空分精馏原理及设备.pdf

第四章 精福原理及设备第一节 分离空气组成的溶液热力学一、溶液：由两个及两个以上的组分组成的稳定的均匀的液体叫溶液。溶液的生成:1.两液体混合如：乙醇加入水中2.固体溶解于液体固体乙烘溶解于液氧3.气体溶解于液体甲烷溶解于液体轻燃中二、溶液热力学：溶液热力学为热力学的一个分支。它主要研究溶液的热力学性质和基 本定律，溶液的相平衡于热力过程等。空气分离后的液态空气是一种溶液，液空的分离要遵循溶液热力学的基本定律。三.溶解与溶解度、溶解热不同物质溶解时的难易程度是不同的，通常分成三种情况：1.完全互溶：即两种物质可以以任意的比例溶解，形成均匀的溶液。如液氧与液氮可完 全互溶。2.完全不互溶：也就是两种物质互不溶解。如氟里昂与水。3.部分互溶：溶解的难易程度不是一成不变的。溶解时条件改变，其难易程度也会发生 变化，而部分互溶的物质其溶解程度的度量可用溶解度来表示，即在一定温度下，其溶质在 一定量溶剂里达到平衡状态时所溶解的量，为这种溶质在该溶剂中的溶解度。如：在90.7K 时，乙快在液氧中的溶解度为6.76ppm,而在70.9K时则为2.04ppm。可见一种溶质在溶剂中 的溶解度是随物性、温度、压力的变化而变化的。大多数固体物质的溶解度随温度的升高而 增大，也有少数固体物质的溶解度受温度影响不大，个别物质的溶解度随温度的升高而减小。气体的溶解度随压力的提高而增大，随温度的升高而减小。溶解是一个比较复杂的物理化学过程。在溶解的过程中通常伴随热效应，可能吸热或放 热。在溶解形成溶液的过程如保持溶解前后的温度不变，溶解时加入或取出的热量叫溶解热。吸热时溶解热为正，即组分在混合时吸热，为维持混合过程温度不变，就需加入热量；放热 时溶解热为负，则过程相反。部分互溶的物质，当单位时间里溶质扩散到溶液里的分子数和回到溶质表面的分子数相 等时，这种状态叫溶解平衡。在一定温度下，达到溶解平衡的溶液叫饱和溶液。溶质在溶剂中的溶解度还与物质的极性相关。通常物质易溶于与它结构相似的溶剂里，此即相似相溶。碘是非极性分子，。乙是非极性溶剂而水是极性溶剂，故碘在里的溶 解度比在水中大85倍。四.溶液的基本定律1.拉乌尔定律当溶液是由性质相近的组分形成时，分子间相互作用与纯物质分子间的相互作用力相同,因而溶解时无热效应（即溶解热q=0）,也无容积的变化，这种溶液称之为理想溶液。与理想 气体类同，实际上理想溶液很少见，大部分溶液都不是理想溶液，只有当溶液的浓度很小时 才接近于理想溶液，而且浓度愈小，溶液就愈接近于理想溶液，无限稀释的任何溶液都可当 作理想溶液。单组分液体和它蒸气处于相平衡时由液面蒸发的分子数和由气相回到液体的分子数是相 等的，这时蒸气的压力就是该液体的饱和蒸气压，但当溶质溶于其中后，液体的一部分表面 或多或少地被溶剂混合物占据着，溶剂分子逸出液面的可能性就相应地减少，当达到平衡时 溶液蒸气压比纯溶剂的饱和蒸气压为小。在研究溶液的气液相平衡时，拉乌尔总结了前人的工作，得出拉乌尔定律：在给定温度下，溶液液面上的蒸气混合物中每一组分的分压，等于该组分呈纯净状态并 在同一温度下的饱和蒸气压与该组分在溶液中的摩尔成分的乘积。用数学式表示为：Pi=PiX式中Pi-i纯组分的蒸气分压力Pi-第i纯组分的饱和蒸气压Xi-溶液中第i组分的摩尔成分拉乌尔定律揭示了蒸气压与溶液浓度之间的关系。某组分的蒸气分压力在溶液中的物质 的量浓度成正比，与其纯组分时的饱和蒸气压成正比。在一定温度下，物质的饱和蒸气压是 物质挥发难易程度的度量。已知其组分的分压力及物质的量浓度可计算溶液的饱和蒸气压。已知溶液的物质的量浓度及其饱和蒸气压，能够推算出蒸气的组成。严格地说，拉乌尔定律只适用于理想溶液，在空分过程中，氧与氮溶液与理想溶液相近。故氧与氮的分压力可按拉乌尔定律近似求得，这在工程计算中有足够的准确度。实验证明，实际溶液与拉乌尔定律存在偏差。这种偏差一般有两种情况：（1）.各组分的分压力大于拉乌尔定律的计算值，称正偏差：（2）.各组分的分压力小于拉乌尔定律的计算值，称负偏p 差。但也有少数溶液在某一浓度范围内为正偏差，而在另一浓度范围内为负偏差。通常将符合拉乌尔定律的溶液叫理想溶液。这是“理想溶N2%Z 液”定义的另一种说法，把液态空气视为氧、氮二元溶液，当图4T p-Z图 气液两相共存时，压力与溶液浓度Zi的关系如图4-1。图中溶液压力线为上凸曲线（实线），理想溶液的压力线为一条直线（虚线）。这表明液空是具有正 偏差的溶液。