外行学空分(210)一一新单塔流程制氮工艺方案

Yb2021

# @# x8 F5 D' k
$ \$ y8 P- ~4 E" N1 Y; U5 o   无论是古典单塔制氧流程，古典单塔制氮流程还是可以同时制取氧氮气的双塔流程都是以深冷空分精馏原料空气为循环工质的开式热泵供冷供热精馏流程，其中古典单塔制氧流程，供冷供热开式热泵循环工质空气在设置在空分塔（常压蒸馏制氧塔）底部的压力空气冷凝器中全部冷凝为液空，经过冷后送至空分塔（常压蒸馏制氧塔）顶部作为回流液，从而在制氧塔底部得到合格的氧气产品。 古典单塔制氮流程和古典单塔制氧流程一样也是以空气为循环工质的供冷供热开式热泵精馏流程，它和古典单塔制氧流程的不同在于古典单塔制氮的供冷供热开式热泵形式，古典单塔制氧流程中开式热泵循环工质空气在设置在制氧塔底部的空气冷凝器中完全冷凝为液空，古典单塔制氮流程的制氮塔和双塔流程的下塔一样是一个冷凝器的放大版！正因为古典单塔制氮流程和双塔流程的下塔一样是冷凝器的放大版，古典单塔制氮流程的制氮塔不可能是常压冷凝塔，制氮塔的压力随着氮提取率的提高，富氧液空中的氧含量升高而升高。同时古典单塔制氮流程的氮气提取率不可能超过70%（现在已经有提取率75%的单塔制氮流程，但和古典单塔制氮流程有很大的区别，其进入制氮塔的空气分为两路，一路带液进入制氮塔中部，一路富氧空气进入制氮塔底部，从而使制氮工艺方底部的富氧液空中的氧含量提高至50%，实际上已经带有精馏塔的特性。
! D! l1 C  V8 b/ R& x     双塔流程可以同时制取氧氮气，标准状态氮气的有效能约为标准状态氧气的25%，双塔流程能耗核算时，一般情况下把氮气作为付产品不分摊能耗（这是一个能耗核算问题，双塔流程中氮气产品是否应该分摊能耗，分摊多少是一个可以讨论的问题）。但采用古典单塔制氮流程制氮时，氮气能耗高达0.1kWh以上每标准立方米氮气以上（不包括氮气压缩功耗）），除了氮提取率低外，现在制氮工艺方案的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率也是很低的，所以采用古典单塔制氮流程的情况是很少见的，只有在特殊的场景和制取高纯度氮气的情况下才会采用。颇有点买椟还珠的味道。
    无论是古典单塔制氮流程还是标准常规双塔流程一般都不适合采用氮气内压缩工艺方案，在采用古典单塔制氮流程时，如果要获取压力高于制氮塔压力的氮气产品，除了采用外压缩工艺方案外，唯一的办法是提高制氮塔压力，从制氮塔直接引出符合指标的压力氮气产品。而提高制氮塔压力会使与空气平衡的富氧液空中的氧氩含量降低，氮含量升高，一般情况下都会降低氮气提取率。随着制氮塔压力升高，与压力空气组分平衡的富氧液空中的氧含量降低氮含量升高，氮提取率下降！
    目前标准古典单塔制氮工艺方案，主要存在以下的几个问题，一是氮提取率低，一般只能达到60%左右。二是由于采用压力较高的精馏塔，一般情况下无法采用规整填料，只能采用板式塔，实际可用理论塔板数较少，氮气纯度高时，需要较大的回流液气比，而这会导致氮提取率进一步降低。正是由于这个原因在古典单塔制氮工艺方案基础上又发展出了双塔双冷凝制氮工艺方案和双空压机（一个是空气原料压缩机，一个富氧空气循环压缩机）单塔制氮工艺方案。
     新单塔流程的制氮工艺方案和标准新单塔流程同时制取氧氮气的工艺方案并无重大的改变，只需要对工艺参数略加调整即可实现，它肯定是一个氮一氩氧（近似氮一氧精馏塔）精馏塔而不是氮氩一氧精馏塔！具体工艺方案简单叙述如下，标准干空气50000NM3经两段压缩至4,3bar，纯化后压力4,2bar，其中5000NM3在压力空气增压机中增压至38bar，在主换热器换热液化后节流减压进入设置在制氮塔底部的压力空气冷凝器中，其中40000NM3经涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入精馏塔（常压制氮塔）参与精馏，另外5000NM3压力空气在主换热器换热后部分带液进入设置在制氮塔底部的空气冷凝器中冷凝为液空，经过冷后送至制氮塔中部作为回流液。
   从制氮塔顶部引出合格氮气63000立方米与液空液氮换热后，在主换热器复热至常温，其中34000立方米作为产品氮气，另外29000立方米压缩至5.3bar，冷却至常温后在主换热器与返流气换热后进入设置在制氮塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，其中引出4000NM3液氮，其余25000NM3过冷后送至制氮塔顶部作为回流液。制氮塔底部引出含氧约85%的粗氧气在主换热器换热后作为纯化器的再生气或作其它用途。
' z9 _7 b( a, h: {6 m     空压机压缩功耗3000Kwh每小时，氮气压缩机压缩功耗1850Kwh，压力空气增压机压缩功耗500KWh，每立方米标准状态氮气电耗为0.06Kwh。氮气提取率95%以上！
     新单塔流程还有一个低液体产品比例的制氮工艺方案，具体叙述如下，标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.2bar，纯化后的压力4.1bar，其中2000NM3压力空气在压力空气增压机中增压至38bar在主换热器换热液化后节流减压进入设置在制氮塔底部的压力空气冷凝器中，其中20000NM3压力空气经涡轮增压在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入制氮塔参与精馏。其余压力空气28000NM3经主换热器换热后部分带液节流减压进入设置在制氮塔底部的空气冷凝器中冷凝为液空，过冷后送至制氮塔中部作为回流液。从制氮塔顶部引出的返流氮气63000NM3在主换热器换热后，其中36500NM3作为产品氮气，另外26500立NM3压缩至2.1bar，经主换热器换热后进入设置在制氮塔液空入口处的氮气冷凝器中冷凝为液氮，其中1500NM3液氮作为产品引出，其余液氮25000NM3过冷后送至制氮塔顶部作为回流液，从制氮塔底部引出含氧约85%（其余为氮和氩）的氧气在主换热器换热后作为纯化器再生气或其它用途。空压机压缩功耗耗3000KWh，氮压机压缩功耗700KWh，压力空气增压机压缩功耗200KWh两者均已考虑机械效率和电机效率，也对空气进口状况进行了调整。核算出的氮气单耗0.07KWh。
   空压机出口压力之所以设定在4.3bar综合考虑了膨胀制冷效率和纯化器的压力需要，另外在新单塔制氮流程低液体产品工艺方案的基础上，通过增加空气增压机和高温膨胀，增加氮气压缩量新单塔流程均可以非常方便地采用氮气内压缩流程及制取大比例液氮产品。
. Y. ?8 u: _+ ]# U. z' q8 N, ^   和新单塔流程标准工艺方案及双塔流程全低压工艺方案，古典单塔标准制氮工艺方案一样，新单塔流程制氮工艺方案也存在空气开式热泵一膨胀制冷液化效率低的问题，通过采用部分空气增压液化进入空气冷凝器并相应增加氮气压缩量（液氮产品数量增加，需要相应提高氮气压缩量以保证精馏状况不变），可以提高空气开式热泵一膨胀制冷液化效率，从而提高液氮产量，进一步降低制氮能耗0.02-0.025KWh每标准立方米气氮。
" K3 G( _/ m) W0 p) z   至于新单塔流程制氮工艺方案可以非常方便地采用内压缩工艺方案制取压力氮气产品。由于是常压精馏塔，可以采用规整填料，从而可以不降低氮提取率的情况下制取高纯度氮气产品。
5 C% u7 p/ G$ }& X   

