外行学空分（255）一一双塔流程的基本工艺方案的缺陷

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) c. g4 R' W2 x; X* U   双塔流程的基本（标准）工艺方案对于深冷空分技术人员而言都是非常熟悉的，以处理干空气50000NM3的深冷空分装置为例，简单说明如下，标准状态干空气50000NM3经两段压缩至5.6bar，冷却至常温纯化后，其中15%的压力空气7500NM3经涡轮增压冷却至常温后在主换热器与返流气换热后，进入膨胀机膨胀制冷后进入上塔参与精馏，另外85%的压力空气42500NM3在主换热器与返流气换热后部分带液进入下塔，下塔顶部的压力氮气（数量约47000NM3）与上塔底部的液氧换热，一方面使上塔底部的液氧气化一部分作为上升气，一部分作为产品氧气引出，另外还引出少量的液氧产品（大约占气氧产量的1%-3%），下塔顶部的压力氮气液化，一部分与返流氮气，污氮气过冷后送至上塔顶部作为回流液，一部分回注下塔作为回流液。下塔底部的富氧液空（氧含量约38%-40%）与返流氮气，污氮气换热过冷后一部分送至上塔精馏段作为回流液，一部分送至粗氩冷凝塔冷凝器作为冷媒，粗氩冷凝器的富氧液空蒸发气化吸热使粗氩冷凝塔顶部的工艺氩气液化，回注粗氩冷凝塔作为回流液，末液化的工艺氩气350-400NM3左右进入精氩塔脱氮产出精氩气体，在主换热器复热后作为精氩产品引出。吸热气化后的富氧空气从上塔富氧液空入口和富氩馏分引出口之间返回上塔。氩馏分从上塔底部以上大约25块理论塔板数处（上塔提馏段）引出进入粗氩冷凝塔进行冷凝分离，粗氩冷凝塔底部的液体也从此处返回上塔，上塔富氧液空入口处以上精馏段引出部分污氮气，与上塔顶部引出的产品氮气与下塔来的液氮，富氧液空换热并使之过冷后，进入主换热器与正流空气换热复热至常温，其中污氮气部分作为纯化器的再生气，其余作为空冷塔之用。
$ k: N8 h! Y; [. ^- O8 n    这样的双塔流程基本（标准）工艺方案，小型空分装置，由于散冷损失大（不是绝对散冷数量大，而是单位制氧能力散冷损失大），为了实现所谓的冷量平衡（实际上是深冷液体盈亏），需要通过提高空压机出口压力至7-8bar（如果由于规模太小无法采用涡轮增压或者涡轮增压效率低，膨胀机绝热效率太低，则实际的空压机出口压力更高），大型空分装置液氧产量也仅占气氧产量的1%-3%！
    前帖已经分析过，空分装置都是空气开式热泵精馏和空气开式热泵一膨胀制冷液化的联合装置，双塔流程的基本（所谓全低压工艺方案）工艺方案当然也不例外，虽然它基本上没有液体产品或仅有少量液体产品（大部分以空气为循环工质的开式热泵一膨胀制冷液化产生的液空用于补偿空分装置的散冷损失和冷热端温差产生的冷能冷量损失，仅有少量转化为液氧产品），但双塔流程基本（所谓全低压工艺方案）工艺方案的能耗水平却是由空气开式热泵精馏和空气开式热泵一膨胀制冷液化效率共同决定的！
# u5 y5 X2 f- i! f   从空气开式热泵精馏角度而言，双塔流程基本（全低压工艺方案）工艺方案采用以空气为循环工质的一拖三（下塔为一拖三开式热泵转换器）开式热泵精馏工艺方案，相对开空气，氮气双热泵开式热泵精馏工艺方案，其开式热泵供冷供热有效能效率降低20%（精馏效率两者基本一致，而开式热泵供冷供热效率降低20%，开式热泵精馏总效率降低20%），前帖已经分析过，双塔流程基本（标准）工艺方案的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率极低，大约在20%-25%！其原因在于空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案中用于液化的正流空气压力（即开式热泵循环工质压力）的高低对于开式热泵一膨胀制冷液化的有效能效率会产生重大的影响！用于液化的正流空气压力低，正流空气冷凝温度相应降低，则用于膨胀制冷的正流空气进入膨胀机的进口温度也低，膨胀制冷量也低。膨胀制冷量加上等温焓差产生的冷量和主换热器热端温差形成的冷量损失，空分装置散冷损失的差值很小。从冷能角度而言，空气开式热泵一膨胀制冷液化的冷能由膨胀制冷产生的冷能和开式热泵循环工质液化产生的冷能两个部分构成，其中开式热泵循环工质液化的冷能有效能效率（约65%）高于膨胀制冷冷能有效能效率（约45%-50%）。而冷能的损失则有三个部分构成，一是空分装置中散冷损失，二是冷热端换热温差造成的冷能损失（其中主要是主换热温冷端换热温差造成冷能损失，正流空气带液量减少），三是主换热器由于正返流换热温差扩大（和液体产品数量有关，液体产品数量越大温差越大，大于实际工程条件）造成的冷能损失。两者之间的差值才是液体产品的冷能。
