外行学空分(170)一一厦大论证报告(三)

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" p* X& G2 \' w$ w* j    厦大论证报告最大的问题在于虽然对新单塔流程进行了展开，但没有对新单塔流程进行优化（包括空气开式热泵精馏工艺方案和空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案工艺参数的优化）。由于对双塔流程和新单塔流程的认识也有偏差，空分塔及上塔下塔的理论塔板数设置不完全合理。这些问题前面已经说明就不再重复了，现在对厦大论证报告的工艺方案进行优化如下，首先将新单塔流程的空压机出口压力统一为4.3bar，把空气开式热泵一膨胀制冷液化效率基本稳定下来（空分装置中的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率除了受膨胀空气压力高低影响外，用于液化的正流空气压力高低对开式热泵一膨胀制冷液化效率的影响更大，有关这个问题可以参阅后面双塔流程标准工艺方案所谓全低压工艺方案的缺陷及相关的帖子）。设定氮气纯度99.9%（含氧0.1%），氧气纯度99.5%（含氮0.5%），空气中的氧含量20.7%，氮气含量79.3%，新单塔流程空分塔理论塔板数60块，双塔流程上塔理论塔板数60块，下塔理论塔板数45块。目前双塔流程上塔理论塔板数一般情况下是85块，但氩馏分引出口以下理论塔板数25块左右，氧氮二元物系精馏分离上塔及空分塔以设定60块理论塔板数为宜。设备性能参数压缩机，涡轮增压机段绝热效率85%，膨胀机绝热效率85%。纯化器阻力0.1bar，主换热器正返流阻力0.1bar，下塔塔板阻力0.1bar，上塔及空分塔阻力0.1bar，主换热器传热温差2K，主换热器换热温差2k！
: x1 j7 k4 O# H9 i) Q1 J& r    方案一，标准状态干空气50000NM3经两段压缩至4.3bar，经纯化后经涡轮增压在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔中部参与精馏，返流氮气30000NM3经两段压缩至5.4bar，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的冷凝器中冷凝为液氮，液氮与返流氮气污氮气换热过冷后空分塔顶部作为回流液，液氧产量1500NM3左右。这是新单塔流程的单热泵供冷供热工艺方案，相当于标准常规精馏工艺方案只不过以以氮气为循环工质的开式热泵代替了标准常规精馏中的蒸汽再沸器和冷凝器。如果同时空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数进行优化，即增设压力空气增压机，把纯化后的压力空气5000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化过冷后节流减压进入设置在空分塔底部压力空气冷凝器中（也可以节流减压后直接进入空分塔作为回流液），压力空气冷凝器中的液空过冷后送至空分塔作为回流液。相应膨胀制冷空气数量从50000NM3减少至45000NM3，返流压力氮气压缩量从30000NM3减少至25000NM3，则在精馏产品纯度指标不变的情况下，液氧产量从1500NM3，提高至3500NM3！
    方案二，标准状态干空气50000立方米经两段压缩至4.3bar，纯化后其中42000立方米涡轮增压后经主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔中参与精馏。其余8000立方米经主换热器换热后进入设置在空分塔底部的冷凝器中冷凝为液空，与返流污氮气氮气换热过冷后进入空分塔精馏段中部作为回流液，返流氮气22000立方米经两段压缩至5.4bar，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的冷凝器中冷凝为液氮，经与返流氮气污氮气换热过冷后进入空分塔顶部作为回流液。这是新单塔流程空气氮气双热泵工艺方案。其中液氧产量为约1200NM3左右，液体产品数量较大。如果对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数进行优化，即增加压力空气增压机，把8000NM3压力空气中的5000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化后节流减压进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，则在气体产品纯度不变的情况下，液氧产量从1200NM3左右增加至3000NM3左右！