凡产生正偏差的溶液，组成溶液各组分分子间的相互吸引力比纯组分分子的相 互吸引力要小，组分分子较容易蒸发；凡是在溶解时，发生物理结合或生成化合物的溶液中 各组分分子引力比纯组分分子间相互吸引力大，故均产生负偏差。虽然液空与拉乌尔定律具 有正偏差，但上凸幅度很小，即偏差不大，可将液空视为理想溶液。2.亨利定律亨利定律（亦名溶液定律），是说明理想溶液中气体溶质分压力与溶液中该气体的摩尔成 分的关系的定律。空气分离主要研究的都是气体。理想溶液的气液平衡系统中，在一定温度和平衡状态下 气体溶质的分压力和它在溶液里的物质的量浓度成正比，即P=HX式中 P-气体溶质的分压力H-亨利常数X-气体溶质的物质的量浓度3.康诺瓦罗夫第一定律在研究理想溶液的气相组成和液相浓度的关系时，我们发现其两者是不同的。康诺瓦罗 夫第一定律就是说明理想溶液中液相与气相中的成分是不同的定律。假设两个有挥发性的液体混合成一理想溶液，每种液体蒸气压都符合拉乌尔定律，则可 写成PA=PaXA PB=PbXB式中 PA、PB 分别为A、B组分的蒸气分压力XA、XB 分别为A、B组分的物质的量浓度令YA、YB为气相中A、B组分的物质的量组成，气相为理想气体。根据道尔顿分压定律YA=PA/P=PaXA/P YB=PB/P=PbXB/PYA/YB=PaXA/PbXB若纯B组分蒸气压比纯A组分的大，则Pa/Pb 1,那么YA/YB x2）,不被蒸发的是含难挥发组分较多的液体。因此，从容器n中导出的蒸气中易挥发组分含量更高（丫2%），导入容器n i中，在容器n 中所导出的蒸气的摩尔数差不多与容器I中所导出的相等，在容器n i中同样发生部分气化和 部分冷凝的过程。从而可见，对液体而言,x3X2 x i,对蒸气而言,y3y2 yi（同时yi=x 2,y2=x 3.）若、若分别为各容器中的温度,则T1T2 T3 o因此，只要有足够多的容器串联起来，从最后一个容器中就可得到几乎为纯粹易挥发组 分的蒸气，将此蒸气冷凝，就得到几乎为纯难挥发组分的液体。然而，上述情况仅仅是开始时的情形，随着精储过程的进行，容器中相组分就发生了变 化。以H为例，液体中易挥发组分因逐步蒸发越来越少。难挥发组分逐步积累，就越来越多。故液体的沸点必然随着升高，于是从容器I来的蒸气逐渐失去部分冷凝作用，致使它可以不 经过热交换而直接从容器H的液体中流出，失去了精储能力。这样，由于各个容器中组成的 改变，就不可能使过程持续进行下去。为了能使这个过程持久的进行，可以将各容器中的一部分液体引回前面一个容器，如图 4-iib所示的那样。例如将容器n得到补充。最后一个容器所需的补充溶液，可以从冷凝器的 冷凝液中取出一部分回流使用。这样由各容器分出的蒸气，易挥发组分含量仍然递增，但就 任何一个容器而言，它来自后面一个容器的液体，其中易挥发组分含量多于它送往前一容器 去的液体中的含量，倘若各容器中液体所获得的易挥发组分含量足以弥补蒸气所带走的含量,则各容器内液体组成将可维持不变，操作就能持续地进行。这种引回的液体称为回流。每一个容器内进行的过程可用T-x-y图表示于图4-12 上。假设互不成平衡的蒸气和液体接触。液体处于点2状态,蒸气处于点1状态，二者温差可。蒸气与液体在容器内混 合后产生热交换，液体受热蒸发，温度上升，其中有较多的 氮组分逸至蒸气中，本身的氧组分增加，状态由点2变至点 2 o蒸气冷凝，温度下降，其中有较多的氧组分冷凝至液体中，本身的氮组分增加，状态由点1变至点I,当蒸气和液体温度相等时，蒸气和液体处于平衡状态（点2 和点I）热交换停止，液体的蒸发过程和蒸气的冷凝过程终止。以上说的是精储过程的基本概念，实际情况还要复杂一 些，这是因为要使精储过程进行得较为完善，要使气液接触 后接近平衡状态，就要增大气液接触面积和延长接触时间，于是，将每一个容器简化为一块塔板，使塔板成为气液进行 热、质交换的场所，并将一块块塔板重迭起来，成为层数很 多的一座塔，即成为所谓的精储塔。而空分装置就是通过这 图4T2气液间热质域图4T3筛板塔小意图些所谓的精储塔来实现空气的精储过程的。现以我国制氧机中用得最多的筛板塔作为例子来说明精储塔内的工作过程，图4-13就是 这种塔的示意图，它为一直立的圆柱筒，筒内安装着许多块水平放置的筛板，筛板上布满直 径为0.71.3mm的小孔，孔与孔之间距离一般为3.2 5mm,蒸气自下而上经过塔板上的小孔，只要通过小孔的蒸气速度足够大，液体就不会从小孔中漏下来。