外行学空分(176)一一新单塔流程的全液体空分工艺方案。

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2 N9 s( W9 a6 J0 x' z- ^  \   所谓全液体空分即空分装置的产品均为液体产品一一液氧，液氮，液氩。全液体空分和一般的空分装置工艺方案有很大的区别。下面介绍一个双塔流程的全液体空分装置，并介绍同样产品方案下的新单塔流程的全液体空分装置，并对能耗进行对比分析。
      双塔流程的全液体空分产品方案。
     一，液氧产量3000NM3。
, `! f: ^$ S3 x3 h( m" K6 X     二，液氮产量1300NM3。
. S, y4 m1 o7 r! B    三，液氩产量100NM3。
3 C* {1 d8 Q4 u. x: R+ K' F8 O& d    双塔流程的设备性能参数及工程条件。
   一，空压机，涡轮增压机，增压循环机等温效率70%膨胀机绝热效率82%。
   二，主冷凝器换热器温差1.5K，主换热器温差2K。
    三，流程叙述如下，
     标准状态干空气15000NM3经空压机两段压缩后压力5.6bar，纯化后增压至48.4bar，增压机的压缩量为37000NM3，其中5500NM3经主换热器换热后全部液化减压后进入下塔。另31500NM3涡轮增压后经主换热器换热后通过高压膨胀机制冷后，其中9500NM3进入下塔。其余余22000NM3在主换热器换热回收冷量后返回增压机进口。
    下塔富氧液空7800NM3，其中3000NM3粗氩冷凝器，其余富氧液空经与污氮气换热过冷进入上塔精馏段，液氮7200NM3，其中1300NM3作为产品液氮引出，其余除少量（约140NM3）去精氩塔顶部外，其余经与污氮气换热过冷后进入上塔塔顶作为回流液（实际上精氩塔顶部增设液氮蒸发一冷凝器，液氮在蒸发一冷凝器中蒸发，使精氩塔顶部气相冷凝作为回流液）。同时从下塔引出少量压力氮气在精氩塔底部冷凝器冷凝后和以下塔来的液氮汇合作为精氩塔顶部回流液。从精氩塔底部得到100NM3液氩。
# d3 x: ]( w- O1 k7 g  对应的新单塔流程的全液体空分工艺方案叙述如下。
    标准状态干空气15000立方米经空压机两段压缩后压力4.2bar，纯化后经压力空气增压机加压至38bar，循环增压机压缩量为37000NM3，其中5500NM3经主换热器换热后全部液化减压进入主冷凝器，其余31500NM3涡轮增压后经主换热器换热器换热后进入高压膨胀机制冷后，其中3500NM3经主换热器换热后进入主冷凝器，其余经复热后返回循环增压机进口。未经增压机增压的空气6000NM3经主换热器换热后进入低压膨胀机膨胀制冷后参与精馏。
   空分塔底部上的除了空气冷凝器外，另有与之并列的粗氩冷凝器，从粗氩塔顶部引出的粗氩气与主换热器换热至100K经深冷压缩至2,3ar，粗氩气压缩量为4000NM3，在主换热器换热后在空分塔底部上的粗氩冷凝器中冷凝，冷凝后的粗氩除了110NM3进入精氩塔中部精馏外，余者返回粗氩塔顶部作为回流液。从空分塔提馏段引出量为3000NM3含氧89.5%含氩10%含氮0.5%的氩馏分在粗氩塔中精馏，粗氩塔底部上的液体返回空分塔。精氩塔底部上设置氮气冷凝器，引入少量压力氮气在其中冷凝为液氮送至精氩塔顶部作为回流液，同时使精氩塔底部的液氩气化形成提馏，以保证精氩产品中的氮含量达标，另外从空分塔引少量液氮从精氩塔顶部加入以保证精氩塔冷量平衡。
   从空分塔底部上得到液氧3000NM3作为产品引出。在空分塔液空入口处设置氮气冷凝器，从空分塔顶部引出氮气8000NM3经主换热器换热至100K后深冷压缩至2.1bar进入氮气冷凝器中冷凝为液氮，其中1300NM3作为产品液氮引出。余者经过冷后进入空分塔顶部作为回流液。
  m: A* z; K" E8 G& p. Q8 I) @. I   以上粗氩深冷压缩功耗50Kwh，氮气深冷压缩功耗为60Kwh。以上的数据是初步计算结果。
  与双塔流程相比新单塔流程的工艺方案，空压机压缩量不变，出口压力由5.6bar降低至4.3bar。增压机压缩比及压缩量均不变。
   新单塔流程增加了低压膨胀机，其膨胀空气数量为6000卜M3，制冷量为80-90Kwh，但由于高压膨胀机膨胀机前温度膨胀比提高，膨胀空气数量减少3000NM3后，膨胀机输出功仍然增有所增加，两者相加足以抵销氮气粗氩气深冷压缩造成的冷损。
   从精馏来说，新单塔流程的主冷凝器加粗氩冷凝器的热负荷之和双塔流程的主冷凝器相等，空分塔提馏段的气液比保持不变。
   两者相比较新单塔流程氮气粗氩气深冷压缩增加功耗110Kwh，空压机功耗减少230KWh。氮气深冷压缩进口压力1.07bar，温度100K，流量9000立方米，压缩比为1.8压缩绝热效率85%，压缩功耗65Kwh。低压膨胀机采用涡轮增压，涡轮增压等温效率70%，进口温度130-135K。粗氩气数量4000NM3，进口温度100K，进口压力1.07bar，压缩比2.2，压缩功耗50Kwh。
   与双塔流程相比，空压机功耗减少230KWh，粗氩气和氮气深冷压缩功耗增加115KWh。总压缩功耗减少115KWh。每标准立方米气氧单耗降低0.04KWh。
8 ?; Y) r; j! ]   一，因为新单塔流程的空分塔是按照氮一氩氧进行精馏组织的，所有过低压膨胀机的空气数量占总空气数量的40%。氩馏分引出口以下气液比由粗氩气压缩量冷凝量控制，达到氧氩精馏分离的最小气液比以上，大约在0,72。氩馏分引出口以上空分塔提馏段气液比在0,55，是氮一氩氧精馏分离，氩馏分引出口始终是空分塔氩含最高的位置。
二，低压膨胀机进口温度150K，流量6000NM3，采用涡轮增压，涡轮增压等温|效率70%，膨胀机绝热效率82%，输出功110-120kwh，可以抵销深冷压缩造成的冷损。当然更合理的工艺方案是低温膨胀机进口温度尽可能低，相应提高高温膨胀机（即高背压膨胀机）进口温度。
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' R9 u  _; u! e7 @/ p! o“你如果机前温度122.5K，机前压力5.35bar(5.6-0.25)，流量4500，机后压力1.35，等熵效率85%时，膨胀机制冷量是51.6kW，达不到80kW