! x1 n& ^# A9 k   方案三，标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.3bar，纯化后其中20000NM3涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔中部参与精馏，其余30000NM3经主换热器换热后进入设置在空分塔底部的冷凝器中冷凝为液空，经与返流污氮气氮气换热过冷后进入空分塔精馏段作为回流液。返流氮气22000NM3一段压缩至2.1bar，在主换热器换热站进入设置在空分塔精馏段液空入口处的冷凝器中冷凝为液氮，经返流氮气污氮气换热过冷后进入空分塔顶部作为回流液。这是古典单塔流程增加一个以氮气为循环工质的开式热泵实现同时制取氧氮气的双热泵工艺方案，其液氧产量约700NM3左右，液体产品数量较小，如果对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数进行优化，即增加压力空气增压机，把30000NM3压力空气中的2000NM3压力空气增压至38bar在主换热器与返流气换热液化后节流减压进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，则在气体产品纯度不变的情况下，液氧产品数量从700NM3左右增加至1500NM3左右！
    双塔流程的比较方案，标准状态干空气50000NM3两段压缩至5.6bdr，纯化后其中15000NM3涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入上塔参与精馏。其余35000NM3在主换热器换热后进入下塔，下塔底部富氧液空中的氧含量40%，数量18000NM3，下塔顶部液氮数量17000NM3，经与返流氮气污氮气换热过冷后分别送入上塔精馏段中部和顶部作为回流液。氧提取率会略低于新单塔流程的工艺方案但比较接近。其液氧产量700NM3左右。
    在不考虑机械效率和电机效率的情况下，每标准立方米干空气两段压缩至5.6bar，压缩功耗0.066KWh。每标准立方米氮气两段压缩至5.4bar，压缩功耗0.06kWh。每标准立方米干空气两段压缩至4.3bar，压缩功耗0.055KWh。每标准立方米氮气压缩至2.1bar，压缩功耗0.25KWh！增压机空气压缩功耗0.1kWh每标准立方米空气，气氮不分摊能耗，气氧液化单耗按照0.72KWh每标准立方米液氧作为扣除值（空压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，无阻力损失，无散冷损失，无换热温差的极限工程条件及的气氧液化单耗。），这样计算出的标准状态气氧液化单耗实际上包括了开式热泵精馏单耗加上用于补偿空分装置散冷损失，冷热端换热温差造成的冷量冷能损失及空气输送纯化的功耗，气氧单耗乘以气氧产量就是包括用于补偿空分装置的散冷损失，冷热端换热温差造成的冷能冷量损失的空气开式热泵一膨胀制冷液化功耗的氧氮二元物系的精馏能耗。
    方案一，空压机压缩功耗2750KWh，氮压机压缩功耗功耗1800KWh，液氧产量1500NM3，计算出的制氧电耗0.335KWh每标准立方米氧气。经空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数优化后计算出的气氧单耗为0.2450kWh！
    方案二，空压机压缩功耗2750KWh，氮压机功耗1320KWh。液氧产量1200NM3。计算出的制氧电耗0.32kWh每标准立方米氧气。经空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数优化后，核算气氧单耗0.245KWh！
   方案三，空压机压缩功耗2750KWh，氮压机功550kWh，液氧产量700NM3，计算出的制氧电耗0.28KWh每标准立方米氧气。如果对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数进行优化，则核算结果为0.2450！
& {; K. ?* v$ w. C& s1 z   双塔流程比较方案，空压机压缩功耗3300KWh，液氧产量700NM3，计算出的制氧电耗0..28KWh每标准立方米气氧。
: Q0 W4 |$ {& n( O4 a2 b    上面的工艺方案的优化均是仅从开式热泵精馏出发，但无论是新单塔流程还是双塔流程均未考虑开式热泵一膨胀制冷液化效率，而空气开式热泵一膨胀制冷液化是空分装置的必要组成部分。对气氧核算单耗及液体产品核算扣除值均产生重大的影响。
( _( c+ Q" ]) E2 O    从精馏角度而言，对于双塔流程而言，进入下塔的空气压缩功耗就是开式热泵精馏的功耗（并不是精馏功耗，精馏功耗还包括精馏原料的输送纯化的功耗及用于补偿空分装置散冷损失，冷热端换热温差造成的冷量冷能损失的空气开式热泵一膨胀制冷液化功耗。但当然是气氧单耗的最重要组成部分），对于新单塔流程而言，进入空分塔底部冷凝器的压力氮气，压力空气的压缩功耗就是空气开式热泵精馏的功耗。新单塔流程工艺方案一，开式热泵精馏压缩功耗1800KWh，新单塔流程工艺方案二，开式热泵精馏压缩功耗1880KWh，新单塔流程工艺方案三，开式热泵精馏压缩功耗2230KWh，双塔流程标准工艺方案开式热泵精馏压缩功耗2310KWh。新单塔流程工艺方案一的开式热泵精馏压缩功耗相当于双塔流程标准工艺方案开式热泵精馏压缩功耗的78%，新单塔流程工艺方案二的开式热泵精馏压缩功耗相当双塔流程标准工艺方案的开式热泵精馏压缩功耗的81.4%，新单塔流程工艺方案三的开式热泵精馏压缩功耗相当于双塔流程标准工艺方案的96%，但核算的结果和以上的情况却是相反的，这只能从不同工艺方案中的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率的重大差异去寻找。