上升的蒸气与塔板上的液体 相遇，就在两块塔板之间的空间产生鼓泡、泡沫、雾沫、达到气、液充分接触，塔板上的液 体经溢流管流向下一塔板而形成回流。这样，整个塔的作用就与图4-11b所示的装置相当。必须注意，回流是精储的必要条件，没有回流，则部分蒸发和部分冷凝就不可能持续进 行，精馈过程也就无法实现。由于蒸气和回流液之间存在着温度差和浓度差，上升蒸气含有 比较多的氧组分，温度也相对地比较高，它与塔板上的液体接触而部分冷凝，借此蒸气的冷 凝潜热，使塔板上的液体沸腾而部分蒸发，其结果就使塔板上分出含氮更多的蒸气和含氧更 多的液体，而且蒸气和液体互相平衡。氮组分增加以后的蒸气上升到上一块塔板，遇到氮组 分浓度更低的回流液，蒸气相对于液体仍然具有较高的温度和较多的氮组分，重复地进行部 分冷凝和部分蒸发的过程，所以越往上蒸气中氮浓度越高，温度越低，越往下回流液中氧组 分浓度越高，温度也越高。就这样筛孔塔板提供的气、液两相接触面积以进行热质交换，并 通过逐层塔板的分隔和诱导，使得在精储塔中沿着塔的整个高度得到一个稳定的浓度梯度和 温度梯度，以保证生产过程的正常进行。第三节 精储塔及其物料热量衡算空气的精储过程是在精储塔中进行的，一般分为单级精储和双级精储，故有单级精储塔 和双级精储塔两种，绝大部分空分装置应用双级精储塔。一.精储塔1.单级精镭塔图4-14所示的是单级精储塔的一种，压缩并经 冷却至冷凝温度的空气送入单级精储塔的底部，作为 精储过程上升气体。在塔内空气自下而上地穿过每块 塔板与塔板上的液体接触，气体中的氧逐步冷凝到液 体中去，而液体中的氮被蒸发到气体中去。每经过一 块塔板，气体中的氮浓度便提高一次，只要塔板数足 够多，在塔的上部便可得到纯度较高的氮气(纯度可 达99%以上)。氮气进入安装在塔的最顶部的冷凝蒸 发器管内空间一部分氮气被冷凝，另一部分作为产品 从冷凝蒸发器的顶盖引出。冷凝液向下流入塔内，就 作为精储过程的回流液。这部分液体沿塔板自上而下 的流动，每经一块塔板液体中的氧浓度便提高一次，最后流到塔底部的塔釜内，塔釜内的液体也叫做釜 液。图4-14单级精储(N)釜液中的氧的浓度不可能提得很高，这是因为它最多只能达到与空气中的氧的浓度平衡。空气中的氧的浓度只有2 0.9%。2,塔内压力在0.350.4MPa,所以液体中氧浓度要小于42%,这可从平衡图中查出。塔釜的液体(富氧液空)通过节流阀将压力降低至0.15MPa左右，其蒸发温度小于氮气在 3.5MPa下冷凝温度，因而釜液流入冷凝蒸发器管间之后，就使管内的氮气冷凝而釜液本身受 热蒸发。显然这种单级精储塔分离空气是很不完善的。而且只能制取纯氮而不能制取纯氧。要想在单级精储塔中制取较高纯度的氧，只有把作为原料的加工空气送到塔的上部如图 4-15所示。为了得到上升的蒸气，可以使预先冷却至低温的加工空气经过塔釜内的盘管，只要盘管 内空气压力较高，空气的冷凝温度高于釜液的蒸发温度，就能使管外的釜液加热到沸腾而蒸 发。空气本身冷凝变成液空，则可节流降压到塔内工作压力(0.120.13MPa)送到塔的上部喷 淋下来作为精储的回流液。这部分液体沿塔板向下流与上升蒸气接触，使液体中含氧量不断 增加，只要塔板数足够多，在塔的底部便得到纯度较高的液氧，液氧被盘管中的空气加热而 蒸发成气氧，一部分作为产品引出，另一部分就是精偏的上升气体，在塔顶部气体的氮的浓 度最多只能达到与节流降压后的液空处于平衡的程度，一般含92%93%的氮还含有约7%的氧。这部分气体是放空的，这就造成加工空气中含氧量的1/3是损失了，所以这种单级精 储塔虽能制取纯度较高的氧气，但是不经济。1为了制取纯度高的氧气和氮气并要尽可 能减少空气中氧的损失，克服单级精储塔存在 的缺点，可以采用双级精储塔。2.双级精储塔(1)双级精储塔简述双级精微塔如图4-16所示，它是由下塔、上塔和上下塔之间的冷凝蒸发器组成。压缩并冷却后的空气进入下塔底部，自下 而上地穿过每一块塔板，至下塔上部得到高纯 度的氮气。下塔塔板数越多，氮气纯度越高。氮气进入冷凝蒸发器管内时由于它的温度比 管外液氧温度高，所以氮气被冷凝成液氮。一 部分作为下塔回流液，自上而下沿塔板逐块流 下，至下塔塔釜便得到含氧36%40%的富 氧液空；另外一部分聚集在液氮槽中经液氮节 流阀降压后送入上塔顶部作为上塔的回流液。在下塔塔釜中的液空经节流阀降压后送 入上塔中部，由上往下沿塔板逐块流下，与上 升的蒸气接触，每经过一块塔板要蒸发掉部分 氮，同时得到从气体中冷凝下来的氧，只要塔 板数足够多，可在上塔的最后一块塔板上得到 纯液氧。