外行学空分(168)一一厦大的论证报告

本人1999年写的一篇空分液化设备能耗比较的文章，后发表在《气体分离》上，文字部分转发如下：
7 @, J& ?1 U& V$ q
( [/ ~* G: Q# l. z空分液化设备能耗比较方法探讨
. X) W8 ]. F& |& @7 g- q7 a" B2 }, W
摘要：本文根据制取各种空分产品理论上所需要付出的最小功，结合实际过程的流程效率，提出了一种比较空分液化设备能耗大小的新方法。本文提供了实际计算和比较的步骤，并以三套空分设备的比较为例。表6参4。
4 |! {% b$ y: B9 s, A6 K: |: t主题词：空分液化设备  分离功  压缩功  液化功  流程效率  能耗

6 L9 m6 h5 R6 z+ K& @. I4 t- s7 c一、概述
2 Q! ^0 A0 x! t7 k一种比较空分设备能耗大小的方法是，简单地以总电耗除以氧气产量，得出所谓的“制氧单耗”，数值小的就被认为是能耗低。另一种方法是，考虑到了产品所具有的三种可逆功，即“最小分离功”、“最小液化功”和“最小压缩功”，但是又将几种不同的“最小功”直接相加减。
  p! v5 j" i) t8 H5 h7 X  Q实际上这两种方法都有一些问题。第一种方法不顾生产低温液体和带压气体产品需要提供额外功率的事实，这种方法对于以生产低压气体产品为主的空分设备或可适用，但当应用于液体产率较大，或出冷箱气体产品压力较高的空分设备时，就很容易出现混乱。
" f; }3 @9 Q( ]! D, B& K: F  ^4 D第二种方法则忽略了实际过程中获得各种可逆功的流程效率并不相等、而且相差很大的事实，当用这种方法来比较两套液体产率相差较大，或是出冷箱气体产品压力相差较大的空分设备时，决定能耗指标的往往是液体产率或是出冷箱气体压力，而不是空分设备本身的性能指标以及所体现的技术发展水平，因而也不能较真实地反映出设备的能耗指标大小。
( K: j# H4 d; b% y! `本文提出了一种比较空分液化设备能耗大小的新方法。它的计算和比较步骤是：先计算出所有产品的“最小分离功”、“最小液化功”和“最小压缩功”，再将这几种“最小功”分别除以各自的“典型的流程效率”后，求出它们的和，然后将设备运行过程中实际的总电耗除以这个求出的和，得出的数值越小，即说明该空分液化设备的能耗指标越低。
6 P" ]% x8 e' T5 k/ N二、最小分离功
" s; m% K) T6 n7 Y如果将1m3的空气完善分离，可得到0.2095m3的氧气、0.7812m3的氮气和0.0093m3的氩气。在环境温度为300K时，将1m3的空气完善分离所需的最小分离功为[1]：
psep=8.314×300×[0.2095ln(1/0.2095)+0.7812ln(1/0.7812)+0.0093ln(1/0.0093)]
* j$ N. U9 D5 _3 h' k4 f5 d=817+481+109=1407kJ/kmol=0.01744kWh/m3
由计算可知，在空气被完善分离的情况下，可逆分离功的58%存在于氧气产品中，34%存在于氮气产品中，8%存在于氩气产品中。
3 _5 _9 }+ I% \1 l5 [5 h实际上的空分设备不可能将空气完善分离，因此所需要的最小分离功也要比以上计算值小一些，但仍然等于各分离气体的可逆分离功之和。各分离气体的最小（可逆）分离功的计算式为[1]：
              （1）
" o2 i+ d6 g: |9 i+ d: K式中：R——通用气体常数，8.314 kJ/kmol·K或0.3712 kJ/m3·K
          T0——环境温度，K
          xi——混合气体中第i种气体成份的摩尔（或体积）百分数
          xi0——环境大气中第i种气体成份的摩尔（或体积）百分数
本文将废气（污氮气和多余的纯氮气）的分离功也包括在内，这是因为废气本身也具有可逆的分离功，虽然这种可逆功在废气放空时就散失掉了。
: I- P. _) k7 o7 a# m三、最小液化功
7 P: J( W& h/ o3 v0 j: \氧气、氮气和氩气的最小液化功pliq可查阅相应气体的T—S图，并根据计算式（2）很方便地计算出每千摩尔气体的最小液化功[1]。
* V) S6 J; P5 ^! N; }, D          （2）
式中：T0——环境温度，K
