甲烷及天然气液化循环 天然气中甲烷的含量通常约在80%以上，经预处理后甲烷的相对含量还要高。因此天然气的性质与甲烷相近。以甲烷为主的天然气液化后的体积只有原来的1/625左右，因此，对天然气进行液化是大量贮存和远距离输送的一种经济而有效的方法。 天然气的液化技术始于1914年，但到1940年才在美国建成世界上第一座工业规模的天然气液化装置。从六十年代开始，天然气液化工业发展迅速。目前天然气液化循环主要有三种类型：复叠式制冷液化循环（或称“逐级式”、“阶式”循环）、混合制冷剂液化循环和带膨胀机的液化循环。 复叠式制冷的液化循环 这是一种常规的循环，它由若干个在不同低温下操作的蒸气制冷循环复叠组成。对于天然气的液化，一般是由丙烷、乙烯和甲烷为制冷剂的三个制冷循环复叠而成，来提供天然气液化所需的冷量，它们的制冷温度分别为－45℃，－100℃及－160℃。该循环的原理流程如图3-26所示。净化后的原料天然气在三个制冷循环的冷却器中逐级地被冷却、冷凝液化并过冷，最后用低温泵将液化天然气（LNG）送入贮槽。 复叠式液化循环属于蒸气制冷循环，工作压力较低，制冷剂在液态下节流不可逆性小，实际单位能耗约为0.32kw.h/Nm3原料气[5 ]，是目前热效率最高的一种天然气液化循环。此外，制冷循环与天然气液化系统各自独立，相互影响少，操作稳定。但由于该循环机组多，流程系统复杂，对制冷剂纯度要求严格（否则将会引起温度工况变化），且不适用于含氮量较多的天气，这些均限制了此循环在天然气液化邻域的应用。 图3-26 复叠式制冷液化循环原理流程 用混合制冷剂制冷的液化循环 混合制冷剂液化循环是六十年代末期由复叠式液化循环演变而来的，它采用一种多组分混合物作为制冷制，代替复叠式液化循环中的多种纯组分制冷剂。混合制冷剂一般是c1—c5的碳氢化合物和氮等五种以上组分的混合物，其组成根据原料气的组成和压力而定。混合制冷剂的大致组成列于表3-4。工作时利用多组分混合物中重组分先冷凝、轻组分后冷凝的特性，将它们依次冷凝、节流、蒸发得到不同温度级的冷量，使天然气中对应的组分冷凝并最终全部液化。根据混合制冷剂是否与原料天然气相混合，分为闭式和开式两类循环。 表3-4 天然气液化及分离技术中所使用的混合制冷剂的大致组成 组 分 氮 甲烷 乙烯 丙烷 丁烷 戊烷  体积（%） 0~3 20~32 34~44 12~20 8~15 3~8  闭式循环流程图如图3-27所示。制冷剂循环与天然气液化过程分开，自成一个独立的制冷系统。被压缩机压缩的混合制冷剂，经水冷却后使重烃液化，在分离器1中进行气液分离。液体在换热器I中过冷后，经节流并与返流的制冷剂混合，在换热器I中冷却原料气和其它流体；气体在换热器I中继续冷却并部分液化后进入分离器2。经气、液分离后进入下一级换热器II，重复上述过程。最后，在分离器3中的气体主要是低沸点组分氮和甲烷，它经节流并在换热器IV中使液化天然气过冷，然后经各换热器复热返回压缩机。原料天然气经冷却并除去水分和二氧化碳后，依次进入换热器I、II和III被逐级冷却。换热器间有气液分离器，将冷凝的液体分出。在换热器III中原料气冷凝后经节流进入分离器6。液化天然气经换热器IV过冷后输出；节流后的蒸气依次经换热器IV至I复热后流出装置。 开式循环的特点是混合制冷剂与原料气混合在一起，其流程如图3-28所示。原料天然气经冷却并除去水份和二氧化碳后与混合制冷剂混合，依次流过各级换热器及气液分离器，在天然气逐步冷凝的同时，也把所需的制冷剂组分逐一地冷凝分离出来，然后又按沸点的高低将这些冷凝组分逐级蒸发汇集一起构成一个制冷循环。