液氧流入冷凝蒸发器管间蒸发，蒸发 图4-15单级精储(O)图4-16双级精储塔出来的气氧一部分作为产品引出去；另一部分气氧由下往上和塔板上的液体接触。由于气体 温度较高，所以气、液接触后使气体中氧冷凝到液体中去，而液体蒸发出来的氮掺入到气体 中。气体越往上升，其中氮纯度愈高。此处需指出，与单塔不同，双塔引入了液氮回流以获取高纯度氮气。在液空进料口以上,气体中还含有很多氧，如果就这样把气体放出去，氧损失很大，因此利用下塔高浓度的液氮 作为上塔顶部的回流液，使液空进料口以上的气体继续精储，这样从上塔顶部引出的气体中 氧含量就很少，得到了高纯的氮，同时，氧产量也提高了。可以看出，双级精播塔中空气的分离过程分为两个步骤，首先空气在下塔进行初步分离,制得液态氮和富氧液空；富氧液空再送往上塔进行最后精储，得到纯氧。上塔上部的回流液 就是下塔送来的液氮，因此可得纯氮。于是我们可以看到，在双级精储塔上塔顶部和底部可 同时获得纯气氧和纯气氮，也可在主冷两侧取出液氧和液氮。在上塔液空进料口以上部分，是用来不断提高气体中的易挥发组分（氮）的浓度，称为 精储段或浓缩段。进料口以下的部分是为了将液体中的易挥发组分（氮）分离出来，以增高液 体中的难挥发组分（氧）的浓度，称为提锚段或蒸储段。上、下塔之间的冷凝蒸发器是上塔的蒸发器，下塔的冷凝器。在蒸发器中可以取出气氧,在冷凝器中可以取出液氮。在冷凝蒸发器中液氧蒸发和气氮冷凝是需要一定的温差的，这温 差是由上、下塔的压力差来保证。（2）膨胀空气进上塔精储全低压空分流程中，装置运转时的冷损主要靠一部分压缩空气在透平膨胀机中膨胀产生 的冷量来补偿，而膨胀后的空气压力为140KPa左右，低于下塔压力，无法进入下塔。但不使 其参加精偏，则氧损失太大，很不经济。从其经济性来考虑，希望膨胀空气能参加精储。它 的工作压力在上塔工况范围之内，故有可能进入上塔，同时上塔实际的气液比较精储所需的 气液比大。此即上塔的精储潜力。1932年，拉赫曼发现了这一规律，并提出利用上塔精储潜 力的措施，可将适量（约占空气量的25%）的膨胀空气直接进入上塔参加精储，此即拉赫曼原 理。它的特点是：80%左右的加工空气进入下塔精储，20%的加工空气冷却后进入上塔参加精 储。这样，纯氧、纯氮都可获得，也可在上塔顶部设置辅塔，用来进一步精储一部分气氮，以便在上塔顶部得到高纯氮。另一种利用上塔精储潜力的措施就是从下塔顶部或主冷顶盖下抽出氮气，复热后进入氮 气膨胀机，经膨胀后回收冷量，作为产品输出或放空。这样从下塔引出氮气使得主冷的冷凝 量减少。因而送入上塔的液体储份量也减少，上塔精储段的气液比也就减少了，精储潜力同 样得到利用。二.双级精储塔的物料平衡和热量衡量在对精储塔进行设计计算或在运行工作中，需要知道精储塔各物料数量之间的关系，热 量之间的关系，因此就有一个物料平衡和热量平衡的衡算问题：物料平衡包括两方面的含义：物量平衡。即入塔的空气量应等于出塔的分离产品氧、氮之和。对塔的某一部分（如 下塔、上塔，或塔的某一段）来说，那就是进来的物料量的总和等于出来的物料量的和。组分平衡。空气分离后所得的各气体中某一组分的量（例如氧的量或氮的量）的总和 必须等于加工空气量中该组分的量。对塔的某一部分来说，那就是进来的物料中某一组分数 量的总和等于出来的物料中该组分数量的和。热量平衡即进入塔内的热量（包括冷损）总和应等于出塔产品的热量之和。对于塔的某 一部份来说，就是进去的热量总和的等于出来的热量的总和。1.精镭塔各主要点工作参数的确定在双级精储塔中上、下塔顶部、底部的工作参数可通过计算及查相平衡图而求得。（1）、上塔顶部的压力R及温度T式中 PQ产品氮气输出的压力，要求稍高于大气压力，一般取103KPaAP产品流动阻力（是指换热器、管道、阀门等）温度1决定于R及排出氮气的浓度，由相平衡图查得。（2）、上塔底部的压力鸟及温度7；式中AP上塔阻力，一般取1015KPa温度（可由心及LO的纯度决定。（3）、LO的平均温度7；冷凝蒸发器底部LO的压力为：=+HXpX98.1X10-4式中H主冷中LO液柱的高度（m）pLO的密度（Kg/n?）根据鸟及LO的纯度可确定LO底部温度石，则r=Zl ZLm c（4）、冷凝蒸发器中氮的冷凝温度7；Lm+Qm其中2是冷凝蒸发器的传热温度，在设计中选定。Z如果定得偏小，则导致冷凝蒸发 器传热面积过大；如果取得偏大，则造成下塔工作压力太高。