外行学空分（277）一一新单塔流程标准工艺方案的改进（二）

     所谓的双塔流程和新单塔流程都有一个不言自明的前提，那就是空气氧氮二元物系的精馏分离。如果是氧氮氩三元物系或者多元物系的精馏分离。则至少需要n-1个精馏塔，对于氧氮氩三元物系而言则至少需要两个精馏塔。无论是新单塔流程还是双塔流程从精馏角度而言其实都只有一个精馏塔（新单塔流程的空分塔和双塔流程的上塔，至于双塔流程的下塔实际上是以空气为循环工质的开式热泵一拖二转换塔，即冷凝器的放大版），所以所谓的双塔流程和单塔流程都是氧氮二元物系的精馏工艺方案，它们之间的不同在开式热泵精馏循环工质及热泵形式的不同。
    空气是一个近似的氧氮二元物系。前帖讨论了氧氮（空气中的少量氩视同为氧或氮）二元物系新单塔流程的标准工艺方案的改进。但空气是一个氧氮氩的三元物系（严格地说也是近似的，空气中除了氧氮氩三个常量组分外，还有其它的微量组分，但含量极低），三元物系的精馏分离，理论上至少需要两个精馏塔，一般需要三个精馏塔，空气这个氧氮氩三元物系当然也不能例外，所以没有所谓新单塔流程氧氮氩三元物系标准工艺方案，而只有基于新单塔流程标准工艺方案（改进后的）的氧氮氩三元物系精馏分离工艺方案！与此对应的是基于双塔流程标准标准工艺方案的氧氮氩三元物系精馏工艺方案。具体叙述如下，
    标准状态干空气50000NM3经两段压缩至4.2bar，纯化后压力4.1bar，其中5000NM3（这是一个约数，但不会有大的偏差，最终依据全部液化的原则精确计算调整）通过增压机（两段或者三段压缩）压缩至38bar（空气临界压力）在主换热器与返流气换热后全部液化并过冷节流减压（当然也可以采用液体膨胀机）进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中。其余压力4.1bar空气45000NM3，其中40000NM3经涡轮增压后在主换热器与返流气换热后，进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔参与精馏。另外5000立方米压力空气在主换热器与返流气换热后部分液化进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中全部冷凝为液空，经与返流氮气，污氮气换热过冷后进入空分塔中部作为回流液。
: R7 n$ X, |# L* |! R    从空分塔顶部引出氮气42000NM3，与液氮，液空，粗氩气液体换热后在主换热器复热至常温，其中20000NM3作为产品氮气，22000NM3经两段压缩至5.4bar在主换热器与返流氮换热部分液化后进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，经与返流氮气，污氮气，工艺氩液体换热过冷后进入空分塔顶部作为回流液。
  o/ q( k- N9 ?$ x9 t8 H& r# \    从空分塔提馏段（大约空分塔底部以上25块理论塔板数处）引出含氩10%，其余为氧及少量氮气（含量0.2%-0.5%）的氩馏分约14000NM3在粗氩冷凝塔中进行氮氩一氧精馏分离，在粗氩塔顶部引出粗氩气约14000NM3，在主换热器复热至常温，其中约420NM3作为产品粗氩气，其余13580立方米粗氩气压缩至2.3bar，在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的粗氩气冷凝器中冷凝为粗氩气液体，过冷后送至粗氩塔顶部作为回流液。
: g$ ?/ q6 ?: \& I1 J    从空分塔精馏段引出污氮气约19000NM3，经主换热器复热至常温后作为纯化器的再生气及空冷塔之用。从空分塔底部引出液氧的3500NM3，气氧6500NM3在主换热器复热至常温作为产品氧气，氧气产品纯度99.5%（含氩0.5%，氮微乎其微）。
   这是一个主塔（空分塔）加一个侧塔（粗氩冷凝塔）的氧氮氩三元物系精馏的优化组织方案，本质上是两个精馏塔组合而成，其中氩馏分引出口以下至空分塔底部和粗氩冷凝塔构成一个完整的氮氩一氧精馏塔，氩馏分引出口以上的空分塔是氮一氩氧精馏塔，而氮一氩氧精馏塔底部（氩馏分引出口处）的高沸点组分产品（含有少量氮气的氧氩混合气体）既是氮一氢氧精馏塔的高沸点组分产品又是氮氩一氧精馏塔的原料气。这个工艺方案是氧氮氩三元物系优化的依次精馏组织工艺方案同时又是以氮气，空气，粗氩气为循环工质的三热泵精馏组织工艺方案。