4 j+ [6 t9 z* ^: z/ {你如果增压后再膨胀，膨胀侧等熵效率85%，增压侧等温效率70%，增压前压力5.6-0.15=5.45bar，增压机出口至膨胀机进口阻力0.1bar，将增压侧与膨胀侧联立计算，可得到膨胀机制冷量60kW，仍然比80kW差不少。”
1 J# a, i; g; Q* K9 j0 [( _/ P
# \+ }' v3 s& t" b* c/ D; \2 X——消耗51.6kW电力，增加60-51.6=8.4kW制冷量，51.6/8.4=6.14，近似6倍关系

谢谢分享，学习一下！

. [1 [8 y" U$ T/ }% O$ u9 s
+ L6 O& w. P/ M" T5 _1 D9 d目前的技术发展水平，同一家公司生产的膨胀机和增压机，增压侧绝热效率一般要比膨胀侧等熵效率低5~10%，我们有一台Praxair生产的膨胀机，膨胀侧效率号称91%，全球第一，但是增压侧绝热效率仍然只有81%，大型设备，流量60000多，小型设备效率肯定低，低温增压效率肯定低，绝热效率85%太理想化了。

"  关于氮气深冷压缩的效率，设定为85%，氮气深冷压缩进口压力1.07bar，压缩比为1.64而不是1.75！请先生复核一下。"
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) m1 D+ z1 I" n% `" |. {(1.4/0.4)*9000*101.3*100/273.15*((1.64)^(0.4/1.4)-1)/3600=49.3kW
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49.3/85%=58kW

你原文就是120-120K，制冷量取80kW，是为了与氩压机30+氮压机50相抵消。
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你如果机前温度122.5K，机前压力5.35bar(5.6-0.25)，流量4500，机后压力1.35，等熵效率85%时，膨胀机制冷量是51.6kW，达不到80kW

你如果增压后再膨胀，膨胀侧等熵效率85%，增压侧等温效率70%，增压前压力5.6-0.15=5.45bar，增压机出口至膨胀机进口阻力0.1bar，将增压侧与膨胀侧联立计算，可得到膨胀机制冷量60kW，仍然比80kW差不少。
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但你增压膨胀的话，氩压机和氮压机功耗就要计入电耗增加量了，因为你并没有用膨胀机做功来抵消两台低温增压机功耗了。

