外行学空分（338）一空分基本原理（16）一一常规热泵，开式热泵和一拖多热泵泵热（4）

Yb2021

* \7 y$ _  X. E1 v. \0 G  K     一个完整的精馏系统，包括精馏本体部分和供冷供热部分。组分沸点远低于环境温度的二元物系精馏系统，精馏本体部分和组分沸点在环境温度以上的精馏系统并无不同，区别只有两点，一是组分沸点远低于环境温度的精馏系统精馏原料气采用压缩机输送，而组分沸点在环境温度以上的精馏系统精馏原|料液体采用泵送。二是组分沸点远低于环境温度的精馏系统是气态进料和气态出料。而组分沸点在环境温度以上的精馏系统采用液态进料和液态出料。
    如果精馏原料输送功耗及用于补偿散冷散热损失和精馏原料和精馏产品换热不充分的功耗（和供冷供热方案相比，两者的比例很小），那么精馏系统本位部分的有效能效率是二元物系分离功和供冷供热部分输入的温差有效能的比值，关于精馏系统本位部分有效能效率的影响因素，前面的帖子己经充分讨论过了不再重复。精馏系统供冷供热部分的有效能效率是供冷供热部分输出的温差有效能和供冷供热部分功耗的比值。完整精馏系统的有效能效率是精馏本体部分有效能效率和供冷供热有效能效率的乘积！
! J+ l- y$ @( v; q      对精馏系统本体部分有效能效率影响的因素是实际工程条件如理论塔板数，高低沸点组分产品纯度，阻力损失及供冷供热方案。其中影响最大的因素是供冷供热方案。即便在极限工程条件下（无正返流阻力损失，无散冷散热损失，换热器换热温差为零），理论塔板数无限的情况下，精馏系统本体部分有效能效率由于供冷供热方案的不同而有巨大的差距。可以思考一下什么条件下才能实现完全可逆精馏过程。就会明白为什么多热泵供冷供热方案对于提高精馏本体部分有效能效率的决定性意义！
2 n0 \0 J  F& m2 p- {    组分沸点远低于环境温度的二元物系或者多元物系精馏工艺方案都是开式热泵供冷供热精馏工艺方案。从开式热泵供冷供热有效能效率而言，在相同设备性能参数及工程条件（热泵循环工质正返流阻力，压力热泵循环工质冷凝器换热温差，过冷换热器换热温差）下，用于精馏过程的标准常规开式热泵供冷供热有效能效率高于常规热泵（闭式热泵）和一拖多开式热泵，正是由于这个原因，运用于精馏过程供冷供热的热泵都是开式热泵而不是标准常规闭式热泵，同时尽可能避免运用一拖多开式热泵供冷供热方案！但是用于精馏过程的一拖多开式热泵供冷供热方案相对于用于精馏过程的标准常规开式热泵供冷供热方案拥有一个显著的优势，那就是可以简化精馏过程的供冷供热方案！用于精馏过程的标准常规开式热泵和用于精馏过程的一拖多开式热泵的选择其实就是供冷供热方案效率和供冷供热方案简化之间的选择。
     用于精馏过程的一拖多开式热泵有两个不同的形式，一是利用开式热泵的压力循环工质气体和减压后的循环工质液体，通过压力开式热泵循环工质气体在另一个精馏塔底部设置的冷凝一蒸发器（对另一个精馏过程而言是再沸器）冷凝供热使另一个精馏塔底的高沸点组分液体蒸发气化作为上升气，冷凝液化后的开式热泵循环工质液体则返回原开式热泵循环工质引出的精馏过程（精馏塔）参与精馏。利用减压后开式热泵循环工质液体在另一个精馏塔顶部设置的蒸发一冷凝器中蒸发气化供冷（其作用相当于冷凝器）使另一个精馏塔顶部的低沸点组分气体冷凝作为回流液，蒸发气化后的开式热泵循环工质气体返回原开式热泵循环工质压缩机进口。毫无疑问由于增加了蒸发一冷凝器（冷凝器）和冷凝一蒸发器且供冷供热温度和原开式热泵无法完全匹配（供热温度只能低原开式热泵供热温度。供冷温度只能高于原开式热泵供冷温度），开式热泵供冷供热有效能效率将会显著降低。这种情况多见于多元物系依次精馏的第一精馏塔外的依次精馏过程（精馏塔）的供冷供热方案。只有在多元物系依次精馏第二，第三及以后依次精馏塔精馏能耗较小才是合理的，达到简化精馏过程供冷供热方案，对精馏能耗又不会有大的影响。如果依次精馏第二，第三及以后的依次精馏塔能耗较大，就需要考虑单针对依次精馏第一精馏塔外的依次精馏塔单独采用单开式热泵或多开式热泵供冷供热方案以降低精馏能耗。
   另外一种一拖多开式热泵则是在二元物系或者多元依次精馏第一精馏塔的以精馏原料气为循环工质的一拖多开式热泵供冷供热方案。只见过于组分沸点远低于环境温度的二元物系精馏过程和组分沸点远低于环境温度的多元物系依次精馏第一精馏塔。这是一个特例，所谓空分双塔流程其实就是以空气为循环工质的一拖二（多）开式热泵供冷供热精馏工艺方案！