Sunqh

1 k3 \, z* K2 A! Y- r# P* V' L
7 p  c( P6 F& ~" \. G1 U( z# c4 [至少有三个错误：
+ P5 @: |5 T. {5 }; k' d* Q( B( Z
1、换热方面，5000空气4.1bar压力不够，要生产1500~2000液氮，出换热器液量也要这么多，只有5000空气中有部分液化。但4.1bar空气开始冷凝的温度低于-177度，进主换热器各返流中-177以下的冷量非常少，空气无法液化，结果必然是主换热器热端温差大增。这部分空气压力至少需要20bar
  l! i+ _; b- R+ p: e5 f
2、循环氮压机等温效率，24000*101.3*300/273.15*ln(3)/3600/800=102%，太高了

' O$ m2 m9 m3 \8 \3、循环氮气压力3bar不够，塔底蒸发废气中氧含量50%，温差1.6K时，氮气冷凝压力是3.6bar，考虑到阻力，氮压机出口压力还要更高一些。
5 E0 ^4 Q* C9 X5 P
再有你生产的是低压氮气，还需要有产品气氮压机，空压机、循环氮压机和产品氮压机三台。
# z1 o5 v* Y, k# t7 ^( e! r3 x
( u6 }8 E8 [6 S. _6 H& T一般制氮机只需要一台空压机，不需要氮压机，塔压由所需产品氮气压力决定，塔压高液体产率就大，塔压高氮气提取率低。塔压很高但不需要更多液体产品时，可以考虑用低温增压循环的方法来提高产品提取率，但这并不是常规做法，只能算是特殊情形下的“废能利用”，把五粮液当酒精烧火取暖。

