外行学空分(168)一一厦大的论证报告

1 Y3 p5 w) }: ]' M) A     新单塔流程的专利授权后，我决定委托厦大进行模拟计算和初步论证，这个厦大论证报告的核心部分已经在世界顶级的(化学工程)杂志发表。厦大论证报告的主要内容如下，一是简单回顾了深冷空分技术的发展历史，在目前工程条件及机械性能已经接近极限的条件下，深冷空分全装置（双塔流程标准工艺方案即所谓的全低压工艺方案）的有效能效率仍然在30%以下(更准确地说在20%-25%之间)。二是对深冷空分所用设备如压缩机械，膨胀机，涡轮增压机，冷凝器及换热器传热温差，正返流阻力参考(制氧技术)进行了分析，认为通过设备性能的改进降低空分能耗的潜力已经不大！三是对新单塔流程的四个工艺方案及高低两个液体产品方案共八个组合方案进行了模拟计算，根据计算出的结果进行了初步的比较分析讨论。
   目前厦大的论证报告已经在(外行学空分)第99帖评论区上传可以下载，也可以向空分技术网主管索要。
    厦大论证报告把空气简化为含氧20,7%含氮79,3%的二元物系进行模拟计算，其原因如下，一是所谓双塔流程，古典单塔流程，新单塔流程都是针对氧氮二元物系的精馏而言，至于空气真实组分氧氮氩三元物系，则并不存在什么单塔流程和双塔流程的说法，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。二是所有的深冷空分教科书在进行流程比较时都是采用同样的处理办法。三是当时无论是我本人还是厦大的教授们对深冷空分提氩尚未形成成熟的想法，对深冷空分流程都是开式热泵供冷供热精馏流程也尚未有深刻的认识，要进行真实空气组成下氧氩氮三元物系模拟计算也感到无从入手！当然现在这个问题已经解决，对于深冷空分开式热泵供冷供热精馏流程也有了深刻认识，可以做到运用自如了。具体可以参见(外行学空分)有关提氩部分的内容。
, W& z' q( v5 M. j+ {! t" |   厦大的论证报告是非常严肃认真的，首先明确了工程条件及机械设备的性能指标，压缩机械(包括空压机氮压机涡轮增压机深冷压缩机)的绝热效率均按照85%(大体上相当于空压机等温效率70%)设定，正返流阻力均按0,1bar设定，传热温差则设定为2K！应该说以上的机械性能参数和现在的先进水平是有差距的，所以论证报告专门说明以上的设定不一定符合实际仅供参考，也不可能完全合理，实际运用时应该根据实际情况重新设定。在进行分析的时候，也明确了标准状态单位氧气电耗指标的核算办法及分摊系数和核算扣除值的出处。这一点非常重要，因为现在深冷空分能耗核算非常混乱！如果不明确电耗的核算办法和分摊系数及扣除值的数值及出处，其结果将是鸡同鸭讲甚至是具有误导性的！但是必然引发争议，因为这是一个在业界并没有共识，从来没有得到真正解决的问题！由于这个原因厦大论证报告中又增加了全装置的有效能效率指标与核算结果相互参照。即使最苛刻的评论家也不能不承认厦大的论证报告是非常严肃认真规范的。
    厦大的论证报告，已经是一个历史文献，现在回头看，也不可避免存在一些问题和错误，择其要者如下。
  }! L: s& A- y, R* k" J9 }0 o6 U( f   一是进行核算分析时氧气实际液化功扣除值偏大，其主要原因是直接采用了（制氧技术）中气氧实际液化功1.2-1.47KWh每标准立方米液氧数据，取1.3KWh每标准立方米液氧，以论证报告设备性能参数和换热温差，正返流阻力时，扣除值应该调整为1.0KWh每标准立方米液氧（以论证报告中的设备性能参数，实际工程条件及工艺方案和工艺参数计算出的气氧实际液化功是1.2KWh每标准立方米液氧）。这个问题非常复杂，首先是没有一个有共识的空分装置能耗核算办法，如果对此有怀疑，可以认真研究一下原机械部制定的空分装置能耗核算国家标准，看看能不能按照这个标准进行空分装置的能耗核算。其次还涉及空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的优化问题，具体来说就是在空压机，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，双塔流程的标准工艺方案（全低压工艺方案）中的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率极低只有20%-25%，而所谓的双膨胀工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化效率则可以达到30%-35%，两个不同工艺方案不同工艺参数的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率相差近一倍！这个问题不解决，空分装置的能耗核算中的气体液化单耗扣除值根本无法取得共识，有关内容可以参阅后面关于空分装置的能耗核算办法，双塔流程标准工艺方案的缺陷，空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的优化相关帖子。