     无论是以新单塔流程的不同工艺方案还是双塔流程的标准工艺方案（全低压工艺方案）用于液化的正流空气压力在4.1bar-5.4bar之间，均大大低于优化的正流空气压力38bar（空气临界压力）如果通过增设空气增压机把用于正流液化的少量空气压力提高至38bar（其数量约为膨胀制冷空气数量的10%），则可以大幅度提高空分装置中的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率，提高空分装置的液体产品数量，其气氧单耗核算结果出入甚大！
$ |& u) p7 B. }, j    如果双塔流程标准工艺方案不进行同样的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的优化，那么新单塔流程改进后的工艺方案二，工艺方案三的气氧核算单耗就相当于双塔流程标准工艺方案的85%左右！这就和新单塔流程工艺方案二和工艺方案三的开式热泵精馏压缩功耗和双塔流程标准工艺方案的开式热泵精馏压缩功耗的相对比例一致了（当然不同能完全一致，气氧核算单耗中除了开式热泵精馏功耗外还包括精馏原料空气的输送纯化及制冷功耗）。
    当然双塔流程标准工艺方案（所谓全低压工艺方案）和新单塔流程工艺方案一样同样存在空气开式热泵一膨胀制冷液化效率低的问题，可以参阅双塔流程标准工艺方案（全低压工艺方案）的缺陷相关帖子，但由于双塔流程标准工艺方案用于液化的正流空气压力相对于新单塔流程要高，且液体产品数量少，对空分装置的能耗影响小而已！
   双塔流程氧氮二元物系标准工艺方案的改进方案如下，增压空气数量为1500NM3，增压功耗120KWh，液氧产量从700NM3增加至1200NM3左右，以0.72KWh每标准立方米液氧作为核算扣除值，则标准立方米气氧单耗从0.280降低至0.267KWh！
/ Y7 U* k8 [* c# g" G; C3 y- Q& B- p    应该说以上的工艺方案及工艺参数对双塔流程标准工艺方案是从宽把握，而对新单塔流程则是从严掌握，例如双塔流程标准工艺方案在空气数量的70%进入下塔的情况下，氧提取率是无法达到和新单塔流程工艺方案同样的水平的，而新单塔流程工艺方案二和工艺方案三进入空分塔底部空气冷凝器的空气数量是充足的，实际上有2500NM3的富余，减少这部分的空气数量当然可以用于膨胀制冷，从而增加液体产品数量，进一步降低气氧单耗。新单塔流程工艺方案空压机压缩功耗是按照双塔流程空压机压缩功耗的85%计算，实际上由于新单塔流程的空压机出口压力降低，在同样采用两段压缩的情况下，其等温效率会高于双塔流程的空压机。这个就留给实际设计时再进行进一步的细化和优化。
    空气只是近似的氧氮二元物系，而是氧氮氩三元物系，对于氧氮氩三元物系而言，并没有所谓新单塔流程和双塔流程，而只有基于新单塔流程和双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案，提氩和高纯度产品的制取是空分的两大难题，根本的原因在于业界没有认识到所有的深冷空分流程都是开式热泵精馏流程，当然也就无法运用早己成熟的单热泵及多热泵精馏工艺解决提氩和制取高纯度产品的问题。
   三元物系和多元物系的精馏工艺方案相对于二元物系而言，是更加复杂的问题，但理论上都可以分解为近似二元物系精馏的重复操作，一般而言，n个组分的混合物，要实现完全精馏分离，最少需要n-1个二元物系的完整精馏塔。氧氮氩三元物系当然也不可能例外！关于氧氮氩三元物系精馏组织及所谓的氮阻问题的讨论请参阅相关的帖子。下面就直接描述基于采用经过开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数优化后的新单塔流程和双塔流程二元物系工艺方案的氧氮氩三元物系精馏工艺方案。
    基于新单塔流程氧氮氩三元物系精馏分离工艺方案一，标准状态干空气50000NM3经两段压缩至4.3bdr，经纯化后，其中27500NM3压力空气涡轮增压后在主换热器与返流气换热后进入月膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏，另22500NM3压力空气中的2800NM3在增压机增压至38bar，在主换热器与返流气换热后全部液化节流减压进入设置冷凝空分塔底部的空气冷凝器中，其余19700NM3压力空气在主换热器与返流气换热后部分带液同样进入空气冷凝器中全部冷凝为液空。液空经与返流氮气，污氮气换热过冷后分为两部分，其中7500NM3液空送至空分塔中部作为回流液，其余15000NM3液空送至粗氩冷凝塔顶部冷凝器中作为冷源，气化后的空气与膨胀制冷空气汇合后进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出合格氮气42000NM3，在主换热器复热后，其中20000NM3作为产品氮气，其余22000立方米氮气经两段压缩至5.4bar，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出含氩10%其余为氧及少量氮气的氩馏分进入粗氩冷凝塔，粗氩冷凝塔顶部设置粗氩冷凝器，用液空作为冷源，使粗氩冷凝塔顶部的工艺氩气冷凝液化作为回流液，粗氩冷凝塔底部的液体返回空分塔参与精馏。从空分塔底部引出液氧1500NM3，引出气8500NM3在主换热器复热后作为产品氧气。从空分塔精馏段引出污氮气20000NM3在主换热器复热后作为纯化器的再生气及用作空冷塔之用，从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩气在主换热器复热后作为产品（精氩塔部分省略，有兴趣可以参阅相关帖子。