    与氧氮二元物系改进后的新单塔流程标准工艺方案相比，增加了一个粗氩气压缩机，压缩功耗550KWh，增加了粗氩气产品420立方米，其余产品均保持不变。这里氧气产品纯度均为99.5%以上，但和氧氮二元物系（氩视为氧）不同，这里氧气纯度99.5%是含氩0.5%（氮微不足道），其余为氧。而新单塔流程氧氮二元物系的标准工艺方案中的纯度99.5%是含氮0.5%，其余为氧氩。
9 C$ |0 @) U1 T( Q& j    基于新单塔流程氧氮氩三元物系精馏分离还有一个可以比选的工艺方案，是一个空气，氮气双热泵工艺方案，与新单塔流程氧氮二元物系标准工艺方案相比，末经增压的压力空气进入空气冷凝器的数量从6000NM3增加至18500NM3，相应用于膨胀制冷的空气减少至27500立方米，相应压力空气增压机压缩量从5000NM3减少至3000NM3。粗氩塔顶部设置粗氩冷凝器，用空分塔底部空气冷凝器来的液空过冷后作为粗氩冷凝器的冷源，蒸发后的空气与膨胀制冷后的空气汇合后进入空分塔参与精馏。相应空分塔底部引出的液氧数量从3500立方米减少至2000立方米，氧气产品数量从7000立方米增加至8000立方米。如果需要提高氩提取率和氧气产品纯度（99.5%以上），可以增加进入空分塔底部的压力空气数量相应减少用于膨胀制冷空气数量即可。
( c; d5 ?5 @) b! w6 ^9 Q   基于新单塔流程改进后的标准工艺方案的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，采用空气，氮气，粗氩气三热泵工艺方案，其中粗氩塔顶部至空分塔底部的氮氩一氧精馏塔采用以粗氩气为循环工质的单热泵精馏工艺方案（至于为什么不采用一般二元物系精馏工艺方案的双热泵工艺方案，是基于工艺氩气的氧含量指标，氧氩分离系数及实际工程条件后综合考虑的选择），氧气产品纯度和粗氩气产品数量纯度均由粗氩气压缩量及粗氩冷凝塔理论塔板数，氩馏分引出口以下至空分塔底部之间的理论塔板数决定。
    双塔流程氧氮氩三元物系的标准工艺方案叙述如下，标准状态干空气50000立方米经两段压缩至5.6bar，其中空气总量的15%，7500立方米（实际上可用于膨胀制冷的空气数量比此数量小，大约在5500立方米）经涡轮增压后在主换热器与返流气换热后，进入膨胀机膨胀制冷后进入上塔参与精馏，末经涡轮增压的压力空气42500NM3在主换热器与返流氮气，污氮气，氧气换热后部分带液进入下塔。
    下塔顶部的液氮约20000-21000立方米经与返流氮气，污氮气换热过冷后分别进入上塔顶部作为回流液。下塔底部的富氧液空约22500立方米，经与返流氮气，污氮气换热过冷后，其中8000-10000立方米进入上塔中部作为回流液，其余12500-14500立方米进入粗氩塔冷凝器中作为冷源，蒸发后的富氧空气从上塔富氧液空入口以下，氩馏分引出口以上返回上塔参与精馏。
    从上塔底部以上25块理论塔板数处引出含氩10%，其余为氧及少量氮气（0.2%-0.5%）的氩馏分进入粗氩冷凝塔进行氮氩一氧冷凝精馏分离，粗氩塔底部的液体在氩馏分引出口处返回上塔参与精馏。
- ~; J! Q& R  h* x! S5 D% P: H3 b   从粗氩冷凝塔顶部引出合格的工艺氩气，在主换热器复热至常温后作为产品工艺氩气。从上塔底部引出液氧100-200立方米左右（从宽考虑，实际上很难实现所谓的冷量平衡，不但不会有液体产品引出，需要提高空压机出口压力），另外引出9800-9900立方米气氧在主换热器复热至常温后作为产品氧气，从上塔顶部引出氮气20000立方米在主换热器复热后作为产品氮气，从上塔精馏段引出污氮气约19500立方米，在主换热器复热至常温，作为纯化器再生气及空冷塔之用。
4 O! q7 I/ H% L- w/ @7 q     双塔流程氧氮氩三元物系精馏工艺方案采用的是一拖三开式热泵工艺方案，同时也是两个精馏塔组合而成，其中上塔顶部至氩馏分引出口是氮一氩氧精馏塔，粗氩冷凝塔加上塔氩馏分引出口以下是氮氩一氧精馏过程！而基于新单塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案是三热泵精馏组织工艺方案。其中氮一氩氧精馏塔实际上是新单塔流程空气氮气双热泵标准工艺方案。而氮氩一氧精馏塔则是以工艺氩气为循环工质的单热泵精馏工艺方案。无论是基于双塔流程还是基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案都是氮氩一氧精馏塔和氮一氩氧精馏塔组合而成。其中以氩馏分引出口为界，双塔流程的上塔和新单塔流程的空分塔氩馏分引出口以上是氮一氩氧精馏塔。粗氩冷凝塔和双塔流程的上塔氩馏分引出口以下至上塔底部及新单塔流程的空分塔氩馏分引出口以下至空分塔底部为氮氩一氧精馏塔。
   关于精氩塔部分，在后面再加以讨论。

