外行学空分(184)一一新单塔流程的双热泵工艺方案(四)

; j$ c) `# ~5 J4 e" y2 v  前面183帖说明并确定了新单塔流程以氮气和空气为循环工质的双热泵基本工艺方案，毫无疑问新单塔流程并不是只有上述的一个双热泵工艺方案，还可以有其它的双热泵精馏工艺方案，例如还存在以下的新单塔流程的双热泵工艺方案，具体描述如下，
# h% i, x! L* y/ E2 z) c   50000NM3空气两段压缩至4,3bar，纯化后与返流气换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀机空气进入空分塔参与精馏，返流氮气25000NM3经两段压缩至5.4bar在主换热器中与返流气换热后进入设置在空分塔底部上的冷凝器中冷凝为液氮和返流污氮气换热过冷后进入空分塔顶部作为回流液！从空分塔提馏段引出20000NM3含氧40%的富氧空气在主换热器复热后在常温下压缩至3.5bar(当然也可以选择复热至100K左右深冷压缩)，在主换热器换热后在设置在空分塔底部上的冷凝器中冷凝为富氧液空，经污氮气换热过冷后一部分作为粗氩冷凝器的冷源(数量为15000NM3)，气化后的富氧空气在富氧液空入口处以下3-4理论塔板数处返回上塔参与精馏，另一部分富氧液空经氮气污氮气换热过冷后进入空分塔精馏段作为回流液！这样的新单塔流程的双热泵工艺方案，其空分塔的精馏状况和双塔流程是的上塔完全一致(所谓的完全一致是指污氮气中的氧含量，氮气纯度和氧提取率，就精馏过程而言，富氧空气引出口以下无论是气液比还是各截面的组分，流量都是一样的，但富氧空气引出口以上情况却不一样，新单塔流程的双热泵工艺方案富氧空气中的氧气数量5000NM3，这样与富氧液空平衡的气相中的氧含量为13,4%左右。而在双塔流程中富氧液空入口处气相中的氧含量为20%-21%，新单塔流程富氧液空以上的上升气约为63000NM3左右，双塔流程的上升气数量约为38000NM3左右，新单塔流程的上升气数量是双塔流程的1,5倍！而双塔流程富氧液空以上气相氧含量是新单塔流程的约1,5倍。新单塔流程氮气压缩机和富氧压缩机功耗之和比双塔流程进入下塔空气(占空气数量的85%)压缩功耗低15%左右。
   现在将新单塔流程的双热泵基本工艺方案为基准和双塔流程的基本工艺方案进行一下比较。
+ y/ @# B% R# ~   首先无论是新单塔流程的双热泵基本工艺方案还是双塔流程的基本工艺方案，都能实现在真实气体组成下气氧纯度都能达到99.5%以上，两个基本工艺方案的空分塔都是按照氮氩一氧进行精馏工艺组织，同样两个基本工艺方案都可以采用粗氩冷凝塔流程实现提氩。重要的不同在于新单塔流程的双热泵精馏工艺方案相对于双塔流程的基本工艺方案用于膨胀制冷的空气数量总是大得多，加上返流气中增加一个氮气循环量使进入空气冷凝器的空气带液量大于双塔流程进入下塔空气的带液量，整个空分装置的液体产品数量大于双塔流程基本工艺方案。
" g( W( p! N. K$ \/ t, Q* @     当双塔流程空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织的时候，空分塔底部只能得到纯度在95%的氧气(含氩4,5%含氮0,5%)，这个时候进入下塔的空气数量只需要达到空气总量的60%(氧提取率会略有下降，有专家指出双塔流程进上塔的空气数量不能超过30%，超过部分必须膨胀制冷后旁通，这样氧提取率只能达到90%以下。如果通过加大进入下塔的空气数量增加液氮数量来提高氧气提取率，进入下塔的空气数量将大幅度提高)，进入上塔的液氮数量只有14000立方米！新单塔流程双热泵工艺方案空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织时，氮气压缩量保持不变，富氧空气压缩量从20000立方米减少至9000立方米。

我在网上找到了东京大学单塔制氧的文章，流程和参数见图。
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$ |( K6 m1 S4 g; f* w' a1 O- U几个问题：
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1、他的空压机后空气压力70kPa，压力如此之低，如何净化？

. H2 S( ~) o: ]9 E: l! l2、液空膨胀，他的增压空气压力只有330kPa，液化器和精馏塔进料口位差>20m，塔内压力30kPa，最多只有100kPa即1bar的剩余压力，膨胀功<1kW，设液空膨胀机有意义吗？恐怕连膨胀机的跑冷损失也无法抵消吧？

