外行学空分(116)一一一点心得(9)

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$ N3 p+ Q9 X  K+ \7 S   流程和工艺方案一般情况下是同义词，但其实存在一定的区别，流程着重于结构步骤，而工艺则要比流程详细得多，一般要详细描述各节点的工艺参数（组成，流量，温度，压力）。也就是说一个流程可以有不同的工艺方案和工艺参数。同样的流程采用不同工艺方案，能耗水平千差万别。因此进行不同流程比较的时候就存在着非常大的困难，你总不可能穷尽同一流程的无数不同产品方案，工艺方案及工艺参数与另一个流程穷尽无数的不同产品方案工艺方案工艺参数进行比较吧。唯一的方法只能是选择一个流程的标准工艺方案与另一个流程的标准工艺方案进行比较，前提是这个标准方案要有广泛的代表性，而且必须是经过优化的工艺方案及工艺参数。
   新单塔专利流程的标准工艺方案应该是什么情况呢？这是一个大问题，一般的想法是采用新单塔专利流程空气压力最低(2,5αtm)的工艺方案与双塔流程（又称为全低压空分流程）进行比较，但这种情况下新单塔专利流程无论是能耗水平还是工程的造价由于空气压力太低，受深冷空分装置的正返流阻力影响及工艺参数未进行优化的影响，空气开式热泵一膨胀制冷液化效率极低是最不利的工艺方案及工艺参数，通过模拟计算这种产品方案工艺方案工艺参数下，新单塔专利流程的制氧电耗将比双塔流程标准产品方案工艺方案工艺参数情况下高10%，工程的造价大约高30%！这种比较当然是不合适的。当然更大的问题，所谓的标准双塔流程其工艺方案和工艺参数是否是优化的，如果所谓标准双塔流程其工艺方案及工艺参数并不是优化的，两者之间的比较就更没有意义了！
( ~2 x' P% f" j  L     综合考虑空分装置中的空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案和空气开式热泵供冷供热精馏工艺方案，新单塔流程的氧氮二元物系的基本工艺方案应该是以空气氮气双热泵工艺方案，以时产10000NM3气氧为例说明如下，
- H8 V& v5 t' p2 P$ d. K8 e    标准状态干空气50000NM3经两段压缩至4,2bar，纯化后的压力4,1bαr，其中5000NM3压力空气经压力空气增压机增压至38bar，进入主换热器与返流气换热液化过冷后用液体膨胀机膨胀减压后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中（当然也可以不进入压力空气冷凝器而膨胀减压过冷后直接送至空分塔中部作为回流液），液空与返回氮气，污氮气换热过冷后节流减压进入空分塔作为回流液，其余45000NM3压力空气经涡轮增压后在主换热器与返流气换热后膨胀制冷进入空分塔参与精馏，膨胀机输出功用于膨胀制冷压力空气的涡轮增压。膨胀机后的空气进入空分塔参与精馏。返流氮气25000NM3经两段压缩后压力5,4bar进入主换热器与返流气换热并部分冷凝后进入设置在空分塔底上的压力氮气冷凝器中全部冷凝为液氮，液氮经与返流氮氩污氮气换热过冷后送至空分塔顶部作为回流液。这样从空分塔底部引出液氧约4000NM3，引出6000NM3的纯度达到99,5%（含氮0.5%）以上的氧气。从空分塔顶部引出纯度99.9%（合氧0.1%以下）的氮气45000NM3在主换热器复热至常温，其中20000NM3作为产品氮气。另外引出污氮气约20000NM3，复热后作为纯化器再生气及空冷塔之用！这是一个高液体产品的工艺方案，也是一个空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数，空气开式热泵供冷供热精馏工艺方案工艺参数优化的工艺方案。
    另有一个低液体产品的可以比对的工艺方案，叙述如下，标准状况干空气50000NM3经两段压缩至4.3bar，纯化后压力4.2bar，其中20000NM3经涡轮增压后进入主换热器与返流气换热后膨胀制冷，膨胀空气进入空分塔参与精馏。另外30000NM3压力空气其中2000NM3在压力空气增压机增压至38bar，在主换热器换热液化过冷后，用液体膨胀制机膨胀减压后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，其余压力空气28000NM3在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中全部液化为液空，液空经与返流气换热过冷后进入空分塔中部作为回流液。从空分塔顶部引出45000NM3纯度99.9%（含氧0.1%）的氮气在主换热器复热后，其中20000NM3作为产品氮气，另外25000NM3压缩至2.1bar在主换热器换热后进入设置在空分塔液空入口处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。这是一个低液体产品方案的新单塔流程基本工艺方案，液体产品数量为氧气产量的15%左右！这只是一个比对的工艺方案而不是一个优化的工艺方案，开式热泵供冷供热效率相对于优化的新单塔流程较低！
+ O0 h( @  R3 C7 H- H, R      目前双塔流程标准工艺方案（所谓全低压工艺方案）叙述如下，标准干空气50000NM3，两段压缩至5.6bar，其中35000NM3压力空气在主换热器与返流气换热部分带液进入下塔，其余15000NM3压力空气经涡轮增压后在主换热器与返流气换热后膨胀制冷进入上塔参与精馏，膨胀机输出功用于压力空气的涡轮增压。进入下塔的压力空气冷凝分离为液氮17000NM3与返流氮气污氮气换热过冷后送至上塔顶部作为回流液。下塔底部富氧液空18000NM3与返流氮气污氮气换热过冷后送至上塔中部作为回流液。从上塔底部引出液氧约700NM3，纯度为99.5%（含氮0.5%）的氧气93000NM3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20000NM3在主换热器复热至常温后作为产品氧气，另引出污氮气约20000NM3在主换热器复热至常温后作为纯化器再生气与空冷塔之用！以上双塔流程标准工艺方案并未对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案进行工艺参数的优化。如果增设压力空气增压机，将压力空气1500NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化后经液体膨胀机膨胀减压后进入下塔作为回流液（如此工艺方案可以不降低富氧液空中的氧含量），则液氧产量将从700NM3增加至约1500NM3！
