外行学空分(169)一一厦大论证报告(二)

非常优秀!!非常好！！！

为什么双塔流程的塔板数要增加？下塔由12块增加到40块，上塔由33块增加到45块后，上下塔所需回流液体量大幅减少，在保证氧氮气纯度和产量等满足要求的前提下，膨胀空气量可以增加到空气总量的30%即15000左右，液氧产量可以增加到1400Nm3/h左右。论证报告中膨胀空气量只有7000，液体产量592。空压机功耗不变。
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8 X- S9 K1 G! q2 t; B+ f, j; s1 Q双塔流程的液氧产量增加到1400后，再以0.5的系数折抵电耗，这样双塔流程的制氧单耗比尤氏单塔所有8种工况中的任何一种都低。

可以比较一下双塔流程上塔与尤氏单塔的液气比L/V。

6 i+ S/ h* b  x上塔提馏段，蒸发氧气量=(50000-15000)/1.3=26923，引出氧气量=10000-1400=8600，所以上升气量=26923-8600=18323，回流液量=18323+10000=28323，液气比L/V=28323/18323=1.546

1 E6 l0 d2 O9 ?! ]尤氏单塔提馏段，循环氮气量32830，蒸发氧气量=32830/1.39=23619，液氧产量420(工况1)，引出氧气量=10000-420=9580，所以上升气量=23619-9580=14039，回流比R=24039/14039=1.712，尤氏单塔提馏段液气比L/V大了很多，对氧纯度不利。

上塔精馏段，下塔液气比0.53，则送上塔液氮量=35000*(1-0.53)=16450，上塔氮气量(含污氮气)=50000-10000=40000，所以液气比L/V=16450/40000=0.411，都不考虑液氮汽化率和潜热差异，以下尤氏单塔也一样。
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尤氏单塔精馏段，氮气+污氮气=52830+20000=72830，回流液量32830，L/V=32830/72830=0.451，尤氏单塔大了将近10%
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( N5 H2 m5 F' ~+ l7 X) F再考虑最小液气比差异，上塔精馏段有氧含量40%的液空进入，1.3bar压力下平衡气相14.9%，最小L/V=0.149/0.4=0.373，都近似以塔顶氧含量0计，尤氏单塔也一样。尤氏单塔21%气相空气进料，与之平衡的液相中氧含量50.6%，最小L/V=0.21/0.506=0.415，0.415/0.373=1.11，尤氏单塔最小L/V大了11%，与实际大了10%基本相符。
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所以说，双塔流程的膨胀空气量增加到15000后，上塔提馏段液气比仍然好于尤氏单塔，而精馏段基本相当。

" |2 k+ T1 O- I9 w' x% [当然，二元计算氧纯度99.6%实际就是生产95%氧气，因为空气中的氩绝大部分都会留在氧气中。
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先生的发明能力真是惊人！当先生讲到要用线性回归确定气氧单耗液氧单耗的时候，其实己已经承认自已对现在的气氧液氧的核算的办法完全失去了信心！如果先生对现在的气氧液氧单耗核算的办法有信心如果有信心先生直接把先生认为正确的核算的办法作一个详细介绍，并指出厦大论证报告中的核算的办法错误所在即可，有何必玩什么线性回归？发什么核算没有用的高论？从一个极端又跳到了另一个极端！何线性回归真的能解决气氧液氧单耗核算的问题，那不但是对空分行业是一大贡献，对企业管理成本核算也是一大贡献，所以企业的成本会计都要下岗了，让字概率论的数学家上岗！先生是否还要引进量子力学相对论来解决气氧液氧单耗核算的问题？先生还是不要硬拗了，到了现在先生已经无法硕拗下去，按先生的讲法，先生认为液氧单耗足0.5Kwh每标准立方米液氧(先生没有任何约束条件)已经被打成了筛子！只是先生无法面对，就开始东拉西扯了！
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  请先生再思考一下，什么是我们在空分装置核算的办法上的核心分岐？其实就是我们对深冷气体实际液化功及实际液化效率的认知存在重大的出入。我的观点很明确，那就是气体实际液化功和设备性能参数和工程条件密切相关！先生则认为气氧实际液化功和设备性能参数及工程条件无关！其次我认为按厦大论证报告中的设备性能参数和工程条件，气氧实际液化功在1.22-1.47Kwh每标准立方米液氧，此数据引自(制氧技术)经过验算没有问题，先生认为气氧实际液化功为0.5Kwh每标准立方米液氧，(制氧技术)中的数据已经落后五十年，另外(制氧技术)权威性不足，那只是大学教师的教学笔记文献汇编！先生对厦大论证报告中的气氧单耗指标核算的办法起初是赞同的，认为厦大论证报告是规范认真的，值得空分技术的人员学习！只是先生液氧扣除值1.3Kwh每标准立方米液氧太大了！先生还提了其它的意见，对于先生的意见，对于液氧扣除值我表示部分同意，当然这并意味着我认为(制氧技术)中的气氧实际液化功的数据存在什么错误，而是认识到气氧实际液化功和液氧单耗扣除值之间存在差距，即所谓联合红利的问题。所以我将液氧扣除值从1.3kwh每标准立方米液氧调整为1.0Kwh每标准立方米液氧，至于先生的其它意见，我完全接受！先生坚持认为气氧实际液化功是0.5Kwh每标准立方米液氧！气氧实际液化效率50%，并以林德模拟计算结果和宝钢液化站证明自己的观点。当我指出论文中的计算错误及宝钢液化站液化效率小于50%！先生认帐了，但又提出宝钢气氧液化是间接液化，如果是直接液化实际液化效率可以达到50%！我要求先生直接做气氧实际液化功计算，但先生认为气氧实际液化功计算很困难。这就奇怪了气氧实际液化功计算真的很难吗？最后我认为气氧实际液化效率不可能达到50%(所有的深冷气体实际液化效率都是如此)，即使在极限设备性能参数极限工程条件下，深冷气体实际液化效率只能达到40%-50%！于是乎先生就认为空气装置的能耗核算是无用的，要比较能耗只能用相同产品方案下进行比较！从一个极端跳到了另一个极端！从对气氧实际液化功的认知不同，变成了对空分装置能耗核算的办法的完全否定！说实在诒我实在跟不上先生的跳跃性思维。