# P# v! M' G, ?. Q+ e7 m# g   正是由于双塔流程基本（全低压工艺方案）的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率极低，才会出现采用双塔流程基本（标准）工艺方案的小型空分装置在设备性能参数和工程条件相同的情况下，仅仅由于规模效应造成的单位制氧能力散冷损失的不同（10000立方米制氧能力的空分装置总散冷损失比1000立方米制氧能力的空分装置散冷损失大3倍，但1000立方米制氧能力的空分装置单位制氧能力散冷损失是10000立方米制氧能力空分装置大3倍，这就是所谓的规模效应），就造成大型空分装置的气氧单耗比小型空分装置降低20%左右！
   正是由于双塔流程基本（全低压工艺方案）工艺方案正流空气压力仅仅从开式热泵精馏角度考虑进行选择，而完全没有从空气开式热泵一膨胀制冷液化的角度进行工艺参数选择优化，导致双塔流程基本（标准）工艺方案开式热泵一膨胀制冷液化效率极低，所以采用基本（标准）双塔流程工艺方案的小型空分装置为了实现冷量平衡，大型空分装置为了制取气氧产量10%以下的液体产品（需要的制冷量小还不需要采用所谓的双膨胀制冷工艺方案），只能通过直接提高空压机出口压力的办法实现冷量平衡和制取总氧产量10%以下的液体产品！其空压机出口压力一般为8-9bar，空压机压缩功耗比双塔流程基本（标准）工艺方案空压机压缩功耗增加20%-25%！对于小型空分装置，我们当然无法计算边际气体液化单耗！但对于大型空分装置，我们却可以计算出边际气体液化单耗，气氧边际液化单耗在0.8KWh每标准立方米液氧左右！但是这样的工艺方案（提高空压机出口压力对于开式热泵精馏而言毫无必要，正流空气只能节流减压进入下塔。）对于开式热泵一膨胀制冷液化来说是极不合理的！实际上完全不需要提高空压机出口全部的空气压力，只需要对用于液化和膨胀制冷的空气进行增压即可实现同样的目标。具体工艺方案如下，空压机出口压力和双塔流程基本（全低压工艺方案）工艺方案一样5.6bar保持不变，只增设增压机将纯化后的压力5.5bar的压力空气中的20%增压至8-9bar，其中15%涡轮增压后用于膨胀制冷，5%增压后的压力空气在主换热器换热后用于液化（全部液化，而未增压的压力空气也会部分带液）！这样在同样产品方案下，相对于基本（全低压工艺方案）双塔流程工艺方案，增压机的压缩功耗仅相当于双塔流程基本（全低压工艺方案）工艺方案空压机压缩功耗的5%！对于小型空分装置而言，通过对双塔流程基本（标准）工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案进行优化，在设备性能参数相同的情况下，可以把小型空分装置和大型空分装置的气氧单耗差距控制在5%以内，而不是现在的20%左右！对于大型空分装置，我们则可以计算出优化后的工艺方案下的边际气氧液化单耗在0.2-0.25KWh每标准立方米液氧左右，这个数值已经低于液氧冷能有效能（0.25KWh每标准立方米液氧）？！其实对双塔流程基本（全低压工艺方案）工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案还有另外一个优化的工艺方案，那就是在保持空压机出口压力5.6bar不变，增设增压机把纯化后的5.5bar的压力空气中的5%增压至38bar（增压空气数量及压力以全部液化为原则计算后最后确定，但压力最高不超过空气的临界压力），在主换热器换热后用于液化，同样也可以实现小型空分装置冷量平衡，大型空分装置液氧产品数量达到气氧产量10%左右的目标！
    以未经优化（开式热泵一膨胀制冷液化效率极低的所谓全低压工艺方案及工艺参数）的双塔流程标准工艺方案基础上的边际气氧液化单耗作为空分装置能耗核算的液体产品扣除值（这是目前深冷空分装置能耗核算的一般做法，虽然这种核算办法是不规范的，事实上形成了循环核算），虽然粗看起来非常有道理，但是既不符合能耗核算（成本核算）的基本规则，会导致循环核算的情况。其实深入研究就会发现，这样扣除值在不同工艺方案，不同液体产品数量的情况下差距极大，决不是简单的单膨胀或双膨胀所能概括的。例如以液氧边际液化单耗为例，在标准双塔流程基础上，通过直接提高空压机出口压力至8-9bar使液氧产量达到氧气产量的10%，那么计算出的边际气氧液化单耗在0.8KWh每标准立方米液氧左右。如果采用保持空压机出口压力不变，而将纯化器后的20%压力空气增压至8-9bar或在空压机出口压力保持不变，将纯化器后的5%左右的压力空气增压至38bar，同样都可以实现液氧产量达到气氧产量10%的目标，但计算出的边际气氧液化单耗却在0.2-0.25KWh每标准立方米液氧左右！如果要达到液氧产量达到总氧产量20%以上的目标，当然必须采用双膨胀工艺方案，但计算出的边际气氧液化单耗在0.45-0.5KWh每标准立方米液氧，当需要液氧产量达到气氧产量40%-50%时，计算出的边际气氧液化单耗在0.6-0.65KWh每标准立方米液氧，如果液氧产量比例（或者制冷量）继续提高，则计算出的边际气氧液化单耗进一步升高，当然升高的速度放缓，岂是一句采用双膨胀工艺方案时液氧扣除值可以低至0.65KWh每标准立方米液氧所能概括？！
