外行学空分(99)一一氧氮二元物系和氧氮氩三元物系问题(二)

9 y3 M+ ^5 J) x4 z9 u- ~  前帖已经说到无论是深冷空分教科书还是新单塔流程的厦大论证报告，在分析讨论深冷空分主体流程时都是按照氧氮二元物系来进行的，这其实非常容易理解，一旦引进氩组分一方面计算过程将会复杂化，引入氩组分也就变成氧氮氩三元物系精馏分离，三元物系精馏分离也就没有单塔双塔流程的说法，三元物系完全分离起码需要两个精馏塔，一般情况下需要三个精馏塔，何来单塔之说？！！另一方面引进氩组分就一定要讨论氧氮氩三元物系的精馏组织方案和提氩的问题，这将使问题进一步复杂化！正是由于以上的原因无论是深冷空分教科书还是新单塔流程的厦大论证报告在讨论深冷空分流程均把空气视同二元物系，这当然是一个不足之处，但如果认为引进氩组分后将对分析结论产生颠覆性影响那就太武断太夸大其词了，下面我们就来讨论一下这个问题。
   深冷空分技术发展的初期(规整填料出现前)，由于工程条件的限制无论是上塔还是下塔的塔板数都很有限，加上双塔流程中无论上塔下塔的回流比都是固定的(其实随着膨胀空气量的增加及膨胀空气进入上塔参加精馏，上塔的回流比是下降，当然这个过程经历了很长时间。)，这个时期深冷空分的产品纯度氮气纯度达到99.9%是没有问题的(氮气的纯度其实是由下塔的液氮纯度决定的)，而氧气的纯度一般只能达到95%！影响氧气纯度的除了少量氮气外主要是氩气，其原因是氧氩沸点很接近只相差3度，在理论塔板数不足的情况下，氧氩难以分离！
   这是几十年前的状况了，所以当时工艺氧气的国家标准就是95%！后来规整填料出现了，上塔的塔板数开始大幅度增加，这些增加的塔板数基本上都是加在上塔的提馏段用于氧氩分离，同时又在上塔增设了所谓的增效塔（最初的增效塔其实是一个冷凝器，后来通过增加塔板填料才变成粗氩冷凝塔），氧气的纯度逐步提高到99.5%
' Y2 q% [- w6 b6 m* N5 E' N    厦大的论证报告中新单塔流程的产品方案是按照照双高设定的，同时双塔流程的产品方案也是按照双高的方案设定的，同时对两个流程按照氧氮二元物系进行模拟运算，从而得出它们之间能耗及有效能效率的比较结论！后来厦大的教授在厦大学报上发表了一篇论文新单塔流程的三元组分运算，其结论是引进氩组分后，在原论证报告的氮气循环量的情况下，无法实现原定的产品纯度指标，而要达到原来设定的产品纯度指标氮气循环量(对应回流比)需要增加20%以上！毫无疑问他们的计算结果是正确的，分析结论也没有问题，但是他们没有注意到三元物系的精馏不是二元物系精馏的简单延伸，三元物系的精馏相对于二元物系的精馏要复杂得多！
     目前双塔流程确实在不提氩的情况下可以实现双高纯度产品方案，它是如何实现的呢？一是空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织，二是大量引出污氮气，把氩从污氮气排出，从而在污氮气排放口以上形成氮一氩氧精馏分离，实现高纯度氮气产品。在空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织的条件下，如果增加提氩，则提氩只能采用粗氩冷凝塔流程(这个时候已经没有多余的压力空气可以用于粗氩精馏塔再沸器的加热热源，但却有富余的富氧液空可以作为粗氩冷凝器的冷源。)，有专家双塔流程的精馏组织是无比精妙的，确实无比精妙环环相扣牵一发而动全身。
   但是这里存在一个问题而且是根本性的问题，那就是空分塔（氧氮氩三元物系依次精馏中的第一精馏塔）按照氮氩一氧进行精馏组织是合理的吗？无论是深冷空分教科书还是厦大学报的三组分模拟分析论文都没有对此进行分析，但这却是一个根本性的问题！其实只要看一下氧氮氩的沸点情况就会明白空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织是不合理的。
   毫无疑问按照多元物系精馏的依次精馏理论，氧氮氩三元物系空分塔（即依次精馏的第一精馏塔）按照氮一氧氩进行精馏组织才是合理的，这种情况下空分塔底部的氧气纯度只能达到95%(含氩4,5%)，那么空分塔按照氮一氧氩进行精馏组织时应该如何提氩呢？可以参阅有关双塔流程的提氩的帖子，当然这种情况下提氩流程不是采用粗氩冷凝塔流程而是采用粗氩精馏塔流程！相对于粗氩冷凝塔流程可以提高氩提取率而且基本上不存在所谓的氮阻问题。
! S' o1 T. w: T) G8 S# E! {- A  当然这个问题是复杂的，涉及三元物系的标准精馏组织方案和隔板模型优化组织方案的问题。