一般对中压空分装置2二23K,全低压空分装置取心二1.61.8Ko(5)、下塔顶部的压力巴根据冷凝蒸发器氮的冷凝温度，查相平衡图可得其压力与(6)、下塔底部压力心及温度4式中A匕一一下塔阻力，一般取l OKPa。根据乙及富氧LA的浓度可确定温度4。V液氮一一为每小时送到上塔的液氮量，k mo l/h；2.下塔的物料平衡和热量衡算图4-17双级精僧塔的下塔作物料平衡及氮的组分 平衡得下列二式：%=%空+匕夜氮/y空=匕夜空工液空+匕夜氮%液氮解以上二式得：V液空二V空.液氮:丘.(4-1)X液氮一工液空V液氮小:空;工(4-2)九液氮 无液空式中 V空一一为每小时进入的原料空气量，k mo l/h或m3/h；V液空一一为每小时送到上塔的釜液数量，k mo l/h；，氮 k液氮Q冷一一V空，空 空h液空图4T7下塔物流示意y空为空气中氮的mo l%（79.1%）；X液空-为釜液中氮的mo l%；X液氮-为液氮中氮的mo l%0若公式4-1、4-2中的V空二1,则可算出Ik mo l或l m3/h空气时所产生的液空或液氮量，即:加空二%液氮1%（4-3）X液氮-X液空-4）X液氮 工液空对下塔作热量衡算时，设：。跑冷一一为下塔的跑冷损失，k j/h；。主冷一一为主冷凝器的热负荷，k j/h；h为物料的焰，k j/m或k j/k mo l。则有：V空/z空+Q跑冷=V液氮/z液氮+V液氮/z液空+Q主冷（4-5）若丫空则三式为：。空+Q跑冷=V液氮/z液氮+V液氮/z液空+Q主冷（46）9令及4/冷为按单位加工空气量计算的跑冷损失及主冷凝器热负荷（k j/m，加工空气或 k L/h k mo l加工空气）。所以 武冷二（/z空+或冷）一（V液氮-/z液氮+V液空-/z液空）（4一7）V液氮和V液空的数量由式4-3、4-4计算出，他们的状态均为饱和液体，浓度及塔中压力 已知，则由T-P-x-y图中可查出力液氮及力液空加工空气进入下塔时的压力为下塔底部压力，它 的状态一般达到饱和或有一定的过热度，因此空也可由图表查得，q冷为经验数据，所以主冷的热负荷冷能够求出。3.上塔的物料与热量平衡按图4-18所示的上塔作物量平衡及氮组分数量的平衡可得:V氧+丫氮=丫液氮+V液空=V空v氧y氧+v氮y氮=丫空丫空（48）所以v氧二y空xy氮y空y氮-y氧所以v氮二v空义y空-y氧（4-9）y氮-y氧式中V氧V氮一一为每小时的氧、氮产量，m3/h；y氧y氮一一分别为氧气、氮气的含氮量，%oIn?空气能生产的氧、氮数量，为：v氧二y氮-y空 y氮y氧(4-10)V氮=y空_y氧 y氮y氧(4-11)若已知氧、氮产量，也就可以用上面这些关系确定所需要的加工空气量。以上诸式是对物料中的氮组分作衡算，若对氧 组分作衡算，也能得到相似的公式。上塔的热平衡：按图4-18的示意图，由于塔内的过程为稳定的 流动方程，单位时间内进入上塔和离开上塔的热量 相等，所以可和下塔一样写出的热平衡式，求出冷或亚令。此值与下塔的Q1冷或小冷相比较，一般允许误差小于3%,这样表明塔的物料及热力计 算正确，否则需要重新计算。图4-18上塔物流动示意图4.全塔的物料和热量衡算式4-10至式4-11实际上是全塔物料平衡之间的关系，式4-8及式4-9是已知产品纯度 及加工空气量求取氧、氮产量的公式，反过来也可用在已知氧或氮的产量而确定加工空气量 的场合。在精储塔的物料衡算中，必须着重指出的是氧的提取率。氧提取率表示氧产品中的含氧量占加工空气中氧含量的比例，通常以表示。展 x io o%(4-12)式中V氧-氧气产量V空-加工空气量y空y氧一一分别为空气、氧气的含氧量。若加工空气量以In?计算，贝u：_ v氧y氧P 2 0.9提取率是空气分离装置完善度的标志之一。提取率越高，就意味着氧损失越小，也就是 氮气带走的氧越少。所以在操作制氧机时，应在保证氧纯度的前提下，力争提高氮纯度，以 使氮气带走的氧量减少，从而提高氧产量。全塔的热量衡算以简单的双级精储塔为例。其热平衡式为：/，空+。3=%，氧 氮（4T3）式中/z空、h氧、h氮分别为入塔空气焰、出塔氧气、氮气的焰；q3塔的冷损式中出塔氧气、氮气的纯度和压力一定而且它们都是饱和气体。而等号左边存在着跑冷 损失，加工空气的压力又高于氧、氮气的压力，所以加工空气的焰值空小于加工空气压力下 的饱和气体焰值几，因此入精储塔的空气状态必须处于含有液空的湿气体状态。