外行学空分（246）一一开式热泵一膨胀制冷联合液化工艺方案的液化效率

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  R  c6 L+ _/ J  G' m2 @, t$ N    膨胀制冷形成的冷量冷能必须传递给冷量冷能的受体从而输出膨胀制冷循环才能稳态化地进行下去，在空分装置中空气膨胀制冷产生的冷量冷能的受体就是正流压力空气，正流压力空气吸收膨胀制冷产生的冷量冷能实现液化节流减压或者液体膨胀制机膨胀后得到液空，液空中的冷能冷量再转化为液氩液氧液氮的冷量冷能及用于补偿空分装置的散冷损失和主换热器冷热端冷能冷量损失。
$ _6 ]6 v  e0 e& ?) p4 _3 E% J* E     气体的液化有三个基本的工艺方案，一是开式热泵液化工艺方案，只适用于临界温度在环境温度以上较远的气体液化过程，例如氨气的液化，氨气压缩机（俗称冰机）将标准状态的氨气压缩至一定压力后用冷却水冷却至常温氨气液化，节流膨胀后得到常压低温的液氨，液氨是冷量冷能的载体。如果氨气压缩机（冰机）的等温效率70%，则在极限工程条件并采用液体膨胀机（绝热效率100%）下液化效率70%，一般实际液化效率在60%-65%，开式热泵液化工艺方案，冷量来自于环境（压缩后开式热泵循环工质在冷却器中与环境换热向环境输出热量从而得到冷量，而冷能则来自开式热泵循环工质压力能转化而来。二是开式热泵接力液化工艺方案，二氧化碳气体的液化就是采用这样的工艺方案，将标准状态的二氧化碳气体压缩至一定压力后与常压或一定压力的液氨换热，一方面使液氨气化，气化后的氨气在换热器与压缩后冷却至常温的压力二氧化碳换热至常温后返回冰机进口进入下一个循环，另一方面压力二氧化碳自身液化为液体二氧化碳，节流减压后得到常压的液体二氧化碳（会有部分二氧化碳的气化，气化的二氧化碳在换热器与压力二氧化碳换热复热至常温返回二氧化碳压缩机进口）。在压缩等温效率70%时，其极限液化效率50%，实际液化效率40%左右。理论上可以采用以上的热泵接力工艺方案使任何的深冷气体实现液化，但随着热泵接力次数增加，液化效率迅速下降，三次热泵接力液化效率已经低于30%！深冷空分气体当然也可采用开式热泵液化工艺方案，但使用热泵接力工艺方案则需要多热泵接力，其液化效率很低也不适用！深冷空分气体液化采用的是空气开式热泵一膨胀制冷液化联合工艺方案，其中开式热泵的循环工质正流压力空气就是膨胀制冷的冷量冷能受体，吸收膨胀制冷系统的冷能冷量并实现正流压力空气气体的液化，其本身也是一个热泵制冷过程（采用节流减压时，只产生冷能增量不产生冷量，只有在采用液体膨胀机时会产生少量的冷量）但其制冷目标有效能效率高于相同设备性能参数下的膨胀制冷有效能效率。
    以氮气为例其基本工艺方案如下，标准状态氮气常温两段压缩至5.3bar，一部分经涡轮增压后进入换热器换热至一定温度后进入膨胀机膨胀制冷，另一部分未经涡轮增压的压力氮气在换热器与膨胀制冷后的氮气进行换热并液化，压力液氮节流膨胀或液体膨胀机膨胀后得到常压液氮（会有部分气化）。在以上的基本工艺方案中氮气压缩机既是膨胀制冷循环工质复热常温压缩机，也是开式热泵液化原料气压缩机。在其它的工艺方案下，膨胀制冷循环工质和液化原料气体（即开式热泵循环工质）可以不一样，例如膨胀制冷循环工质是空气，氮气，液化原料气体是氧气，空气或其它气体，这样情况下膨胀制冷循环工质复热常温压缩机和液化原料气压缩机即开式热泵循环工质压缩机需要分开设置，膨胀制冷循环工复热压缩机的出口压力和液化原料气压缩机的出口压力可以根据具体情况而优化选择。