     如果将空气作为氧氮氩三元物系，那么基于新单塔的流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案基本工艺方案和新单塔流程二元物系的基本工艺方案的区别在于进入空分塔底部空气冷凝器的空气数量增加12500NM3，相应涡轮增压后用于膨胀制冷的空气数量减少12500NM3。同时从空分塔底部往上20-25块理论塔板数处引出含氩10%，含氮0.5%的富氩馏分11000-12000NM3进入粗氩冷凝塔，粗氩冷凝塔冷凝器用12500NM3液空作为冷源，气化后的空气与膨胀制冷空气汇合进入空分塔参与精馏。
   当然氧氮氩三元物系的新单塔流程也可以采用空气氮气工艺氩气三开式热泵供冷供热精馏基本工艺方案，这是一个优化的基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案。压力空气，压力氮气，压力工艺氩气冷凝器设置在空分塔底部，其中氮气压缩量25000NM3，压力空气数量5000NM3，工艺氩气压缩量14000NM3，压力2.3bar，从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出含氩10%，含氮0.2%-0.5%的氩馏分在粗氩冷凝塔中进行冷凝精馏分离，从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩气（工艺氩气1PPM以下）14000NM3在主换热器换热后，压缩至2.3bar在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩气液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。另外压力工艺氩气约420NM3在设置在精氩塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体，过冷后送至精氩塔中部作为回流液，精氩塔底部另外设置压力氮气冷凝器，100NM3压力氮气在其中冷凝为液氮过冷后送至精氩塔顶部作为回流液。从精氩塔底部引出的400NM3精氩复热至常温后作为精氩产品。
     所谓双塔流程氧氩氮三元物系精馏工艺方案，以干空气50000NM3为例，干空气压缩至5.6bar，纯化后其中7500NM3涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷，进入上塔参与精馏，膨胀机输出功用于膨胀制冷压力空气涡轮增压。其余42500NM3在主换热器与返流气换热后部分带液进入下塔，压力空气在下塔冷凝分离为液氮21000NM3，与返流氮气污氮气换热过冷后送至空分塔顶部作为回流液。另外压力氮气约500NM3在精氩塔底部压力氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至精氩塔顶部液氮蒸发器中蒸发气化！富氧液空22000NM3与返流氮气污氮气换热过冷后，其中12000-13000NM3送至粗氩冷凝塔顶部粗氩冷凝器中蒸发气化，蒸发气化后的富氧空气返回上塔参与精馏，其余富氧液空过冷后送至上塔中部作为回流液，从上塔底部以上约25块理论塔板数处引出含氩的10%的氩馏分进入粗氩冷凝塔冷凝分离，从粗氩塔顶部引出工艺氩气约330-360NM3进入精氩塔脱氮，得到精氩气约330NM3！从上塔顶部引出氮气20000NM3在主换热器换热复热至常温后作为产品氮气。从上塔底部引出纯度99.5%（含氩0.5%）的氧气在主换热器复热至常温后作为产品氧气。另引出污氮气约20000NM3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！
! u4 _$ U" |' _3 \, x, f    假定空压机，涡轮增压机，压力空气增压机，氮气压缩机等温效率70%！膨胀机绝热效率85%！1NM3干空气压缩至5.6bar压缩功耗0.07kWh（等温效率70%），则干空气1NM3压缩至4.3bar，压缩功耗0.06kWh，1NM3氮气压缩至5.4bar，压缩功耗0.063KWh，压缩至2.1bar，压缩功耗0.025KWh，干空气5.6bar压缩至38bar，压缩功耗0.08KWh，干空气4.3bar压缩至38bar，压缩功耗0.095KWh，工艺氩气1NM3压缩至2.3bar，压缩功耗0.04kWh，气氧液化单耗扣除值0.72KWh（在空压机，压力空气增压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%下，极限空气开式热泵一膨胀制冷液化效率35%，对应气氧液化单耗0.72KWh每NM3氧气）！
3 `$ e2 J; {! Y/ w; A    标准双塔流程工艺方案（全低压工艺方案）氧氮二元物系精馏工艺方案，核算气氧单耗0.3KWh！经空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案工艺参数优化后的双塔流程标准工艺方案氧氮二元物系精馏工艺方案，核算气氧单耗0.262KWh！经过空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案工艺参数优化后，核算气氧单耗降低0.038KWh！
5 {# s6 V1 [& B7 c: e& O: ~) |0 s( K    新单塔流程标准工艺方案工艺参数的氧氮二元物系精馏工艺方案，核算气氧单耗0.21KWh！比对的工艺方案，核算气氧单耗0.27kWh！
. U+ r0 v" ]% l7 z- z   至于双塔流程氧氩氮三元物系精馏工艺方案和新单塔流程氧氩氮三元物系精馏工艺方案之间的能耗比较，就不细说了！因为双塔流程和新单塔流程的比较本质上是氧氮二元物系精馏工艺方案之间的能耗比较而不是氧氩氮三元物系精馏工艺方案的能耗比较！
. Q" r8 A0 |$ q     新单塔流程氧氮二元物系精馏工艺方案的气氧单耗约为双塔流程氧氮二元物系精馏工艺方案的70%至80%！两者之间的差距和空气，氮气为循环工质的开式热泵供冷供热效率和以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热效率的差距基本一致！