      S0——气体在环境温度和环境压力下的熵，kJ/kmol·K
      S——低温液体在环境压力下处于饱和状态时的熵，kJ/kmol·K
9 d+ q! \& y5 m( t7 |. b      h0——气体在环境温度和环境压力下的焓值，kJ/kmol
      h——低温液体在环境压力下处于饱和状态时的焓值，kJ/kmol
也可直接查有关资料得到[2]。在环境温度为300K时，氧气的最小液化功为0.2529kWh/m3，氮气的最小液化功为0.2751kWh/m3，氩气的最小液化功为0.2391kWh/m3。
四、最小压缩功
最小压缩功的计算当然也可以查阅T—S图，并利用与计算最小液化功类似的公式计算出。但一般可将氧气、氮气、氩气都看作理想气体，这样每千摩尔气体的最小压缩功pcomp可用公式（3）计算[1]。
          (3)
3 m0 {# j/ M" t$ G7 t" S1 V' F( K3 D式中：R——通用气体常数，8.314kJ/kmol·K
      T0——环境温度，K
5 k/ `4 K' b8 B2 U- Z  o) T0 {      P——气体压力，kPa，绝对压力
4 |5 x7 G6 Q: w. |/ L      P0——环境空气的压力，kPa，绝对压力
- H( a, Y( Y' v6 L五、流程效率
% d% F+ [! j  J( f  @1 q1 f) x) t要使得产品气体具有可逆压缩功，只需要用压缩机对产品气体加以压缩就可以了；要使得产品具有可逆液化功，需要经过气体的压缩、换热、膨胀等工序；而要使得产品具有可逆分离功，则必须经过气体的压缩、换热、膨胀、精馏等工序。实际过程的每一道工序中都存在着不可逆损失，工序越多，损失越多，效率当然就越低了。所以，相对而言，获得产品的可逆分离功的效率最低，获得可逆液化功的效率次之，获得可逆压缩功的效率最高。
1 c- |$ s! h1 V3 U5 m就目前技术发展水平所能达到的程度而言，将加工空气分离成气态低压产品（获得可逆分离功）的流程效率约为20%[3]，外部产品液化器（获得可逆液化功）的流程效率约为50%[3]，而压缩各种气体产品（获得可逆压缩功）的流程效率约为80%[3]。
- f* k1 x( q; ~2 z4 M* ^本文就规定获得可逆分离功的“典型的流程效率”为20%，获得可逆液化功的“典型的流程效率”为50%，获得可逆压缩功的“典型的流程效率”为80%。
将最小分离功除以分离过程的“典型的流程效率”的意思是，如果分离过程是采用这种具有“典型的流程效率”（20%）的气体分离设备来完成的话，实际需要消耗的功。同样地，将最小液化（压缩）功除以液化（压缩）过程的“典型的流程效率”的意思是，如果液化（压缩）过程是采用这种具有“典型的流程效率”的液化（压缩）设备来完成的话，所需要消耗的功。
7 U" [! q6 r$ Q& O5 w6 @: _2 S六、空分液化设备能耗比较举例
1．某石化公司的KDON10000/18000空分设备（见表1和表2）
8 x4 _6 q9 O3 c0 Y5 F6 D$ l) j表1  某“10000”耗电量
名称        耗电量（kW）
空压机        5070
3 P4 d4 d: L' u冷冻机        324
膨胀机        -123
8 s- t5 S0 Z, C氧压机        1811
8 m) M" C2 `# p  B* c氮压机        3150
合计        10232
4 K7 {& g( d7 c! z7 Y表2  某“10000”产品
名称        产量
（m3/h）        压力
. L2 {* A! `$ W+ ^3 ]9 ](kPa,A)        最小分离功(kW)        最小液化功(kW)        最小压缩功(kW)         备注
! A1 \. b7 X0 R+ \中压氧气        8000        3600        383                884        T0=300K
/ G1 U$ j5 Z) h7 p6 SP0=101 kPa
% J9 f& O) @6 N5 ^; J9 J# Z氧纯度99.6%
. ~. l: R+ d/ T% G2 p' S/ P" ~+ B近似认为氮气中不含氧和氩