; j$ Y' ~0 u$ ?  二是对双塔流程在二元物系下的基本工艺参数认识有偏差。其原因在于受了深冷空分教科书的误导，在二元物系下双塔流程进入下塔的空气数量不需要达到空气总量的85%，只需要达到空气总量的60%即可，当然这样情况下，双塔流程的氧提取率将比新单塔流程低10%，但单位气氧能耗更低，更合理一些！这个问题其实也是十分复杂，双塔流程标准工艺方案，如果进入下塔空气数量只达到空气总量的60%，氧提取率在90%以下！随着进入下塔的空气数量增加，氧提取率升高，但很慢，而要达到95%以上，空气进入下塔的数量大大大高于60%而接近于85%，进一步提高进入下塔的压力空气数量，氧提取率也提高很小，这个问题其实只有加上提氩方案后才能合理地得到解决，这里其实涉及是把空气视为氧氮二元物系还是视为氧氮氩三元物系的问题，二元物系和三元物系的精馏组织方案是完全不同的。
& z: f: x& u6 R9 x' m. S- m+ q       一个空分装置的产品多种多样，有氧气氮气氩气，液氧液氮液氩，压力氧气压力氮气压力氩气等。但按照约定俗成的做法，空分装置以单位氧气电耗作为唯一的能耗指标，这就产生了核算的问题。但是对于如何核算深冷空分行业并没有一个统一的做法，这就不可避免产生无数的争议和混乱！
    厦大教授们在做论证报告时对此情况是了解的。例如对于液体产品的能耗现在空分技术界只有非常粗疏的说法，那就是液氧的单耗相当于气氧的2-3倍，这在液体产品数量极少的时侯还勉强可行，一旦液体产品比例提高，则完全不可行！如何处理这个问题实在是为难他们了！经反复考虑后，对于空分装置的能耗核算，提出了一个方案。其原则如下。
    一，只能在空分装置中实现的氧气氮气氩气按照氮氩氧气的有效能数值进行分摊，又考虑到目前实际空分装置核算中很多情况下，氮气是不分摊能耗的，如果完全按照氧氮气有效能确定分摊在氮提取率变化的时候会造成核心核算指标一一标准状态气氧单耗大幅波动，而完全不分摊又极不合理，综合考虑后氮气产品单耗按照氧气单耗2%进行核算。
    二，可以在空分装置外实现的压力氧气压力氮气压力氩气(即所谓的内压缩)液氧液氮液氩则按照等效原理采用扣除法进行核算，即同样设备性能参数，同样工程条件，同样工艺方案，同样工艺参数下单独压缩及液化功耗作为内压缩及液体产品液化扣除值。
+ t. {3 D5 r2 e/ J0 X; e. z; ^    厦大的论证报告就是按照以上的核算原则进行并在这个基础上进行分析。应该说以上的原则相对于现在深冷空分行业混乱的核算办法是一个基本合理的方案。但也不能解决所有的问题。
+ Q1 v4 l0 t1 K. ~; \' T! R   按照以上的核算原则，压力氮气压力氧气压力氩气(也就是所谓的内压缩问题)的扣除额比较容易确定，以空压机的机械效率(一般情况下，氧压机氮压机及氩压机由于设计和制造的原因总是低于空压机)计算出压缩功作为扣除值。液体产品的能耗如何扣除却是一个更加困难的问题。
% C+ [' c% m8 x5 R, F    要合理地确定液体产品核算时的扣除值，涉及以下的三个问题，一是设备性能参数及实际工程条件，包括压缩机械的效率，涡轮增压机效率，膨胀机的效率，换热器温差，正返流阻力及散冷损失。二是在同样设备性能参数，同样工程条件，同样工艺方案，同样工艺参数的基础上计算出气体的实际液化功。三是需要确定空分和液化联合装置(实际的空分装置都是空分和液化的联合装置)是否拥有相对于独立的液化装置的联合红利，这个红利如何分配，四是必须论证计算实际液化功的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数是优化的。
    关于第一个问题，厦大论证报告已经明确了设备性能参数和工程条件。关于第二个问题，(制氧技术)中计算出的氧气实际液化功为1,25-1,47KWh每标准立方米液氧，液化的有效能效率在20%以下确实偏低了，采用厦大论证报告中的设备性能参数和实际工程条件，其中机械性能参数空压机等温效率70%，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，实际工程条件换热器温差2K，正返流阻力0,1bar。散冷损失25KWh，计算出的氧气实际液化功1.2KWh每标准立方米液氧以上（和用于液化正流空气压力关系极大），其有效能效率在22%左右(目前的液氢的实际液化效率就在20%-25%之间，天然气液化效率在25%，液化效率本质上和气体种类无关！)。关于第三个问题，空分装置和液化装置联合红利很大，空分装置中液氧实际扣除值比相同工程条件设备性能参数下的气氧实际液化功低。厦大论证报告如果以1.0KWh每标准立方米液氧作为核算扣除值是比较合理的。关于（制氧技术）中的气氧实际液化功是采用单膨胀工艺方案下实际工艺参数计算的气氧实际液化功。其实是完全套用双塔流程标准工艺方案的工艺参数，而没有对工艺参数进行优化，计算结果是正确的，但作为气氧实际液化功则不不能说是完全合理的！这个问题非常复杂也是一个极为重大的问题，后面会进行专题讨论。
     至于液氮液氩核算时的扣除值在液氧扣除值确定后，就可以以气氧实际液化效率和液氮液氩有效能数值而得到液氮液氩扣除值。