开式循环运行中利用各段的冷凝液可及时地补充循环制冷剂，免去供起动、停机时存放混合制冷剂的贮罐。但其启动时间较长，且操作较困难，因此是一种尚待完善的循环。 TC—温度控制 PC—压力控制 LC—液里控制 HC—手动遥控 图3-27 闭式混合制冷剂液化循环流程图 TC—温度控制 PC—压力控制 LC—液面控制 HC—手动控制 图3-28 开式混合制冷制液化循环流程图 同复叠式液化循环相比，混合制冷剂液化循环具有流程简单、机组少、初投资少、对制冷剂纯度要求不高等优点。其缺点是能耗比复叠式高20%左右[5 ]；对混合制冷剂各组分的配比要求严格，流程计算较困难，必须提供各组分可靠的平衡数据和物性参数。 为了降低能耗，出现了一些改进型的混合制冷剂液化循环。目前应用最多的是采用丙烷、乙烷或氨作前级预冷的混合制冷剂循环，将天然气预冷到238~223K后，再用混合制冷剂冷却。这时混合制冷剂只需氮、甲烷、乙烷和丙烷四种组分，因而显著地缩小了混合制冷剂的沸点范围，使制冷的冷却负荷大大减少。同时，在预冷阶段又保持了单组分制冷剂复叠式循环的优点，提高了热力学的效率。 需要指出，混合制冷剂的各组分一般都是部分地甚至全部地由天然气原料中来提供或补充。因此，当天然气含甲烷较多且其它制冷剂组分的供应又不太方便时，则不宜选用此类循环。 除在天然气液化及分离技术中使用混合制冷剂循环外，近年来在稀有气体的提取，工业尾气的低温分离及氮、氢、氦的液化等方面也试用混合制冷剂循环。但随着冷却温度级的不同，混合制冷剂的组成也就不同。 带膨胀机的液化循环 这种循环是利用气体在膨胀机中进行作外功的绝热膨胀来提供天然气液化所需的冷量。 图3-29为直接式膨胀机循环流程图。它直接利用输气管道内带压天然气在膨胀机中膨胀来制取冷量，使部分天然气冷却后节流液化。循环的液化系数主要取决于膨胀机的膨胀比，一般为7~15%[5 ]。这种循环特别适用天然气输送压力较高、而实际使用压力较低，中间需要降压的场合。其突出的优点是能耗低、流程简单、原料气的预处理量少。由于在膨胀过程中天然气中一些高沸点组分会冷凝析出，致使膨胀机在带液工况下运行，故设计比较困难。 图3-29 直接式膨胀机天然气液化循环流程 图3-30所示的循环采用一个与天然气液化过程分开的具有两极氮膨胀的制冷循环来供给天然气液化所需的冷量。原料气经预纯化设备、换热器Ⅰ，在重烃分离器分离出高碳化合物后，进入换热器Ⅱ继续冷却，而后流入氦气提塔。在塔底得到液化天然气，经换热器Ⅲ过冷后去贮槽；在塔上部得到含部分甲烷的氮气，它流入氮—甲烷分离塔使氮与甲烷分离，在塔的下部获取纯液甲烷并送进贮槽，在塔上部流出的氮气与从换热器Ⅲ来的膨胀后的氮气汇合，经换热器Ⅱ、Ⅰ复热后流入循环压缩机。压缩后的氮气经换热器Ⅰ预冷后到第一台透平膨胀机膨胀，产生的冷量经换热器Ⅱ回收；随后氮气进入第二台透平膨胀机膨胀至更低压力，在换热器Ⅲ回收冷量将天然气液化。 图 3-30 具有两级氮膨胀的天然气液化循环 该循环适于含氮稍多的原料天然气，通过氮—甲烷分离塔可制取纯氮作为氮循环的补充气，并可副产少量的纯液态甲烷。这种间接式膨胀机循环的能耗较高，约为0.5kW·h/Nm3原料气，比混合制冷剂循环高40%左右[5 ]。 氖、氢和氦的液化系统 氦，氢，氖的最高转化温度均低于环境温度，不能单独用焦耳—汤姆逊效应来液化，必须另外使用膨胀机或预冷来降低节流前的温度，才能得到液体产品。本节主要以讲述氢、和氦液化系统，氖的热力性质与氢相似，它们的液化系统也相似。 氢液化系统 氢的正仲态转化 由双层子构成的氢分子H2内，由于两个氢原子核自旋方向的不同，存在着正、仲两种状态。正氢（o—H2）的原子核自旋方向相同，仲氢（p—H2）的原子核自旋方向相反。