Sunqh

可以比较一下单耗
( c" N* X- f4 i9 e6 G
氮气压力要求5atm，压缩机等温效率都是70%

正常制氮机空压机出口压力5.6atm，氮气提取率60%，空气量50000，则氮气量是50000*0.7812*60%=23436Nm3/h

& Y9 G! B$ |# L9 D% _( G. I9 ^+ W正常制氮机电耗50000*101.3*300/273.15*ln(5.6)/3600/0.7=3803kW

6 \- Z3 u9 j9 z. l7 n& \' X$ v6 l所以正常制氮机单耗是3803/23436=0.16kWh/Nm3
* s7 K' T7 m- j. z' z
0 [" x! b, ]- i5 R3 F0 W* ~" W尤氏制氮机空压机功率50000*101.3*300/273.15*ln(4.2)/3600/0.7=3168kW

0 Z; w9 z; z: C, r* o7 `: X尤氏制氮机循环氮压机功率24000*101.3*300/273.15*ln(3.75/1.1)/3600/0.7=1300kW
6 g6 R( C3 y" i4 A
1 c( W" G2 d2 x' E尤氏制氮机产品氮气量50000*0.7812*0.75=29295

尤氏制氮机产品氮压机功率29295*101.3*300/273.15*ln(5/1.1)/3600/0.7=1958kW
2 w$ |5 L2 P/ u- w3 C
所以尤氏制氮机总功耗是3168+1300+1958=6426kW
0 |! S& ?+ L* T9 R9 ]4 G, `
尤氏制氮机单耗6426/29295=0.22kWh/Nm3

尤氏制氮机单耗是正常制氮机的0.22/0.16=1.38倍
8 N/ T' t; \' S1 M
/ G4 v- W# {* w多两台压缩机，多一个冷凝蒸发器，主换热器价格增加50%，能耗反而高了38%，谁会用这样的制氮机？
% ?  u5 ?9 ~1 y6 Z) d2 P
当然，以上计算中都没有考虑液体产量。

Yb2021

关于氮压机出口压力及氮压机压缩功耗的计算，先生是正确的，我己做了修改。关于制氮塔的压力，需要考虑精馏的能耗。关于液体产品数量，确实存在先生讲的情况，但是先生没有注意到在这个工艺方案中，增加了24000立方米循环氮气，使5000立方米压力空气在与其换热后已经液化近半才减压进入空气冷凝器。请先生认真思考一下。

Sunqh

可能尤总对空分换热方面的理解还是少了点。上例中，你把空气换热和循环氮气换热组合在一起，假定膨胀机前温度是-140度，膨胀机后是-180，那么在换热器内，空气温度-140之前，正流气量是50000+24000=74000，返流量也是50000+24000=74000（先不考虑液体产量），正返流量相等，压力相差不大，近似认为比热也相同，那么根据热量平衡，可知换热器热端温差与空气-140处温差基本相同。当然，正流压力稍高一些，比热稍大一点，且有少量液体产出使正流量稍大于返流量，所以空气-140处温差会比热端温差稍大一点，计算结果是仅相差2~3K

- Q, I" R, n. C! [但是在空气-140之后，正流气量大幅减少，正流量只有5000+24000=29000，返流仍是74000，返流是正流的74000/29000=2.55倍，由热量平衡，返流变化1K，正流要变化2.55K，正返流温度变化速率不同，结果是-140之后，温差会越来越小，直至空气开始液化，此时温差最小，比如1K，但空气-140处和热端温差要大得多，所以大量冷量无法回收。

热量=流量*比热，空气-140后流量大幅减小后，只能设法增大空气比热才能使冷热量平衡，所以需要提高这部分空气的压力，使空气潜热减小但各处比热都增大。这部分空气压力一般需要提高至临界压力38bar以上，4.1bar压力太低了，空气液化率很小，冷量无法回收。我说你至少要20bar，是因为你5000空气量偏大了，但压力不够，2000空气压力40bar就够了，2000空气压力40bar的功耗比5000空气压力20bar的功耗小，前者回收冷量更为有效。

