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本帖最后由 Yb2021 于 2024-1-21 07:10 编辑 7 D1 |4 B0 ^& M1 ~0 {+ T
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厦大论证报告是由空分外行撰写的空分流程比较报告，不可避免存在许多和空分行业习惯做法不同的表述和做法，这些表述和做法当然是因为对于空分行业不熟悉不了解所致，但也有其它的原因。
/ o' k& C: X9 M& M 为了便于大家研究厦大论证报告并讨论批评指正，我特别对以下几个问题进行一下说明。首先我说明一下厦大论证报告出台的背景，大约十年前在主持与杭氧空分技术交流的时候，会上杭氧空分销售人员介绍了深冷空分技术的发展，当然也是按照深冷空分教科书内容照本宣科，在单级精馏塔中无法实现氧氮完全分离，只有双塔流程才能实现氧氮完全分离！精馏是化工的一个最基本的单元操作，而在单级精馏塔可以实现二元物系完全分离则是一个常识！如何成为了不可能？我请他们解释一下。也许从来没有人提出这样外行(民科)的问题，他们无法回答只能请我把如何在单级精馏塔中实现氧氮完全分离示意一下，我当然也不客气，迅速把示意图画了出来。他看了又看实在找不出毛病，只好说实在无法回答，将汇报给技术负责人由他给你一个解释。过了几天杭氧人员打电话邀请我赴杭州与杭氧设计院进行技术交流，我婉拒了！这种交流对我个人来说是有害无益的，只会有两个结果，要么一无所得要么自取羞辱被视为民科！这当然并不意味着放弃，这非常清楚这是一个颠覆性的深冷空分新流程！于是我在恶补深冷空分知识后申请了专利，当然我对专利流程能获得授权是不抱希望的，但专利流程授权了！而且在专利流程公开之后授权之前，日本东京大学工业研究所和山梨县大学的几位教授就在顶级深冷空分专业杂志(压缩与分离)上发表了(一种自热的单塔空分流程)的论文！于是乎我决定委托厦大对专利流程进行模拟计算和论证。我的要求很简单，对专利流程进行初步展开，计算出几个基本参数并论证其可行性。应该说厦大论证报告达到了要求，当然也不可能解决所有的问题。2 m+ {- v7 P4 @4 D9 v9 K3 J
一，厦大论证报告中所有动设备的设备性能参数均采用绝热效率为指标，而在空分行业习惯中，空压机涡轮增压机采用等温效率（涡轮增压机也有采用绝热效率的例子）而膨胀机采用绝热效率，这里没有对错之分而只有习惯和方便的问题，而在厦大论证报告中的由于空压机出口压力变化很大且有深冷压缩的情况，毫无疑问采用绝热效率作为压缩膨胀机械的性能参数更为合理方便。
( l, x) t5 K# N; G8 U 二，厦大论证报告中明确该论证报告在比较双塔流程和新单塔流程的能耗时，其能耗核算只包括主机的轴功率(主机轴功率可由计算软件直接得出)，不考虑机械效率和电机效率，不包括辅机功率循环冷却水功耗及其它用电！而且空气进口状况是标准状态的干空气。因此不能将厦大论证报告中的能耗核算指标直接与目前的空分装置的能耗指标进行直接比较！当然也就不能将厦大论证报告中的机械性能参数和目前空分机械性能参数进行直接比较。例如厦大论证报告中的双塔流程核算出的气氧单耗是0,286KWh每标准立方米气氧，这个数据比现在空分装置的氧气能耗核算指标都要先进！这样理解是不正确的！按照现在空分装置的核算范围，并进行进口空气状态及机械效率电机效率调整后，气氧实际单耗接近0,35KWh每标准立方米气氧左右，是现在一般空分装置的较为先进的能耗水平！而设定的机械性能参数也只是中允的性能参数而不是先进的机械性能参数(或者某专家所谓进口设备才能达到的机械性能参数)，其实中允机械性能参数和先进机械性能参数之间的差距也就相差几个百分点而已！机械效率和电机效率一般在98%，而干空气和真实空气的压缩功耗差距则在5%-10%之间（环境温度，相对湿度的不同，两者之间是差距也是不同的）。