正、仲态的平衡组成与温度相关。表3-5列出了不同温度下平衡状态的氢（称为平衡氢，用符号e-H2表示）中仲氢的浓度。 表3-5 不同温度时平衡氢中仲氢的浓度[2 ] 温度（K） 20.39 30 40 70 120 200 250 300  在平衡氢中的仲氢（%） 99.8 97.02 88.73 55.88 32.96 25.97 25.26 25.07  在通常温度时，平衡氢是含75%正氢和25%仲氢的混合物，称为正常氢（或标准氢），用符号n—H2表示。高于常温时，正一仲态的平衡组成不变；低于常温时，正一仲态的平衡组成将发生变化。温度降低，仲氢所占的百分率增加。如在液氢的标准沸点时，氢的平衡组成为0.20%正氢和99.8%仲氢（实际应用中则可按全部为仲氢处理）。 在一定条件下，正氢可以变为仲氢，这就是通常所说的正一仲态转化。在气态时，正一仲态转化只能在有催化剂（触媒）的情况下发生；液态氢则在没有催化剂的情况下也会自发地发生正一仲态转化，但转化速率很缓慢。譬如液化的正常氢最初具初原来的气态氢的组成，但是仲氢的百分率将随时间而增大，可按下式近似计算  （3-1） 式中——时间（h）。若时间为100h，将增在到59.5%。 氢的正-仲态转化是一放热反应，转化过程中放出的热量和转化时的温度有关。不同温度下正-仲氢的转化热见表3-6。由表3-6知氢的正-仲转化热随温度升高而迅速减小。在低温(T<60K)时，转化热实际上几乎保持恒定，约等于706kJ/kg。 表3-6 氢正-仲转化时的转化热[6 ] 速度（K） 转化热（kJ/kmol） 温度（K） 转化热（kJ/kmol）  10 1417.85 60 1413.53  20 1417.86 80 1382.33  20.39 1417.85 100 1295.56  30 1417.35 150 867.38  40 1417.79 200 440.45  50 1417.06 300 74.148  正常氢转化成相同温度下的平衡氢所释放的热量见表3-7。由表3-7可见：液态正常氢转化时放出的热量超过气化潜热（447kJ/kg）。由于这一原因，即使在一个理想的绝热容器中在正-仲态转化期间，贮存的液态正常氢亦会发生气化；在起始的24h内约18%的液氢要蒸发损失掉，100h后损失将超过40%。为了减少液氢在贮存中的蒸发损失，通常是在液氢生产过程中采用固态催化剂来加速正-仲态转化反应。最常用的固态催化剂有活性炭、金属氧化物、氢氧化铁、镍、铬或锰等。催化转化过程一般在几个不同的温度级进行，如65~80K、20K等。 表3-7 正常氢转化成平衡氢时的转化热[2 ] 温度（K） 转化热（kJ/kg） 温度（K） 转化热（kJ/kg）  15 527 100 88.3  20.39 525 125 37.5  30 506 150 15.1  50 364 175 5.7  60 285 200 2.06  70 216 250 0.23  75 185    如果使液态仲氢蒸发和加热，甚至当温度超过300K时，它仍将长时间在保持仲氢态。欲使仲氢重新变回到平衡组成，在存在催化剂（可用镍、钨、铂等）的情况下，要将其加热到1000K。在标准状态下，正常氢的沸点是20.39K，平衡氢的沸点是20.28K，前者的凝固点为13.95K，后者为13.81K。 由于氢是以正、仲两种状态共存，故氢的物性要视其正、仲态的组成而定。正氢和仲氢的许多物性质稍微有所不同，尤其是密度、气化热、熔解热、液态的导热率及音速。然而，这些差别是较小的，工程计算中可以忽略不计。但在80~250K温度区间内，仲氢的比热及导热率分别超过正氢将近百分之二十。 