外行学空分（276）一一新单塔流程标准工艺方案的改进

) L0 s5 J9 ?+ U1 E% R
' N6 \7 \7 W. C  E& c3 V9 F/ S- z    一个完整的深冷空分装置由空气开式热泵精馏部分和空气开式热泵一膨胀制冷液化部分组合而成，其中空气开式热泵精馏是深冷空分装置的核心部分，而空气开式热泵一膨胀制冷液化则是深冷空分装置的必要组成部分，深冷空分装置的能耗水平同时决定于空气开式热泵精馏的效率和空气开式热泵一膨胀制冷液化效率！只有空气开式热泵精馏和空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案工艺参数都得到优化的空分装置能耗水平才是最优的。
9 F* S* W, z) R: ]1 `/ S" }    前面几个帖子分别讨论了空气开式热泵精馏和空气开式热泵一膨胀制冷液化效率的影响因素，其中空气开式热泵精馏的效率的影响因素有设备性能参数（热泵循环工质复热常温压缩机的等温效率），实际工程条件包括正返流阻力，主冷凝器及主换热器及过冷换热器的换热温差及精馏塔理论塔板数及精馏过程阻力，工艺方案包括热泵形式（直接热泵还是一拖多热泵），单热泵精馏还是双热泵精馏及多热泵精馏工艺方案，所有这些因素都会对空气开式热泵精馏效率产生显著的影响。而空气开式热泵一膨胀制冷液化效率的影响因素则有设备性能参数（压缩机，涡轮增压机等温热效率及膨胀机绝热效率），实际工程条件（正返流阻力损失，散冷损失，主换热器换热温差），工艺方案及工艺参数包括液化原料是采用液体膨胀机还是节流减压膨胀，用于液化的正流空气压力的高低，膨胀循环工质的压力高低。所有这些因素都对空气开式热泵一膨胀制冷液化效率产生显著的影响。
: E  H' |3 W9 Y1 e     无论是双塔流程标准工艺方案（所谓全低压流程）还是新单塔流程标准工艺方案（空气，氮气双热泵工艺方案），我们都只从空气开式热泵精馏效率角度出发考虑标准工艺方案及工艺参数，而没能从空气开式热泵一膨胀制冷液化角度考虑新单塔流程和双塔流程的标准工艺方案及工艺参数，导致新单塔流程标准工艺方案和双塔流程标准工艺方案中空气开式热泵一膨胀制冷液化效率在实际工程条件下极低（在压缩机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%的设备性能参数下，实际工程条件下空气开式热泵一膨胀制冷液化效率仅20%-25%甚至更低，大大低于同样设备性能参数下的极限工程条件下开式热泵一膨胀制冷液化效率35%！其中双塔流程标准工艺方案空气开式热泵一膨胀制冷液化效率25%左右，新单塔流程标准工艺方案由于用于液化的正流空气压力更低，空气开式热泵一膨胀制冷液化效率只有20%左右）。
    关于双塔流程标准工艺方案的改进可以参阅前帖一一双塔流程标准工艺方案（全低压工艺方案）的缺陷。
    关于新单塔流程氧氮二元物系标准工艺方案进行空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数改进后的新标准工艺方案叙述如下。
6 ]3 T3 f: F# Z: @7 n; A1 U% c    标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.2bar，纯化后压力4.1bar，其中5000NM3压力空气在增压机中进一步增压至38bar（空气临界压力）在主换热器中与返流气换热全部液化后采用液体膨胀机或节流减压方式进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中。未经增压机增压的压力空气40000NM3经涡轮增压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空分塔参与精馏，另外纯化后4.2bar的压力空气5000NM3在主换热器与返流气换热并部分液化后进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中与空分塔底部的液氧换热使之气化蒸发，自身液化为液空，液空经与返流氮气，污氮气换热过冷节流减压后进入空分塔中部作为回流液。空分塔顶部引出的氮气42000NM3与液空，液氮换热后在主换热器复热至常温，其中20000NM3作为产品氮气，22000NM3两段压缩至5.4bar，在主换热器与返流气换热部分带液后进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中与空分塔底部的液氧换热并使之气化蒸发，自身液化为液氮，经与返流氮气，污氮气换热过冷减压后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部引出液氧3500NM3作为产品，气氧6500NM3，其中气氧在主换热器复热至常温后作为产品氧气。
" ^: c: I: E  g4 ]% b$ i    相对于原新单塔流程氧氮二元物系的标准工艺方案，开式热泵精馏部分并没有发生变化，只是通过增设增压机使用于液化的正流空气压力5000NM3从4.1bar提高至38bar（空气的临界压力）使开式热泵一膨胀制冷液化效率大大提高，虽然增压机压缩功耗增加500kWh，但液氧产品数量增加2000NM3左右！
