第六章氣體精餾原理與設備氣體分離方法：精餾分凝吸收吸附（PSA、VPSA）膜分離第一節主要成分間的氣液平衡一、氧-氮二元系氣液平衡氧、氮、氬飽和壓力與溫度的關系氧-氮二元系氣液平衡a.T-X-Y圖2．y-x圖3．T-P-h-x-y圖第二節空氣的精餾一、液空的部分蒸發和空氣部分冷凝二、空氣的精餾過程從部分蒸發和部分冷凝的特點可看出，兩種過程可以分別得到高純度的氧和高純度的氮，但不能同時獲得。而且兩個過程恰好相反：部分蒸發需外界供給熱量，部分冷凝則要向外界放出熱量；部分蒸發不斷地向外釋放蒸氣，如欲獲得大量高純度液氧，則需要相應地補充液體；而部分冷凝則是連續地放出冷凝液，如欲獲得大量高純度氣氮，則需要相應地補充氣體。如果將部分冷凝和部分蒸發結合起來，則可相互補充，并同時獲得高純度的氧和氮。圖4.10篩扳塔示意圖圖4.9液空多次蒸發和冷凝示意圖圖4.10篩扳塔示意圖圖4.9液空多次蒸發和冷凝示意圖連續多次的部分蒸發和部分冷凝稱為精餾過程。每經過一次部分冷凝和部分蒸發，氣體中氮濃度就增加，液體中氧濃度也增加。這樣經過多次便可將空氣中氧和氮分開。下面舉例來說明：如圖4.9所示，有三個容器I，II，III，其壓力均為98.1kPa。在容器I內盛有含氧20.9%的液空，容器II和III分別盛有含氧30%及40%的富氧液空。將空氣冷卻到冷凝溫度（82K）并通入容器III的液體中。由于空氣的溫度比含氧40%的液體的飽和溫度（80.5K）高，所以空氣穿過液體時得到冷卻，就發生部分冷凝；而液體被加熱，就發生部分蒸發。當氣液溫度達到相等時，與液體相平衡的蒸氣中含氧只有14%O2。將此蒸氣引到容器II，由于30%O2富氧液空的飽和溫度（79.6K）比容器III中的溫度低，所以從容器III引出的蒸氣（80.5K）又繼續冷凝，同時使容器II中的液體蒸發。當蒸氣與30%O2的液體達到平衡狀態時蒸氣濃度又繼續冷凝，同時使容器II中的液體蒸發。當蒸氣與30%O2的液體達到平衡狀態時蒸氣濃度就變成9%O2。將此蒸氣由容器II再引入容器I，再進行一次部分蒸發和部分冷凝過程，則蒸氣中氮又增加，含氧僅6.3%O2。在上述過程中，在氣相中氧濃度減少的同時，液體中氧則增加。這樣多次進行下去，最后可獲得足夠數量的高純度氣氮和液氧。這就是利用精餾過程分離空氣的實質。圖4.9所示流程示意圖，僅僅說明精餾過程的基本概念，實際情況要復雜些。為了使精餾過程進行得較完善，即為了使氣、液接觸后接近平衡狀態，就要增大氣、液接觸面積和精加接觸時間。為此，在空分裝置中是通過專門設備精餾塔來實現空氣的精餾過程?？諝獾木s過程是在精餾塔中進行。目前我國制氧機中所用精餾塔主要是篩板塔。如圖4.10所示，在直立圓柱形筒內裝有水平放置的篩孔板，溫度較低的液體由上塊塔板經溢流管流下來，溫度較高的蒸氣由塔板下方通過小孔向上流動，與篩孔板上液體相遇，進行熱質交換，也就是進行部分蒸發和部分冷凝過程。連續經多塊塔板后就能夠完成精餾過程，從而得到所要求純度的氧、氮產品。三、精餾塔空氣的精餾過程是在精餾塔中進行。目前我國制氧機中所用精餾塔主要是篩板塔。如圖6-8所示，在直立圓柱形筒內裝有水平放置的篩孔板，溫度較低的液體由上塊塔板經溢流管流下來，溫度較高的蒸氣由塔板下方通過小孔向上流動，與篩孔板上液體相遇，進行熱質交換，也就是進行部分蒸發和部分冷凝過程。連續經多塊塔板后就能夠完成精餾過程，從而得到所要求純度的氧、氮產品。空氣的精餾一般分為單級精餾和雙級精餾，因而有單級精餾塔和雙級精餾塔。