低压氧气        2000        1100        96                148       
中压氮气        18000        2100        137                1689       
; f+ u7 L  L4 R( G# K% q液氧        100                5        25               
液氮        400                3        110               
污氮气        27300                76                       
合计                        700        135        2721       
# C0 D6 a3 P% _" S700÷0.2＋135÷0.5＋2721÷0.8=7171
' P% X& x; J- M$ |" D10232÷7171=1.43
2．北京氧气厂的T－370NA/LMPL－1空分液化联合设备（表3和表4）
表3  北京氧气厂T－370NA/LMPL－1耗电量[4]
名称        功率（kW）        备注
  _/ H; |/ q5 Z6 @4 m( ^空压机        5100        膨胀机、再生鼓风机、液氧泵的功率没有计入；氩气压缩机功率为估计值。
* b8 S2 N) N3 D) J- @, ?2 y+ }4 J冷冻机        172       
氧压机        1380       
产品氮压机        1181       
9 c2 ^$ p2 |' R液化器氮压机        3686       
5 d7 h! t1 I1 J% k/ D% M氩气压缩机        100       
合计        11619       
表4  北京氧气厂T－370NA/LMPL－1产品[4]
名称        产量
; n! {$ i. ^: D3 S9 S% A（m3/h）        压力
3 ?+ o# O* B& g7 B+ @; g- W(kPa,A)        最小分离功(kW)        最小液化功(kW)        最小压缩功(kW)        备注
产品氧气        9320        2300        448                901        T0=300K
6 t  d7 ]5 K( j6 J* NP0=101kPa
$ N$ X# K# B  }6 t氧纯度99.8%
4 W3 _% |* K$ W$ i$ ]& }1 v% s近似认为氮和氩产品的纯度为100%。
产品氮气        9100        1475        70                755       
% a3 A6 p0 ]3 K# x- _; d6 c3 ?1 y  ]液氧        2575                124        639               
" ]& y0 a/ s0 d5 G液氮        3312                25        911               
1 y$ B/ d( Z/ r5 ?液氩        470                68        112               
废氮气        23200                177                       
& M; N) B$ I7 X  j: r5 \" I废污氮气        10823                41                       
- `  t. L1 ?! o% _+ d合计                        953        1662        1656       
953÷0.2＋1662÷0.5＋1656÷0.8=10159
% C9 X- F4 p4 Z7 k: Z& Y6 a1 Q11619÷10159=1.14
3．某石化公司的20000 m3/h空分液化综合设备（表5和表6）
表5  某“20000”耗电量
名称        功率（kW）
主/增压空压机        13190
氮气压缩机        5210
工艺低温泵        90
0 x- C3 x  n" i( m2 {冷冻机        80
3 t) ?/ }: _- r3 U( ?3 e合计        18570
表6  某“20000”产品
名称        流量
! s- O1 n& i8 R% p* g（m3/h）        压力
$ \) X$ q, U' c6 E3 Y& ~" ?(kPa, A)        最小分离功 (kW)        最小液化功 (kW)        最小压缩功 (kW)        备注
产品氧气        17500        3034        841                1842        T0=300K
P0=101kPa
氧纯度99.8%
* v. }, g. R: j" X近似认为氮和氩产品的纯度为100%
污氮气中含氧47ppm，氩2451ppm

产品氮气        37500        2080        286                3509       
液氧        2564                123        648               
液氮        2518                19        693               
( }# L) ]# m. @/ e( g0 }$ Z  |液氩        800                116        191               
废氮气        20643                158                       
& X9 q% h9 Q1 l9 g- Y: ~/ `污氮气        13143                98                       
合计                        1641        1532        5351       
1641÷0.2＋1532÷0.5＋5351÷0.8=17963
( ]0 `$ {7 M& X+ _2 P18570÷17963=1.03
七、对某两套空分设备的看法
某“10000”是八十年代中期的国产设备，算得上是我国第一代分子筛型空分设备，它与目前世界先进水平的空分设备相比较，能耗要高出许多。它能耗较高的原因主要在以下几个方面：
1)        空气压缩机及产品气压缩机的效率较低。
0 Y2 D6 G: }5 {! _  D5 e- }2)        没有提取氩气，氧气提取率也较低。
# B# |+ Q. i6 Y3 [* u3 H- m3)        没有设置利用污氮气的水蒸发冷却塔，冷冻机负荷较大。
8 Y' R  o5 G( t 某“20000”是我公司最近才从美国普莱克斯引进的，具有九十年代末世界先进水平的一套空气分离和液化综合设备，它与九十年代中期居世界领先地位的、北京氧气厂的T－370NA/LMPL－1空分液化设备相比，整体上能耗要低10%左右。这主要是在某“20000”空分设备中采用了一些新技术：
0 [0 L! F" w/ _1)        上塔和氩塔采用的是阻力很小的规整填料塔，降低了分离过程的能耗，实现了全精馏制氩，氧和氩的提取率都很高。
2)        采用了膜式蒸发主冷凝器，温差很小，减少了传热过程中的不可逆损失。
3)        将空气分离和液化综合在一起，分离和液化过程所需的能量全部由主空气压缩机提供，不象外置液化器那样需要采用氮循环制冷，因而总的传热量大大减少，不可逆损失自然也相应减少。
9 b7 s/ O$ S$ m. `' h) i/ S4 F6 w无论从设备价格还是能耗方面考虑，将分离和液化过程综合在一起的空分液化设备都占有较大优势。但美中不足的是，它的灵活性较差，因为它不象分离装置和液化器分置的空分设备那样在液体产品滞销时可以将液化器单独停下来。如果低温液体产品卖不出去，那么它就只能在低效率下运行。