$ C; a) k* w8 {& Q! J6 D/ C* ]4 V    相较于氧氮二元物系的原新单塔流程空气，氮气双热泵标准工艺方案，新单塔流程改进后的新标准工艺方案增设了增压机，将5000立方米纯化后4.1bar压力空气增压至38bar，其余均保持不变。其中5000立方米38bar的增压空气吸收4bar压力空气，5.3bar压力氮气冷凝温度（约95K）至38bar增压空气冷凝温度（的133K）之间的返流气冷量冷能而液化，相应抬高了膨胀制冷空气进口温度，使膨胀机制冷量大幅度增加（所谓高温高焓值），使空气开式热泵一膨胀制冷液化效率从20%以下提高至35%左右。在其它工艺参数及实际工程条件不变的情况下，液氧数量1500NM3提高至3500NM3！
! a: Y7 p6 x5 M5 ?* e' a7 _% n: d. U    当然双塔流程的标准工艺方案（所谓全低压工艺方案）也可以通过增设空气增压机而使空气开式热泵一膨胀制冷液化效率得到提高，但提高的幅度明显小于新单塔流程标准工艺方案（原双塔流程氧氮二元物系标准工艺方案及工艺参数的开式热泵一膨胀制冷液化效率较高，相应改进后的新双塔流程氧氮二元物系新标准工艺方案的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率提高的幅度就较小了）。具体叙述如下，
   标准状态干空气50000NM3经两段压缩至5.6bar，其中占空气总量30%，15000NM3压力空气（5.6bar）涡轮增压在主换热器与返流气换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入上塔参与精馏。占空气总量3%，1500NM3的压力空气（纯化后5.5bar）增压至38bar在主换热器换热后全部液化进入下塔，其余占空气总量67%，33500NM3未增压的压力空气在主换热器与返流气换热部分带液后进入下塔。下塔的富氧液空和渡氮过冷后送至上塔中部和顶部作为回流液。从上塔顶部引出20000NM3氮气在主换热器复热后作为产品引出，另引出19000立方米污氮气在主换热器复热后作为纯化器的再生气和空冷塔之用。从上塔底部引出1000NM3液氧，9000NM3气氧在主换热器复热后作为产品氧气。未增设空气增压机前，标准双塔流程工艺方案，液氧产量700NM3，气氧9300NM3！
   改进后的新单塔流程氧氮二元物系的新标准工艺方案与末改进的新单塔流程标准工艺方案相比，增压机压缩功耗增加500KWh，液氧产量增加2000NM3。
# E( a0 X) L, Z$ Z8 Z' O   改进后的双塔流程氧氮二元物系新标准工艺方案与末改进的双塔流程标准工艺方案相比，增压机压缩功耗增加100KWh，液氧产量增加500NM3（末改进的双塔流程标准工艺方案，液氧产量500NM3）。
2 ]) a; v0 C& K. E- j2 x6 N    若标准状态干空气两段压缩至5.6bar，压缩功耗3500KWh，标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.2bar，压缩功耗3000KWh，22000立方米标准状态的氮气两段压缩至5.4bar，压缩功耗是1400KWh。5000立方米4.2bdr压力空气增压至38bar，压缩功耗为500KWh。
6 h* X# _3 b- w' E+ j$ z# w4 N    末经改进的双塔流程氧氮二元物系标准工艺方案，用于氧氮二元物系精馏的能耗是2450KWh左右，增设压力空气增压机后的双塔流程氧氮二元物系新标准工艺方案用于氧氮二元物系精馏的能耗也是2450KWh左右。按照液氧核算扣除值0.65KWh/NM3，未增设压力空气增压机的标准双塔流程工艺方案及工艺参数，气氧核算单耗（气氮不分摊能耗）0.3175KWh，增设压力空压机后，气氧核算单耗0.290KWh！
6 R/ `* l+ U& U- t    标准新单塔流程工艺方案及工艺参数下，用于开式热泵精馏供冷供热的功耗都是2000KWh！如果液氧核算扣除值按照0.65KNh/NM3，那么未增设压力空气增压机的标准氧氮二元物系新单塔流程标准工艺方案及工艺参数，核算出的气氧单耗0.34KWh！增设压力空气增压机后的改进新单塔流程工艺方案及工艺参数，核算出的气氧核算单耗0.26KWh/NM3！
! n2 L7 n" N& t; M& b6 `: E   无论是双塔流程还是新单塔流程的氧氮二元物系的标准工艺方案通过增设增压机进行改进，均不会对空分装置中的开式热泵精馏的能耗造成影响，改变的只是空气开式热泵一膨胀制冷液化效率及包涵部分开式热泵一膨胀制冷液化功耗的气氧核算单耗。大家可以思考一下，那就是未改进的氧氮二元物系的新单塔流程标准工艺方案，双塔流程标准工艺方案（全低压工艺方案），气氧液化单耗扣除值是0.72KWh合理，还是0.65KWh合理，还是1.0-1.2kWh更合理？
) d5 |9 o+ |5 q: k4 B    以上是氧氮二元物系（氧20.7%，氮79.3%）的新单塔流程标准工艺方案的改进方案。至于基于新单塔流程改进后的标准工艺方案的氧氮氩三元物系的工艺方案将在后面讨论。