换言之，进 塔空气处于湿状态才能满足精储塔热平衡的要求。第四节 精储过程的计算精储过程的实质是上升蒸气和下流液体充分接触，两相间进行物质和能量的相互传递。塔板的作用是为气液两相进行热量和质量传递提供条件，整个精储过程就是通过精储塔内每 块塔板上的作用实现的，精储过程的计算是要决定将原料气分离为一定纯度的产品所需要的 塔板数。一.二元系精镭过程的计算1.精储塔塔板上的工作过程（沿精储塔高度气液浓度变化规律）。设空气由氧2 0.9%及氮79.1%混合而成。现在讨论塔中相邻两块塔板间物流及浓度变化，从而求出塔中精储过程物流数量和浓度变化的基本规律。图（4-19）表示相邻两块塔板1及2 上物流数量、浓度及焰，设于稳定工况时：G-塔中上升的气体数量，g-塔中下流的液体数量，x-液体中氮的浓度，y-气体中氮的浓度，h-液体中的焰，N-气体的焰，r-气化潜热。计算假设为：，h3 1G3 Y31）塔板上气相和液相物流达到完全平衡状态；2 伍 Y2 V2）氧和氮的气化潜热相差很小，可视为相等；n hl n3）精储塔与外界没有热量交换；1 1h2X yj G.匕I|hz T h T4）塔中的工作压力沿塔高度上均相同；一 15）氧和氮混合热为零。图4-19相邻塔板物流示意图这样，在稳定工况下，建立物料平衡，组分平衡得：Gl+g2=G2+gl组分的数量是平衡的,即 GiX+g2%2=G2%+gi%总的热量也是平衡的,即 G%+g2 A=G2E+g也上列三式中消去Gi及G2得：刍二心另 一 A+（月 一 z 一%万一后+（后-4）%一为考虑到相邻两块塔板上气体的蜡差别不大，故假设IKmo l气体的蜡值不变，即耳二，,则上式变为：丸=&=h2-h2 r2弘=&=g=恒值根据上述第2个假设，4二心 则上式为：”01 二,士G?=G=.=G=怛值 J这就是说，在精储塔中流经各塔板上升气体数量以及回流液的数量都是维持不变的。根 据这一结果，可写为：G%+g=Gy?+gx.g=乂-MG/一 M(4-14)或乃=*（%M（4T5）G式4T4说明：塔板上气体和液体浓度变化比为一恒值（&）。G式4-15说明：任意一块塔板的上下截面气液浓度变化所应遵守的关系是直线关系。另一方面，在塔板上气液接触后，按照理想的情况可以达到平衡状态。且是流经塔板的液体量与气体量之比，称为回流比或液气比。G如图4-20,1-9为某段精像的操作线。过1点作水平线与平衡曲线相交，从交点作垂直线与操作线相交，又从垂 直线与操作线的交点作水平线，如此重复。直至9点。这样，在操作线上就作出了 4个三角形，说明理论塔板 数是4块。而位于操作线上的1、3、5、7、9诸点表示各块 塔板上下两截面的气液浓度情况，位于平衡曲线上的2、4、6、8诸点则表示各块塔板上气液处于平衡状态时的浓度。2.下塔的操作线方程及理论塔板数我们以图4-16的双级精储塔为例，来讨论塔内各工作 段中物流浓度的关系式，即操作线方程式。图4-21画出了 该双级精编塔的下塔。设V空Kmo l/h的空气干饱和状态或接近饱和状态进入下 塔，下塔工作压力为恒值，下塔中引入上塔的液氮数量为K夜氮Kmo l/h,浓度为工液氮，下塔底部引出的液空为匕夜空Kmo l/h,浓度为工液空。据前所述，塔中横截面上物流G和g为恒值，对于任意截面I I到塔上部作一系统，如 点划线所示，则该系统的物料平衡有：图4-20用y-x图图解法 求理论塔板数图4-21下塔物流示意图G=g+%氮G=+%氮%液氮(4-16)V _ g兀十匕夜氮兀 yQ Q 液氮或y二g X I 匕夜氮S+匕夜氮 8+匕夜氮“液氮(4-17)则上式可写为V 1J=-+-%液氮（4T8）1+V 1+V以上诸式中的g,匕夜氮和X液氮均为定值，所以它们表示塔中任意截面上平衡物流的浓度关系，也就是说它们表示塔板上流下的液体中易挥发组分浓度X,与从下一层塔板往上流的气 体中易挥发组分浓度y的关系，它们就是下塔的操作线方程式，在xy图上为一直线，其斜 率：p p Vtana=-=-=-G g+匕夜氮1+对于冷凝蒸发器下的第一块塔板而言，若以为表示自第一块塔板上升之蒸气的浓度，以芯表示自冷凝蒸发器内回流到第一块塔板的液体的浓度，由于进入冷凝蒸发器内的蒸气全部冷 凝，故y=%=%液氮说明下塔操作线与xy图的对角线相交，其交点为1。如图4-2 2,点1为操作线的一个 端点。当x=0时，=一,此即操作在y1+y轴上的截距。在设计中x液氮是已知数值，2的 比值也是已知数，因此就可在对应与下塔压力的 yx图上作出下塔操作线。