; O* J3 |& [, m- M- a* O参考文献：
6 m6 y3 a% u% c; O: J' }[1] 朱明善。能量系统的火用分析。清华大学出版社，1988年4月第1版。
; D5 u+ [6 k* o! z5 R5 D[2] 陈芹元。空分产品能耗成本计算方法的探讨。《深冷技术》1985年第4期。
[3] 王催春（译）。空分设备产品火用分布。《深冷技术》1997年第5期。
[4] 王德义，侯喜胜。北京氧气厂引进普莱克斯空分液化设备简介。《深冷技术》1993年第3期。                                                  
                                                       （1999年2月）
" g! R2 v( t6 I8 Q% y2 j. Z" J" q

   先生指我认可林德模拟计算结论，我解释一下为什么我不认可林德模拟计算结论，首先所谓林德模拟计算结论其唯一的出处就是先生口中的所谓林德科技报告中，可谓神龙见首不见尾！其次这个所谓模拟计算结论既没有液化过程的描述也没有设备性能参数，要对林德迷信到什么程庋，才会毫无疑问地采信？难道气氧实际液化功和设备性能参数毫无关系？任何设备性能参数下，其液化过程有效能效率都是50%？这怎么可能！
   另外(制氧技术)中气氧实际液化功为1.22-1.47KWh每标准立方液氧即使从形式上看也比所谓林德模拟计算结论可信得多！只不过和先生认知的气氧实际液化功差距太大了，先生不愿意相信而己！但是(制氧技术)中的数据却是可以重复验证的。而所谓林德科技报告中的模拟计算结论能否重复验证？要在什么样设备性能参数，什么样工艺参数下得出的模拟计算结论。先生如果坚信所谓林德模拟计算结论，请先生亮出模拟计算过程以供验证！

我确实没见过《林德科技报告》中的液化单耗模拟过程，只见到一个结果0.5kWh/Nm3O2，当然这个肯定是大约，没有精确的，我看与实际差不多，就信了，而且还拿来用了。
  d; v1 v& d* d- B
《制氧技术》中的氧液化单耗1.2~1.47就有根据吗？请看书中的截图，“因而”的前后应该存在因果关系，由"氧气液化需要冷量586.2kJ/Nm3"，怎么能得到“制取单位液氧能耗比制取同容量氧气高4300~5300kJ/Nm3”？
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4 o2 W/ }/ b9 s+ D5 l1 M氮气液化所需冷量比氧气少，但是氮气的液化功反而比氧气大，因为液氮温度更低，能质系数更大。

0 x. u7 f# n* J  i7 N如果尤总压缩机效率选取50%，膨胀机效率选70%，那么氧液化单耗取1.3kWh/Nm3或可接受。但你的压缩机效率75%，膨胀机效率88%，都是世界一流产品，人家已经0.5kWh/Nm3了，你还好意思1.3kWh/Nm3？

