直燃型双效吸收式制冷机/加热器包括蒸发器、吸收器、冷凝器、 高压和低压发生器、分离器、溶液热交换器、制冷剂/溶液泵、燃烧 器和气体传送组件、净化装置、控制装置和辅助装置。采用水作为 制冷剂，保存在较低绝对压力(真空)下的容器中。在这种冷却方 式中，制冷机根据水在真空中在较低温度下沸腾的原理来工作，从 而可冷却在蒸发器管中循环运动的冷却水。采用制冷剂泵来使冷却 水在蒸发器管中循环，以提高热交换。
为了使冷却过程连续进行，必须在制冷剂蒸气产生时便将其除 去。为了达到此目的，采用溴化锂溶液(其具有很高的亲水性)来 吸收水蒸气。随着冷却过程的持续进行，溴化锂变得更稀，其吸收 能力下降。然后，溶液泵将此更淡(已稀释的)的溶液传送给发生 器，在两级发生器中溶液被再浓缩，以煮沸掉先前吸收的水分。
在高压发生器中，很大一部分能量在排出的废气中损失。在此 领域中存在着提高吸收式制冷机的工作效率的持续需求。
因此，本发明的一个目的是提供一种具有提高的效率的吸收式 系统。
本发明的另一目的是为吸收式制冷机提供一种改进的高压发生 器。
本发明的另一目的是提供一种系统，其可利用通过具有废气回 收器的系统所排出的废气中的能量损失。

本发明涉及一种可回收残留在高压发生器的废气中的能量的系 统。
根据本发明，在标准的液管型高压发生器中，朝向热交换器的 端部设有一隔板，其将三效或双效吸收式制冷机的循环中的高压和 低压发生器的高压和低压隔开。对于三效循环来说，从燃烧管到隔 板的部分可将废气通道的温度降低到约650华氏度(F)，对于双效循 环来说，这部分可将废气通道的温度降低到400F。在废气中还残留 很大一部分能量，其可以通过在废气通道的其余部分，即被称为废 气回收器(FGR)的部分中在低压下预加热或煮沸溶液来回收。FGR为 浸没式热交换器。虽然所示的高压发生器和FGR部分的液管具有相 同高度，然而为了减小溶液量可以使FGR的管更高一些。饱和的(或 加热的)溶液或溶液蒸气混合物到达传统的低压发生器处，通过利 用在高压发生器中产生的高压蒸气来产生更多蒸气，可以在低压发 生器处实现提高的吸收循环效果。本发明的主要目的是对用于三效 系统的特定吨位的双效制冷机的传统高压发生器进行改进。由于三 效制冷机具有较低的气体燃烧速率(这是因为其性能系数(COP)较 高)，废气通道侧的流动长度实际上没有变化，因此，净压力降更 低(这是因为流量较小)。增设隔板只增加了发生器的边际成本， 使得其较经济和紧凑。
附图说明
为了更好地理解本发明的这些和其它目的，下面将结合附图对 本发明进行详细介绍，在图中：
图1表示了串联型吸收式制冷机循环的示意图。
图2表示了采用溴化锂(LiBr)水溶液的典型的串联型吸收式冷却 循环。
图3表示了并联型吸收式制冷机循环的示意图。
图4表示了采用LiBr水溶液的典型的并联型吸收式冷却循环。
图5是显示了本发明的高压发生器的改进设计的剖视图。
图6A是显示了在本发明的废气回收器中离开吸收器的加热溶液 的路径的示意图，图6B是相应的温度-成分(T-X)图。
图6C显示了实施例2的示意图。
图7A是采用废气回收器来加热旁流的溶液的示意图，图7B是 相应的T-X图。
图8A是显示了对离开热交换器2的旁流稀溶液进行加热的示意 图，图8B是相应的T-X图。
图9是显示了采用废气回收器作为辅助发生器的剖视图。
图10是采用废气回收器作为辅助发生器的循环的示意图。
图11A是显示了在FGR中离开低温热交换器H2的加热溶液的 路径的示意图，图11B是相应的T-X图。
图12A是显示了与H2并联的FGR中离开吸收器的加热溶液的 路径的示意图，图12B是相应的T-X图。

图1表示了进行冷却操作的典型的串联型吸收式制冷机循环， 其采用LiBr水溶液作为工作液体。图2显示了用于图1所示循环的 T-X图。