然后由点1开始，作阶梯线与相应的坐标轴平行，与平衡曲线操作 线相交，直到横坐标相应于塔的底部的液空浓度 出夜空为止，这样，就在图上构成了许多三角形（或梯形），三角形的数目就表示下塔所需的理 论塔板数。图4-2 2中是四个三角形，就表示是 四块理论塔板。图4-22下塔操作线示意图因为在冷凝器中浓度不发生变化，则流经顶部第一块塔板上方空间的蒸气浓度相同即图4-2 2点1,由第一块塔板逸出的蒸气组成和由它流到第二块塔板液体组成与平衡曲线上的点2 相当。由第一块塔板流到第二块塔板的液体组成和由第二块塔板上升的蒸气的组成与操作线 上的点3相当。位于平衡曲线上的点4,其纵坐标与点3同，该点表示第二块塔板逸出来的蒸 气和流到第三块塔板去的液体的组成。其余类推。3.上塔的操作方程及理论塔板数按图4T6所示双级精镯塔，液氮和液空自下塔引出经过节流后进入上塔，如图4-23所 示。上塔被液空进料口分为两段，液空进料口以上称为精储段。各段中物流量按前述为不同 的恒值，但也存在一定的联系。求出各段的操作线后，和前述的方法相似可在与下塔压力相 对应的yx图中求得理论塔板数。（1）精储段的操作线图4-2 3中精储段的任意截面I-I不平衡物流氮浓度为花和,自塔顶到该截面作为一个系统的物料平衡有：G+%氮-i+唳及Gm+匕夜氮%液氮=&芯+/丁氮（式中y氮表示产品氮 气中的含氮量，即产品氮浓度）m=%苞+丫氮y氮丫液氮液氮（4-19）G G图4-23上塔示意图这就是精储段的操作线方程式。此操作线的斜率t an cc 号-,G而在y轴上的截距雇二彳.氮一匕夜氮出夜氮。G式中的G1和当的确定如下：设液氮节流后产生的液体和气体为平衡状态，液体数为处夜氮，气体为（1-，）加氮.夕称 为节流气化率。则由精储段的物料平衡有：二见夜氮。二%一（1一0嗫氮将此代入式4-15,则精储段操作线方程式为:二 如夜氮 X I%,氮一匕夜氮液氮(4-2 0)丫氮一(1一0%氮 1/一(1一0%氮若节流气化率2=1,则上式为：一 匕夜氮二%.氮匕夜氮.液氮(4-2 1)r氮1%设精储段操作线在(y-x)图上与对角线的交点1(%，/),由于对角线上的点应该是x=y,故代入式4-2 1可得到此交点：X=%=N 一匕 Ydln在精储塔中一般使y氮=光液氮因而点1的坐标%=)=%液氮所以，在求出操作线的斜率(即精储段回流比&)后，在(y-x)图上即可作出精储段的操作线,如图4-2 4所示。(2)提储段操作线p=土塔压力图4-24上塔操作线示意图氮 液X图4-23中截面n-II为提储段的任意横截面，该面有关的不平衡物流浓度为马及为，在稳定工况时，若自n-n截面至冷凝蒸发器作为一个系统，这时的物料平衡有：Gz+嗑62%十%)氮=弘%2其中y氮表示产品氧气中的含氮量。%=2y 氮(4-2 2)这就是提馆段的操作线方程式，它的斜率t an。或提储段回流比为瓦，它在y轴上的截距为匕G2。它与精储段操作线相交于C点，它的另一端点用H表示（图4-2 4）,因为可以认）氮为上塔最下截面上气相与液相浓度相等，所以另一端点是在y=x的对角线上，用尸x代入式4-2 2可得II点的坐标%=%=液氮。至此，精储段操作线与提储段操作线在（yx）图上的位置均已确定，就可在平衡曲线与 操作线之间绘出一系列连续的梯级，每一个梯级即代表一块理论塔板，而梯级总数就是所要 求的理论塔板数，跨过C点的梯级代表液空进料层塔板，该层以上的梯级数代表精储段的理 论塔板数，该层以下（包括加料层在内）代表提馆段的理论塔板数。二.三元系精储过程的计算由于氤的沸点处于氧、氮沸点之间，在空分塔中将产生氤的浓缩积聚现象。在上塔的上 部，氤沸点比氮高，气相中氤易被冷凝到液相中，随回流液向下流。而在上塔的下部，氤的沸点比氧低，液相中氤易被蒸发到气相，随塔内蒸气而 上升。这样，在塔的中部便会形成氤的富集区。据实验,上塔中部含氤量可达10%左右，有些部位甚至在10%以 上，在这些部位如果还按氮、氧分离进行计算，必然会 产生较大的误差。因此，在空分塔设计中一般多按三元 系进行计算；尤其在设计制取高纯氮的精储塔时，必须 按三元系进行计算。三元系计算中将空气作为氧、氮、氤三元混合物处理，其容积百分比为含氧2 0.95%,M 0.93%,氮78.12%。三元系精储计算的方法与二元系精 储计算方法类同，可用分析计算法及几何作图法。但作 图不易准确，目前生产上普遍采用的是逐板计算法。1.