' B Y* p1 }0 X! X: X: v) M. r 三，厦大论证报告明确了能耗指标(气氧单耗)的核算办法即只有空分装置才能生产的气氧气氮气氩(厦大论证报告没有涉及气氩但原则是一样的！)采用分摊法进行核算（即氮氩折算为氧当量），其分摊系数则是气氮气氩的有效能和气氧有效能的比值（同时也考虑了其它因素）。至于可以单独进行的过程则按照等效原则按扣除法进行核算！例如压力氧气压力氮气液氧液氮液氩(厦大论证报告中不涉及内压缩但道理是一样的。)，其扣除值按照相同设备性能参数相同工程条件相同过程的实际功耗！' T# \) B2 V' S4 }5 [5 m7 f1 D* {
一般流程的比较首先是针对不同流程进行合理性的讨论(这些内容参阅前面的帖子及讨论)，但进行模拟计算后，这些讨论实际上已经没有太大的意义！讨论应该集中在以下几个方面！6 ]/ y( P* ]7 X
一，模拟计算是否存在错误，是否可以重复(这个相当于审计中对会计原始凭证的真实性完整性进行确认！)，这个是最关健的！如果计算存在重大错误，计算过程无法重复，那么一切讨论都将失去意义。至今为止无人提出这方面的问题，相反有很多人表示计算是没有错误是可以重复的。
" E7 ]. [ c1 o: I; d6 W$ y 二，设备性能参数水平是否基本一致？这也是一个非常重要的问题！任何人都知道通过提高设备性能参数可以降低能耗，有人提出这个问题，前面已经做了说明不再重复！至于个别设备性能参数设定出现偏差，可以调整接受但不会影响比较的结论！(其实设备性能参数也是不断变化的，现在的先进水平设备性能参数应可能很快就会成为中允一般的设备性能参数，不可能做到完全合适！)，应该说厦大论证报告中的设备性能参数设定是基本一致的，属于先进水平。' A6 Y2 [) N0 [# l
三，工艺参数是否合理，其实模拟计算时可以调整的工艺参数只有四个，一是理论塔板数，二是新单塔流程的氮气热泵循环量，空气热泵循环量，三是双塔流程空气进入下塔的比例。四是新单塔流程的空气压力。关于这些问题可以参阅99帖的讨论区的讨论内容。关于理论塔板数的设置厦大论证报告出现较大的偏差，其中下塔理论塔板数仅为20块，应该增加至45块，上塔（空分塔）理论塔板数应该设定为60块（目前上塔理论塔板数为85块，但其中氩馏分引出口以下20-25块，进行二元物系模拟时设定为60块是合理的，厦大论证报告新单塔流程模拟计算分别在空分塔40块及60块理论塔板数下的计算结果）。3 d# f" C& _/ F' |2 G7 v3 f
四，核算办法是否合理。这是一个老大难的问题，也是一个极度混乱争议极大的问题！这个问题本质上是空分行业内部没有解决的问题。我们当然也了解这些情况，流程比较时一定会涉及的问题，我们也就力图解决这个问题！* ~8 _$ c4 T4 Y
空分装置的能耗核算其指标是每标准立方米气氧电耗。但是空分装置的产品是多种多样的，有气氧气氮气氩，液氧液氮液氩，有压力氧气压力氮气压力氩气等，所谓的核算就是把空气装置的总能耗合理分配给空分装置的各个产品，这个核算和企业的利润核算有异由同工之妙，其中气氧单耗指标和利润指标一样，具有极大的操作数字游戏的空间。正如企业会计利润需要审计一样，任何空分装置的氧气单耗指标，都需要认真审核才能采信。既不能虚高也不能虚低(虚高必然导致其它产品能耗虚低，虚低则必然导致其它产品能耗虚高！)，正如企业利润审计是非常困难专业性非常强的工作，空分装置的核算当然也是如此！5 ]$ A1 N1 @! O2 ^' x- n3 H3 r+ V( M
空分装置的能耗核算及审核则更加困难，因为企业利润核算有一套完整的会计准则，无论是分摊还是扣除均有一定之规，但依然有很大的操作空间(其实所谓会计的水平高低就体现在遵守会计规范的情况下，对企业利润和费用进行数字处理，所以才会有企业利润不是干出来的而是算出来的戏言！)，而空分装置的能耗则没有一套完整的核算规范，而只有一些习惯做法，例如液氧单耗(包括气氧分离功)是气氧单耗的2一3倍等等，操作的空间太大了！当然也有一些共识，例如内压缩流程的核算压力氧气压力氮气大家都同意按照扣除法处理，而扣除值则按照空压机同等效率计算(也有一些操作空间，因为一般来说氧压机氮压机的效率总是低于空压机效率。