     空气精馏分离是空气开式热泵一膨胀制冷液化基础上的开式热泵供冷供热氧氮二元物系或者氧氩氮三元物系精馏工艺方案。所谓的双塔流程也不例外，但双塔流程却极具特点，一是标准空分双塔流程我们看不到膨胀制冷循环工质换热器，二是标准双塔空分流程我们看不到供冷供热开式热泵循环工质换热器又不是热泵循环工质深冷压缩（热泵循环工质深冷压缩当然不需要热泵循环工质复热换热器）！因为它们都和空气精馏分离过程的精馏原料空气与精馏产品（氧氮气）换热过程合并了！只有在液体产品比例很高的空分装置（膨胀制冷空气数量或者以空气为循环工质的开式热泵循环工质数量大于精馏原料空气数量）时，才会出现膨胀制冷循环工质复热换热器！这当然简化了开式热泵供冷供热方案！只有组分沸点在环境温度以下，精馏原料呈气态的二元物系精馏塔及多元物系依次精馏第一精馏塔采用以精馏原料气为循环工质的一拖多开式热泵才是可行的！只有精馏原料呈气态，以精馏原料为循环工质的开式热泵循环工质压缩机才能和精馏原料输送压缩机合并，以精馏原料气为循环工质的开式热泵复热换热器才能和精馏原料和精馏产品换热过程合并，从而取得简化流程（工艺方案）的效果，但这样的开式热泵供冷供热方案既不是唯一的，也不是最优的开式热泵供冷供热方案！
    标准双塔流程氧氮二元物系精馏工艺方案即以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热氧氮二元物系精馏工艺方案（以处理50000NM3干空气为例）叙述如下，精馏原料空气经空压机压缩至5.6bar（目前工程条件下，纯化器阻力0.1bar，主换热器正返流阻力0.1bar，下塔阻力0.1ba1，上塔阻力0.1bar，主冷凝器换热温差2K，考虑液氧侧液氧静压）经纯化器纯化后，其中压缩空气数量的70%，35000NM3在主换热器与返流氮气，氧气，污氮气换热后部分带液进入下塔。另外30%，15000NM3压缩空气经涡轮增压后，在主换热器换热后膨胀制冷进入上塔参与精馏，膨胀机输出功用于膨胀制冷空气的涡轮增压，下塔底部的富氧液空（氧含量38%-40%，数量约18000NM3）和下塔顶部的液氮（数量的17000NM3）经过与返流氮气，污氮气换热过冷减压后分别送至上塔中部和顶部作为回流液，下塔顶部和上塔底部通过主冷凝器连接，下塔顶部压力氮气（数量约37800NM3）冷凝液化供热压力氮气自身液化，一部分的17000NM3作为下塔回流液，一部分约20800NM3送上塔顶部作为回流液，压力氮气的冷凝潜热使上塔底部的液氧蒸发气化，一部分作为上塔提馏段回流上升气，从上塔底部引出约700NM3的液氧，同时引出9300NM3氧气在主换热器复热后作为产品氧气，如果以空气真实组成（氧氩氮三元物系）则氧气纯度的为95%。从上塔顶部引出氮气20000NM3在主换热器换热复热至常温后作为产品氮气，引出污氮气约20000NM3（其中氧含量的1.8%）在主换热器换热复热至常温后作为纯化器再生气及空冷塔之用！
    前帖从热泵供冷供热有效能效率角度，我们己经分析过以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热有效能效率只有同样设备性能参数下的标准常规开式热泵的75%-80%！下面从精馏角度分析一下双塔流程工艺方案。
# h5 t# `% X4 p( N1 g* k. g+ U   双塔流程的下塔从开式热泵角度来说是一拖二开式热泵转换塔，把以空气为循环工质的开式热泵转换为以氮气为循环工质的开式热泵和以富氧空气为循环工质的开式热泵。从精馏角度来说是冷凝塔，核心工艺指标有三个，一是液氮纯度，二是下塔理论塔板数，三是下塔底部富氧液空中的氧含量。下塔液氮纯度对应的气氮纯度是上塔氮气产品纯度的上限，是产品纯度指标。在下塔液氮纯度既定的情况下，下塔理论塔板数则决定了下塔实际回流液气比，决定了下塔底部富氧液空纯度（氧含量）和送上塔液氮数量，下塔理论塔板数越少，液氮纯度指标越高，下塔需要的实际回流液气比越大，富氧液空数量越大，富氧液空中的氧含量越低，送上塔的液氮数量越少！
    下塔底部压力5.4bar，氧氮分离系数2.6，与进入下塔空气平衡的液相组成含氧约42%！在下塔理论塔板数有限的情况下，富氧液空中的氧含量约40%（理论塔板数有限，液氮纯度指标，实际回流液气比比最小回流液气比大5%），进入下塔每立方米压力空气，产生的送上塔液氮数量0.48NM3。