4 F) p$ J- n- H/ L+ K   之所以在新单塔流程和双塔流程比较的讨论中，关于空分装置的能耗核算会成了一个问题，除了目前空分装置的能耗核算混乱外，还在于厦大论证报告没有解决低液体产品方案下的工艺方案优化的问题，厦大论证报告只是通过简单地降低空压机出口压力(厦大论证报告中的压力空气全部或大部用于膨胀制冷)降低液体产品数量，这样由于用于液化正流空气压力参数未进行工艺参数优化及正返流阻力的影响势必大幅度降低膨胀制冷的效率，从而降低了新单塔流程全装置的有效能效率。如果在低液体产品方案下，采用以空气热泵加氮气热泵的双热泵精馏工艺方案(其实就是古典单塔流程加一个冷凝器设置在液空入口处，采用深冷压缩的氮气热泵)，这样在液体产品为零的时侯，空压机的出口压力为4,2αtm，60%的压力空气进精馏塔底冷凝为液空，减压后作为回流液，另外从精馏塔顶部抽氧气产量2.2倍左右的氮气经深冷压缩后在设置在液空入口处的冷凝器中冷凝减压后进入塔顶作为回流液！这样标准状态气氧单耗可以比同样机械性能参数同样工程条件下的双塔流程（全低压工艺方案）低5%-10%！如果厦大论证报告解决了这个问题，关于深冷空分能耗核算的讨论就不会发生了！当然也不一定，要改变已经形成的习惯认识是非常困难的。
* c6 [5 k( B7 p0 b& u     厦大论证报告存在的最大问题在于对新单塔流程和双塔流程各自的优缺点没有深入透切的理解，这对外行初学者来说，实在是要求太高了，但又是一个不得不面对的问题。
    双塔流程其实是非常超前的，从精馏的角度来说，它和双效精馏非常相似（严格意义上双塔流程不是双效精馏），同时又是一个完全自热的精馏流程。这里其实存在一个矛盾，双效精馏的精馏效率高于标准常规精馏流程，但双效精馏不可能是完全自热精馏流程。
     新单塔流程从精馏的角度来说，它是标准的常规精馏流程，只不过是以氮气为循环工质的开式热泵代替了蒸汽再沸器和冷却水冷凝器。
7 f' ~3 `4 S5 `- U   当然现在我们已经知道，双塔流程是一个以空气为循环工质的一拖二开式热泵精馏流程。从热泵角度来说，它是一个一拖二开式热泵，从精馏角度来说，它是一个双热泵精馏工艺方案。双热泵工艺方案是双塔流程的突出优势，而一拖二热泵是它的致命缺点。明白了双塔流程的优势和缺点，那么就会明白，以新单塔流程的单热泵工艺方案和双塔流程的一拖二热泵工艺方案进行能耗的比较，其结果是不确定的。只有以新单塔流程的双热泵(空气加氮气)工艺方案和双塔流程的一拖二热泵工艺方案进行比较其结果才是确定的无法质疑的。
    厦大论证报告中确实把空气氮气双热泵工艺方案作为一个工艺方案。但并没有把这个工艺方案作为新单塔流程的基本工艺方案加以突出和优化。这是厦大论证报告存在的最大的一个具体问题。这个当然是因为对新单塔流程和双塔流程各自的优缺点没有深刻认识的结果。
    第二个具体的问题是对双塔流程在进行双塔流程二元物系模拟计算时的基本工艺参数存在偏差。对双塔流程在氧氮二元物系时进入下塔的空气数量没有进行认真的核定，这里有两个原因，一是受了深冷空分教科书的误导，深冷空分教科书对双塔流程进行描述的时候，从来都是按照空气85%进入下塔，富氧液空中氧含量36%-40%进行描述的。但其实只是对现在深冷空分装置实际运行数据的一个套用。二是还有一个具体的原因，那就是进入下塔的空气数量增加液氮数量相应增加，氧提取率上升，但上升的幅度很小。进入下塔的空气数量从60%到85%都是有道理的！现在我们已经知道，空气数量85%进入下塔是空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织的工艺参数。而氧氮二元物系进行模拟计算对应的是空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织。比较合理的做法是进行氧氮二元物系模拟计算时，空气的组成应该设定为氧21.6%，氮78.4%，这样二元物系的模拟计算和空气真实组成按照氮一氩氧进行模拟计算的结果基本一致。其次当进行双塔流程的氧氮二元物系模拟计算时，进入下塔的空气数量应以空气总量的70%为宜，当然这样情况下，氧提取率相对于新单塔流程非常接近，新单塔流程和以此为基准的双塔流程进行比较分析更为合理。
% u4 \1 g' D: c9 \" T0 k  @6 _# {   第三个具体问题，厦大论证报告没有对新单塔流程的工艺参数进行基本的优化。空气压力从2,5bar-5,6bar！制冷的效率也随之大幅度波动，这更增加了分析的难度！应该把空压机出口压力优化确定在4,3bar，这样就可以把影响开式热泵一膨胀制冷液化效率的一个因素基本稳定下来。
& v# D$ g/ L/ v8 Q& _$ n# b- }    第四个具体问题是没有突出新单塔流程零液体产品方案的优化。这个在空分装置能耗核算办法没有共识的情况下其实是非常重要的。
* x, S, q" V6 B2 z5 X+ E/ [- M    第四个具体问题是没有认识到无论是双塔流程（全低压工艺方案）还是厦大论证报告中涉及的新单塔流程工艺方案，由于用于液化的正流空气压力太低而导致的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率极低！这其实是空分装置能耗核算液体产品扣除值争议的最重要的原因，对于深冷空分的外行而言，这个难度太大了！
. o- S/ J" r9 Y% ~2 Y9 D$ l    还是一个更加重要的问题，没有认识到深冷空分装置是空气开式热泵一膨胀制冷液化和空气开式热泵精馏的联合装置，除了精馏工艺方案及工艺参数对空分装置有决定性影响外，空气开式热泵一膨胀制冷液化的工艺方案工艺参数同样也对空分装置的能耗产生重大的影响。
    以上的几个问题又是相互联系的。
   