有预冷的简单Linde-Hampson系统 由于氢的最高转化温度低于环境温度，所以可以通过选取合适的流体的预冷系统使进入基本Linde-Hampson液化装置的气体温度低于环境温度。 氢的转化温度约为204K，温度低于80K进行节流才有较明显的制冷效应，当压力为10×103kPa，50K以下节流才能获得液氢。因此采用节流环液化氢时需借助外部冷源预冷，一般是用液氮进行预冷。 图3-31为有预冷的简单Linde-Hampson氢液化循环流程图。压缩后的氢气经换热器I、液氮槽II、主换热器III冷却，节流后进入液氢槽IV；未液化的低压氢气返流复热后回压缩机。 图3-31 有预冷的简单Linde-Hampson氢液化循环流程图 当生产液态仲氢时，若正常氢在液氢槽中一次催化转化，则必须考虑释放的转化热引起液化量的减少。 由液氮槽以下热力系统的能量平衡，可确定循环的液化系数  （kg/kg加工氢） （3.69） 式中，——换热器III、液氢槽IV的跑冷损失； ——转化热（kJ/kg），其值与温度有关，当生产正常液氢时qcv为零； 、——转化前、后仲氢浓度； h0——正常液氢的焓值（kJ/kg）。 由换热器I和液氢槽的热平衡可确定液氮耗量  （kg/kg加工氢）（3.70） 图3-32示出当热端温差时不同预冷温度（Tp）下液化系数与高压压力的关系。由图可见：高压压力为（12~14）×103kPa时值最大[2 ]；预冷温度对影响很显著。为了降低预冷温度，可对液氮槽抽真空，液氮在负压下蒸发时实际能达到的最低预冷温度为65K[2 ]。 图 3-32 不同预冷温度下氢的液化系数与高压的关系 图3-33示出产生正常液氢和仲氢时Linde-Hampson循环的单位能耗。由图可见，随着压力的增加，单位能耗降低；压力相同时，制取仲态液氢的单位能耗较大。 图 3-33 有预冷的简单Linde-Hampson氢液化循环的能耗 有预冷的简单Linde-Hampson氢液化循环简单可靠，但效率低，一般只用于小型设备。 有预冷的Linde双压系统 由于循环的单位制冷量随压差的增大而增加，而压缩气体的能耗随压比的增大而增加，因此，为节省能耗，在循环中保持大压差及小压比是有利的。具体中间压力的Linde双压循环较之简单Linde-Hampson循环有较好的经济性，原因就在于此。 图3-34示出Linde双压循环原理流程图以及循环的单位能耗同高压（p2）、中间压力（pi）之间的关系。高压氢气经换热器I、液氮槽II、换热器III，节流至中间压力进入容器IV，大部分中压氢气返流复热至常温后回压缩机；比实际液化量稍多的一部分液氢经换热器V过冷后，再次节流至低压进入液氢槽VI。图中的能耗曲线是在q3=0、T3-8=1K、预冷温度T3=65K，条件下作出的[ 2]，由图可见：在pi≈p2/2情况下，pi为（2~4）×103kPa时能耗最小。 图3-34 Linde双压氢液化循环流程及单位能耗同p2、pi的关系 有液氮预冷的氢的Claude循环 该循环的流程图如图3-35所示。经压缩的氢在换热器I、液氮槽II 中冷却后分成两路：一路进入膨胀机E, 膨胀后与低压返流气汇合；另一路经换热器III和IV进一步冷却并节流后进入液氢槽V，未液化的气体返流经各换热器复热后回压缩机。 图3-35 有液氮预冷的Claude氢液化循环流程图 膨胀机进气量是由保证换热器正常工作确定的。由于氢的比热随温度和压力而变化比较剧烈，因此必须校核换热器的温度工况。 图3-36表示出这种循环单位能耗同高压压力和膨胀前温度的关系。图上曲线表明，单位能耗随压力的增加而降低；当压力超过5×103kPa时，单位能耗几乎不随压力而变。