外行学空分（265）一一实际液化功，边际液化功和空分装置能耗核算的扣除值（五）

9 Y+ f3 |! R8 K2 ?- T2 R# N   空分装置中的气氧产品（广义则是气体产品）的单耗既包括空气开式热泵精馏的能耗也包括空气开式热泵一膨胀制冷液化的能耗（用于补偿空分装置的散冷损失及冷热端换热温差损失，无液体产品产出），气氧产品能耗既决定于空气开式热泵精馏的效率高低，也受到空气开式热泵一膨胀制冷液化效率高低的重大影响，只有开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化效率都高的情况下，气氧产品的能耗才是最优的。
& A* c# Q4 O8 C: J    从前面的分析我们已经发现，采用单空压机的双塔流程标准工艺方案（所谓全低压工艺方案），从空气开式热泵一膨胀制冷液化效率的角度来说，不能达到空气空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的最优，空气开式热泵一膨胀制冷液化效率极低，这当然降低了双塔流程标准工艺方案的有效能效率，提高了气氧产品（广义气体产品）的核算单耗！
   优化后的双塔流程标准工艺方案应该采用双空压机工艺方案，一是精馏原料空气压缩机（也是开式热泵精馏循环工质压缩机，低背压膨胀制冷循环工质压缩机），空压机出口压力5.6bar，满足开式热泵精馏对空气压力的要求。二是空气增压机，出口压力38bar（空气临界压力38bar），满足开式热泵一膨胀制冷液化效率对用于液化正流空气压力在实际工程条件下优化的要求。
% A% f0 N. i8 H. C% n" h2 A    这样优化后的新双塔流程标准工艺方案，液氧数量占气氧产量的5%-10%之间，以同样设备性能参数下的极限气氧液化单耗0.72KWh每标准立方米液氧作为液氧产品核算扣除值，计算出的气氧单耗相对于旧双塔流程标准工艺方案的气氧单耗降低10%-15%！以新双塔流程标准工艺方案为基础采用双膨胀工艺方案计算出的边际气氧液化单耗则在072-0.8KWh每标准立方米液氧！其中液氧产量比例较小时（气氧产量40%以下），核算扣除值接近于0.72KWh每标准立方米液氧，液氧产量比例较高时（总氧产量40%以上），核算扣除值接近于0.8kWh每标准立方米液氧！此外是否采用液体膨胀机对核算扣除值也有影响。
! Q" r3 Z; A+ ^- G/ }   任何核算只能办求准确合理，而无法做到完全准确合理，但不应该出现重大原则性的错误。例如液体产品核算扣除值低于同样设备性能参数下极限深冷气体液化功！如果出现这样的情况，就需要对核算过程进行全面检讨，找出问题所在而不能采用回避的态度。当然这不是一个单纯的核算问题，而是一个工艺方案工艺参数优化的问题。

民科终于偃旗息鼓了，刷屏3年，完全不顾别人的感受，终于还是累了。尤总在合成氨和煤气化方面是高手，但在空分上完全是小白，一点都不会的。尤总搞空分流程开发，也就相当于眼神不好的算命先生搞黎曼猜想，完全不是一回事。
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我说这话你可能还不服，你会空分精馏计算吗？不说比较复杂的MESH三元精馏计算了，就是简单的二元等分子溢流精馏计算也不会。不信你试试这个计算：
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假定饱和空气进下塔，空气组成按氮0.78，氧0.22，下塔氮-氧相对挥发度按2.5，回流比(液气比)0.55，下塔顶氮气中氧含量5ppm，求下塔所需理论塔板数。
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有这几个条件够了，不需要空分软件，用计算器也能计算出结果，但有点麻烦，用电脑计算很方便。
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! n5 B3 [' e' T6 H2 R( p民科不吹牛会怎样？民科不吹牛，那就不是民科了。
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! y0 o5 m/ @2 g7 m! T; q6 r3 }) c8 w尤总太不明智了，如果做自己熟悉的合成氨或煤气化方面的工作，年薪百万不在话下；做自己一点都不会的空分，那一个月3000都拿不到。
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   好走，不送。

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+ F2 y2 {/ \$ {# A+ U0 W/ b下塔精馏计算是空分精馏计算中最基本的，而二元等分子溢流精馏计算又是一个简化了的计算，只需要用到加减乘除四则运算就行了，尤总尚且不会，那么更复杂的计算，尤总更是不会了。
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7 t5 [4 S* h. B1 G) C8 t对于一个空分操作工或运行维护人员，不会空分精馏计算或许不是什么大事，当然会了更好，因为更深刻的理解，往往需要从计算中才能得到。尤总想搞空分流程开发，但空分中最基本的计算还不会，这就太说不过去，太离谱了。
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再出一个换热过程有效能损失的问题，正流1kmol理想气体，压力5.2atm，温度300K，返流也是1kmol理想气体，压力1.3atm，温度90K，正返流逆流换热，热端温差4K，正返流阻力损失都是0.2atm，atm都是指绝压，忽略冷损，环境状态：温度300K，压力1atm，求此换热过程的有效能损失。
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1 d, ~0 }1 @0 g! J* `尤总不是“某些计算不会”，而是各种计算都不会，空分工艺中主要包括了气体压缩、膨胀制冷、换热、精馏等，只有熟悉了这些过程，而且全面了解了当前空分现状，才有可能搞流程开发。