1 |+ T* u% P, A, j1 e9 u. s* }   
   

以各种空分流程比作人的身高，正常人身高1.7m，尤氏单塔身高1.2m，但是厦大报告中构造了一种身高1.1m的双塔流程，所以尤氏单塔才赢了。

  d0 v8 P( N: X* ^正常双塔流程空分的下塔理论塔板数38块，上塔75块左右。厦大报告中构造的侏儒双塔流程下塔12块，上塔33块。

尤氏单塔要跟正常空分流程比较才有意义，仅赢了自己构造的侏儒空分毫无意义。

下一个帖子将讨论液体产品的能耗核算问题。

“极强攻击性”从何说起？我说过尤总和厦大化工系那些人不了解空分，是不是事实？还说过尤总发明的这个新单塔专利是“民科专利”，西安交大那位空分权威教授也曾当尤总是民科，是不是其他人都没资格？

' S* ~$ g6 s0 d术业有专攻，如果我现在去玩合成氨，恐怕也只能是民科。民科束缚少，民科并非一无是处，当初爱因斯坦在专利局工作，就少不了与民科打交道，说不定相对论的思想就受到了民科的影响。
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可能我与尤总各自的自我定位还是有点差距，尤总要向大家展示自己的发明专利。我则认为自己对空分了解更多一点，希望尤总对空分了解也多一点，可能有时有一点不耐烦了。或许是我多管闲事了。

  正如先生所言民科不是贬义词，极具攻击性应该认为是赞美的词，攻如猛虎难道不是赞美的词。先生的定位先生已经说过了，反民科的战士审判官。只是先生的帘判对象好象不只我一个人，先生是否反恩一下？

  正如先生所言民科不是贬义词，极具攻击性应该认为是赞美的词，攻如猛虎难道不是赞美的词。先生的定位先生已经说过了，反民科的战士审判官。只是先生的帘判对象好象不只我一个人，先生是否反恩一下？