6 R) R) w8 b" X" Y   当进入下塔的压力空气数量增加时（相应减少膨胀制冷空气数量），随着主冷凝器热负荷增加，下塔压力下与空气组成平衡的液相氧含量）开始升高！当进入下塔压力空气数量达到空气总量60%以上，上塔提馏段的实际回流气液比已经大于最小回流气液比（氧氮分离而不是氧氩分离），但下塔送上塔回流液氮数量不足，污氮气中的氧含量高，氧提取率在90%左右。
' r4 H& p  [  U     上塔富氧液空入口处对应气相中的氧含量，随着进入下塔空气数量的增加，送上塔富氧液空和液氮回流液数量相应增加，从空气组成的氧含量20.7%开始降低，但最低不会低于富氧液空组成对应的平衡气相氧含量约15%（与富氧液空平衡的气相中的氧含量，上塔压力下氧氮分离系数约为3.7），随着空气进入下塔的数量进一步增加，上塔富氧液空入口处对应的气相中的氧含量转而上升，当空气全部进入下塔时，富氧液空入口处对应气相中的氧含量25%-26%！当空气进入下塔数量占空气总量80%时，富氧液空入口处对应气相中的氧含量20%-21%！当进入下塔压力空气数量占空气总量70%时，富氧液空入口处对应气相中的氧含量17%-18%！富氧液空入口处对应气相组成中的氧含量和富氧液空中的氧含量无关，而和进入下塔空气数量直接相关！
6 d8 K' M6 P( {     在进入下塔空气数量大于空气总量60%以上时（这时上塔底部的氧气纯度已经在99%以上，氧气带走的氮气数量己很少）上塔富氧液空入口处以上精馏塔上升气数量只和空气处理量相关，几乎等于压缩空气中的氮气数量，39650NM3，上升气数量保持不变！这一点和所谓双效精馏低压精馏塔高压精馏塔底部高低沸点组分混合液体入口处一样，某种程度上双塔流程即以空气为循环工质的一拖二开式热泵精馏工艺方案可以看作一种特殊的双效精馏工艺方案（气态进料，而双效精馏是液态进料），在恒摩尔流假定下（实际最小回流液气比大于恒摩尔流假定下计算出的最小回流液气比），富氧液空入口处以上精馏段最小回流液气比是富氧液空入口处对应气相中的氧含量和富氧液空中的氧含量的比值！随着进入下塔的空气数量增加，富氧液空入口处对应气相中的氧含量相应升高，但富氧液空中的氧含量不变，双塔流程上塔富氧液空入口处以上精馏段最小回流液气比同步升高！虽然随着进入下塔空气数量增加，送上塔顶部液氮数量相应增加，双塔流程下塔送上塔液氮数量总是小于富氧液空入口处以上精馏段最小回流液气比需要的液氮数量！上塔富氧液空入口处以上的精馏段回流液气比总是小于最小回流液气比！虽然通过污氮气引出可以保证双塔流程工艺方案的氮气产品纯度达到指标，但氧提取率只能达到95%-97%！这是双塔流程氧氮二元物系（或者氩视同为氧）的精馏工况，进入下塔的空气数量进一步提高氧提取率也只能略为提高。当将空气视为氧氮氩三元物系时，空分装置提氩装置投入运行后，可以提高空分装置的氧提取率！其原因在提氩装置投入运行后，下塔富氧液空分送上塔和粗氩冷凝器，只要下塔富氧液空送上塔和粗氩冷凝器的比例合适，可以降低上塔富氧液空入口处对应气相中的氧含量，从而使上塔富氧液空入口处以上的回流液气比（液氮数量不变，上升气数量不变，但上升气中的氧含量降低。最小回流液气比降低），从而降低污氮引出中的氧含量，提高空分装置氧提取率。
    采用双塔流程工艺方案进行空气精馏分离，氮气产品纯度决定于下塔送上塔的液氮纯度，下塔送上塔液氮纯度对应平衡气相氮气纯度就是氮气产品纯度的上限。虽然采用双塔流程工艺方案氧氮二元物系精馏分离的氧提取率只有95%-97%（这就意味氮气产品纯度和氮提取率二者之间必须进行取舍），但通过污氮气引出，降低氮气产品提取率，可以保证氮气产品纯度指标。所谓双塔双冷凝制氮工艺方案其实也是双塔流程工艺方案的一种变化，但氮气产品提取率只有75%左右。