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) l6 Q4 ^+ r( h% d5 Y3 J5 \0 G这样可以生产99.6%氧气，主要是设备投资比正常大很多，另外能耗也更高，你还缺少除氮的精氩塔，空分的氩产品只有液氩和压力氩气两种，低压氩气没法使用或贮存，而且粗氩气不是产品。

1 J. S- z' r% S9 q! Y7 `8 K$ w7 @& m能耗比较，所有压缩机采用同样效率，普通空分50000/10*log(5.6)=3741kW，能生产10000氧气和液氩产品。这个公式是林德估算功耗用的，大约相当于压缩机的等温效率71%，可以推导出来。

尤氏单塔空分，50000/10*log(5.2)+2500/10*log(39/5.1)+22000/10*log(6.4/1.1)+13100/10*log(3.3/1.1)=6108kW
  I) Q- @& W" T  ]% e7 o
6108/3741=1.63，尤氏单塔能耗高63%
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3 w& A* w2 F8 i7 s你应该在相同机器效率下比较，你的机器多且小，实际效率更低，用相同效率比较已经占便宜了，不能反过来机器小反而效率高，进口的小机器也没有国产大机器效率高。

  C0 |2 z" M2 `! i% H2 r尤氏单塔另一个比对方案功率是50000/10*log(5.2)+2500/10*log(39/5.1)+22000/10*log(6.4/1.1)=5843kW，5843/3741=1.47，尤氏单塔能耗高47%

经尤总优化后，能耗又增加了

你的粗氩气压缩机功率500~600kW，平均按550，压缩机等温效率=13100*101.3*300/273.15*ln(3.3/1.1)/3600/550=81%，哪来效率这么高的小压缩机？13000的小压缩机，进口的效率才65%左右。