' `3 C8 Y1 h" Q+ p; J/ W 如果说内压缩流程不节能即没有联合红利的话，而液化过程和空分装置则有很大的红利，这也是深冷液体产品目前绝大多数都是在空分装置中直接生产，而用气氧气氮气氩生产液氧液氮液氩则非常少见的根本原因！这就给空分装置的能耗核算带来了一个更加复杂的问题。如果液化过程和空分装置没有联合红利或者联合红利很小的话，大家都会同意按照扣除法对液体产品能耗进行核算，而扣除值则是同样设备性能参数，同样工程条件，同样工艺方案，同样工艺参数下的气体实际液化功计算值。而联合红利的出现则带来联合红利如何分配的问题，这个时候核算时再按照气体实际液化功计算数据对液体产品进行扣除，虽然符合核算的基本原则，但就不一定合适了！目前空分装置的核算是以气氧单耗为核算目标的，按照一般核算原则液氧及其它产品单耗只能采用扣除法或分摊法处理，而扣除值和分摊系数则通过估算或计算而得出！而绝对不能通过核算方法而得出（如果采用核算办法则事实上构成循环核算，是成本核算中极为忌讳的）。但实际上目前所见的液氧单耗(即核算扣除值)都是通过核算而得出，其数据则在0,45-1,3KWh每标准立方米液氧之间！之所以出现这样的情况则是因为现在核算液氧单耗的实际办法大体上是在零液体产品方案下计算出气氧单耗，然后再以这个数据为基准核算出其它产品方案下的液氧单耗(这是一个无意识的做法，从来没有明确过！也没有每次核算时都计算出同等设备性能参数下零液体产品方案下的气氧单耗，而只是根据经验给定一个气氧液化单耗数据。)，这样的核算办法带来两个问题，一个是液氧单耗(核算扣除值)和气氧实际液化功之间出现了一个差值，这个差值就是空分装置和液化(制冷)装置的联合红利！或者按照会计语言，气氧同等设备性能参数下的实际液化功是气氧液化的完全成本，而以同等设备性能参数下零液体产品方案气氧单耗为基准计算出的液氧核算扣除值则是液氧边际成本！另一个问题则是气氧单耗和液氧单耗之间出现了循环核算，即气氧单耗的核算结果是以液氧单耗核算结果为依据的，同样液氧单耗也是以气氧单耗核算结果为依据的！这其实是核算中最忌讳的问题即循环核算！这是根本违反核算原则的。这就必然导致气氧单耗和液氧单耗虚低虚高的问题，当然一个单耗的虚高是以另一个单耗的虚低为存在前提的！但要判断是气氧单耗偏高还是液氧单耗(核算扣除值)偏高则无法通过核算进行判断。
9 k t0 p8 d7 I& A M 有没有办法打破这个循环核算的因境呢？有！但那是一个难度非常大的事情，要进行很细致的比较计算。仍然要从气氧实际液化功着手！其实按气氧实际液化功扣除液氧单耗一开始大家都是同意的，这是符合常识的！没有理由不同意！但是有专家认为扣除值偏大，怀疑(制氧技术)中的实际液化功有问题或者已经落后了五十年！有专家甚至认为认为气氧实际液化效率为50%，实际液化功为0,5KWh每标准立方米液氧。经过模拟计算可以确认(制氧技术)中的实际液化功数据是基本正确的，根本没有落后五十年！其实(制氧技术)中也有双膨胀制冷下液氧单耗可以低至0,65KWh每标准立方米液氧讲法(这其实已经反证落后五十年的说法完全不能成立！)，但是对于如此重大的矛盾没有任何说明和解释也是一件难以理解的问题！
% Q) T2 n6 I9 T 其实只要做一下深冷气体实际液化过程的计算都会认识到一个事实，那就是气体实际液化过程的效率是很低的！其原因在于制冷过程是热泵制冷和膨胀制冷的联合过程，其中膨胀制冷的效率是非常低的，压缩机涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，膨胀机进口温度100-110K，不考虑正返流阻力损失换热温差损失下膨胀机制冷极限效率不到50%！而开式热泵一膨胀制冷液化效率极限效率则是35%！液氢天然气的实际液化效率只有20%-25%！目前设备性能参数下气氧的实际液化效率在20%-30%之间，气氧实际液化功为0,8-1,2KWh每标准立方米液氧！在设备性能参数压缩机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%的条件下极限开式热泵一膨胀制冷液化效率只有35%，根本不可能达到50%的实际液化效率！(制氧技术)中气氧实际液化功1,22-1,47KWh每标准立方米液氧，液化实际效率只有17%-20%，是在空压机出口压力6bar以下的计算结果，确实偏低了但并没有大的问题！无论如何气氧实际液化功和空分装置液氧核算扣除值之间的巨大差距必须有一个合理解释。