我不和先生作口舌之争。先生讲5br的压力空气热负荷是同样压力的氮气的1.07倍！先生的意思很明白，那就是选用氮气作为热泵循环工质是不适宜的，我的理解是否错误？我首先肯定了先生的讲法是正确的，同时又指出同等数量同等压力的空气的压缩功也是氮气压缩功1.07倍，我的讲法怎么也是信口开河？先生也是这么讲的，不然请先生回忆一下！至于我为什么说先生带节奏？那就是因为先生只讲单方面的道理！其实热泵效率和循环工质的热负荷无关，热负荷越大压缩功同比例上升，先生以热负荷为词得出结论氮气作为循环工质不适宜是否有带节奏的倾向？请先生思考一下。

   先生再次提出厦大论证报告中的双塔流程模拟计算时上下塔理论塔板数设置错误不符合现在的工程条件，我再次向先生承认错误，确实我们外行了！正如先生指出的那样厦大论证报告只有本科生研究生的论文水平，我想先生的评价可能偏高了。其次先生对厦大论证报告的意见我除了液氧单耗扣除值部分接受外，其余完全接受，经过调整后的内容已经在帖子里，请先生看一下！欢迎继续指导。至干双塔流程上下塔理论塔板数按先生意见调整后，是否可以在保证氧提取率产品纯度不变的情况下，膨胀空气数量足否可以达到先生所讲的占空气总量的30%，学生在帖子里已经说过理论塔板数调整后，膨胀空气数量会从15%上升至20%！和先生之间有10%的差距！正是这10%的差距让先生再次对学生提出了批评。是否容许学生申辩几句？说一些不敬之语？
6 \% \0 _: b% Y# \# ^* n+ \% ?/ U  先生已经详细解释了为什么氧氮二元物系理论塔板数调整后，膨胀空气数量可以达到总空分数量的30%！理论塔板数调整后，到底膨胀空气数量可以增加多少？要害在于上塔需要多少的液氮才能保证氮气纯度和氧提取率。我的数据是20000标准立方米，先生的数据是17500立方米！我们之间有2500立方米的差距！学生认真看了先生上塔精馏段最小液气比的计算，恕学生不恭，先生犯了非常不应该的错误！先生计算最小液气比的时候，完全不考怎氮氧之间相变热的不同！是按氧氮1

没考虑潜热差异，计算出的液气比确认有水分，但只是用来比较上塔与尤氏单塔，两者都有水分，而且尤氏单塔的水分更大一点，这样比较大小是可以的。氧含量越高，潜热越大。上塔夹点在气相14.9%处，而尤氏单塔在气相21%处。
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1 Z7 B( c* S! ]/ A3 k" F尤氏单塔精馏段上升气量更大，所需回流液氮量当然更多。

比如上塔精馏段上升气量是40000，回流液氮量16450，设尤氏单塔回流液氮量x时，精馏段液气比与上塔相同，则有16450/40000=x/(40000+x)，可解出x=27941
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也就是双塔流程的膨胀空气量占空气量比例30%时，上塔精馏段液气比与尤氏单塔回流液氮量27941时相同。还是指尤氏单塔精馏段有液空回流液的情况，如果没有液空回流液，最小液气比会增大10%多一点，所需回流液氮量也要增加10%多一点。