Yb2021

关于新工艺方案的换热组织，实际上可以分为两个部分，氮气产品经与液空液氮换热后，正如先生所言已经沒有多少冷量可在液化器中使正流空气液化，但增加的循环氮气却可以使进入液化器的5000立方米正流空气近半液化，这一点先生现在己经不再怀疑了。先生又提出了主换热器的换热组织问题。
     先生所言冷量无法回收具体是何涵义？主换热器换热可以分为两段，一是返流循环氮气产品氮气富氧空气与正流的压力氮气22000立方米及5000立方米压力空气换热，其结果是离开这一段的返流气和进膨胀机正流空气有一个较大的温差，这并不是特殊情况，双塔流程也是如此！如何会造成什么冷量无法回收的问题？先生是不是想多了

Sunqh

/ c0 U$ y" I- d, R循环氮气正返流冷热量基本上抵销，没有多余的-177度以下冷量来液化4.1bar空气。

主要是你的膨胀量比例太大了，占到全部空气的90%，抽出膨胀空气后，正返流量比例是1:10，这个正返流偏差太大。
7 S" I+ w: ^9 X( p7 w
$ k4 K8 x# D; d& K  [正常全低压双塔流程膨胀空气量比例在20%以下，抽出膨胀空气后，正返流仍比例大于4:5，虽然冷热量仍不平衡，温差仍会越来越小，但变化不是很显著，一旦空气开始液化，那怕只有2~3%空气液化，也能避免出现负温差。
: V, z% _! M/ k6 O
( m7 V. ~+ ]5 p7 F液化装置和膨胀空气比例超过30%的空分，都要考虑冷量的回收问题，都要有高压空气或高压氮气来回收冷量。
* c+ z6 M8 j5 w) h% W5 n2 t
温度-140度时，40bar空气的比热是4.1bar空气的10倍，减小气量，只有增大比热，才能使冷热量平衡。
2 ?5 \$ k+ A+ w. ]" _
4.1bar空气冷凝时只有-177度以下的冷量才能利用，20bar空气冷凝时-153度以下的冷量都能利用，后者回收冷量的效果大大增强。

Yb2021

    我将主换热器分为液化器和主换热品两个部分后，先生己经不再坚持新工艺方案正流压力空气不可能带液1500-2000立方米的问题，当然也不存在什么冷量无法回收的问题了，却又加了一句双塔流程是可以的，但新工艺方案液化器至膨胀机抽口正返流比例相差太大的问题。但这会造成冷量无法回收吗？只不过这一段正返流换热温差大而已！
   先生又提出了原工艺方案中20bar正流空气回收液化冷量的能力大大增强，正流空气的液化率是由正流空气压力下的冷凝温度和返流气在该温度下可回收用于液化的冷量决定。先生忘记了先生曾经讲过，返流气没有多少冷量可用于液化正流空气的话。先生似乎也不知道可用于正流空气液化的冷量并不是决定于正流空气的冷凝温度。而是决定于正流空气冷凝温度和这流氮气及返流富氧空气温度之间的差值。正流空气20bar冷凝温度固然提高，但是返氮气及富氧空气的温度也抬高了，还是没有多少可用于液化的冷量，这从先生计算制氮电耗时并没有液氮扣除项就可以知道。

Sunqh

看来尤总对换热还是没有多少概念，冷量有数量多少和品位高低两个属性，换热虽然不会使冷量的数量减少，但任何换热都是一个冷量品位降低的过程，这实际上不过是热力学第二定律的又一种表述。
0 ]- ^" X6 |+ s9 f
假定你的返流气进主换热器温度是-180度，液化4.1bar空气时，只有-180到-177之间的冷量可以被利用，-177以上的冷量虽多，但这些冷量并不能用来液化4.1bar空气，只能以热端温差的方式损失掉。
8 S- \$ Y3 C8 [; o. j
0 [  h" S& d4 U! u9 K如果空气压力是20bar，那么-153度以下的冷量都可用来液化20bar空气，-180到-153的冷量当然比-180到-177多好几倍，提高需要液化的这部分空气的压力后，才能有效回收返流气冷量，从而减小热端温差。空气压力40bar回收冷量的效果当然更好。

计算氮气单耗时没有计入空气增压的这部分功耗，是由于你这样安排换热时，无法生产1500~2000的液氮，你的膨胀机产生的冷量虽多，但大多数都以热端温差的方式散失掉了。

Sunqh

当然，你如果不对空气增压，也有办法避免负温差，降低膨胀机前温度，使机前温度与空气液化温度之间的差值减小，那么这两处温差的差值也会减小，我看厦大论证报告上就是用这种方法，膨胀机前温度有降到-169度的，一般空分的膨胀机前温度是-120左右。降低膨胀机前温度后，单位制冷量减小，仅从能耗上看，不如将部分空气增压后再提高膨胀空气温度。尤总液化的这部分空气肯定要用压力较高的，比如经膨胀机增压侧增压后的空气，即使液化温度提高1度，如从-177提高至-176，可用来液化空气的冷量也能增加30%以上。