2 Z) v; M5 H o% N 一个解释是空分装置和液化过程的联合红利，从气氧液氧单耗的核算办法可以看出，空分装置和液化过程联合红利完全体现在液氧单耗(液氧核算扣除值)上，这个虽然并不完全合理但可以接受也应该尊重空分行业的习惯！但是这个红利并不是可以随意操作的数据，是完全可以计算的！所谓的联合红利其实就是三项，一是散冷损失，二是热端温差冷端温差造成的损失，三是正返流阻力损失！其中一二项气体产品已经完全承担了，第三项空分装置则无法承担！只要在同等设备性能参数下，把换热器温差正返流阻力及散冷损失设定为零计算出的气体液化功就是液体产品的核算扣除值的下限！) n" u; n( c5 z2 \* n
联合红利的引入(这是厦大论证报告能耗核算没有注意到的问题)可以缩小气氧实际液化功和行业习惯液氧核算单耗(核算扣除值)之间的巨大差距，但无法完全解决这个问题！这个问题除了联合红利这个因素外，还有一个由循环核算引起核算误差的积累和放大的问题！这个问题在内压缩流程，带提氩装置的低液体比例产品方案下特别容易出现，其中内压缩和提氩在核算时会出现误差积累的问题，而低液体产品方案下则把核算误差进一步放大，例如液氧占氧气产量5%的产品方案下，如果核算误差(任何核算都会有误差)对气氧单耗影响只有0,01KWh每标准立方米气氧，如果这个误差体现在液氧单耗(核算扣除值)上，那么液氧单耗(核算扣除值)则变化0,2KWh每标准立方米液氧！这也是核算液氧单耗(核算扣除值)极端低数值特别容易在内压缩及低液体产品方案下出现的原因！当然这种情况在全液体空分装置的核算中就不会出现！虽然全液体空分核算误差仍然存在但由于不存在误差放大的问题，就不会出现液氧单耗(扣除值)0,45KWh每标准立方米液氧或者0,5KWh每标准立方米液氧的极端情况！因为全液体空分装置如果液氧单耗(核算扣除值)出现0,45KWh每标准立方米液氧或0,5KWh每标准立方米液氧的情况，因为如果出现这种情况那么气氧单耗指标就会变得极端不合理！例如全液体空分液氧包括气体分离功为1,0KWh每标准立方米液氧，这是非常先进的指标了！如果液氧单耗(核算扣除值)按照0,45-0,5KWh每标准立方米液氧扣除，则气氧单耗指标则是0,5-0,55KWh每标准立方米气氧，这才真正是落后五十年了！还有什么先进可言！8 K- ~6 q- u& t6 J" e. A3 l
通过气氧实际液化功及设定正返流阻力散冷损失热端温差冷端温差损失为零可以计算出的液氧核算扣除值下限！可以排除由于循环核算误差放大而出现的极低(当然是虚低)的极端数据！但液氧核算扣除值的范围还是太大了！这个问题如何解决将在后面进行详细讨论。
, |6 S' ?) }: ?9 @ 现在说一说厦大论证报告存在的不足或者说未解决的问题，主要有三项，一是厦大论证报告完成了新单塔流程的展开，但没有对新单塔流程的热泵精馏工艺进行优化，厦大论证报告中的虽然提出完全可逆热泵精馏的概念并做了简单说明，但没有进一步展开。其实空气氧氮气组成采用单热泵供冷供热精馏工艺方案的时候，精馏塔精馏段和提馏段最小液气比和最小气液比是无法同步的，当精馏段达到最小液气比时，提馏段的实际气液比距离最小气液比尚有一段差距，当提馏段达到最小气液比时，精馏段的实际液气比已经大于最小液气比！如果采用双热泵工艺方案则以上的问题可以解决更加合理优化。二是厦大论证报告虽然认识到空分装置的液体产品数量对新单塔流程的能耗水平影响极大，但对液体产品数量采用了简单化的处理办法即通过调整空压机出口压力的办法调整空分装置的液体产品数量。没有进一步深入研究低液体产品方案甚至零液体产品方案的新单塔流程优化工艺方案(也许顾忌于这样的工艺方案是以古典单塔流程为基础增加一个以氮气为循环工质的热泵，也许不敢证明新单塔流程在所有产品方案下都拥有相对于双塔流程的碾压性优势！)