我几年前发表的一篇空分液体产品成本估计的文章，文字部分copy here，但图和表可能无法copy
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空分设备液体产品的成本估计和生产策略
1 t0 q2 O8 c; Y0 v- b' b
. e5 N2 o& t3 P6 U" l. X, s9 e摘要：估计了在内压缩流程空分设备中生产3.0MPa氧气、液氧和液氮等产品的边际成本，提出应根据低温液体产品市场，结合空分设备的实际运行情况，来合理安排液氧和液氮等产品的生产。
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关键词：空分设备；液氧；液氮；边际成本；生产策略
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  C: O# r, s2 c. B0 K一般空分设备的主产品是氧气和氮气，而副产品有液氧、液氮和液氩等，主产品氧气和氮气供应固定客户，使用量取决于用户。副产品液氧和液氮除了贮存起来备用，应付空分设备的非计划停车之外，多余部分还能外销供应市场，而外销量可以有一定弹性。如果能根据低温液体产品市场的价格，结合空分设备的实际运行情况，合理调整液氧和液氮等的产量，就有可能取得较好的经济效益。
以下先估计空分设备的液体产品成本。
1 “一般空分液化设备”的产品成本估计
“一般空分液化设备”包括各种空分设备和氧、氮液化装置等，但这里主要是指效率较高的进口设备。
, U5 d( S5 u: E0 i+ ?  A1.1 液氮成本估计
查相关资料或用软件容易计算出，在环境温度为300K时，液氮的最小液化功大约是0.27kWh/m3，而据林德公司的研究结果，空分设备中液化氮气和氧气产品的火用效率大约是50%左右，所以液氮产品的实际液化功大约是：
( S" \2 ^) }3 X/ j0.27÷50%=0.54kWh/m3
$ J+ V" G8 e( g( W/ w( e1吨液氮合800m3，如果电价是0.65元/kWh，那么液氮的生产成本是：
800×0.54×0.65≈281(元/吨)
; a% ^2 q3 P) U, _5 ^多数空分设备的低压氮气产品都有富裕，因此液氮的生产成本中没有计入低压氮气的生产成本，而且以上计算中没有考虑设备折旧费用等。
如果要销售液氮，还要考虑有5%左右的损耗率，这样销售液氮的成本就是：
' Y8 l+ h* m4 L; Z% h& a5 i281÷0.95≈296(元/吨)
7 c. K' C. g4 [0 G; m$ H即液氮边际成本大约是300元/吨左右。
应该说，液氮成本还与空分设备具体流程以及空气增压机和膨胀机效率等有关，也与环境温度有一定关系，机器效率高，环境温度低，液氮成本就要降低一些。但一般来说，如果液氮销售价格低于300元/吨，那么多生产液氮来销售就基本上无利可图，很可能只是成本价罢了，有时还不如适当减少膨胀机制冷量，这样空气增压机的功率还能降下来一些，氧和氩的提取率也能高一点。
实际上，市场液氮价格很少会低于300元/吨，这是由于一旦液氮价格接近于成本价，部分效率较低的液氮生产设备会首先减产或停产，这样市场液氮供应量减少后，液氮价格又会反弹。
5 I4 }! Z9 @& ]  n5 L) O1.2 液氧成本估计
0 Z" {9 f3 W+ Y  G9 u' x9 j在氧气没有放空时，要多生产液氧产品，必须首先增加空压机的压缩空气量。空气中氧含量0.2095，如果要增加1m3低压氧气，那么空压机的压缩空气量大约需要增加：
1÷0.2095≈4.77m3。
# }% K; M0 S( M假定空压机的压缩比是5.5，利用林德公司估计气体节流损失的一个半经验公式，可以计算出要增加1m3低压氧气，空压机电耗需要增加：
4.77÷10×log(5.5)≈0.35kWh/m3
环境温度300K时，液氧的最小液化功大约是0.25kWh/m3，实际液化功可以按0.5kWh/m3计，这样液氧的生产电耗是：
0.35+0.5=0.85kWh/m3
1吨液氧合700m3，电价0.65元/kWh(循环水费用折算到电价中)，则液氧的生产成本就是：
# h7 L7 C9 U& ?+ c# y8 r; U700×0.85×0.65≈387(元/吨)
液氧产品损耗率通常比液氮小一点，如果以液氧损耗3%计，那么销售液氧的成本是：
387÷0.97≈399(元/吨)
即液氧边际成本大约是400元/吨左右。事实上，市场液氧价格也很少会低于400元/吨，原因同液氮。
1.3 3.0MPa氧气生产成本估计
以上已经计算出，低压氧气生产电耗0.35kWh/m3，而3.0MPa氧气的压缩电耗是：