下面将解释吸收循环。离开吸收器(A)的稀释的溴化锂(LiBr)水溶 液在低温热交换器(H2)中从点1加热到点2，同时离开低压发生器(G2) 的浓溶液从点8冷却到点9。离开H2的稀溶液在高温热交换器(H1) 中利用将浓溶液从点5冷却到点6的热量而被加热到点3。离开H1 的稀溶液被预加热到点4，然后产生蒸气，将G1中的溶液浓度增加 到点5。在G1中产生的蒸气在G2的管中冷凝，同时在G2的壁侧产 生低压蒸气，因此将溶液的浓度从点7增加到点8。从点6到点7和 从点9到点10的过程为闪发过程，在此期间过热的溶液被引入到低 压环境中，因此就由等焓膨胀而产生了蒸气。理想上说，H1和H2 应设计成使得不会产生闪发。图2显示了在所述吸收循环中各状态 点的标称温度。
H1和H2的热交换效率为能量交换的实际量和理论上的最大量 的比值。这可以根据具有较低m·cp值(其中m为质量流量，cp为 比热)的流体蒸气的温度差与浓溶液和稀溶液的进入温度差的比值 来计算。例如，在此示例中，浓溶液的m·cp值小于稀溶液的m·cp 值。因此，可计算出H1的效率ε＝(155-92)/(155-72)＝75.9％。H2的 效率为ε＝(92-52)/(92-38)＝71.4％。这些热交换器的效率在确定吸收 循环的整体COP时起了重要作用。
在G1中为循环提供外部能量，此能量被用于将溶液从点3预加 热到点4，然后在点4到点5中产生蒸气。如果提高H1和H2的效 率，那么可以减小在将溶液从点3预加热到点4中所用的能量。然 而，如果这样做的话，点9的温度下降得很多，一直下降到浓溶液 可能发生结晶危险的水平。例如，64％的溶液的结晶温度为38.2℃。 如果H2的效率为95％，点9的离开温度将为40.7℃。提高H2的效 率也会增加H2中浓溶液发生结晶的危险。
在直燃型吸收式制冷机中，离开G1的废气处于相对较高的温度 (190℃左右)。如果能有效地加以利用的话，可以从此废气中回收 相当大一部分能量。图5显示了可进行此类能量回收的改进的G1设 计。
下面将解释图3和4所示的吸收循环。离开吸收器(A)的稀溶液 被分成两股。一股液流在低温热交换器(H2)中从点1加热到点2，同 时离开低压发生器(G2)的浓溶液从点7冷却至点8。另一股离开吸收 器的液流在高温热交换器(H1)中被加热到点3，同时离开高压发生器 (G1)的浓溶液从点5冷却至点6。离开H1的稀溶液被预加热到点4， 然后产生蒸气，使G1中的溶液浓度增加到点5。在G1中产生的蒸 气在G2的管中冷凝，同时在G2的壁侧产生低压蒸气，因此将溶液 的浓度从点2增加到点7。图4显示了在所述吸收循环中各状态点的 标称温度。
在G1中为循环提供外部能量，此能量被用于将溶液从点3预加 热到点4，然后在点4到点5中产生蒸气。如果提高H1和H2的效 率，那么可以减小在将溶液从点3预加热到点4中所用的能量。然 而，如果这样做的话，点8的温度下降得很多，一直下降到浓溶液 可能发生结晶危险的水平。例如，64％的溶液的结晶温度为38.2℃。 如果H2的效率为95％，点9的离开温度将为40.7℃。提高H2的效 率也会增加H2中浓溶液发生结晶的危险。
图5是本发明的高压发生器G1的侧剖视图，其中发生器的溶液 端被隔板16分隔成二个部分12和14。燃烧器18将火焰引入燃烧部 分20，而标号22表示排烟部分。图5中隔板左侧的部分为G1的典 型结构。离开G1的废气处于高温(190℃)。可以依靠低温溶液源将其 进一步冷却到更低的温度。此部分在下文中将称为废气回收器 (FGR)。典型的G1具有80-82％的燃烧室效率，这就意味着燃料中有 18-20％的可用能量以热的废气形式被浪费掉了。如果在循环中利用 了一半的这种浪费能量，循环的COP就可以显著地提高。本发明的 下述实施例显示了这种改进设计的使用。
实施例1：离开吸收器的热溶液(点1)
在图6A和6B中表示了此实施例。溶液在38℃下离开吸收器。 从图6A中可看出，这是循环中的最冷点。如果在循环中一半的浪费 能量被利用，那么FRG中的溶液温度将从38℃升高到48℃。这就可 以在很高的效率下使用H2，而不会有结晶的危险。这是因为冷端的 温度总是高于溶液的结晶温度。
实施例2：将离开吸收器的溶液分流
如图7B所示，离开吸收器的全部溶液流的一部分流经FGR。如 果在FGR中可回收整体能量输入的10％，且离开吸收器的溶液流量 的10％分流到FGR中，那么可以达到如图7B所示的温度。应注意 到点1’到3’是用FGR进行加热的溶液。在这种情况下，结晶的危险 和图1所示的基准示例中的相同。