7 L: A: x! Z4 g' \9 f' J( I3 _( Z9 j
尤总还是张嘴就来，把不了解当发明了。
* I) N" a, m7 T
1、你的压力应该是表压，增压机等温效率=(2500*101.3*300/273.15*ln(39/5.1)/3600)/200=78.6%；如果是绝压的话，计算结果是86.0%。50000Nm3/h以上增压机，效率勉强70%出头，2500Nm3/h的小压缩机，哪来等温效率78%以上的？进口的也没效率这么高的。
$ V# Z4 N2 G# l# ?* q
2、普通空分提氩时，进下塔空气大约占89%，即膨胀后进上塔空气11%，空气总量以50000算的话，主冷蒸发液氧量=50000*89%/1.3=34231；
3 h/ ?0 @" h/ C- }如果空分不提氩，那么进下塔空气占比可以少一些，即膨胀后进上塔空气量可以多一些，但是氧提取率会下降，空气总量要增加一些，主冷蒸发液氧量与氧产量之比值是基本不变的。
: m, \1 U( }- U2 H你的主冷蒸发量是22000/1.39+7500/1.3=21597，21597/34231=0.63，相差太多了，你的氧气纯度不要说99.6%，恐怕连95%都难。

$ {$ b- p) K# O% @3、普通空分进下塔空气占比89%时，回流液氮总量=50000*89%*1.07=47615；
你只有22000，即使加上回流液空7500，也只有29500，29500/47615=62%，同样是相差太多。你已经小于最小回流比了，结果是污氮气中氧含量明显升高，氧提取率大幅下降。
: ^) Y' ?# q; V
9 Z1 _" A& u# Z& g- Q% U4、当然，空分上塔确实有个回流液匹配问题，上塔上部回流液可以稍减，但也不能减太多；上塔下部和粗氩塔氩氧精馏分离需要回流液多。液氮+液空的回流确实比单独液氮回流更好一些，所以说内压缩流程虽然总体上并不节能，但在精馏塔回流液的分布上确实更合理。

6 @. ]/ ?/ `2 v  k3 ]尤总连氧气纯度是什么还不知道就来空分专利了，你的上塔下部提馏段液气比大于最大液气比了，而上部精馏段液气比小于最小液气比了，精馏不可能成立！
8 f2 a: ^1 F; o' C
, a& B0 P6 M. b5 R7 w2 ]目前空分的氧气纯度基本在99.6%~99.8%之间，平均99.7%，这种空分上塔下部最大液气比是1.5左右，实际液气比都在1.4左右。

而你的主冷蒸发氧气量22000/1.39+7500/1.3=21597，其中7500作为氧气产品，另21597-7500=14097作为上升气，回流液=上升气+氧产量=14097+10000=24097，液气比24097/14097=1.71，比最大液气比1.5大很多了。

精馏段有氧含量21%的贫液空进入时，近似按氮-氧二元计算，此处氮-氧相对挥发度3.6，可以计算出进口上部最小液气比是0.33，还没有考虑空气中氩的影响。
, B$ w9 J+ y5 x/ e1 p
你的回流液氮量是22000，上升氮气量=空气量-氧气量+回流液氮量=50000-10000+22000=62000

( H8 |: x7 `* n4 J液氮回流至氧含量21%处，因潜热差异，回流液会减少10%，那么此处回流液体量是22000*(1-10%)=19800；由物料平衡，此处上升气量=62000+19800-22000=59800
* ^  }0 ]9 C5 Z2 P' T  P
) [# i& V1 p+ k" l所以液气比=19800/59800=0.33，正好是最小液气比。一般空分上塔精馏段液气比需要达到最小液气比的1.1倍以上，尤氏单塔要达到这个数值的话，循环氮气量需要25327。

% @/ I4 J4 t% J! m" a/ j- {你的膨胀机制冷量集中在低温段，这时将液化空气压力升高至38bar没有意义，只要稍微提高一点压力就行了，这个需要用软件计算。只有在制冷温区扩大时升高液化空气压力才有意义。
, T9 e& z  j, t% \; y) y
3 _" j/ ]" a8 ~$ U空分装置成本中，压缩机占比很大，别人只有一台空压机，你需要三台多级压缩机，成本增加多少？

昨天有一则新闻，说高校专利转化为产业的比例是3.9%，而企业专利产业化率达到48%，是高校专利转化率的十几倍，但是新闻中没有提及民科专利的转化率。