  先生的文章我看了一下，先生发表这篇文章的背景是多产品的空分装置能耗比较问题存在很大的争议。我完全同意先生的看法，以气氧单耗作为空分装置的能耗比较核心指标在核算规则不明确的情况下，其权威性是大可质疑的。
% C8 @' z6 a. a+ i    先生提出该以空分装置的各种产品典型流程功耗和产品数量乘积之和除以空分装置的总功耗为核心指标。此数值大者为优。我完全同意！如果先生的看法能够形成空分行业的共识，将是先生对空分行业的一大贡献，先生的顶尖深冷空分专家也将名至实归。作为顶尖深冷空分专家确实应该达到这样的高度，不过我担心阳春白雪曲高和寡，先生要努力啊！
) F; k2 X$ L, I8 |& X   一个空分装置的产品可以分为三类，一压力氧氮氩气，二是液体氧氮氩，三是气体氧氮氩。第一类其对应的典型流程是分段绝热压缩。第二类对应的典型流程是氧氮氩气体液化过程。第三类对应的典型流程是双塔流程！以上是我的理解如有错误请先生指正。
4 F# O+ r+ Y6 a+ |' @& f    先生认为压缩过程典型流程效率是80%，典型液化过程效率是50%，典型气体分离效率是20%。以上是我的理解是否正确请先生指正？
    下面我就三个过程的典型流程效率向先生请散请先生指教。
     一，压缩过程，目前最先进的压缩机等温效率是76%，先生取80%作为核算基准，我是否可以认为80%是压缩过程等温效率的工程极限？如果我理解正确，我同意。
9 C5 r% b3 g. e2 W1 y     二，深冷气体的液化过程，其流程是完全一样的。空分教科书空分原理部分的第一个内容就是空气液化。请先生首先明确一个问题，先生的液化效率50%是否是先生认为的和压缩过程一样的工程极限效率？如果以上的理解正确，则我们在这个问题上分岐大大缩小了，当然还没有完全一致。我认为液化过程极限效率是35%-40%，还可以进一步讨论。如果先生认为我的理解不正确，请先生进一步指教！
   三，深冷气体分离效率，目前空分流程都是双塔流程，先生文章中认为气体分离效率20%，这个效率是双塔流程的极限分离效率吗？如果我的理解正确则我完全不能同意！目前双塔流程空分装置的气氧单耗已经达到0.35Kwh每标准立方米气氧以下接近0.3Kwh每标准立方米气氧。其对应的效率已经在25%-30%之间，工程极限效率当然应该更低！如何会出现20%？其对应的气氧单耗在0.4Kwh每标准立方米气氧以上，是什么道理请先生指敖。
   另外请先生明确一下压缩液化分离过程的极限工程条件。
  T5 s& Q! ~. q# K( {$ g/ ^& d) o    另外关于宝钢液化站我再说几句。先生落实了宝钢液化站气氧液化实际功设计值是0.69Kwh每标准立方米液氧，实际运行是0.65Kwh每标准立方米液氧！宝钢液化站压力氧气压力氮气均来自管网，这个液化单耗是否包括压力氮气压力氧气的功耗？一般情况下是不包括的！肯给我包括循环冷却水的功耗。请先生再落实一下，如果不包括那么该装置的标准状态气氧实际液化效率就在30%以下了，而不是先生计算出的38%！

1 M3 E, G- [2 x* U; U" m- f1 f
1 @1 b4 j1 ~5 K& L8 X: R' a# |关于各工艺过程的效率，压缩80%，液化50%，精馏分离20%，出处都是《林德科技报告》中的那篇文章。

  E4 ^+ h/ q2 g( p我也认为压缩过程等温效率80%太高了，没见过，我见过空压机效率最高的75%左右，氮压机70%左右。80%很难达到，压缩级绝热效率才多少？还有换热器温差和阻力损失。我以后写文章时，压缩机都是用75%或70%甚至65%。

外置氮液化装置效率可以接近50%，宝钢2#液化是实例，但氧液化可能要低一些，直接液化和间接液化的差别。如果与空分装置联合生产液氧，那就都是直接液化了，效率可以达到50%的。

精馏分离效率20%也偏低了，可能是1989年前的装置，那时规整填料全精馏制氩膜式主冷等还没广泛使用，精馏塔效率提取率等较低。也可能为了取整数四舍五入，压缩机效率“入”后偏高了，精馏分离效率“舍”后变低了。也说明最近30多年来，精馏塔方面的改进较多，但压缩机效率方面几乎没有进步。