( @0 R1 c3 L$ [* `$ O你氮气压力1.75bar，没法蒸发21%O2的液空，需要提高到1.9bar左右。

4 {% ]7 Z. K7 V7 D6 j就算你氮压机压比1.64，则绝热压缩功是：
(1.4/0.4)*9000*101.3*100/273.15*((1.64)^(0.4/1.4)-1)/3600=49.3kW

绝热效率49.3/50=98.6%的压缩机仍然没有。

低温增压能否成立的关键在低温增压机效率和膨胀机效率，如果这两个效率都接近甚至超过100%，那么低温增压是成立的。现实是膨胀机效率85%，低温增压机效率75%，这种情况下低温增压方法在能耗上是不利的。

   先生的计算出的结果是正确的，但我们需要核对一下计算的条件。
   关于低压膨胀机们效率，膨胀机前温度是120-125K，采用涡轮增压机，涡轮增压机的等温效率70%，膨胀机绝热效率85%！计算出的的膨胀机输出功70-80Kwh。先生计算时膨胀机输出功取上限，膨胀机前温度取下限，又完全不考虑涡轮增压所以计算了膨胀机绝热效率135%的结果。也许是我表述得不是很清楚，请先生重新计算一下。
   关于氮气深冷压缩的效率，设定为85%，氮气深冷压缩进口压力1.07bar，压缩比为1.64而不是1.75！请先生复核一下。
3 p: y1 y  j! }% Q# G  谢谢先生的指。

“未经增压机增压的空气4500立方米经主换热器换热后温度约120-120K进入低压膨胀机制冷后参与精馏。‘
* p% E& V. I- K: E0 M0 b“低压膨胀机制冷量70-80Kwh，其数量等于氮气和粗氩气深冷压缩功耗(冷损)"
——来自尤总帖子

7 F$ m( k  s. U9 F$ @. i机前压力5.6-0.25=5.35bar，机前温度120K，机后压力1.35，制冷量80kW(氩压机30+氮压机50)，可计算出膨胀机等熵效率是135%

你的氮压机绝热效率100%，膨胀机等熵效率135%，你当然省电了。奥尼尔说，他奶奶跟乔丹做队员也能拿冠军。

4 E' S8 Y3 l$ f- p  g“从粗氩塔顶部引出的粗氩气与主换热器换热至100K经深冷压缩至2.0-2.2bar，粗氩气压缩量为3000立方米，在空分塔底部上的粗氩冷凝器中冷凝，”
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2 u; Q$ ?/ b! P, p& F3 |% Q“从空分塔顶部引出氮气9000立方米经主换热器换热至100K后深冷压缩至1.75bar进入氮气冷凝器中冷凝为液氮，”
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3 N, v8 }! X/ o7 t& c! M“  以上粗氩深冷压缩功耗30Kwh，氮气深冷压缩功耗为50Kwh。另循环增压机压缩量减少3000立方米，压缩功耗减少270Kwh。”

- Z) _$ a$ \5 ], j* g1 x  `6 V% s——以上都来自尤总帖子

$ x+ V! V7 j4 M" I- _; K粗氩气增压机出口压力2.1bar，进口压力以1.1bar算，流量3000，进气温度100K，绝热可逆压缩功是：
(1.66/0.66)*3000*101.3*100/273.15*((2.1/1.1)^(0.66/1.66)-1)/3600=22.8kW
实际压缩功30kW，绝热效率22.8/30=76%，差不多

氮气流量9000，进气温度100K，排气压力1.75bar，进气压力按1.06bar(与上一个帖子中压比1.65相同)，则绝热可逆压缩功是：
' N( A' U2 I( s: d0 c, A0 e4 l; l(1.4/0.4)*9000*101.3*100/273.15*((1.75/1.06)^(0.4/1.4)-1)/3600=50kW
实际压缩功50kW，绝热效率50/50=100%，太高了
* S+ W- F3 f# Q
: Y% U8 w- a/ {* ^  q$ H增压机流量减少3000，按帖子中进气压力5.6-0.15=5.45，排气48.4，4级压缩，进气平均温度(293+300*3)/4=298.25K，则等温压缩功是：
4 H2 n7 A/ H; s+ Z% j3000*101.3*298.25/273.15*ln(48.4/5.45)/3600=201kW
实际压缩功减少270kW，等温效率201/270=74.4%，差不多
2 g  x; y9 K7 s8 o8 X) ?9 M
低压膨胀机效率计算需要用到物性软件，单位电脑上无相关软件，没法计算

! [) F' x- Z! [; y' g你的粗氩气压缩机功耗30kW，氮气压缩机功耗50kW(实际应该更多)，如果要抵消这些冷损，低压膨胀机制冷量应该>80kW，不能70~80kW。因为你多了三台低温机器，冷损增加，你膨胀机制冷量反而减少，哪里行？
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