. y5 u9 |# u% z# D8 E1÷10×log(30)≈0.15kWh/m3
电价0.65元/kWh，则3.0MPa氧气生产成本是：
(0.35+0.15)×0.65=0.325(元/m3)≈228(元/吨)
+ p  E: u/ ~# g. O6 S即3.0MPa氧气生产的边际成本大约是230元/吨左右。
需要说明的是，这里讨论氧气和液氧的边际成本时，没有考虑空气中氩的价值，或许这种方法更适用于不提氩流程。空分设备提氩时，由于氩产品能分摊掉部分成本，氧气和液氧的边际成本有可能降低一些。
4 `, b4 N7 C3 [: s* d2 具体空分设备的产品成本估计
% Z7 i0 o+ b, `4 e) n3 k3 _1 p+ R+ @内压缩流程空分设备变工况运行时，主要是空压机和增压机的功率会有较大变化，其余各机泵的功率变化不大。
6 Y6 X* B: i: [7 J  |某38500m3/h内压缩流程空分设备有5个典型工况，各相关参数见表1。表1中内压缩氧气压力3.0MPa，内压缩中压氮气压力1.2MPa。
8 ?' a' h" O2 R. C表1 某38500m3/h空分设备5个典型工况
* Q% z# u' K! Z0 E' M7 y工况        空压机功率
(kW)        增压机功率
(kW)        氧气量
  R  ~( U( ?' C( A" W' E$ ^(m3/h)        中压氮气量
6 y/ @+ J$ `7 I; G9 o6 {(m3/h)        液氧量
(m3/h)        液氮量
(m3/h)        液氩量
0 w/ v: z0 b+ k  a(m3/h)
3 R6 \2 X' ]) _* v( ?设计        14124        8122        38500        10000        500        500        1535
4 K, Y9 v  K! _, x4 `最大液氧        14093        9140        35500        10000        3500        0        1544
最大液氮        14071        9306        37500        10000        1500        2000        1485
2 U0 r" t& K* c7 f0 ~! k; t最低负荷        9922        6567        27000        10000        500        500        1051
低负荷液氧        9900        7692        24000        10000        3500        500        1052
" E/ R/ K* R0 W表1中氧气、液氧和液氮都可看作是自由变量，但液氩不是自由变量，需要先将液氩折算成液氮或液氧，也可将液氩折算成电耗后扣除。
以液氩折算成液氮为例，近似认为1m3液氩的价值是液氮的3倍(相当于按吨计的液氩价格是液氮价格的2.1倍)。以表1中的空压机和增压机功率之和为Y，将液氩按3倍比例折算成液氮后，以氧气量为X1，液氧量为X2，液氮量为X3，作线性回归，可以得到：
. `" a) s. |; p# w/ WY=2238+0.442X1+0.83X2+0.515X3    ………… (1)
' F9 w: @: `+ m3 z由式(1)容易看出，这套38500m3/h内压缩流程空分设备生产3.0MPa氧气的边际电耗大约是0.442kWh/m3，如果电价是0.65元/kWh，那么氧气的边际成本是：
0.442×700×0.65≈201(元/吨)
而生产液氧的边际成本是：
# G4 W) Q( Z2 _' h. g0.83×700×0.65≈378(元/吨)
如果要销售液氧，还要考虑3%损耗，这样销售液氧的边际成本是：
378÷0.97≈390(元/吨)
* @. A$ P& b. U( w5 S2 |. `) f同样可以计算出，液氮损耗率5%时，销售液氮的边际成本是：
- c0 H# F( w( ^- l0.515×800×0.65÷0.95≈282(元/吨)
与以上“一般空分液化设备“的产品成本比较，这套38500m3/h内压缩流程空分设备生产液氧和液氮等产品的边际成本可能稍低一点。
6 U9 d1 c7 \. _  [也可参照市场液氩与液氧的实际价格关系，将液氩按相应比例折算成液氧后，再作线性回归，从而得到生产氧气、液氧和液氮的边际成本。计算结果表明，液氩与液氧或液氮的价格比增大时，生产氧气和液氧的边际成本降低，而生产液氮的边际成本升高，如图1所示。