" m  A  a3 W, T7 G6 y( s3、他的冷量如何平衡？氮气低温增压功率370kW，如何抵消这些冷损？增加一个冷却器，用270kW就够了？卡诺循环效率73%，370*73%=270，哪有这样算法的？
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. p9 I+ c3 T8 L0 Z7 ^( |: M- V他在液氮回流前补充冷量，所补充冷量的温度就必须比回流液氮的温度更低才行，空分装置中只有液氮能胜任。
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1kW制冷量相当于6.8Nm3/h液氮产品，为抵消低温增压的冷损，需要补充的液氮量是370*6.8=2516Nm3/h。加上10000空分本身冷损80kW，相当于80*6.8=544Nm3/h。总共需要补充的液氮量是2516+544=3060Nm3/h

' j+ \  H3 r' ^% V0 Z! |氮气最小液化功0.27kWh/Nm3，液化效率50%，为补充冷量所需功耗是3060*0.27/0.5=1652kW
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这样的话，东京大学单塔制氧总能耗是1020+610+370+1652=3652kW，3652/3210=1.14
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再有东京大学的文章中交待了，他是生产纯度为93%的氧气，从他的塔内下部回流液量只有氧气量的2.4倍也能看出他只能生产低纯氧，而双塔流程是生产99.6%且提氩还有点液体产品，93%低纯氧本身单耗就比99.6%氧气低15%，这样算起来的话，东京大学的这个流程单耗比正常流程不是低30%，而是单耗高了将近30%

初学空分流程，氮气循环方法很容易想到，但却是个坑，缺乏制冷低温知识的人很容易掉进去，我本人30年前初学空分工艺流程时，也曾掉进这个坑中，但我很快知道这个方法不行，自己爬出来了。尤总掉进这个坑中10几年出不来，奇葩了。

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  V& y! ^9 s/ h6 c* ~, d; D  F" c某液体膨胀机高压液空量56666Nm3/h，膨胀前后压力差53bar，发电机功率80kW

& w7 X! l( E8 ~8 B. ?( V! v! q东京大学的液空量12500Nm3/h，前后压力差1bar，估计发电机功率是80*12500*1/56666/53=0.33kW
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% w, u: @2 S) J  ~) O: Z4 N这么少还设液体膨胀机？空分装置中，下塔去上塔液空和液氮管路上没有设液体膨胀机的，差压太小。
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7 O( \' l( f/ H6 T% A+ m% `& F  d0 {东京大学的这个单塔制氧流程就是个笑话！百度“基于火用分析的节能型空分装置”可以搜索到这篇文章。

欢迎先生就帖子的内容批评指正！至于日本东京大学工业研究所和山梨县大字的论文，我既没有引用也没有表示赞成，先生应该和论文的作者讨论，我既没有权利也没有义务和先生讨论，他们应该不是初学空分的外行。
   至于先生讲到的初学外行应容易陷入氮气循环的陷阱，我想这里的氮气循环更准确的表述应该是以氮气为循环工质的热泵！自从古典单塔精馏流程被弃甲后，双塔流程中就存在以氮气为循环工质的热泵，只是先生不知道而已。
   先生讲了一个有意思的故事，如果先生能讲得更具体一些，我想大家都会有收益。

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这是我在网上找到的某排名靠前大学某教授的一个空分专利，说是空气压力下降，可以节能30%~40%，真是“语不惊人死不休”。他的上塔与下塔并列布置，两者之间加个换热器，下塔顶部画个换热器，上塔底部也画个换热器，粗氩塔和精氩塔也只要画条线，就不管他了。

. D) n& g  ]! K, L' [这种“专利”，对于完成教学任务和升职或许有点用，但也仅此而已，我估计教授不会拿他当真，不会用这种“专利”去找法液空、杭氧、川空、开空自讨没趣。

我认为这个教授对空分的了解，可能跟东京大学、厦门大学那几个教授差不多，
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这个专利是2006年的，比尤总2009年的专利还早，而且这个专利节能30%~40%，比尤总的20%还要厉害，尤总要加油了！

我最早见过这种流程是2003年，西安交大的一篇文章，可能也是引自国外文章，并非其首创。某教授的这个专利可能受她影响，当然也有可能直接看英文，后来李化治制氧技术第2版中对这个流程也有引用。但我认为很多人对此流程并无多少理解。

" d+ [- I  S8 M$ ^! N, z有些人喜欢先占个坑