实施例3：将离开H2的稀溶液分流
此实施例在图8A和8B中说明。此实施例与实施例2相似，只 是没有将离开吸收器的溶液分流，而是将离开H2的稀溶液分流。在 此实施例中，离开H2的溶液温度仍为72℃，但是分开的液流在FGR 中加热到145℃，其余的溶液在H1中加热到145℃。在此实施例中， 从点2到3是在H1中进行加热，而从点2’到3’是在FGR中进行加 热。
在实施例2和3中，进入低温热交换器(H2)或高温热交换器(H1) 中的稀溶液在FGR中加热。已加热的离开FGR的稀溶液与离开H2 的稀溶液或离开H1的稀溶液混合。有一点很重要，即应使离开FGR 的加热溶液的温度非常接近于将与之混合的溶液的温度，以避免混 合耗损并提高吸收循环的热动力效率。这可以通过两种方法来完成。 第一种方法是采用机械装置，例如固定的孔口或可调节的阀。第二 种方法是采用电子控制的阀。
图6C显示了实施例2的线路图，其中来自FGR的加热溶液与 离开H1的加热的稀溶液相混合。在满载荷时，根据高压发生器的效 率，离开满载荷下的高压发生器的废气通常处于190到210℃。离开 吸收器的稀溶液通常为38℃。假定离开高压发生器的废气温度为200 ℃，而且FGR的效率为80％，那么离开FGR的废气的温度将为70 ℃。对于具有20％过量空气的天然气来说，净燃烧室效率可以从82.4％ 提高到88％。由于知道可以在FGR中回收一部分能量，因此可以计 算出应流入FGR的一部分流体的量，使得离开FGR的溶液和离开H1 的溶液的温度相等。再用所计算出的FGR中的溶液流量来设计FGR， 使得可以回收所需的热量。然后计算出并联地流过FGR和流过H2 及H1的流动路径上的稀溶液的压力降。在压力降较小的溶液管路上 增设一个孔口，使得在两个平行的流动路径上的压力降相等。在采 用电子控制阀的情况下，采用两个温度传感器来检测两股混合流体 的温度。阀的位置通过打开或关闭阀使得在控制器的控制下两股混 合流体的温度相等来决定。
实施例4：采用废气在G2中产生蒸气 
可以采用190℃的废气来在溶液温度为87-92℃的G2中产生蒸 气。图9显示了这种结构的示意图，其中元件16，18，20和22与图5 中的元件相似。
如图10示意性地示出，进入传统的G2中的一部分溶液分流到 FGR中。FGR的操作与G1类似，其中根据设计采用了热对流再沸 器或溢流式蒸发器。FGR的蒸发端与传统的G2的蒸发端相连，使得 G2和FGR在相同的压力下操作。此FGR称为“回收器-G2”或“辅 助设备G2”。
实施例5
图11A和11B显示了此实施例。在此实施例中，离开H2的稀 溶液流经FGR。根据H2的效率，离开H2的稀溶液的温度在最小负 载下通常为55℃，在满负载下通常为72-80℃。例如，在串流循环中， 来自72-78℃的FGR的离开H2的加热稀溶液有助于从废气中回收浪 费的能量。为了有效地利用此热量，重要的一点是应采用较高效率 的H1热交换器，使得离开H1的浓溶液在没有此FGR的情况下也可 充分地冷却到所需温度。这样做的原因是可避免进入低压发生器中 的浓溶液发生过大的闪发，这种情况不利于采用FGR进行废气回收。 这种方法的主要优点是与废气接触的FGR的热交换器表面的温度可 以保持在废气的露点之上。因此，可以避免在热交换器表面上发生 结露。这对避免在热交换器表面上因废气冷凝而发生腐蚀来说很重 要，热交换器通常采用的材料为碳钢。在实施例1或2中，可能发 生废气冷凝，因此有必要采用特殊的耐腐蚀合金材料，例如低碳不 锈钢。因此，实施例5提供了一种可回收废气的低成本的方法。
实施例6
图12A和12B显示了此实施例，它和实施例2相似。在此实施 例中，在吸收循环内循环流动的溶液被分流成两部分。一部分与H2 中的浓溶液发生热交换，而另一部分与FGR中的废气发生热交换。 部分划分成使得离开FGR和离开H2的稀溶液的温度近似相等。这 两股溶液流混合，然后混合的流体进入到高温热交换器中。
虽然在上文中参考了如附图所示的优选形式对本发明进行了介 绍，但是对于本领域的技术人员来说可以理解，在不脱离由权利要 求限定的本发明的精神实质和范围的前提下可以对本发明进行各种 具体的修改。