3 N4 j; `5 n' E! p图1 液氩折算比例对产品成本的影响
这是由于液氩价格升高时，液氩可以分摊掉更多的成本，所以氧气和液氧的边际成本降低。在这种情况下，适当提高空分设备负荷，即适当增加液氧和液氩产量可能是合算的。而液氮产量的增加会引起空分设备的氩提取率下降，液氩分摊成本减少，只能由液氮来承担，当液氩价格升高时，需要由液氮承担的成本更多，所以生产液氮的边际成本就会更高一些，此时可考虑适当减少液氮产量。
应该指出，这套空分设备在低负荷时生产液氧的边际成本要比高负荷时低一些，这从表1中也容易看出。原因可能是“低负荷液氧”工况使增压机一段流量更接近于设计流量，而高负荷“最大液氧”工况使增压机一段偏离了原设计流量，从而使得增压机的效率有所改变。因此可以说，这套内压缩流程空分设备在低负荷时更适合生产较多的液氧产品。
3 低温液体产品的生产策略
* `% ]& r/ U6 R5 Q( L) @1 [: }' u, U3.1 提高氩提取率
液氩产品的销售价格在大多数情况下都要比液氧或液氮更高一些，而且单位m3液氩也要比液氧和液氮重，液氩在称重计价时比较合算。还有，空分设备的氩提取率提高后，氧提取率一般也能高一些。所以，在大多数情况下，应该设法尽量提高空分设备的氩提取率。但提高氩提取率的操作需要有一些技巧和精馏塔控制手段，如果弄成氮塞，液氩和氧气纯度不合格，那就得不偿失了。
3.2 氧气无放空时液氧和液氮的生产
多数以生产气体产品为主的内压缩流程空分设备，它的液氮或液氧产量在一定范围内仍是可调的，比如可以通过增加或减少膨胀空气量、改变膨胀空气温度和压力等方法，来改变液氮和液氧产量。
4 l6 ?! T0 b& c- |9 c在空分设备的氧气生产量正好等于使用量，即没有氧气放空时，生产液氧的边际成本大约是400元/吨，生产液氮的边际成本是300元/吨左右。显然，只有液氧销售价格在400元/吨之上，或液氮价格在300元/吨之上，增加膨胀空气量提高液氮或液氧产量才是合算的。如果液氮或液氧销售价格比成本价高出较多，有时甚至可以考虑适当提高膨胀空气温度，或升高膨胀空气压力，从而增加制冷量，但要注意这种方法可能不是效率最高的，另要注意空气增压机和膨胀机的运行稳定性是否受影响。相反，如果液氧价格在400元/吨左右，而液氮价格在300元/吨左右或更低，那就没必要刻意提高液氮或液氧产量。
另一个需要考虑的，是液氧和液氮产品的销售价格之差，由于液氧与液氮的成本价之差大约是100元/吨左右，所以当液氧价格比液氮高出100元/吨以上时，可以考虑适当多生产液氧，少生产液氮；如果液氮和液氧价格很接近，或液氮价格更高，那就多生产液氮少生产液氧更合算。
3.3 氧气有放空时液氧和液氮的生产
3 \  q% B+ S% J' E" B. b在空分设备的氧气生产量大于使用量，即氧气有放空时，当然首先是设法降低空分设备的负荷，减少空压机和增压机的电耗。但如果空分设备的负荷已经降到最低，或氮气需求量较大，空分设备无法降负荷时，那就只能将部分氧气放空了。有些空分设备设计了一条上塔下部氧气旁路到污氮气中的管路，在氧气多余有放空时，可以利用这条管路排放掉部分低压氧气，这样就可以减少中压氧气的排放，从而降低增压机电耗。但这条氧气旁路管道一般较小，有时可能仍然要排放3.0MPa氧气。
在3.0MPa氧气有较多放空时，多生产液氧的边际成本有所不同。在空气量和氧产品总量等保持不变时，每多生产1吨液氧，就可以减少1吨3.0MPa氧气的放空，此时“一般空分设备”生产并销售液氧的边际成本实际上降为：
(387-228)÷0.97≈164(元/吨)
而以上具体空分设备销售液氧的边际成本降为：
8 I# ^& D1 C8 w(378-201)÷0.97≈182(元/吨)
) h. ^& w' O, p: L8 G7 F! L  z( Z即内压缩流程空分设备有3.0MPa氧气放空时，生产液氧产品的边际成本会明显下降，甚至还不到无氧气放空时的50%。因此，空分设备有较多中压氧气放空时，只要液氮价格不是比液氧高出100元/吨以上，增加液氧产量通常都是很合算的。在这种情况下，可以考虑用减少液氮产量和增加膨胀机制冷量等方法，来尽量提高液氧产量，这样也可以减少中压氧气的放空。
# n, [7 k* A4 `- r4 结论
(1) 在内压缩流程空分设备中，当电价为0.65元/kWh时，生产并销售液氮的边际成本大约是300元/吨左右，无氧气放空时的液氧边际成本是400元/吨左右，有3.0MPa氧气放空时的液氧边际成本降低50%以上。
5 M0 G' W3 u& x+ T7 u* _; @& ~, B(2) 液氩价格升高时，生产氧气和液氧的边际成本降低，而生产液氮的边际成本升高。
9 t* B6 \/ U7 F. O(3) 无氧气放空情况下，只有液氧销售价格高于400元/吨，或液氮价格高于300元/吨时，提高液氧或液氮产量才是合算的。
. T1 X1 b1 f5 k6 f* S(4) 无氧气放空情况下，液氧与液氮销售价格之差大于100元/吨时，多生产液氧少生产液氮较好，否则多生产液氮少生产液氧好一些。
(5) 当内压缩流程空分设备有较多中压氧气放空时，通常是多生产液氧比较合算。