* J2 _4 V. R& S, }; b* Y( q   双塔工艺方案（以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热精馏工艺方案）的氮气产品纯度决定于下塔液氮纯度，在下塔理论塔板数既定的情况下，下塔液氮纯度越高，实际回流液气比越大，富氧液空中的氧含量越低，进入下塔压力空气数量不变的情况下，下塔送上塔液氮数量相应减少！上塔污氮气引出口和富氧液空入口处之间的实际回流液气比和最小回流液气比之间的差距越大，污氮气中的氧含量和污氮气引出量都相应增加，其结果是氧氮提取率均降低。
    对于双塔工艺方案氧氮二元物系精馏分离而言，无论是精馏原料空气中的氧含量20%，氮气含量80%，还是氧气含量20.7%，氮气含量79.3%！还是氧气含量21.6%，氮气含量78.4%！氧提取率只能达到95%-97%！氮气产品纯度指标越高，氮气提取率就会大幅度降低！而氧提取率也会略有下降。
    真实空气是氧氮氩三元物系，当采用双塔流程工艺方案（这个时候其实己经不是什么双塔流程，而只能说是基于双塔流程）时，通过增加增效塔和粗氩冷凝塔，可以提高氧气产品提取率！增效塔的作用，一般多从提高氧气产品纯度角度来说明，这是不全面的，增效塔也会提高双塔工艺方案的氧提取率则很少提及！当双塔工艺方案增加所谓的增效塔后，下塔的部分富氧液空用于蒸发气化冷凝增效塔底部进入的氧氩（或氧含量高的氧氮混合气体）混合气体，使之冷凝为氧氩混合液体返回上塔，这样就减少了上塔增效塔底部以上的上塔提馏上升气数量，虽然富氧液空蒸发气化后也返回上塔参与精馏，同时也减少了上塔富氧液空回流液数量，但增效塔引出的气相中的氧含量大大高于富氧液空中的氧含量，但只要用于增效塔富氧液空数量合适，就可以降低上塔富氧液空入口处对应气相中的氧含量，从而使上塔富氧渡空入口处以上精馏段实际回流液气比大于最小回流液气比！提高氧气产品提取率和氮气产品提取率！粗氩冷凝塔实际上是增效塔的升级版，所以带提氩装置的空分装置，提氩装置投入前后，氧提取率可以提高3%-5%，氮气产品提取率也可以大幅度提高！
6 @) a" d4 G% f. K* I/ j    基于双塔流程（以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热方案）的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，采用经隔板模型优化后的依次精馏组织方案，其中上塔氩馏分引出口以上是氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，是依次精馏第一精馏塔。粗氩冷凝塔加上塔氩馏分引出口以下是氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，是依次精馏第二精馏塔。氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔近似氮氩精馏塔，是依次精馏第三精馏塔。进入下塔的空气数量占空气总量的85%-100%！下塔顶部引压力氮气500NM3供依次精馏第三精馏塔供冷供热之用！20750-24500NM3液氮过冷后送上塔顶部作为回流液。下塔底部富氧液空21250NM3-25000NM3过冷后，其中8000一10000NM3送上塔作为回流液。其余11000一18000NM3送粗氩冷凝器蒸发气化供冷使粗氩冷凝塔顶部的工艺氩气气体冷凝作为回流液。蒸发气化后的富氧空气在上塔富氧液空入口处以下2-3块理论塔板数处返回上塔参与精馏。
* [! p* O  H' e4 U- \9 N, h    基于新单塔流程的氧氮二元物系精馏工艺方案，采用以氮气，空气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案，以处理干空气50000NM3为例，50000NM3干空气经空压机加压至4.3bar经纯化器纯化后，其中42000NM3压力空气涡轮增压后在主换热器换热后膨胀制冷进入空分塔参与精馏，另外8000NM3（考虑空气开式热泵一膨胀制冷液化效率，8000NM3压力空气中的4500NM3需要增压至38bar）在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，过冷减压后送至空分塔中部作为回流液。