' i; p% T" n3 U% Q9 s- g* ]/ r宝钢1#液化氧气氮气都来自出冷箱的低压管网，这种气体多余的话，就直接放空或进水冷塔，压力能近于0。见流程图，氧液化后有液氧泵输送，有原料氮气供气压缩机。
3 M# v- ]( d4 U7 M- f
) f1 h0 h& R( Z3 J" z, z7 E0 x/ k1 B
5 x3 M9 y; W% [  V! m% \$ `  `  J

  先生的论文原来不是先生的观点而是来自林德科技报告，这个好像不太规范！先生已经承认压缩过程典型效率和空分过程典型效率都存在问题，这个问题恐怕无法用技术的进步来解释！先生为什么就认为林德科技报告的文章(该文章恐怕只能代表作者个人)中液化典型效率就是正确的？文章作者做过液化过程的模拟计算？而不是作者想当然的结果？这一点还请先生思考一下！
4 I! N1 \9 j, G, o7 s" U/ ~    这个文章最大的问题，文章提出了典型流程效率的概念，但没有进行仕何的解释！现在无论压缩过程液化过程空分过程都只有一个流程，何来典型不典型之说？善意理解，文章中典型流程是指典型设备性能参数和工程条件，如果这种理解没有错误，这个典型设备性能参数及工程条件只能是极限设备性能参数及工程条件，这样压缩过程及液化过程的典型效率均可理解，但空分效率为什么只有20%？只要进行简单的计算就会知逍空分极限效率可以达到35%以上！如果作者所讲的典型流程效率不是极限设备性能参数及工程条件下极限效率，那么为什么不明确设备性能参数及工程条件？且三个数据都是整数，这也太不靠谱了吧？！请先生思考一下！
    关于全液体空分，先生认为目前2200立方米液氧装置的液氧单耗在1.05-1.15Kwh每标准立方米液氧(包括分离功)，认为是中允的水平。但先生认为是装置的规模太小，也就是不典型！就制氧能力来讲这只是中型空分装置，能耗会比大型空分装置高，如果这是低液体产品方案的空分装置这是完全正确的，但对于这种规模的全液体空分装置来说情况却有所不同，这一点大概是先生没有注意的。
, n+ q- w# N) L- ]   我先讲一下讲一下小型空分装置能耗高的关健原因。小型空分装置的空压机当然设备性能参数比大型空分设备性能参数差，但差距并不大！而小型空分装置和大型空分装置静设备性能参数则几乎是完全一样的。导致小型空分装置的能耗大大高于大型空分装置的原因在于小型空分单位制氧能力的散冷损失比大型空分大得多！同时小型空分装置的有时无法采用涡轮增压机，膨胀机的效率也较低，迫使空压机出口压力大幅度升高，这又带来另外一个问题，在两段压缩的情况下每段压缩比大幅升高，这又导致压缩功耗进一步提馏段，有的小型空分装置空压机由两段压缩改为三段压缩，其它完全不变的情况下，能耗下降20%！
   而在2000立方米液氧全液体空分装置这些情况都有很大的改变。
2 L! }+ j: ~5 l% g) P0 E1 Z8 d5 @   首先全液体空分装置的空压机是高压机，是多段压缩机，每段压缩比不可能过高，而且倾向于使用往复式压缩机而不是离心式压缩机！而往复式压缩机相对于离心式压缩机效率要高！全液体空分装置的空压机效率即使不高于大型空分装置的空压机也是基本相当的！2000立方米液氧的全液体空分装置当然离心式的膨胀机和涡轮增压机！离心式膨胀机和涡轮增压机的效率当然和大小有很大关系，但是2000立方米液氧全液体空分装置的膨胀机和涡轮增压机的大小和10000立方米气氧的空分装置是一样的，这一点和同等规模的空分装置是完全不一样的！所以2000立方米液氧全液体空分装置的能耗水平和大型空分装置的能耗水平是基本相当的，这一点还请先生思考一下！

  关于宝钢液化站先生也同意压力氧气及压力氮气来自管网，先生认为如果不用于液化只能放散纹送入水塔！因此不应该计算入液化单耗，这从经济上是正确的，但我们讨论的是气氧实际液化功及实际液化效率，压力氧气压力氮气的压缩功耗当然要计算，这个问题继续讨论下去已经没有意义，因为情况不完全清楚但无论如何室友钢液化站的实际运行数据无法支持先生的气氧实际液化功0.5Kwh每标准立方米液氧及气氧实际液化效率50%旧观点！先生还是思考一下吧！不要再硬拗了！

