外行学空分(91)一一为什么新单塔流程拥有相对于双塔流程的能耗优势？

     经过与顶级专家很长一段时间的沟通交流，我们终于在深冷空分流程是开式热泵供冷供热精馏流程的问题上取得了共识，我认为深冷空分流程是开式热泵供冷供热精馏流程，专家认为是大热泵精馏流程，虽然用词不同但意思一样，也就求同共异了。既然大家在这个问题上取得了共识，那么就可以进一步讨论新单塔流程和双塔流程能耗比较的问题了。
      我们已经知道所有的深冷空分流程都是完全自热的开式热泵精馏流程，而且所有的开式热泵供冷供热精馏流程都是由闭式热泵精馏流程简化优化而来，那么标准常规空气闭式热泵精馏流程应该是什么样子的呢？一，纯化后的空气经与氮气，污氮气，氧气产品换热后全部从常压精馏塔中部进入参与精馏过程。二，常压精馏塔顶部的冷凝器和底部的再沸器分别被闭式热泵的高温高压换冷凝器及低温低压蒸发器所取代，加压后的闭式热泵循环工质在高温高压换热器中冷凝放热使常压精馏塔底部的液氧气化，一部分作为产品氧气引出，一部分作为回流上升气，同时自身液化为循环工质液体。循环工质液体减压后在低温低压换热器中气化吸收热量，一方面自身气化，另一方面使常压精馏塔顶部的氮气液化作为回流液，未液化的氮气作为产品氮气引出。气化后的循环工质气体开始下一个闭式热泵循环。闭式热泵循环工质的选择并不影响热泵效率，闭式热泵循环工质的压缩既可以选择深冷压缩也可以选择复热常温压缩，如不加以说明以复热常温压缩为基本标准方案。
    如果选择氮气作为标准常规空气精馏闭式热泵的循环工质，那么我们很容易想到闭式热泵的低温低压换热器是常压液氮和常压氮气换热，液氮气化氮气液化！这个换热器完全可以取消！这其实就是新单塔流程的根流程。
( H2 Y; ^& z& ?7 S3 @    如果选择空气作为闭式热泵的循环工质，那么就会发现一个问题，当低温低压换热器中的液空气化压力和常压精馏塔压力相同（由于换热温差的存在实际上应该略低）时，低温低压换热器是液空气化吸热，而精馏塔内空气液化为液空放热！这个低温低压换热器也是可以取消的！当然就变成了开式热泵精馏流程，其实这就是古典单塔制氧流程。如果降低低温低压换热器液空气化侧的压力使液空气化的沸点低于常压精馏塔顶氮气冷凝温度，那么这个低温低压换热器就变成了液空真空下气化，氮气常压液化！这个低温低压换热器当然也就无法取消！
    如果选择空气作为热泵循环工质，同时又要求能和新单塔流程一样实现氧氮完全分离（而不是古典单塔制氧流程一样只能制取氧气产品），如何才能实现闭式热泵向开式热泵的优化呢？办法当然也是有的，那就是现在的双塔流程，而下塔是一个一拖二热泵转换器，它把以空气为循环工质的热泵转换为两个热泵，一个是以氮气为循环工质的热泵，一个是以富氧空气为循环工质的热泵！好处是相对于新单塔流程的根流程（单热泵）其精馏过程是双热泵精馏工艺方案，精馏效率高于单热泵精馏工艺方案！其坏处在于一拖二热泵效率大幅度低于单热泵的热泵效率！新单塔流程的根流程可以通过增加一个空气热泵形成双热泵工艺方案而提高精馏效率！而一拖二热泵的双塔流程却无法通过改变热泵形式而提高热泵效率！这就是新单塔流程拥有相对于双塔流程能耗优势的根本原因所在！
    既然已经认识到空分装置是开式热泵供冷供热精馏工艺方案，那么就必须从开式热泵供冷供热有效能效率和精馏本体部分有效能效率（和单热泵精馏工艺方案和多热泵精馏工艺方案直接相关）分析开式热泵精馏总有效能效率，舍此之外就近于东拉西扯了，毫无意义！

你32000m3是将空气当作氮-氧二元组分的计算结果，实际空气是氮-氩-氧三元组分，32000m3空气冷凝只能生产纯度95%的氧气，或氧提取率大幅下降。生产低纯度氧气的能耗本来就是可以降低的，双塔流程也能生产低纯度氧气，而且单耗同样明显下降。但95%氧气只能跟95%的低纯度氧气比较能耗，不能跟99.6%以上的工业氧气比较能耗。

氧气纯度一定，比如都是99.6%时，无论你的热泵介质用什么，上塔(或单塔)底主冷的热负荷是不能减少的，氧产量基本就与主冷热负荷成正比。你不要指望用氮气循环就能减少主冷热负荷，需要受到上塔(或单塔)下部氩-氧精馏回流比的限制。

根据上塔下部氩-氧精馏所需回流比可以计算出，进下塔空气量不能低于氧产量的4.2倍。这里氧产品纯度>=99.6%，内压缩流程主换热器产生的液空也视作进下塔空气。
1 U0 c1 _' r! O; c
& v1 U. B3 q% M; B- s你的氮气循环单塔流程至少有3个问题：