从空分塔顶部引出氮气42000NM3，在主换热器复热后，其中20000NM3作为产品氮气，22000NM3经氮压机压缩至5.4bar，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的压力氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷减压后送至空分塔顶部作为回流液。压力空气和压力氮气的冷凝潜热使空分塔底部的液氧蒸发气化，一部分作为空分塔提馏段回流上升气，一部分引出复热后作为产品氧气。空分塔液空入口处对应气相中的氧含量约6.7%，最小回流液气比0.33左右，上升气数量61000-62000NM3，实际回流液气比约0.36！大于最小回流液气比！从理论上说，基于新单塔流程的空气，氮气双开式热泵精馏工艺方案，氧氮气产品提取率均可以接近100%！用于开式热泵精馏的双开式热泵循环工质压缩功耗之和是所谓双塔流程工艺方案的75%（和两者的开式热泵供冷供热有效能效率的差距一致）！
    基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案，可以采用空气，氮气双开式热泵供冷供热精馏工艺方案和空气，氮气，工艺氩气叁开式热泵供冷供热精馏工艺方案。
   以处理50000NM3干空气为例，基于新单塔流程空气，氮气双开式热泵供冷供热的氧氩氮三元物系依次精馏工艺方案叙述如下，干空气50000NM3两段压缩至4.3bar，经纯化器纯化后，其中3000NM3压力空气增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化过冷后节流减压（也可以采用液体膨胀机膨胀减压）后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中。另外压力空气20000-27500NM3经涡轮增压后进入主换热器与返流气换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀机输出功用于涡轮增压，膨胀制冷后空气进入空分塔参与精馏。另外末经涡轮增压的压力空气19500-27000NM3在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中全部冷凝为液空。经与返流氮气，污氮气换热过冷后其中8000NM3送至空分塔中部作为回流液，其余14500-22000NM3送至粗氩冷凝塔粗氩冷凝器蒸发气化使粗氩冷凝塔顶部粗氩气冷凝作为粗氩冷凝塔回流液。蒸发气化后的空气与膨胀制冷空气汇合后进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出氮气42000NM3在主换热器换热复热至常温后，其中20000NM3作为产品氮气，其余22000NM3经两段压缩至5.4bar在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的压力氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出含氩的10%（含氮约0.2%）的氩馏分进入粗氩冷凝塔。粗氩冷凝塔顶部工艺氩气从精氩塔中进入，精氩塔底部设置压力氮气冷凝一蒸发器（再沸器），用来自空分塔底部压力氮气冷凝器的600NM3压力氮气在其中冷凝液化，液氮送至设置在精氩塔顶部的液氮蒸发一冷凝器中蒸发气化，使精氩塔顶部氮氩混合气体冷凝液化作为精氩塔回流液，末液化的气体通过废气排放阀排入大气。从精氩塔底部引出合格精氩气体在主换热器复热至常温后作为产品氩气！从空分塔底部引出液氧3500NM3，气氧6500NM3在主换热器换热复热至常温后作为产品氧气！
+ B- {; \: T3 J      基于双塔流程的氧氮二元物系精馏工艺方案还是氧氩氮三元物系经隔板模型优化的精馏工艺方案，和基于新单塔流程的氧氮二元物系精馏工艺方案还是氧氩氮三元物系经隔板模型优化组织的精馏工艺方案，就精馏方案而言都是一样的。它们之间的区别在于开式热泵供冷供热方案的不同！
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Yb2021