厦大报告中液氮+液空回流时，循环氮气量22500，空气冷凝量9500，循环氮气量已经是极限了，你还要减少到22000；目前氧气纯度都是99.6%以上，你弄出个99.5%，纯度差当然能耗低一些；机器效率选取又严重脱离实际。尤总用这些方法“节能”，只能忽悠一下一点都不会的外行。

“纯化后压力4.1bar，其中2500立方体（这是一个约数，但不会有大的偏差，最终依据全部液化的原则精确计算调整）通过增压机（两段或者三段压缩）压缩至38bar”——这么小用离心压缩机有困难，越小转速越高，效率也越低；2级肯定不够，压比太大了，至少3级，可能还要4级。

别人只要一台空压机即可，你要4台，空压机，增压机，氮压机，粗氩压缩机。2.3bar压力的粗液氩上不去粗氩2塔顶，还要加泵，
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杭氧川空开空不是所有人都懂空分工艺，但各家都有懂空分工艺的人。

# J: P0 ]* e1 }+ p; r你这个压力有问题，粗氩气压力2.3bar绝压正常，循环氮气压力5.4bar绝压正好，但是空气压力4.2bar绝压无法在塔底冷凝，空气压力需要4.7bar绝压。我以上是按表压算的。

因为你的空气需要在主冷全部冷凝，所以你的21%液空饱和温度必须高于塔底液氧蒸发温度才行，如果两者之间温差是1.6K，那么冷凝空气压力需要4.45bara，空压机出口压力就要4.7bara，塔底压力按1.35bara，氧气纯度99.7%。
# r* f% [: ^# g. g& }- A) x" J% B
/ o, e" U5 p- A# B8 P9 K: R3 x8 @如果按绝压算，你的功率是：50000/10*log(4.7)+2500/10*log(38/4.6)+22000/10*log(5.4/1.1)+13100/10*log(2.3/1.1)=5530
5530/3741=1.48，你的能耗高了48%
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" k2 k2 F& e6 D2 Q: b# S: L当然，你多了2000液体，这个液化单耗是：(5530-3741)/2000=0.89kWh/Nm3，比一般空分的液化单耗0.5kWh/Nm3高很多。

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& q/ |" G0 w6 p比对方案按绝压计算功率是：50000/10*log(4.7)+2500/10*log(38/4.6)+22000/10*log(5.4/1.1)=5110

5110/3741=1.37，功率增加37%

增加1000液体，液化单耗是：(5110-3741)/1000=1.37kWh/Nm3，单耗更高了

比对方案中用21%贫液空给粗氩冷凝器提供冷源是原则性错误，正常空分是用39%富氧液空，用这个已经够了，21%贫液空是品位更高的冷源，用这个太浪费了。你只要想一下，如果用液氮给粗氩冷凝器提供冷源会怎样？这样的话更浪费，21%贫液空是介于39%富氧液空和液氮之间的冷源，用21%贫液空太浪费了，尤总没有这方面概念。
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* t, m* T  C" O即使你空气压力升高后膨胀机制冷量也多，近似按比例计算，液体量=1000*ln(4.7/1.35)/ln(4.2/1.35)=1099Nm3/h，液体单耗(5110-3741)/1099=1.25，还是高很多
1 g) R, l  J# f) c& g8 L8 ?

1 s1 O$ R( f+ P! z  u8 J5 l- |7 O; |0 _正常空分空压机功耗50000/10*log(5.6)=3741kW，其中241kW算在液氩产品上，余下3500kW算在氧气上，3500/10000=0.35kWh/Nm3，这个就是氧气单耗。所有辅助设备功耗都没有计算在内，包括循环水成本、冷冻机、水泵、蒸汽或电炉等消耗

8 y  i2 v$ K! E! [# D0 T( G林德空分目前的液氧生产成本就是0.85kWh/Nm3左右，包括了分离单耗0.35和液化单耗0.5两部分，是实际的平均值，不是理论上的极限值。

厦大论证报告方案4中冷凝空气的压力是4.8bar，尤总随意降到4.2bar，是没法冷凝的。