（一）單級精餾塔單級精餾塔有兩類：一類是制取高純度液氮（或氣氮）；一類是制取高純度液氧（或氣氧）。如圖6-9所示。圖a所示為制取高塔度液氧（或氣氮）的單級精餾塔，它由塔釜、塔板及筒殼、冷凝蒸發器三部分組成。壓縮空氣經換熱器和凈化系統除去雜質并冷卻后進入塔的底部，并自下而上的穿過每塊塔板，與塔板上的液體接觸，進行熱質交換。只要塔板數目足夠多，在塔的頂部能得到高純度氣氮（純度為99%以上）。該氣氮在冷凝蒸發器內被冷卻而變成液體，一部分作為液氮產品，由冷凝蒸發器引出；另一部分作為回流液，沿塔板自上而下的流動?；亓饕号c上升的蒸氣進行熱質交換，最后在塔底得到含氧較多的液體，叫富氧液空，或稱釜液，其含氧量約40%左右。釜液經節流閥進入冷凝蒸發器的蒸發側（用來冷卻冷凝側的氮氣）被加熱而蒸發，變成富氧空氣引出。如果需要獲得氣氮，則可從冷凝蒸發器頂蓋下引出。圖b所示為制取純氧（99%以上）的單級精餾塔，它由塔體及塔板、塔釜和釜中蛇管蒸發器組成。被冷卻和凈化過的壓縮空氣經過蛇管蒸發器時逐漸被冷凝，同時將它外面的液氧蒸發。冷凝后的壓縮空氣經過節流閥進入精餾塔的頂端。此時，由于節流降壓，有一小部分液體氣化，大部分液體自塔頂沿塔板下流，與上升的蒸氣在塔板上充分接觸，含氧量逐步增加。當塔內有足夠多的塔板數時，有塔底可以得到純的液氧。所得產品氧可以氣態或液態引出。該塔不能獲得純氮。由于從塔頂引出的氣體和節流后的液空處于接近相平衡狀態，因而它的濃度約為93%N2。單級精餾塔分離空氣不能同時獲得純氧和純氮。為了同時得到氧、氮產品，便產生了雙級精餾塔。（二）雙級精餾塔圖4.13a.全低壓空分裝置雙級精餾塔圖4.13a.全低壓空分裝置雙級精餾塔b.采用氮膨脹的雙級精餾塔圖6-10為雙級精餾塔的示意圖。它由上塔、下塔和冷凝蒸發器組成。上塔壓力一般為130~150kPa，下塔壓力一般為500~600kPa。但可以根據用戶的需要，使上塔壓力提高至450~550kPa，下塔提高到1100~1300kPa。經過壓縮、凈化并冷卻后的空氣進入下塔底部，自下而上的流過每塊塔板，至下塔頂部便得到一定純度的氣氮。下塔塔板數越多，氣氮純度越高。氮進入冷凝蒸發器的冷凝側時，被液氧冷卻變成液氮，一部分作為下塔回流液，沿塔板流下，至下塔塔釜便得到含氧36~40%的富氧液空；另一部分聚集在液氮槽中，經液氮節流閥后送入上塔頂部作上塔的回流液。下塔塔釜中的液空經節流閥后送入上塔中部，沿塔板逐塊流下，參加精餾過程。只要有足夠多的塔板，在上塔的最下一塊塔板上就可以得到純度很高的液氧。液氧進入冷凝蒸發器的蒸發側，被下塔的氣氮加熱蒸發。蒸發出來的氣氧一部分作為產品引出，另一部分自下而上穿過每塊塔板進行精餾。氣體越往上升，其中氮濃度越高。雙級精餾塔可在上塔頂部和底部同時獲得純氮和純氧；也可以在冷凝蒸發器的兩側分別取出液氧和液氮。上塔又分兩段，從液空進料口至上塔底部稱為提餾段；從液空進料口至上塔頂部稱為精餾段。冷凝蒸發器是連接上下塔使二者進行熱量交換的設備，對下塔是冷凝器；對上塔是蒸發器。圖6-11a所示為全低壓空分裝置的雙級精餾塔的示意圖。全低壓流程中的空氣壓力和下塔壓力相同，約為500~600kPa。裝置運轉時的冷損主要靠一部分壓縮空氣在透平膨脹機中膨脹產生的冷量來補償。膨脹后的壓力為138~140kPa，低于塔壓力，這部分膨脹空氣無法再進入下塔。如果不使其參加精餾，則氧的損失太大，很不經濟。