低压管网压力很低，氮气0.1atm，氧气0.2，压力能很少，氮气<0.005kWh/Nm3，氧气<0.008，跟1.3或0.5比较，才占多少？而且液化氧气时，氮气只是循环，多少压力进就多少压力出，不消耗氮气。

   先生现在不再讨论宝钢2号液化站而讨论宝钢1号液化站，按照先生的讲法，1号液化站其原料气束自低压管网，氮气压力0.1αtM，氧气压力0.2αtm，设计液氧单耗0.68Kwh每标准立方米液氧，实际液氧单耗0.65Kwh每标准立方米液氧！首先先生认为这是不是液化典型流程？如果认为是，那么它的液化效率已经在40%以下(不考虑压力氮气压力氧气带来的压力能)，不能支持先生的典型流程液化效率50%的立论！如果先生认为不是，那么继续讨论它有什么意义？
  所以现在最重要的问题是请先生明确典型气氧液化流程具体是什么涵义？不明确气氧液化典型流程是什么涵义，讲液化典型效率50%，气氧实际液化功0.5Kwh每标准立方米液氧有什么意义？
   先生对空分行业的熟悉，对空分文献知识点广博我是十分佩服的，我认为先生是顶尖空分专家并不是言不由衷的溢美之词，而是发自内心。而且在和先生的坦诚讨论中，我获得了许多的收益。这一点我要感谢先生，现在我这个外行，某种程度上也可以称得上半吊子的空分专家了！但是先生讨论问题时一惊一乍的语气实在让我头痛！这当然是我修养还不够！先生是不是也要反思一下？
3 Z8 {3 T/ l, c' G# o, ~   对宝钢液化站液氧单耗数据无法支持先生的观点先生当然心知肚明！但先生认为宝钢液化站气氧液化是间接液化所以液化效率低于50%，而直接液化效率可以达到50%！这里的问题是什么足直接液化什么是间接液化？空分装置中的液化过程是直接液化还是间接液化？不要再硬拗了！拗不过去的！

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) H7 D2 V. O) G" _出于安全考虑，无论是液化氮还是液化氧，都是用氮气循环，压缩和膨胀的都是氮气，最先得到的也是液氮。宝钢1#液化是低压液氮与低压氧气换热，但液氮蒸发温度77K，氧气冷凝温度90K，这个13K温差会产生相当大的不可逆损失，每换热1kW，损失的有效能是：

1*300*(1/77-1/90)=0.563kW
+ {. M  \3 K& y8 h# l! ~
1 N- l* r( f+ P7 b# j" p; L$ g这样换热使高品位的液氮冷量转化为低品位的液氧冷量了，损失太大，液化氧的效率当然比液化氮低很多，液化装置生产液氮的效率可以接近50%(宝钢2#)，但宝钢1#2#液化氧效率都只有38%左右。如果在空分装置中生产液氧，那就没有这种温差损失，液化单耗可以达到0.5kWh/Nm3
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你如果认为你的方案仍有可能成立，那最好请厦大重新计算。目前双塔流程的下塔理论塔板数都是38块左右，54块筛板，塔板效率0.7，54*0.7=37.8，上塔75块理论板，即使空气按氧氮二元计算，上塔会减少一些，但下塔不会减少，下塔反而更适合增加一些。双塔流程与尤总新单塔比较时，如果都按氧氮二元计算，下塔应取40块理论板，上塔与新单塔相同(比如都是45块)，这样的话，双塔流程的膨胀空气量可以大增，液氧产量可以增加到1400Nm3/h左右，双塔流程的单耗可以比尤总新单塔8种工况中的任何一种都低。厦大报告中新单塔45块，双塔流程的上塔只有33块，没有在平等条件下比较。
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如果尤氏单塔想要在现实世界中立足，那尤氏单塔就只能跟现实世界中正常的双塔流程竞争，而不是跟尤总自己构造出来的侏儒双塔流程竞争，正常双塔流程的下塔38块理论板，上塔75块。如果按氧氮二元计算，或生产95%氧气，下塔40块，上塔45块理论板。

这是我以前计算的下塔有效能损失与理论塔板数的关系，进下塔空气量88000Nm3/h，筛板塔每块理论板阻力0.4kPa。普通空气即氮氩氧三元空气，下塔40块理论板时，不可逆损失最小，实际一般取38左右。氮氧二元空气分离的下塔45块理论板时，不可逆损失最小，厦大取下塔12块，损失当然要大很多。


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