6 C0 g  J2 w0 {$ s: T1、空气循环必不可少，你又加上氮气循环，这就重复了，重复即意味着效率低，能耗高，投资大；
* Q. v; |: p" q2 o; o/ r0 ]
  W. b% N0 ?3 p2 H& l+ m  G2、空气压力下降后，分子筛吸附和再生困难，预冷系统和分子筛再生能耗增大，可用的纯氮气量大幅减少；
7 v: ~. y. H7 l  }3 a! K
6 r+ K$ n& P. J5 y3、提氩困难。进上塔膨胀空气量影响氩提取率，进上塔空气越多，氩提取率越低，你全部空气都进上塔(单塔)，这就很难提氩了，氩提取率太低又使氧提取率下降。
" i+ ?# Z, t) u/ I" B. O+ x

我认为开展空分精馏热泵研究是有意义的，但并不表明我赞同你的这个氮气循环方案，还有那个粗氩气循环热泵方案。原因我以前已经说过了，就是无论你是常温压缩还是低温压缩，都有问题，不如目前的双塔流程。

  关于热泵我记得先生前帖用词是我同意深冷空分是大热泵的讲法，而不是现在的开展热泵精馏研究有意义。这里的深冷空分大热泵毫无疑问是指现有的双塔流程而不是新单塔流程。至于先生不赞同新单塔流程我知之甚深，完全没有认为先生赞同新单塔流程的意思，这个帖子不就这个问题向先生讨教！

  关于氧氮二元和氧氩氮三元及空气循环(这里的循环的准确洆义请先生说明，以免我理解错误)的问题留待后面讨论。先生认为双塔流程上塔或新单塔流程一样，当液体数量与氧气产量的比值是3-2的时候，氧纯度只能达到百分之九十五，只有在液体量和氧气的产量比值4-2的时候，氧纯度才能达到百分之九十九点五，先生的这个讲法实际上是将氧气纯度直接与主冷凝器的热负荷锁定，单位氧产量的热负荷越大则氧气纯度越高，反之亦然！先生的这个讲法是非常不严谨的！理由有以下两条，一，新单塔流程一，双塔流程和新单塔流程一样，氧气纯度只与精馏塔提馏段的塔板数及提馏段液气比(或者气液比)有关，与热负荷没有直接关于，主冷凝器热负荷只是通过液气比改影响精馏塔产品纯度，这里的液体量和先生的讲法一致，气体量却不是氧气的产量而是提馏段上升气数量！其次重要的是液气比而不是液体数量。先生的讲法会让人产生液体量越大液气比越高，氧气纯度越高的理解，先生不应该也不会犯这样的低彼错误，也许是我想多了！先生再考虑一下！二，双塔流程(深冷空分)一百多年的发展历史，其实就是单位氧气产量主冷凝器热负荷(上塔液体数量)不断降低同时产品纯度不断提高的历史(这只是事实的描述，不能理解为主冷凝器热负荷越小氧气纯度越高)，双塔流程刚出现时候，空气全部进入下塔，这时候单塔氧气产量的主冷凝器热负荷最大，后来出现了膨胀机制冷部分空气不再进入下塔，单位氧气产量主冷凝器热负荷大幅度下降百分之十五，后来又出现内压缩流程导致部分空气呈液态进入下塔，主冷凝器的热负荷又下降百分之二十五！但是与此同时氧气纯度却不断提高，当然氧气纯度的提高并不是由主冷凝器热负荷降低，而是塔板效率提高及塔板数增加的结果，同时也是上述改变虽然导致主冷凝器热负荷降低，但上塔提馏段液气比却保持不变也足原因之一！

95%与99.6%的区别不仅仅是塔板数问题，更主要是氮-氧精馏分离还是氩-氧分离的区别，氮-氧分离较容易，所需回流液少；氩-氧分离困难，需要更多回流液。
4 \. \5 X1 g  w/ m1 l, O5 G0 w
8 \, k* S5 P3 F  f3 P3 i空气中氩含量虽不到1%，但占上塔理论塔板总数40%的上塔下部是没有氮组分的，上塔有40%的填料是氩-氧分离。换言之，上塔氮-氧二元计算所需理论塔板数可以减少40%，而且所需回流液体量也大幅减少，但二元计算实际相当于没有进行氩-氧精馏分离，也就只能生产95%纯度的氧产品。
1 {9 w2 n" N$ m8 e
' Y1 s+ H& u+ F4 a, [9 m, S5 p先估计氮-氧精馏分离所需回流液量。你的单塔进料按氮78%氧22%，氩与氧接近，归于氧气中。压力30kPa时，进料口处氮-氧相对挥发度大约3.8，设平衡液相中氮含量是x，那么氧含量是(1-x)，立出相对挥发度计算式：
(0.78/x)/[0.22/(1-x)]=3.8
5 Q7 v/ J+ g; v$ O4 {解出x=0.483
3 \9 ?: l/ f: A0 O1 L" r( @- j0.78/0.483=1.615
即进料口以下液气比不能大于1.615。
氧产量0.22，那么回流液体量不能小于1.615/(1.615-1)*0.22=0.58
下塔空气潜热大约是上塔空气进料口处的0.9倍，所以需要的进下塔空气量比例大约是0.58/0.9=0.644
5 z" T9 k; u6 `/ {. {7 o分离空气量50000m3时，热泵空气量最少50000*0.644=32200m3