     基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案二，标准状态干空气50000NM3经两段压缩至4.3bar，纯化后其中40000NM3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，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏，另10000NM3压力空气，其中4000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热后全部液化后节流减压进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，另外6000NM3压力空气在主换热器与返流气换热后部分带液同样进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，全部液化为液空，过冷后送至空分塔精馏塔中部作为回流气，从空分塔顶部引出合格氮气42000NM3在主换热器复热至常温后，其中20000NM3作为产品氮气，其余22000NM3氮气经两段压缩至5.4bar，在主换热器与返流气换热后部分带液进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出含氩10%，其余为氧及少量氮气的氩馏分进入粗氩冷凝塔，从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩气14000NM3在主换热器复热至常温后，其中400NM3作为产品氩气，其余13600NM3压缩至2.3bar，压缩功耗550kWh，在主换热器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液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。从空分塔底部引出液氧3000NM3引出气氧7000NM3在主换热器复热至常温后作为产品氧气。从空分塔精馏段引出污氮气20000NM3在主换热器复热至常温作为纯化器再生气及空冷塔之用。
0 v, K& ?* S* I6 V, [/ T   简单计算后可以得出方案一，用于氧氮氩三元物系精馏分离的功耗（包括用于纯化及精馏原料空气输送的功耗及用于补偿散冷损失及换热温差造成的冷量冷能损失的开式热泵一膨胀制冷液化效率功耗。）为2930-3290KWh，方案二，用于氧氮氩三元物系的精馏分离功耗为2920KWh。
! K' D+ m! G4 d- }# Y( c2 G1 y   对应的基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，标准状态干空气50000NM3两段压缩至5.6bar，其中42500NM3在主换热器换热后进入下塔，7500NM3经涡轮增压后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入上塔参与精馏，从上塔底部以上25块理论塔板数处引出12000-13000NM3含氩10%，其余为氧及少量氮气的氩馏分进入粗氩冷凝塔，粗氩冷凝塔顶部设置粗氩冷凝器，以下塔来的富氧液空作为冷源使粗氩塔顶部的工艺氩气冷凝作为回流液，从粗氩塔顶部得到工艺氩气，粗氩塔底部的液体返回上塔参与精馏。从上塔顶部引出20000NM3合格氮气在主换热器换热后作为产品氮气，从上塔底部引出10000NM3气氧在主换热器复热至常温后作为产品氧气，从上塔精馏段引出约20000NM3污氮气在主换热器复热至常温后作为纯化器再生气及空冷塔之用。基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，用于氧氮氩三元物系的精馏能耗3300KWh。毫无疑问这是从宽的。
9 F0 f1 `# Y% |  o6 G    当然更重要的问题是必须增设压力空气增压机，压力空气增压机出口压力为38bar（空气临界压力），根据用于膨胀制冷空气数量的不同，以处理干空气50000NM3的空分装置为例，压力空气增压机压缩量在1500-5000NM3之间，但液氧产品数量可以增加一倍左右。关于液体产品核算扣除值的问题也就彻底解决了！

Yb2021

   目前空分装置的能耗核算，无论千变万化其核心的规则只有一条，那就是液氧单耗是气氧单耗的2-3倍，或者说气氧液化单耗是气氧单耗的1-2倍！从来没有人从气氧实际液化功或者从核算的角度认真研究过气氧实际液化功，只在(制氧技术)中有气氧实际液化功在1.25-1.47Kwh每标准立方米液氧的数据，但和空分装置的能耗核算的结果差距太大了！所以有专家说(制氧技术)中气氧实际液化功数据已经落后五十年了！经反复验算(制氧技术’的气氧实际液化功数据虽然略显滞后，还是基本符合实际的。这个问题从来没有空分专家认真研究过。液氧(不包括分离功)的有效能是气氧们3倍！为什么气氧实际液化功是气氧最小分离功的1-2倍？也从来没有人说出个所以然。这个帖子把这个问题认真分析了一下，欢迎指评指证！