叙述都是在开式热泵循环工质既不部分带液也不过热的状况下进入主冷凝器。主冷凝器冷凝循环工质液体经过冷节流减压的状况。

尤总的这个帖子有点靠谱，精馏过程本质上就是热量有效能或冷能有效能转换为分离功有效能的过程，虽然这个过程本身并不需要消耗热量或冷量，但会使热量或冷量的能质系数减小，热量(冷量)有效能=热量(冷量)*能质系数，能质系数减小，有效能也减小。
* w/ I! ^6 ?1 _8 B2 I
在常温以上的精馏中，高品位的蒸汽热量转换为低品位的冷却水热量了，热量本身没减少，但是热量的品位降了，能质系数变小了；在空分精馏中，上塔是液氮和液空进入，到上塔底转换为液氧冷量了，液氮和液空冷量的能质系数高于液氧，所以冷量的能质系数减小了，当然经上塔精馏分离后，分离功增加了。
  }/ H/ I$ r# u6 g, X9 I
5 c2 ?8 S3 i+ n! X4 f' X- \液氮冷量0.15kWh/Nm3，液氮冷量有效能(最小液化功)0.27kWh/Nm3，所以液氮的能质系数是0.27/0.15=1.80

液氧冷量0.16kWh/Nm3，液氧冷量有效能0.25kWh/Nm3，所以液氧的能质系数是0.25/0.16=1.56，液氧的能质系数小一些。
: r2 @6 b! f) S( V

  先生的说法是想当然不靠谱的！双塔流程标准工艺方案中上塔并无液氧产品。精馏过程输入的冷能并不是液空，液氮冷能和液氧冷能的差值！而是液空，液氮冷能和主冷凝器输出冷能的差值。当然主冷凝器输出冷能数量等于液氧气化潜热，却不是液氧的冷能，

同样的道班，液空，液氮输入的冷能，也只有液空，液氮的气化潜热部分的冷能被精馏过程所消耗，如果一定要址什么冷能系数，也是液空，液氮气化潜热的冷能系数和液氧气化记潜热的冷能系数。而不是液空，液氮的冷能系数和液氧的冷能系数，两者是不一样的！

只要说到空分，尤总又不靠谱了。仅说上塔，不包括主冷凝蒸发器的话，当然是液氮、液空、空气和氧气进上塔，氮气(包括污氮气)和液氧出上塔，将液氧转化为氧气的是主冷，不是上塔。进上塔液氮量小于出上塔氮气量，进上塔的氧气量也小于出上塔的液氧量，都是以小博大，本质上是将进上塔的液空和空气分离成氮气和氧气了，分离功增加，但出上塔的液氧冷能小于进上塔的液氮和液空冷能。

4 K. v3 H+ H' @" a8 ]扯淡是没用的，提出一个有效的方法才是正道，降投资或降能耗，至少居其一。不幸的是，尤总的单塔热泵制氧方法是增投资而且增能耗，这世上绝对没有人会愚笨到使用这种方法。

50而知天命，快60岁，还是20多的心态，是好事还是坏事？三月桃花开，你认为十月份才开的桃花，还有机会结果吗？

# k+ O. V2 P* x+ B: H* A“当然主冷凝器输出冷能数量等于液氧气化潜热”
7 r* `9 A0 R) w/ [6 V————来自尤总帖子

潜热和冷能不是一回事，潜热乘以能质系数后，才是冷能。当然，你如果说上塔底液氧与氧气冷能之差、上塔顶液氮与氮气冷能之差，才行。总之，上塔精馏的结果是冷能减少，分离功增加，冷能转化为分离功。

我在书上看到的名称是“能质系数”，而不是什么“冷能系数”，在能量系统分析中，能质系数的概念很重要，尤总却“址什么冷能系数”，并不是一个正确的学习态度。
! e( ~7 v/ `$ i/ n! N
3 ~1 {* \. {2 T% H' z液氮的冷能=液氮汽化潜热的冷能+低温氮气的冷能，液氧的冷能=液氧汽化潜热的冷能+低温氧气的冷能，低温氮气和氧气的冷能相差很小，液氮与液氧的冷能差值，基本上就是两者的潜热冷能差值。当然，两者潜热不同，流量就有所差异，液氮数量上要多一些。

尤总的计算能力堪忧！我以前遇到过一位中科大毕业的同行，30岁出头，空分计算方面的问题，很快就能解决，数学能力比尤总强太多了！可见逆水行舟，不进则退啊！即使考上了中科大，如果不能与时俱进，吃老本还是不行的。

~~~~~~~~~~

7 `) n9 `. p2 b  @9 J0 g
~~~~~~~~~~~~~~