全液体空分都是小空分，能耗是比较高的，与大型空分的差距较大。

李化治《制氧技术》第365页有“双膨胀流程液化装置能耗0.648kWh/m3”，尤总没有选这一个，而是选了另一个数值大1倍的1.3kWh/m3
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! y8 E( v: i6 ?9 X0 K' _. g$ Z: D对于尤总新单塔流程的所有液体比例，内压缩流程都能做到液体比例与之相同，这样固定任意一个单耗（比如气氧），再比较另一个（比如液氧）就行了。这样比较没有争议，尤总的新单塔明显劣势。

跨行业容易民科，即使他的身份是教授甚至院士！前段时间有位搞石油勘探的教授博导，正规刊物发表过100多篇文章，算得上专家级人物了，可他偏要去民科相对论。我看网上的评论，多是嘲讽。

! w& q- ?5 `7 L  x+ a2 A4 @温故知新，从历史中看现状，尤总只要看一下自己申请专利时和厦大论证报告时对空分的认识，就能知道自己现在对空分了解多少了。
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2 [/ M( r! o6 L# Z, Z  Z# Z不过，尤总探讨空分精馏理论，这一点值得肯定，但与成果还差得太远。尤总的新单塔没有得到任何一个空分中人的认同，厦大化工系那些人和那位中科院院士，说到底都和尤总一样是跨行业了，而且院士好像也没认同新单塔，否则为何不向杭氧川空开空三大空分厂商推荐？

    我们之间的分岐有所缩小，一是先生原来观点是一般情况下液氧液化单耗按00,5KWh每标准立方米液氧扣除，现在不这么说了，实际上承认不是一般水平而是高水平了！而厦大论证报告中设定机械性能参数不是高水平则是可以肯定的。二是先生原来认为液化过程的实际有效能效率为50%，而现在则认为林德公司研究空分装置中液化(制冷)的有效能效率为50%！这两点改变都是非常重大的。
   空分装置和液化(制冷)是连体婴儿，空分装置不包括液化(制冷)无法独存，液化(制冷)装置则是可以独立存在的！这也是空分装置以气氧单耗为核心指标，液化和内压缩必须作为扣除项处理的根本原因。空分装置是无法单独计算出制有效能效率的，我不知道林德如何得出以上的结论。但这个事实改变不了！但是却可以计算出空分有效能效率(即液体产品为零的全装置的有效能效率)！所谓的空分装置的液化有效能效率就是以此为基准计算出来的，这样计算出的有效能效率和独立液化有效能效率的区别在于散冷损失和热端温差损失(这部分由气体产品完全承担了，这其实就是联合红利丿，其有效能效率要高于实际液化有效能效率！
    至于先生讲到的，厦大论证为什么厦大论证报告引用了实际液化功数据而没有引用双膨胀流程气氧液化单耗0,647KWh每标准立方米液氧的数据。我说明如下，一新单塔流程的制冷完全不存在所谓的双膨胀流程的如何引用这个数据。二是这个数据明显是一个低液体产品方案下的核算结果，既然我们认为空分能耗核算非常混乱，我们当然不会引用这个数据！
    请先生口下留德，贬低别人是无法抬高自己的！确实(制氧技术)这两个数据之间存在重大的矛盾，但此事和民科无关，是你们空分技术界内部无共识及能耗核算混乱的反映！本来应该由你这样的顶级深冷空分专家提出解决方案，而不是苛求于我们这些外行！其实帖子的内容就是试图解决这些问题！
   看了先生评论后，我更有信心了！

液化有效能效率的问题本质上和新单塔流程和双塔流程是的比较无关！只不过由于厦大论证报告中没有解决零液体产品方案下，新单塔流程的工艺方案，才成了先生攻击的一个突破口，现在165-167帖子中已经解决了这个问题，先生应该认真看一下。

单独的液化装置效率模拟不是一件容易的事，要考虑的因素很多，压缩机和膨胀机效率、循环氮气压力选取、膨胀氮气温度选取、膨胀比分配、换热器内部温差分布、冷损和阻力、气体泄漏等都要考虑到，等于是设计一套液化装置，不如直接用现成的设计参数。宝钢2#液化装置液氮工况时流程效率49%，与林德研究结果一致，这个流程还能变工况生产液氧，这样做实际上会使效率稍降一点，如果设计成只能生产液氮，效率可以更高一点。

目前先进的液化装置都是双膨胀，甚至有三膨胀的，或双膨胀+一台低温冷冻机的，这是为了在更大的温度跨度内提供冷量，减小换热器温差损失。液化装置多采用中压循环，使阻力损失减小，但温差损失的减小只能靠在更大的温度跨度内提供冷量，即用二至三台膨胀机在不同的温度段制取冷量。
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2 T: R" y; i# W7 W6 \液化装置与空分结合正如尤总所说，能产生红利。这是因为单独的液化装置需要有循环氮气的降温和升温过程，而换热有温差和阻力损失。液化与空分结合时，不仅不需要单独的液化换热器，空分主换热器的换热量反而会减少。液体产量增加后，空分返流气量减少，主换热器热端温差也减小。
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