外行学空分(174)一一真实气体组分下的新单塔流程工艺方案（二）

5 {' r5 d2 a# J       目前基于双塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案，从精馏组织方案而言是经隔板模型优化组织后氧氩氮三元物系依次精馏组织方案，其中上塔氩馏分引出口以上是依次精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，粗氩冷凝塔加氩馏分引出口以下的上塔部分是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，其中粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔精馏段。氩馏分引出口以下的上塔部分是氮氩一氧精馏塔的提馏段。氩馏分是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔的原料气，精氩塔是依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔又称之脱氮塔。从开式热泵供冷供热方案而言，目前基于双塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案是以空气为循环工质的一拖多开式热泵供冷供热方案。
7 f0 V& B7 c8 c) e0 y$ P0 [1 a# J: ^   基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏优化工艺方案。从精馏组织方案而言，也是经隔板模型优化组织的依次精馏工艺方案。从开式热泵供冷供热方案而言，是以空气，氮气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵供冷供热方案。
     基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案描述如下（以处理干空气50000NM3为例）。
8 |# K) z- S( A6 G- r, R3 z+ L" j% v8 @    50000NM3干空气经两段压缩至5.6bar，纯化后其中5000NM3在压力空气增压机中增压至38bar（空气临界压力，空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案的优化参数），在主换热器与返流污氮气换热后全部液化，经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，5000NM3末经涡轮增压的压力空气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冷凝为液空，过冷后送至空分塔中部作为回流液。40000NM3压力空气经涡轮增压后冷却至常温，在主换热器与返流气换热后，进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出氮气42000NM3，与液空，液氮，工艺氩液体换热后在主换热器与正流气换热复热至常温，其中20000NM3作为产品氮气，其余22000NM3经氮压机两段压缩至5.4bar，在主换热器与返流气换热后，其中100NM3进入设置在精氩塔底部的压力氮气冷凝器（空分术语中又称为冷凝一蒸发器）中冷凝为液氮，过冷后送至精氩塔顶部作为回流液。其余21900NM3进入设置在空分塔底部的压力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。从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出工艺氩气14000-18000NM3（含氩10%，含氮0.2%-0.5%，其余为氧气）进入粗氩冷凝塔，从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩气14000-18000NM3（分别对应氧气产品纯度99.5%和99.8%），在主换热器换热复热至常温后，在工艺氩气压缩机压缩至2.3bar，在主换热器与返流气换热后，其中约450NM3进入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。其余压力工艺氩气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液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。从空分塔精馏段引出污氮气约19500NM3在主换热器换热复热至常温后作为纯化器再生气及空冷塔之用，从空分塔底部引出液氧3500NM3，引出纯度99.5%-99.8%的氧气6500NM3在主换热器换热复热至常温后作为产品氧气。
    以上基于新单塔流程的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案，同样是经隔板模型优化后的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案，其中空分塔氩馏分引出口以上的空分塔是氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，粗氩冷凝塔加氩馏分引出口以下的空分塔是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，精氩塔是依次精馏第三精馏塔，氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔。从开式热泵供冷供热方案而言，是以空气，氮气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵供冷供热方案，其中依次精馏第一精馏塔是以空气，氮气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案！依次精馏第二精馏塔是以工艺氩气为循环工质的单开式热泵供冷供热方案。依次精馏第三精馏塔是以工艺氩气，氮气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案！

  重新编辑了一下，叙述更准确一些，欢迎批评指教。

“氮气深冷压缩进口温度100K，压力1.07bar，压缩比1.65，出口压力1.77bar，氮气压缩量22000立方米，深冷压缩绝热效率85%时，压缩功140kwh，深冷压缩绝热效率80%时，压缩功155Kwh，深冷压缩绝热效率70%时180Kwh。粗氩深冷压缩13500立方米，进口温度100K，进口压力1.07bar，压缩比2.2，出口压力2.35bar，深冷压缩绝热效率85%时，压缩功100Kwh，绝热效率80%时压缩功110Kwh，深冷压缩绝热效率70%时压缩功120Kwh。”
+ K9 @+ e: v1 @  D8 O3 m/ e) R——来自尤总帖子
& `. F  |  [( _2 Y
% }7 V7 R2 g, l! I  v. a8 f绝热效率85%时，氮气压缩功：