因而從全低壓流程的經濟性來考慮，希望膨脹后的低壓空氣能參加精餾。它的壓力在上塔工況范圍之內，故有可能進入上塔；同時上塔實際的氣液比較精餾所需的氣液比大，即上塔的精餾有潛力。1932年拉赫曼發現了這一規律，并提出利用上塔精餾潛力的措施，可將適量（約占空氣量的20~25%）的膨脹空氣直接送入上塔進行精餾。這稱為拉赫曼原理。它的特點是：80%左右加工空氣進下塔精餾，而20%左右加工空氣經膨脹后直接進入上塔。隨著化肥工業的發展，不僅需要純氧，而且需要99.99%N2的純氮。為了提取純氮，可在上塔頂部設置輔塔，用來進一步精餾一部分氣氮，以便在上塔頂部得到純氮。另一種利用上塔精餾潛力的措施是從下塔頂部或冷凝蒸發器頂蓋下抽出氮氣，復熱后進入氮透平膨脹機，經膨脹并回收其冷量后，作為產品輸出或者放空，如圖6-11b所示。由于從下塔引出氮氣，使得冷凝蒸發器的冷凝量減少，因而送入上塔的液體餾分量也減少，上塔精餾段的氣液比也就減少，精餾潛力同樣得到利用。四、雙級精餾塔的物料和熱量衡算（一）精餾塔各主要點工作參數的確定在圖6-10所示的雙級精餾塔中，上、下塔頂部、底部的工作參數可通過計算及查相平衡圖而求得。1．上塔頂部的壓力p1及溫度T1式中 ——產品氮氣輸出的壓力，要求稍高于大氣的壓力，一般取103kPa； ——產品流動阻力（包括換熱器、管道、閥門等）。溫度T1決定于p1及排出氮氣的濃度，由相平衡圖查得。2．上塔底部的壓力p2及溫度T2式中 ——上塔阻力，一般取10~15kPa。溫度T2可由p2及液氧的純度決定。3．液氧的平均溫度Tm冷凝蒸發器底部液氧的壓力為式中 H——冷凝蒸發器中液氧液柱的高度（m）； ——液氧的密度（kg/m3）。根據p3及液氧的純度可確定液氧底部溫度Ts，則4．冷凝蒸發器中氮的冷凝溫度T4其中是冷凝蒸發器的傳熱溫差，在設計中選定。如果定得偏小，則導致冷凝蒸發器傳熱面積過大，如取得偏大，則造成下塔工作壓力太高。一般對中壓空分裝置=2~3K，對全低壓空分裝置取=1.6~1.8K。5．下塔頂部的壓力p4根據冷凝蒸發器氮的冷凝溫度，查相平衡圖可得下塔頂部壓力p4。6．下塔底部壓力p5及溫度T5式中 ——下塔阻力，一般取10kPa。根據及富氧液空的濃度可確定溫度T5。（二）精餾塔的物料衡算根據物料平衡和熱量平衡可求出塔內物流數量和產品純度，空氣進塔狀態及冷凝蒸發器熱負荷等參數。物料平衡包括：（1）總物料平衡：空氣在精餾塔內分離所得各產品數量的總和應等于加工空氣量；（2）各組分平衡：空氣在精餾塔中分離所得各產品中某一組分量的總和應等于加工空氣中該組分的量。用VK、、分別代表加工空氣、氧產品和氮產品的流通（Nm3/h），用、、分別代表空氣及氧、氮產品中氮濃度，則根據物料平衡得 （6-6）解上式得 （6-7）由式（6-7）可看出，由于為定值，氧、氮產品決定于，及。在空分裝置的操作中，若氮的純度愈高，表明精餾過程進行得愈完善，氧產量愈大；若氮純度保持不變，降低氧產量，則氧純度會提高。式（6-7）也可寫成 （6-8）如果說給定氧產量，可用上式確定加工空氣量。為了評價精餾過程的完善程度，引入氧的提取率這一概念，它以氧產品中的含氧量與加工空氣中的含氧量之比來表示式中 、代表氧氣及空氣中的氧濃度。圖6-12給出氧、氮純度和生產每1m3氧氣所消耗的空氣量之間的關系。如果空分塔是為了制取高純度產品，如圖6-11a所示，氣氮分純氮及污氮，則以，VWN分別表示純氮及污氮的流量；以，分別表示純氮及污氮中的氮濃度。