降低膨胀前温度能提高液化率，使单位能耗减少；但过分降低膨胀前温度会使膨胀后出现液化。图中虚线下面的部分表示已进入两相区。 图3-36 有液氮预冷的Claude氢液化循环单位能耗同膨胀前温度及高压压力的关系 氢的双压Claude系统 带膨胀机的双压Claude循环是在前述Linde双压力循环中用一台膨胀机代替第一个节流阀而构成。由于作外功的膨胀过程不可逆损失较小，且获得更多冷量，因而提高了循环的液化系数，并使单位能耗减小。图3-37示出该循环的流程图及T-s图。压缩后的氢经换热器I、液氮槽II和换热器III冷却后分为两路：部分氢在膨胀机E中膨胀至中间压力，返流复热后回高压压缩机K2；另一部分氢在换热器IV中进一步冷却并节流后进入液氢槽V，未液化的低压氢气返流经各换热器复热后回压缩机K1。 图3-37 带膨胀机的双压Claude循环流程图及T-s图 图3-38 示出此循环在不同膨胀前温度下单位能耗与中间压力的关系。图中曲线是在高压压力为10×103kPa、预冷温度（T4）为65K条件下作出，其中虚线表示制取95%p-H2时的能耗，正仲转化是在20K下由58%p-H2转化至95%的p-H2。 图3-38 在不同膨胀前温度时双压Claude循环单位能耗与中间压力的关系 将图3-38和图3-34比较可以看出，带膨胀机的双压循环单位能耗比二次节流循环低，而且中间压力的影响较大，当中间压力为3×103kPa时能耗最小。 具有氦工质制冷的氢液化循环 这类循环是用氦作为制冷工质，在带膨胀机的氦制冷循环或斯特林循环的制冷机中获得氢冷凝的温度，通过表面换热器使氢液化。 图3-39为膨胀机型氦制冷氢液化循环流程图及特性曲线。压缩到（1~2）×103kPa的氦气经换热器Ⅰ、液氮槽Ⅱ及换热器Ⅲ冷却后，在膨胀机E中膨胀降至能使氢冷凝的温度，然后经冷凝器Ⅶ、换热器Ⅲ和I复热后返回氦压缩机。原料氢通过换热器Ⅳ、液氮槽Ⅴ、换热器Ⅵ冷却后在冷凝器Ⅶ中被氦气冷凝，并节流进入液氢槽Ⅷ，未液化的氢气复热后返回氢压缩机。 由循环特性曲线可知，下面三条曲线（正常液氢）比较靠近，说明氦气压力对生产正常液氢的单位能耗影响不明显；氢的压力在（0.3~1）×103kPa时，曲线较平直，表明在此压力范围内单位能耗几乎与氢压力无关。生产液态仲氢时单位能耗（上面一条曲线）比生产正常液氢要增加50%左右，而大多数循环中前者比后者只增加20~25%。这种循环也可以用氖作工质使氢液化。 图3-39 氦制冷氢液化循环流程图及单位能耗与氦、氢压力的关系 氢液化循环的比较 图3-40为获得1kg 95%液态仲氢时，几种氢液化循环单位能耗的比较（包括制取预冷用液氮的能耗）。作图时假设从环境进入系统的漏热忽略不计，即q3=0；热端温差K；膨胀机绝热效率；预冷温度为65K。 若以有液氮预冷带膨胀机的循环为比较基准，简单Linde-Hampson循环单位能耗要高50%；氦工质制冷的氢液化循环高25%；Linde双压循环高20%；双压Claude循环高4%。所以从热力学观点比较，带膨胀机的循环效率最高。在大型氢液化装置上广泛采用带透平膨胀机的循环。带膨胀机的双压循环效率高，也是大型装置上采用的一种循环；Linde双压循环流程简单，运转可靠，没有低温下的运动部件，且具有一定的效率，是一种比较好的循环；氦工质制冷氢液化循环避免了操作高压氢的危险，因此较安全可靠，但需要一套单独的氦制冷系统，设备复杂，故在氢液化方面的应用不多。 图5-40 各种氢液化循环和能耗比较 氦液化系统 1908年荷兰卡麦林·昂奈斯采用液氮及液氢预冷的节流装置首次实现了氦的液化。