请看宝钢2#液化装置性能参数

这是林德在福建漳州的一套液体空分，尤总有兴趣的话，可以去看一下。当然，前提条件是人家允许你去看，以尤总的人脉，应该问题不大。

尤总可以与厦大报告中的结果比较一下单耗，这个是真正99.6%氧，还提氩了。厦大报告中的二元99.6%，实际只有95%氧纯度。
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要想发明，必先学习，了解情况后再说。

氧气7000，压力30bar，液氧3000，液氮6000，液氩350
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1 ]) J: Z0 e+ A9 j工艺空气量73682，压力21.25bar
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空压机出口与工艺空气阻力按0.15bar，空压机效率按厦大报告中的75%，则分离和液化电耗是：

73682*300/273.15*101.3*ln(21.4)/3600/0.75-7000*300/273.15*101.3*ln(30)/3600/0.75=8320kW
) Z* y9 k$ j, I, b" w
: D+ w7 g2 X, R& ]0 G, b如果氧气单耗按0.35kWh/Nm3扣除，其他氩和氮气等都不折算分离功了，则液化电耗是：

8320-(7000+3000)*0.35=4820kW
% u  H0 L) P' L3 h; v' H
# r6 d7 g1 H4 H$ x$ C液体总量3000+6000+325=9325Nm3/h，则液化单耗是：
- ?- p6 |" t4 s
) {0 z: p6 V/ W" Z4820/9325=0.517kWh/Nm3
; N3 K  p. i+ p9 [5 I
氮气最小液化功比氧气大一点，氩最小，液化效率是：

(3000*0.25+6000*0.27+350*0.24)/4820=51%
- L; Z3 A  d! l  a
林德说液化效率50%左右是有大量实例支撑的，不是尤总无中生有。在空分方面，尤总无基础、无资料、无工具，三无，只有胡思乱想，哪能解决空分技术问题？

尤总心态超级强，可谓宠辱不惊！
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林德一套液体空分，中压流程，内压缩

关于
气氧实际液化及液化效率请参阅172帖，里面有关于目前空分装置的
能耗核算中为什么普遍出现气氧液化单耗0.5Kwh每标准立方米液氧的情况的分析。

分析的都很有道理，还是需要一些数据支撑自己的观点。

  数字游戏人人会玩，巧妙各有不同！既然我们已安排同意巛气氧实际液化功作为核算的基础，先生就应该进行一下气氧实际液化过程的模拟计算！这并不难！先生既然认为(制氧技术)中气氧实际液化功1,22-1,47KWh每标准立方米液氧的计算结果已经落后五十年！那么就应该指出五十年来有了那些改，便现在的实际状况和(制氧技术)出现了如此重大的差距！先生可以看一下我168帖子，我重新编辑过了，希望先生能做到心平气和！

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本人2009年发表了一篇计算内压缩流程空分设备生产液氧产品边际能耗的文章，以下是文章中的局部截图。图中表明，在内压缩流程中生产液氧产品的单耗与液氮和液氧产量比例等有关，但氧气液化单耗基本都在0.3~0.4kWh/Nm3之间，加上氧气压缩功耗0.15kWh/Nm3，氧气液化单耗多数情况下略低于0.5kWh/Nm3，当然没包括氧气的分离功耗。厦门大学选取氧气液化单耗1.3kWh/Nm3太高了。
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先生请自重！