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要进行不同流程的能耗比较，除了帕中的中准流程比较外，还有一种办法是进行流程的不同部分进行比较，分析其利弊。深冷空分流程可分为三个必不可少的部分，一个是制冷系统，一个是热泵系统，一个是精馏塔系统。其中新单塔专利流程只要增加一个以富氧空气为循环工质的热泵则和双塔流程的上塔的精馏状态完全一致，也就是说从精馏塔上说新单塔专利流程可以包涵双塔流程。从热泵的角度来说在实现氧氮完全分离的条件下，新单塔专利流程采用以氮气为循环工质的开式热泵因此可以省去双塔流程的下塔(双塔流程是以空气为循环工质的热泵，需要下塔实现空气循环向氮气富氧空气双循环的转换，热泵有效能效率比双塔流程的热泵高20一30%，这是新单塔专利流程相对于双塔流程的最重大的改进！但这个重大改进却对制冷系统带来重大的影响，由于精馏过程的能量完全由氮气压缩机供给，空气只能用于制冷，而制冷效率则和空气压力相关，空气压力越高制冷效率越高，当产品方案中液体数量少时，空气压力就低，制冷效率就低，虽然精馏都分能耗低但制冷部分的能耗就高，而深冷空分能耗是由热泵精馏和制冷两部分加成而，这样新单塔专利流程要表现出双塔流程的能耗优势，就要围绕如何提高制冷效率而进行调整和优化，办法也只能是通过内压缩皮空气热泵减，空气膨胀量提高空气压力。

学无止境_d7S3X

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Yb2021

  所谓深冷空分氧氮二元物系新单塔流程本质上是标准开式热泵供冷供热精馏工艺方案，而所谓的双塔流程是以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热方案。两个不同深冷空分氧氮二元物系精馏工艺方案的能耗比较关健在于开式热泵供冷供热效率的比较！