   如果以优化后的双塔流程（增设增压机，把用于液化的正流空气压力增压至空气临界压力38bar）新标准工艺方案为基础，通过采用双膨胀工艺方案实现提高液体产品数量的目标，则计算出的边际气氧液化单耗在0.7-0.8kWh每标准立方米液氧之间。再也不会出现0.45kWh每标准立方米液氧或0.65kWh每标准立方米液氧的情况，而是在同样设备性能参数下极限气氧液化单耗和同样设备性能参数实际工程条件下实际气氧液化单耗的加权平均值，而（制氧技术）中的气氧实际液化功1.25-1.47kWh每标准立方米液氧，则是在同样设备性能参数实际工程条件下下采用和双塔流程工艺参数一样的未经开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数下计算出的气氧实际液化功！
   正是由于双塔流程标准工艺方案中的开式热泵一膨胀制冷液化效率极低（20%-25%以下，相对于同样设备性能参数下采用双膨胀工艺方案时的边际液化效率低近一倍），造成了空分装置能耗核算无法取得共识的根本原因，以至于出现了气氧液化单耗核算扣除值出现0.45-1.3kWh每标准立方米液氧的混乱情况。在对原双塔流程标准工艺方案增设增压机进行改进后，在此基础上空分装置的能耗核算非常容易取得共识。在压缩机，增压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%下，气氧液化单耗扣除值在0.7-0.8KWh每标准立方米液氧之间，一般情况下采用同样设备性能参数下极限工程条件下的深冷气体液化功作为核算扣除值也足够精确了。当然相应改进后的双塔流程标准工艺方案，同样设备性能参数，同样实际工程条件，同样工艺方案气氧单耗的核算结果相对于原双塔流程标准工艺方案降低10%以上！
; S0 f; M. c# {  z     深冷空分教科书中空分原理部分的第一个内容就是空气的压缩和液化，其实就是空以空气为循环工质的开式热泵一等温焓差及开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案，稍加思考我们就会知道。当用于正流液化的空气压力低于某个数值时，是无法实现液化的，也就是一个当空压机出口压力低于某个数值时，在实际工程条件下，空气压缩和液化（即开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案）的液化效率等于零！随着用于液化正流空气压力的提高，空气的液化率提高。但空气压力的提高和液化率，液化效率的提高是有一个最优压力的。但是深冷空分教科书对此并没有加以说明，而是直接采用所谓全低压工艺方案的空气压力参数。以至于计算出的气氧实际液化功为1.25-1.47KWh每标准立方米液氧，虽然计算过程及结果并无问题，但却是未经工艺参数优化的空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案，而在同样设备性能参数及实际工程条件下，经过优化的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案，计算出的气氧实际液化的在0.7-0.8KWh每标准立方米液氧，两者之间差距甚大，当然和以所谓双塔流程全低压工艺方案基础上计算出的气氧边际液化单耗（0.25-0.8KWh之间）则差距更大。这当然不可避免造成空分装置能耗核算的混乱和无法取得共识。

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   所谓双塔流程的全低压工艺方案并不是优化的工艺方案，由于开式热泵一膨胀制冷液化中的正流空气压力太低（开式热泵一膨胀制冷液化优化的正流空气压力是空气的临界压力），导致双塔流程标准工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化效率和双膨胀工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化效率相差近一倍。这是空分装置能耗核算办法无法取得共识的根本原因。

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从精馏角度而言，所谓的双塔流程全低压工艺方案采用以空气为循环工质的一拖二开式热泵精馏工艺方案。使开式热泵精馏效率相对于空气，氮气双热泵工艺方案降低20%左右。
   从开式热泵一膨胀制冷液化角度而言，所谓的双塔流程全低压工艺方案中用于液化的正流空气压力和优化的用于液化的正流空气压力（38bar，空气临界压力）相差甚大，导致开式热泵一膨胀制冷液化效率相对于优化的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的效率降低近一倍！

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双塔流程全低压工艺方案和双塔流程双膨胀工艺方案，两者的开式热泵精馏工艺方案完全相同，而开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案则不同，开式热泵一膨胀制冷液化效率也有极大的差距，但目前空分装置能耗核算中，两个工艺方案的气氧核算单耗和液氧核算扣除值完全一样，岂不荒唐？！