近年来，由于液氦的工业部门和科学研究中的应用越来越广泛，特别是对宇航空间技术、高能物理、超导技术的发展关系密切，所以氦液化技术得到了迅速的发展。 氦具有很低的临界温度（5.2014K），是最难液化的气体。氦气节流时的最高转化温度为46K，仅在约7K以下节流才能产生液体。因此液化氦必须用液氮、液氢预冷，或者利用气体作外功膨胀过程获得的冷量预冷。 液氦的正常沸点为4.224K，在这样的低温下制取冷量所消耗的能量很大。因此，提高循环的效率显得十分重要。 氦的气化潜热很小，标准大气压只有20.8kJ/kg，且液化温度与环境温度的温差很大，因为为了保证液体生产率，需要良好的绝热，以减少冷损。此外，在氦液化之前，所有气体杂质均已固化。因此，在液化流程中应设置工作可靠的纯化系统。氦液化过程具有的特点，在组织液化循环时需要考虑。 有预冷的简单Linde-Hampson氦液化循环 在这种循环中不用氦膨胀机，使氦液化所需要的冷量由外部冷却剂（LN2、LH2等）及返流低压氦气提供，其最后一个冷却级则采用节流过程，使氦降温液化。图3-41示出用液氮、液氢预冷的Linde-Hampson氦液化循环的流程图。由液氢槽以下系统的热平衡得  或  （3-71） 式中 ——预冷温度下的等温节流效应； ——温度与相同、压力为的焓值。 由式（3-71）可见，液化系数主要取决于及末级换热器V的不完全热交换损失（）。预冷温度降低，则增大，提高。可用液氢槽抽真空的方法使预冷温度降低；但即使在负压液氢预冷下，氦节流效应也是较小的，因此末级换热器的热端温差对液化系数的影响很大，其值稍微减小液化系数就会明显地增加。 图3-41有预冷的简单Linde-Hampson氦液化循环流程图 图3-42为理想换热时液化系数与压力和预冷温度的关系。从图中可见，若将预冷温度从20K降到14K，液化系数可增加两倍；当压力时，曲线存在峰值，液化系数最大。实际上，氦的工作压力通常取为（2.2~2.5）×103kPa[ 2]。这是由于在接近冷凝温度、压力超过2.5×103kPa，随着压力的升高氦的比热明显降低，换热器冷端温差减少，热端温差增大，从而使液化系数降低。可见，最佳压力的选定与末级换热器的热端温差也有关系。 图3-42 有预冷的简单Linde-Hampson氦液化系统液化系数与压力和预冷温度的关系 5.2.2 具有液氮预冷的Claude氦液化循环 1934年，Kapitza首先实现了带膨胀机的氦液化循环。循环的原理流程如图3-43所示。这是一个包括液氮预冷、部分压缩氦在膨胀机中绝热膨胀制冷和通过节流阀降温液化三个冷却级的循环，工作压力一般为（2.5~3）×103kPa。 由液氮槽以下热力系统热平衡可确定循环的液化系数。对于1kg加工氮气的热平衡方程为：  则循环液化系数 （kg/kg加工氮气） （3-72） 也可由换热器IV以下热力系统的热平衡求得，即 （kg/kg加工氦气） （3-73） 计算液化系数时先要确定膨胀机进气量Ve或节流量。Vth值必须同时满足系统热平衡和换热器正常工况的要求。因此，根据循环参数作换热器的图，图解求得值，然后与式（3-72）联立求出和Ve，然后作换热器的图校核。如果图出现负温差或局部温差小于一般设计所允许的最小温差，说明不能满足正常换热工况要求，应重新选择参数再进行计算；若温差太大，换热器损失大，也应重新调整参数再进行计算。这样一直试凑到符合要求为止。 图3-43 具有液氮预冷的Claude氦液化循环 由换热器I/、Ⅰ//和液氮槽II的热平衡可确定液氮耗量 （kg/kg加工氦气） （3-74） 循环的单位能耗 （kJ/kg液氦）（3-75） 式中——制取1kg液氮的功耗（kJ/kg液氮）。 