，当然更重要的原因在于没有认识到深冷空分行业液体产品的能耗核算如此混乱，这个确实外行了！如果认识到空分行业对液体产品的能耗认知存在如此巨大的偏差，液体产品核算扣除值会成为一个颠覆性的问题，那么毫无疑问绝不会对此采用如此简单化的处理方法。三是关于空分装置的能耗核算，在进行新单塔流程的模拟计算时，我们已经认识到空分行业能耗核算非常混乱，但没有认识到混乱到如此严重的地步！按照一般核算原理既然空分装置的氧气单耗是空分装置核心能耗指标，那么其它产品当然只能按照分摊扣除进行处理，而核算扣除值只能是等效过程的实际功耗，而分摊则按照有效能的大小。这是能耗核算的一般做法！但和空分行业的习惯做法出入太大了！虽然增加了全空分装置的有效能效率与核算结论互相应证，但没有引起高度重视。确实外行了，其实在我第一次到西安交大拜访的时候，我们交流了三个多小时，我提交了厦大论证报告，介绍了我与法液空，杭氧开空交流的情况，分别时(他赶飞机去成都参加全国空分会议)他问了一个问题，你认为空分装置的能耗应该如何核算才合理？我愣了一下，回答道应该以全空分装置的有效能效率为准！厦大论证报告有全装置的有效能效率数据可以互相参照。他说那就没有问题了！今天我终于可以堂堂正正地回答他我已经解决了这个问题！
5 a( w8 i; E1 c' |& m4 K 厦大论证报告反映了当时我们对空分行业和新单塔流程的认识水平，不可避免地存在一些不足和留下了一些没有解决的问题。主要有三个问题。' E D' A2 _8 b# d% h
一是设备性能参数及理论塔板数的设定存在一定的偏差。二是没有解决新单塔流程在低液体产品方案下精馏工艺方案，只是简单化地采用降低空压机出口压力的办法调整液体产品数量。三是没有对新单塔流程的精馏工艺进行进一步优化。四是没有高度重视能耗核算问题，只是简单计算了各种工艺方案下空分装置的有效能效率并与核算结果互相参照而已！+ y6 _' \& t+ G' m- @
关于第一个问题，设备性能参数中基本上符合现在空分行业的中允设备性能参数，只是涡轮增压机的等温效率目前一般是50%-60%，原厦大论证报告中的涡轮增压机绝热效率设定为85%（相当于等温效率70%）偏高了，已经达到先进水平。至于理论塔板数设定太少，新单塔流程的空分塔理论塔板数调整为60块，双塔流程的下塔理论塔板数调整为45块，上塔调整为为60块。3 z1 T& N$ P* j {; {
关于第二个问题及第三个问题，将原厦大论证报告中的八个模拟计算方案调整为四个方案。* o" f4 r, N X4 g
方案一，和原厦大论证报告中的方案一基本上保持不变。只是由于理论塔板数增加，氮气压缩量从32800立方米/小时调整为30000立方米/小时。$ Z, @* B0 C& u7 I! k
方案二，标准状态干空气50000立方米/小时经两段压缩至4.3bar，经纯化后其中22500立方米/小时空气涡轮增压在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏，另27500立方米/小时进一步换热后进入设置在空分塔底部上的冷凝器中冷凝，冷凝后的液空经与污氮氮气换热过冷后进入空分塔精馏段作为回流液。另外从空分塔顶部引出氮气流量22000立方米/小时复热至100K左右经深冷压缩在主换热器换热(压缩比大约为2.0）后进入设置在液空入口处的冷凝器中冷凝，冷凝后的液氮经与污氮氮气换热过冷后进入空分塔顶部作为回流液。
- u. b, Z& N, ^0 ^ 方案三，干空气50000NM3经两段压缩至4.3bar，纯化后其中42500NM3压力空气经涡轮增压在主换热器换热后进入膨胀机制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏。其余7500NM3空气进入设置在空分塔底部的冷凝器中冷凝为液空，经与污氮气氮气换热过冷后节流减压进入空分塔精馏段作为回流液。返流氮气22000NM3经两段压缩至5.4bar，经主换热器换热后进入设置在空分塔底部的冷凝器中冷凝为液氮，经污氮气氮气换热过冷后节流减压进入空分塔顶部作为回流液。 z! T9 u3 @6 A' Y9 ]8 S. \