用逐板计算法求理论塔板数在三元逐板计算法中，除了把空气看做氧、氮、M 图4-25双级精储塔计算用图三组分混合物外，其它假设均与二元系相同。首先按稳定流动物料平衡规律求出塔中各物流 数量和浓度关系，然后确定各塔段的操作线，再利用三元组分相平衡图，用逐板计算法确定 理论塔板数。现以图4-25所示双级精储塔为例，进行精储计算。设有匕空气以饱和状态进入下塔，分 离后得到富氧液空右，组成为邛，球，x f；液氮LN?,组成%;，x；,域。富氧液空及 液氮分别进入上塔，经上塔精储后，得到产品氮可，组成为y，小 产品氧V，组成为y：,y；,y；。其中yy2,丫3分别表示气相中氧、氤、氮的容积百分比，芯，%，&分别表示液相中氧、氤、氮的容积百分比。按物料变化，可把上塔分为两段，下塔为一段，分别进行计算。图4-26 上下塔分段物料平衡图(1)下塔取下塔任一截面至塔釜的部分为物料衡算系统，如图4-2 6a,列出物料平衡方程式如下:Vk+L=Lk+V(4-2 3)由于空气进料为干饱和状态，故L=Lk；V=Vk,因此各组分的平衡式为Vyi+LKxf=VKy+LxiVy2+LkX2=yKy2+LX2 (4-2 4)-3+Lkx3=+LX3由于/+%+%=1，+x2+x3=1,因而氧、氮、氤三组分中如已知二种组分，第 三种组分也随之而定。故以上三式仅有二个有独立意义。所以下塔操作线方程组可写为:p 乙丫*以、产 与 kyiv 1 Vyi V 1(4-2 5)%小+“一”由式(4-2 5)知，下塔操作线仍为直线，其斜率为L/V。我们可仿照二元组分精储计算 法。按下塔的操作线方程组及用下塔压力下的三元系相平衡图来求解下塔的理论塔板数。如图4-27所示，八-G线和，2-。2线表示操作线，如果已知液氮浓度为打、短，富氧液空浓度为不、X：,则可由 上而下或由下而上求得下塔理论 塔板数。今由塔顶开始，流至第 一块塔板的液体组分即为液氮的 组分。靖）=X；、石）=X；（右 上括号内角码表示塔板顺序，（0）表示冷凝蒸发器，（1）,（2）表示第一块，第二块塔板）代入 操作线方程可求得由第一块板上 升的蒸气乂）,T|ol之间存在以下关系:T 0LT)o v=-J-T|T|ol)(444)式中 A 二L,m为相应于板上浓度时的平衡线斜率。卬为气液比即操作线斜率。mVM VmA的定义为操作线斜率与平衡曲线斜率之比。当操作线与平衡线的斜率相等时，T|ov=T|ol。2、点效率、板效率与全塔效率的关系(1)点效率与板效率的关系由点效率与板效率的定义，可以认为板效率是板上各点效率的积分平均值，因而与板上 液体混合情况有很大关系，可分为几种情况来考虑：当塔板上液相完全混合均匀时，板上各点的液相浓度均为x因之y：相同，且Yn=yn,由式(4-40)及(4-41)可得TIovmv(4-45)在直径很小的塔内，有可能接近这种情况。当塔板上的液体完全不返混时，即板上液相浓度逐渐由Xn+变至Xn,且在同一垂直方向 内无浓度变化，则此时存在下列关系：(T|o v、T|mv=A e A-1(4-46)实际上多数塔板的液体流动是介于上述二种极限情况之间的，即存在有部分返混。这 种情况比较普遍也很复杂。对此曾提出多种理论和模型，但因计算和推导都很复杂，此处从 略。(2)雾沫夹带对板效率的影响前述的板效率t|mv只考虑了传质，而未考虑塔板上雾沫夹带的影响。由于雾沫夹带的结 果，使一部分高沸点组分含量多的液体直接被带到上一层塔板，从而降低了上一层塔板上的 低沸点组分浓度，抵消了部分精储的效果，降低了r)Mv值。_ T|mvT|a=-;-、e T|mv l+J Lm(4-47)式中小有雾沫夹带影响的板效率，又称表现效率,e-单位鼓泡面积的夹带量(Kmo l/m2*h)；Lm单位鼓泡面积的液相流量(Kmo l/m2-h)o(3)板效率与全塔效率的关系求得各层塔板上的表现效率中后，即可以此修正逐板计算中的气液平衡关系，代之以实 际达到的浓度。修正计算的结果，最后得到所需的实际板数。3、塔板效率的计算和经验值(1)塔板效率的计算在研究板效率的影响因素的同时，已经提出许多计算板效率的关系式。其方法基本上可 分为两种：一种是简化的经验计算法；另一种是从点效率概念出发，分析塔板上某点的传质 速率，然后在点效率的基础上，再考虑板上液体混合程度及板间雾沫夹带的影响算出全塔效 率。两种方法各有优缺点。经验计算法比较简便，而分析法有可靠的理论基础，也可用电子 计算机进行计算。但是分析法计算过繁，特别是关于板上