氦液化循环中有些参数受环境条件、设备条件及工艺水平等的影响，其数值是一定的，如氦气进液化器温度T1、低压压力p1、液氮槽压力p12及机器效率等。另外一些参数根据综合因素，其数值按经验选取。例如，T3直接影响高压氦与液氮之间的传热温差，T3越低，温差越小，液氮槽传热面积越大；从换热效率和结构紧凑性综合考虑，对于常压蒸发的液氮槽一般选取T3=80K。为了充分利用液氮预冷效果，防止低温冷量移至高温区，一般取换热器的热端温差=0.5K。第一级换热器（）的热端温差决定着整个液化装置冷量回收的完善程度。对采用液氮预冷的循环，此热端温差影响液氮耗量。但是用价廉易得的液氮来补偿冷损，以减小换热面积，提高结构的紧凑性在经济上是合理的。故宁可温差取得稍大一点。一般取为7~10K（绕管换热器），对于紧凑式换热器一般取3~4K。还有一些参数，如高压压力P2、膨胀前温度T4、末级换热器V热端温差，则需通过预计算确定。图3-44示出用液氮预冷的Claude氦液化循环在不同的和时液化系数与高压氦气进末级换热器温度T5 的关系（）[2 ]。 图3-43 用液氮预冷的Claude氦液化循环与高压氦进末级换热器温度T5 的关系 利用液氮预冷的Claude氦液化循环，虽然效率不高，但其流程简单，没有液氢预冷（因而消除了使用液氢的危险性），故在中、小型氦液化装置上广泛应用。 例题五 理想双膨胀机柯林斯氦液化系统如例图2 所示，证明单位质量压缩气体产生的液体量即液化率可用下式表达：  （*） 式中、分别为通过膨胀机1、膨胀机2的质量流量。对于此系统，设，，，，，及求此条件下的液化率。 解： 例图2 将稳定流动第一定律用于除氦压缩机以外的整个系统，我们得：  将  及 代入上式得  移项整理即可得到方程（*） 从文献【1】附录中可查得有关氮的数据如下： kJ/kg , (1atm , 300K) ；kJ/kg , (15atm, 300K) kJ/kg ,  kJ/(kgK) (15atm, 60K) kJ/kg ,  kJ/(kgK) (15atm, 15K)  kJ/kg (1atm, ) ； kJ/kg (1atm, )  kJ/kg(1atm饱和液氦) 将数据代入方程(*)得 kg/kg氦气 5.2.3双压氦液化循环 随着氦液化设备的大型化，常采用在较低压力和较小膨胀比下工作的透平膨胀机，因此提出了双压氦液化循环。这种循环的特点是将液化系统和膨胀机制冷系统分开。在液化系统内，为保证高液化率所需的最佳压力，仍采用较高压力；在制冷系统内仅需满足液化时所需的冷量，故可采用较低压力。 图3-44示出双压氦液化循环的流程图与T-s图。经高压压缩机压缩到2.5KPa的氦气，通过第一换热器、液氦槽及另外五个换热器冷却后节流，部分氦气液化，大部分氦气返流复热后回低压压缩机。由低压压缩机压缩至400KPa的氦气，一部分进入高压压缩机继续压缩；另一部分经换热器冷却到约50K后，其中三分之二的气体进第一台透平膨胀机TEⅠ,膨胀到120Kpa、40K与返流气汇合；其余三分之一的气体经换热器冷却至16K后进入第二台透平膨胀机TE,膨胀到120kPa、12K与返流气汇合，复热后进低压压缩机。 图3-44 双压氦液化循环的流程图与T-s图 附加制冷循环的氦液化循环 图3-45示出附加制冷循环的氦液化循环流程图。从图可以看出，这种循环有两个各自独立的气体环路，右边是用液氮预冷和两台膨胀机的制冷循环；左边是用液氮和制冷环路预冷的节流液化循环。 由于制冷循环与液化循环完全分开，故只有液化循环部分的氦气需进行纯化处理，可减小纯化设备的尺寸。 图3-45 附加制冷循环的氦液化循环