5 H! O( G- f, k/ Q: ^! |: e22000*101.3*100/273.15*(1.4/0.4)*(1.65^(0.4/1.4)-1)/3600/85%=143.5kW
尤总算出140kW，差不多

' M" i+ G: _. N4 A4 P绝热效率85%时，粗氩压缩功：
13500*101.3*100/273.15*(1.66/0.66)*(2.2^(0.66/1.66)-1)/3600/85%=151.5kW
$ c0 V9 k& N  {, K' O尤总100kW，错了，氩是单原子分子，绝热过程指数k=1.66

$ L, Z; r, {8 \1 Y, D& J: B
" K! O2 d' X& W: g“ 空气(折标准状态干空气50000立方米)经两段压缩至5.6bar纯化后与返流气在主换热器中进行换热，40%的压力空气20000立方米进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔参与精馏。”
——来自尤总帖子

9 X1 u5 S5 N) ^% t9 q" U20000空气量是不够的，即使增压膨胀，也至少要25000
5 m& Z( l* i8 h7 u- n! k
- ^% a6 d0 Q1 f5 B$ C( f理由：
: M+ p  J1 y: t你即使深冷氮压机和氩压机效率都是85%（实际达不到，因为常温大型增压机的绝热效率才80%左右，低温小压缩机效率肯定更低），两台深冷压缩机功率之和也接近300kW，要补偿这些冷损，膨胀空气的压缩功要5倍即1500kW，加上装置本身冷损，膨胀空气的压缩功至少需要1900kW
25000*101.3*300/273.15*LN(5.6)/3600/0.7=1902kW，差不多。

( E* m# ~# p1 Y" J" u你冷凝空气量降至25000，氧气纯度就困难了。
. H7 o* D1 a4 w  P2 [
" O6 {- O( G" P# N" I' a尤总写得太多太乱，简单计算也有一多半错了，更不要说复杂一点的计算了。

谢谢先生指教！确实粗氩深冷压缩功耗的计算出的结果误差较大，先生的计算是正确的。但先生是专家，应该同时发现一个问题，那就是帖子里的粗氩压缩量是偏大的。富氧液空12000-13000立方米对应的粗氩压缩量是11000-12000立方米，而不是13500立方米。
( U8 w) ?7 ?: t0 s6 m3 h   先生认为膨胀机空气数量20000立方米不足，应该达到25000立方米，这当然是不可能！不知道先生有没有计算过膨胀机前的温度？如果先生没有计算过，我建议先生计算过后再来说膨胀机空气数量20000立方米是否足够。

当真实气体组成下的新单塔流程的基本工艺方案确定后，双塔流程和新单塔流程的能耗比较就是一个非常简单的问题。为了不使问题复杂化，以空气氮气复热常温压缩的双热泵工艺方案为准，小型空分装置，新单塔流程的的功耗有两项，一是氮气复热常温压缩的功耗，二是空压机功耗，其中以时产1000立方米氧气为例，氮气压缩量为2200立方米，两段压缩至5.4αtm，空气压缩量5000立方米，两段压缩至4.3αtm，双塔流程空气压缩量5000立方米，两段压缩至12αtm，两者压缩功耗谁高谁低岂不是一目了然。
; O5 w& Z& J- P, ]0 m" N4 n' Q! T      大型空分装置也是一样的情况，只不过这时候由于设备性能参数和单位散冷损失的减少，同样的氮气空气压力情况下，新单塔流程的空分装置的液氧产量达到氧气产量的10%！双塔流程也是一样！