我相信厦门大学化工系的老师应该会这两个计算，尤总不妨请他们计算一下，如果厦大老师还将他们以前的工作当作一回事的话。有化工基础的人，入门空分很快，但是需要有人指点。那个单塔制氧论证报告，参与人全部是跟尤总一样的空分外行，没一个空分中人，这是症结所在。
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正确的下塔理论塔板数选取，可以有两种方法，一是参考目前空分下塔实际的理论塔板数，一般是54块筛板，相当于理论塔板数54*0.7=37.8块；二是通过计算找出有效能损失最小时的理论塔板数，计算结果理论塔板数40块左右。尤总和厦大老师选取下塔12块，显然是没有用正确的方法。

厦大老师计算出第二个问题的结果后，稍加思考，就能知道尤总的方法必定使能耗增加。
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7 M5 v" Q* C# j% ?  A0 a7 b* M不过尤总的单塔制氧方法确实能一个塔同时生产纯氧气和纯氮气，这点应该肯定，只是能耗不利。

如果尤总承认不会计算这两个问题，而且要求我写出计算过程和结果，我会写出来。我说过，我出给别人做的题目，必须是自己会的。

先生不吝赐教。

$ c5 m" [7 T( V+ j) W+ O4 G% M先说下塔理论塔板数计算，题目中氧0.22，是将空气中的氩当作氧了，因为氩与氧的沸点更接近。严格来说，下塔氮-氧相对挥发度是有所变化的，压力5atm时，塔底大约2.6，塔顶2.4，平均2.5

等分子溢流是不考虑各组分之间的潜热差异而且忽略跑冷，也就是近似认为下塔的上升气量和回流液量都不变，回流比0.55时，上升气量是1，回流液量0.55

逐层塔板法精馏计算需要交替使用操作线方程和平衡线方程，一步步算到满足要求为止。

先操作线方程，设塔底液相中氧含量x0，则由下塔氧平衡，0.22=0.55x0+(1-0.55)*0.000005，得到x0=0.3999959

$ B. T% u3 O0 P6 N4 P9 J再平衡线方程，设出塔底第一块理论塔板上气相中氧含量是y1，则其中氮含量是(1-y1)，相对挥发度=[(1-y1)/(1-x0)]/(y1/x0)=2.5，得到y1=0.2105235

5 v+ D% D, Z& i  m( g用同样的方法，可得到x1,y2,x2,y3……直至yn<0.000005，在Excel中，只要输入以上两个公式后，往上推移，就能自动计算出所有结果。
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5 r- r" R1 \/ c. }计算结果，下塔理论塔板数38块，与实际54块筛板完全相同，54*0.7=37.8，可见下塔用氮氧二元计算是可行的，但是要将氩当作氧对待。
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  看来先生是下了一番功夫，先生的精馏计算的方法是正确的。至于厦大论证报告中的下塔精馏计算，我只讲几点，一，厦大论证报告，空气组成为氧20.7%，氮79.3%，是氧氮二元物系，氮气产品的氧含量0.1%，即1000PPm，富氧液空中的氧含量38%，利用ASPEN一PLUS软件的计算结果。计算出的结果是理论塔板数12块，应该说我外行了，对深冷空分的实际情况不甚了了，但计算结果并无问题，只是回流液气比设定（由于富氧液空浓度设定偏低）太大，当然需要的理论塔板数就少了，未进行合理的优化。至于厦大论证报告对新单塔流程和双塔流程的能耗比较，确实存在一些问题，这些问题并不是简单的问题，是十分复杂的，对于这些问题已经有针对性地进行了讨论，欢迎批评指正！但是否应该有对别人的起码的尊重态度啊？！

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自称已经超越爱因斯坦、曾“打遍清华北大中科院无敌手”的诺贝尔哥，也在电视上被人嘲讽，也有人说要尊重。我觉得，对人要尊重，但是对民科言论，特别是没完没了的民科刷帖，是否也该尊重就需商榷了，因为民科刷帖本身就已经是不尊重别人了。

    理论塔板数，产品纯度，回流比三者之间关系的计算是最基本的精馏计算，先生不是已经掌握了吗？但是这样的计算都建立在恒摩尔流假定的基础上，但在深冷空分中由于氧氮相变热差距较大，不对恒摩尔流假定进行修正，误差太大，但对恒摩尔流假定进行修正，计算的复杂性和计算量都太大了，但不修正，误差又太大了！例如先生计算中回流液气比0.55，如果空气进入下塔1摩尔，当然可以理解为下塔顶部回流的液氮数量是0.55摩尔，但在实际上，如果这样理解，0.55连最小回流比都达不到！