為了便于計算，引入一個純氮及污氮的平均濃度即 （6-9）在計算或時，可將式（6-6）及（6-7）中用氮氣平均純度代替。（三）精餾塔的熱量衡算通過熱量衡算可決定進塔的空氣狀態及冷蒸發器的熱負荷。令，，分別代表進塔空氣、氮產品及氧產品的焓值（kJ/Nm3），q3代表跑冷損失（kJ/Nm3A），按熱量平衡得即 （6-10）上式中，，已由物料衡算求得，又氮、氮出塔皆為飽和蒸氣，故、可查相平衡圖得到，q3根據經驗取值，于是進塔空氣的狀態即可確定大型空分塔進塔空氣狀態接近飽和狀態，小型空分塔則為兩相狀態。。大型空分塔進塔空氣狀態接近飽和狀態，小型空分塔則為兩相狀態。對上下塔還可分別進行熱量衡算。1．下塔衡算圖6-13a所示為下塔物流示意圖以，分別代表液空，液氮的流量，，分別代表液空及液氮中的氮濃度，則根據物料平衡得 （6-11）解上式得 （6-12）根據下塔熱量平衡得 （6-13）式中 ——下塔的跑冷損失（kJ/Nm3A）； ——冷凝蒸發器的熱負荷（kJ/h）。若=1Nm3，則式（6-13）可寫成 （6-14）式中按每標準立方米加工空氣計的冷凝蒸發器熱負荷。、為每Nm3加工空氣時液氮、液空量，它由式（6-12）計算，，可由相平衡圖查得。2．上塔衡算圖6-13b所示為上塔物流示意圖。根據上塔熱量平衡得 （6-15）式中 ——上塔的跑冷損失（kJ/Nm3A）； ——冷凝蒸發器的熱負荷（kJ/h）。若=1Nm3，則式（6-15）可改為 （6-16）由式（6-16）計算所得和由式（6-14）計算所得相比較，一般允許相差3%，否則需重新計算。

第三節二元精餾過程計算（一）精餾塔板上的工作過程圖示出精餾塔中任意一段，圖中V為上升氣量；L為回流液量；y，x為蒸氣及液體中氮深度；y*為與x處平衡的蒸氣濃度；h’、h’’為液、氣焓值；r為氣化潛熱；各參數的下標如圖所示。來自塔板下面的蒸氣經篩孔進入塔板上的液體中，與溫度較低的液體直接接觸，氣液之間發生熱質交換，一直進行到相平衡為止。這時氮含量增濃后的蒸氣謙遜開塔板繼續上升到上一塊塔板；而氧含量增濃后的液體流到下一塊塔板上去。這種往下流的液體稱為回流液。離開塔板I的上升蒸氣V2與從塔板I往下流的液體L1是接近平衡，同樣V3與L2也是接近平衡，而1-1，2-2，3-3截面上V1與L1，V2與L2，V3與L3是處于不平衡狀態。圖4.14兩相鄰塔扳間的截面圖圖4.14兩相鄰塔扳間的截面圖為了便于計算，作以下假設：（1）塔板上的氣相物流和液相物流達到完全平衡狀態。（2）氧和氮的蒸發潛熱相差很小，設它們相等。（3）氧和氮的混合熱為零。（4）精餾塔理想絕熱，外界熱量和影響忽略不計。（5）塔內的工作壓力沿塔高均一致。在穩定工況下，3任何塔段都應滿足物料平衡和熱量平衡關系。今研究1-1和2-2截面間的一段，可寫出下列三個方程式： （4.18） （4.19） （4.20）由此三式消V1、V2，消可得 （4.21）根據假設沿塔的高度蒸氣的焓值應不變，即h”1=h”2則 （4.22）又據假設，塔板上液體的蒸發潛熱不變，即r1=r2則 （4.23）因此，在精餾塔中沿塔高上升氣體量和下流的回流液量部分都分別保持不變?，F在討論同一塊塔板上、下兩截面氣液濃度的變化和L、V的關系。將式（4.23）的結果代入式（4.19）得或 （4.24）如圖4.15所示，式（4.24）表明了這一塊塔板上、下兩截面氣液濃度的變化關系。同理對其它塔板，也可以求得，…。因此，所有塔板上、下氣液濃度關系都滿足斜率為L/V的同一條直線方程式。