再估计氩-氧精馏所需回流液量。假设上塔氮组分=0时，氩含量0.1，氧含量0.9，氩-氧相对挥发度1.5，设平衡液相中氩含量x，那么氧含量是(1-x)，立出计算式：
(0.1/x)/[0.9/(1-x)]=1.5，解出x=0.069
0.1/0.069=1.45
氧产量0.21，那么回流液体量>=1.45/(1.45-1)*0.21=0.677
4 Z3 k" q$ F+ u: R* f5 A7 z- r6 t上塔下部气液相潜热是下塔空气的1.29倍，分离空气量50000m3时，
热泵空气量>=0.677*1.29*50000=43667m3

% l, G8 E5 R' E) ?" P3 k& @) ?4 R6 u氮-氧分离与氩-氧分离相比，所需热泵空气量相差很大。

" N+ }* b  H6 g2 R7 ?空气循环指空气先降温，空气产品(氧气、氮气)又升温的过程。如林德循环、克劳特循环、卡皮查循环……

对于提馏段如上塔下部，当塔底产量一定时，回流液体量越多，则液气比越小，所以回流液体量增大时，氧纯度升高。
" D2 ~1 H5 M* U) w3 p3 M3 b% V
如：产量1，回流液体量L，则上升气量是L-1，液气比就是L/(L-1)。提馏段液气比肯定大于1，当L增大时，L/(L-1)显然是减小的。5/4<4/3<3/2<2/1

0 D) \& S" N3 d精馏推动力，假设气相低沸点组分含量是y，与之平衡的液相低沸点组分含量是y'，而同塔板层液相低沸点组分实际含量是y''。那么，只有y''>y'时，才有精馏推动力，精馏过程才能进行下去，y''-y'可看作是精馏推动力。如果y''=y'了，那就达到平衡了，再多的塔板层也没用了。
$ m+ |% N7 \) A. V; @* C( k5 Z
' v" @$ D- T3 C6 }  _. y: f近似认为塔底产品中的低沸点组分含量是0，则由低沸点组分的物料平衡，得到
; F: o4 p5 t% S2 o5 f. S(L-1)*y=L*y''
4 ]$ h" j6 |( L0 W" `+ H* vy''=(1-1/L)*y
由上式，L减小时，y''也是减小的，从而精馏推动力y''-y'也减小，当L减小到一定程度时，y''-y'=0，无精馏推动力了，精馏就无法进行下去了。

; m- |$ [( o4 ]* W2 |* n所以说，无论是生产95%氧气还是99.6%氧气，氧产量一定时，上塔提馏段都有最小回流液体量限制，不是可以随意减少的。因氮-氧相对挥发度比氩-氧相对挥发度大很多，氩-氧精馏需要的回流液就更多。

我回复你的帖子，有时也纠结……我想到了功德林的黄维，精神可嘉，却也……

  先生无需纠结，我只是一个深冷空分的外行，与先生的交流很愉快，也很有进益，例如关于冷能有效能，我曾经认为冷能不可能大于有效能，经先生指教我认识到我是想当然了，把环境温度以上的状况直接推导到环境温度以下的冷能状况，犯了想当然的错误，只好愉快地向先生认错，例如先生认为深冷空分是一个大热泵及开展热泵精馏研究是有意义的，先生评论我没有闹笑话的讲法，也许先生只是客气或者鼓励我这个外行初学者，但也都很受用！所以虽然与先生的交流很烧脑，但是很愉快也很光见识，所以先生完全不必纠结。

至于先生认为我是功德林的黄维，我只当先生是鼓励教导我！我很佩服黄维的执着忠诚和气节，世界上聪明人很多，但黄维这样的人很少，他虽然研究永动机失败但却是可以青史留名。我估计我当不了黄维，如果我成了黄维那就连累许多人了，其中起码包括厦大的诸位教授们，因为他们是新单塔专利流程的工程化条件下的模拟论证报告的编写者及评审委员会的成员，很可能也包括中科院理化所的周远院士，他不但给厦大的论证报告出具评审意见，而且亲自主持了中船公司组织新单塔流程(热泵精馏流程)专题论证会，这个会议参加的单位有中国工业气体协会，西安交大，上海交大，浙江大学，山东大学，杭氧，川空，开空的代表，我对论证令的结论并无不同意见！估计也包括日本东京大学工业研究所的专家教授们，因为他们在深冷空分顶级杂志(空气与压缩)上发表了(一种自热的单塔深冷空分流程)的文章，认为该流程的能耗是原双塔流程的70%，可能也包括美国(化学工程)杂志的编辑们，因为他们发表了厦大论证报告的摘要并给予了高度评价，那就害人不浅百身莫赎了。