方案四，与方案二基本上相同，区别在于进入设置在空分塔液空入口处的氮气采用复热常温压缩，氮气压缩机出口压力为2.1bdr。
! R4 [; H, W- \ 关于双塔流程的比对方案也进行相应的调整，干空气50000NM3经两段压缩至5.6bar，经主换热器换热后其中15000NM3进入膨胀机制冷后进入上塔参与精馏，其余35000NM3经主换热器换热后进入下塔，下塔富氧液空中的氧含量40%，数量为18000NM3，液氮数量为17000NM3，经与污氮气返流氮气换热后分别进入上塔中部和顶部作为回流液。3 [" z( k! Q; G! o/ ^( W+ S4 T
以上四个模拟计算方案，方案一是高液体产品方案下新单塔流程的基本工艺方案。方案二是低液体产品方案(液体产品接近零)下的新单塔基本工艺方案。它是在古典单塔流程基础上通过增加一个深冷压缩氮气热泵而实现氧氮完全分离的新单塔流程。' o) Z$ r. g4 J
方案三是在方案一基础上增加一个以空气为循环工质的热泵，从而协调提馏段气液比和精馏段液气比从而实现精馏优化进一步降低了能耗。; h& J/ C" W7 [$ B' e6 W
方案四与方案二的区别在方案二采用氮气深冷压缩，而方案四采用复热常温压缩。3 ~, p( k0 }; T' W6 k$ j
解决了低液体产品方案下的新单塔流程的精馏工艺问题，一方面可以避免关于液体产品核算扣除值的争议问题成为一个颠覆厦大论证报告的核心问题，另一方面也为空分装置的能耗核算奠定了一个非常好的基础！因为如果新单塔流程只有在高液体产品方案下才拥有相对于双塔流程的能耗优势，而在低液体产品方案下完全没有相对于双塔流程的能耗优势，那么必然有人会指出(评论区中已经有人这样说了！)在高液体产品方案下新单塔流程之所以拥有相对于双塔流程的能耗只是由于液体产品扣除值偏大的结果，即使你进一步计算了全装置的有效能效率也无法说服他，因为他同样可以认为液化过程实际有效能效率本来就比精馏分离过程的有效能效率高得多（其实正相反，空分装置中在采用双热泵工艺方案的前提条件下，同样设备性能参数下开式热泵精馏的有效能效率高于开式热泵一膨胀制冷液化效率！），提高空分装置的液体产品数量当然会提高全装置的有效能效率。现在解决了新单塔流程低液体产品方案下的精馏工艺方案问题，并证明在此精馏工艺下，低液体产品方案(液体产品数量接近于零)新单塔流程依然拥有相于双塔流程的能耗优势(见方案二，四)，那么这种指责将不攻自破！因为这种状况下液体产品核算扣除值无论大小，已经不可能对比较结果产生影响。另一方面解决了新单塔流程低液体产品方案下的精馏工艺问题，也为解决空分装置的能耗核算问题提供了一个非常重要的基准。$ w- Z/ X% e% n2 f
现在来说第四个问题，空分装置的能耗及比较从来都是一个没有完全解决的问题，争议性极大无法取得共识！不断有人就此发表论文提出核算方案，但都无法得到大家的认可。当然也不是完全无共识，如果如此则所有的空分能耗核算结果都会变得毫无意义鸡同鸭讲。情况当然也不是完全如此，还是有一些共识或者说习惯做法。例如以标准状态气氧单耗作为空分装置的能耗核算的核心指标大家是有基本共识的，但是这个共识是否在空分装置的能耗核算过程中都得以贯彻则大有问题，如果坚持贯彻这个基本共识，那么根据核算的基本规则(这需要学习一下会计常识！)除了标准状态气氧外，其它如液氧液氮液氩压力氮气压力氧气压力氩气只能做扣除或者分摊处理，而扣除值和分摊系数也需要有明确计算规则！计算出的空分装置范围内的总功耗扣除分摊后直接核算出标准状态气氧单耗。' i7 F/ T' G9 K1 p7 {
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发表于 2021-10-22 09:48:33
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