該直線稱精餾過程的操作線。其斜率L/V稱氣液比。圖15塔截面上的物流濃度變化圖15塔截面上的物流濃度變化濃度為x2及y1的不平衡物流在塔板I上接觸，進行熱質交換，達到完全平衡時，其濃度為x1及y2，在圖中由平衡曲線上的點1所示。二、理論塔板數的確定蒸氣和液體在塔內連續流動，每經一塊塔板相互之間的濃度關系由不平衡變到平衡。為求得理論塔板數，首先需根據物料衡算建立操作線方程；如果已知氣液比L/V及塔頂（或塔底）的物流濃度，則該塔段的操作線方程即求出。操作線即代表該塔段任一截面上的氣流濃度關系。平衡氣液之間的濃度關系可由相平衡圖查得。在計算中每應用一次平衡關系就代表經過一塊塔板，故應用平衡關系的次數即為所求的理論塔板數。求理論塔板數的方法有逐板計算法、圖解法（h-x圖，y-x圖）等。Y-x圖解法，作圖方法較簡單，而且對精餾過程的反映比較直觀，本節主要用y-x圖說明二元系精餾過程的計算。下塔圖4.16下塔 (a) (b)圖4.16下塔取下塔任一截面至塔釜的部分為物料衡算系統，如圖4.16所示，物料平衡方程式 （4.25）若是干飽和空氣進塔，則L=LK，V=VK由式（6-24）可得下塔操作線方程 （4.26）及操作線的截距（即x=0時）下塔頂部的氣氮濃度與冷凝的液氮濃度相同，因此表示該截面氣液組分濃度的點在y=x線上。聯立解下塔操作線方程式（4.26）和y=x可得其交點的橫坐標。在y-x圖上可得到及)兩點，連接這兩點得一直線，即下塔的操作線。過)點作水平線與平衡曲線相交于點1*，過點1*作鉛垂線與操作線交于點2，所得三角形代表下塔中一塊理論塔板。同樣方法作下去，一直到點3*，由此點作鉛垂線所得的x值等于或稍小于值為止，所得的三角形數就是下塔的理論塔板數。圖4.16b中所示為2.6塊理論塔板。（二）上塔緊液空進料口為界分為精餾段及提餾段 (a) (b) (c)圖4.17上塔精餾段及提餾段圖4.17上塔精餾段及提餾段精餾段取上塔精餾段任意截面（I-I）至塔頂的部分為物料衡算系統，如圖4.17a所示得組分平衡方程式 （4.27）設液氮節流后氣化率為a則低入式（6-26）得精餾段操作線方程式 （4.28）及精餾段操作線截距，其斜率對于上塔頂部精餾段操作線與y=x線交點的橫坐標為根據這三個條件中的任意兩個便可在y-x圖中作出精餾段的操作線。提餾段取上塔提餾段任意截面（II-II）至冷凝蒸發器的部分為物料衡算系統，如圖4.17c所示，得組分平衡方程式（4.29）設液空節流后的氣化率為aK，則代入式（4.29）得提餾段操作線方程式 （4.30）及提餾段操作線與y=x線交點的橫坐標，提餾段操作線的斜率根據這兩個條件可在y-x圖上作出提餾段的操作線，如圖4.17b所示。從圖可看出，提餾段操作線的斜率與精餾段不同，即兩者的氣液比不同。兩段雖在同一塔中，但由于在塔中部有液空進料，從而使兩段的L和V值發生了變化。所以對一個精餾塔如果有物料加入或取出時，則精餾塔應按物料加入或取出的位置分為若干段進行計算，每段的L/V不同，則其操作線也不同。通過圖4.17b中點N如前述方法一樣在精餾段操作線和氣液平衡曲線之間作水平線、鉛垂線，當x值超過后則按提餾段操作線作圖，直至提餾段的O點為止。所得三角形為上塔的理論塔板數。其中以C為精餾段的分軾介，從C至N這段中的三角形數為精餾段的理論塔板數，從C至O這段中的三角形數為提餾段的理論塔板數。也可由C點開始分別向兩邊作階梯線，直至達到或超過N點和O點