新单塔流程和双塔流程的比较关健在于开式热泵供冷供热的有效能效率。

Yb2021

双效精馏和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形式上非常相似，但两者是性质完全不同的精馏工艺方案。正因为两者非常相似，双效精馏可以看做特殊的以精馏原料为循环工质的一拖二开式热泵精馏工艺方案，反之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也可以看特殊的双效精馏工艺方案。不能只见其利不见其弊！组分沸点在环境温度以上的精馏过程，所谓的双效精馏和多效精馏理论上完全可以敢单热泵及多热泵精馏所取代升级，因为单热泵及多热泵精馏工艺方案相对于双效精馏及多效精馏流程更简单，能耗也更低！之所以还能看到双效精馏的案例，是因为组分沸点在环境温度以上的精馏过程，热泵循环工质压缩机设计制造存在很大的困难，而组分沸点在环境温度以下的精馏过程，热泵循环工质压缩机不存在这个问题。

Yb2021

与组分沸点在环境温度以上的双效精馏工艺方案极为类似的空分双塔流程本质上是以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热精馏工艺方案，既不是唯一的，也不是最优的空气精馏开式热泵供冷供热方案。

Yb2021

对于组分沸点远低于环境温度的空气精馏分离过程，唯一可行的开式热泵供冷供热精馏工艺方案！所谓的精馏能耗如果不考虑精馏原料气输送功耗，就是开式热泵供冷供热方案功耗，不讨论开式热泵的形式对开式热泵供冷供热有效能效率的影响，对精馏能耗的影响因素也只能知其然而不知真所以然！

junli

先看看空分基本原理

Yb2021

  采用一拖多开式热泵供冷供热方案的根本原因在于简化供冷供热方案，但会带来精馏过程供冷供热能耗上升的结果。