  先生直接承认计算最小液气比时，完全没有考虑氧氮相变热的不同，这个态度很诚恳！但先生紧接着又开始东垃西扯了，这样很不好！其实先生很清楚，进入下塔的空气数量是由上塔保证氧氮气纯度及氧提取率的条件下需要的液氮数量决定的。如果不考虑氧提取率，进入下塔的空气数量可以降低到空气总量的60%！关于这个问题我和先生已经很深入地讨论过！先生可以回忆一下！但是这样情况下液氮数量势必大幅度减少，膨胀空气无法全部进入上塔或者污氮中的氧气含量升高。现在双塔流程进入下塔的空气数量占全部空气数量的85%！这个数量是由上塔按氮氩一氧精馏组织方案及上塔精馏段液气比共同决定的！提氩时，由于精氩塔需要从下塔抽取压力氮气，进入下塔的空气数量需要提高至占空气总量的87%，以保证进入上塔的液氮数量不变！进行二元模拟计算的时候，单纯从上塔提馏段气液比考虑，进入下塔的空气数量不要说70%，60%也是可以的！上塔精馏段和二元物系还是三元物系基本上无关！上塔精馏段分为三段，污氮口至塔顶，污氮口至富氧液空入口，富氧液空入口至膨胀空气入口！不存在什么精馏段液气比！而是三个不同的液气比！其中污氮口至塔顶，富氧液空入口至膨胀机空气入口都不存在问题。关健在富氧液空至污氮出口，这一段的塔板数和液气比直接决定了污氮中的气氧含量及氧提取率！先生也不要再讲什么水份大水份小夹点什么呢！先生有林德模拟专用软件，双塔流程不需要建木莫，先生直接模拟计算出进入下塔空气数量降低至70%时，氧氮二元物系时，氧的提取率是多少，不就一切都清楚了吗？其实我们的根本分岐在于先生认为厦大论证报告中的液氧扣除值为0.5Kwh每标准立方米液氧，按此扣除值，厦大论证报告中的八个方案的气氧单耗指标当然都比双塔流程高！厦大论证报告中按1.3kwh每标准立方米液氧(后调整为1.0Kwh每标准立方米液氧)则是数字游戏！如果先生能证明先生按0.5Kwh每标准立方米液氧扣除值是正确合理的，反之先生的所有论述完全崩溃！扯其它东西已经没有任何意义了。先生关于应该以相同产品方案下进行比较我完全同意，但末得到先生的回应！

是3个液气比，但是起决定作用的是最小的那一个，也就是液空进料口位置处。与无液空进料相比，有液空进料时，最小液气比会减小一些，所需回流液氮量也能少一些。与只有40%富氧液空进料相比，有21%贫液空进料时，最小液气比能更小一点，所需回流液氮量也能更小一点。
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我只有氮氩氧三元物性软件，焓熵有效能气液平衡等，所有计算都需要建模。尤总可以与开空设计院合作，他们有已经做好的模型。

但如果开空的态度跟我一样，也认为尤总的这个热泵单塔流程“显而易见”不行，他们可能也没兴趣给你算。尤总早就跟开空设计院接触多次，照尤总的话说，是“老朋友见面”了，也可能他们早就屡次三番地告诉了尤总结果，但尤总不信，他们也没办法了。
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更现实一点的做法是，重新设定条件后，请厦大再做一次论证报告，看能否得出尤氏单塔不可行的结论，这些条件包括：

1、双塔流程的下塔理论板数取40，上塔45块，与尤氏单塔相同。二元计算45块够了，没必要75，三元且提氩才要75
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; N: J( ?7 h7 x$ N+ c4 h$ }& }2、各种工况下氧气纯度都相同，比如99.6%或99.5%或99.7%都行，反正是相同条件下比较，不要弄出100%。因为纯度与回流液量有关，回流液再多，也只能近似100%，也就是尽量不要有多余回流液。

, z1 e( v- j9 D3、设定空气量50000氧气量10000条件下，取允许的最大膨胀空气量，我估计是30%左右。照尤总的40%，要么氧气量达不到10000，要么纯度不够。

4 e2 [$ k/ b+ q, e; {" I4、机器效率都相同，比如压缩机等温效率都取75%，膨胀机等熵效率都取87%。低温压缩的绝热效率可以取80%，这也许是目前能达到的最好水平了。

5、低压氮气分摊或不分摊电耗都行，只要各工况一视同仁。
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6、氧液化单耗按目前大型空分的实际单耗0.5kWh/Nm3扣除
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6 w" U+ p' l; s" Q7、主冷温差相同，如果有空气冷凝，要注意空气露点和泡点不相等，冷凝温度取其平均值。空气蒸发温度也取平均值。

8、