    为了计算的简便，同样假定深冷气体是理想气体，散冷损失，正返流阻力损失，换热温差均为零。氮压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，但是开式热泵一膨胀制冷液化效率只有25%左右。
   一般从感觉出发，开式热泵一膨胀制冷的有效能输出数量似乎应该是开式热泵产生的冷能（开式热泵不产生冷量但提高冷量的能级，产生冷能增量），膨胀制冷同时产生冷量和冷能之和，其液化效率应该是开式热泵和膨胀制冷效率的加权平均。但实际情况并非如此，这正是有效能效率分析的抽象和难以掌握的地方，是需要非常慎重细致的，非常容易出错。
# r5 W) F  i) U( Z    氮气两段压缩至5.3bar，其中大部分压力氮气经涡轮增压后在换热器与返流气换热至一定温度后膨胀制冷，另小部分压力氮气在主换热器与膨胀制冷后的氮气换热并液化，节流减压后产生常压液氮作为产品引出。仍假定为极限工程条件，压缩功耗以1KWh为基准，看看开式热泵一膨胀制冷联合工艺方案能得到多少的液氮产品有效能。
. p" g: c& N( a     首先我们把用于液化的压力氮气初定为10%，用于膨胀制冷的压力氮气为90%，第一个问题是确定膨胀机进口温度，5.3bar压力氮气冷凝温度95K，95K以下的冷量全部用于液化，95K以上分为两段，一是膨胀机进口至95K处，10%正流气体和9倍的返流气体换热，二是膨胀机进口至换热器热端，90%返流气体和100%的正流气体换热，简单计算可得膨胀机进口温度117.8K！只有在冷量和冷能均处于平衡时，液化率才是正确的！冷量可以从膨胀机直接计算而得到，同时得到膨胀机产生的冷能，用于液化的氮气不产生冷量但产生冷能，另外需要扣除换热器换热温差产生的冷能损失（这个换热温差导致的冷能损失和工程条件无关，而是开式热泵一膨胀制冷联合工艺方案必然出现的），其数量非常巨大，大约占膨胀机产生冷能的30%一40%！试算的结果如果液化率10%，则冷能过剩冷量不足。最后的结果是液化率4%左右，在压缩涡轮增压等温效率70%膨胀机绝热效率85%的情况下，开式热泵一膨胀制冷极限有效能效率在25%以下！当把用于液化的正流氮气压力提高至45bar（氮气临界压力）后，氮气液化率从4%提高至8%！开式热泵一膨胀制冷液化效率达到35%！
    以上的工艺方案工艺参数当然同样适用空气，氧氮气，氩气，以压缩气体液化率（液体产量和气体压缩量的比值）都是3%-5%之间。而将用于液化的原料气压力提高至原料气临界压力38bar后，液化率提高一倍，空气开式热泵一膨胀制冷液化效率也相应提高近一倍！
$ K( \' p$ _; j* _* z$ a  w' s, o     在确定了深冷气体采用开式热泵一膨胀制冷联合工艺方案（也只有这一个基本工艺方案），当压缩等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，无散冷损失无正返流阻力损失无换热温差的极限条件下最大液化效率只有35%，那么就可以得到相应条件下，氧气的极限液化功耗是0.714kWh每标准立方米液氧。氮气的极限液化功是0.77KWh每标准立方米液氮。当然以上的数值不是氧氮气最小液化功，氧氮气的最小液化功是0.25KWh和0.27KWh每标准立方米，是液氧液氮的有效能数值，但是是给定设备性能参数极限工程条件下极限液化功，深冷气体的实际液化功在相同设备性能参数下，比以上的数值大很多！
$ Z$ i+ C- x8 s   同样设备性能参数下实际工程条件下的开式热泵一膨胀制冷液化效率当然不可能高于35%，在极限工程条件下，由于不存在阻力损失，也不存在换热温差损失及散冷损失，因此正流用于液化的空气压力，涡轮增压后用于膨胀制冷的空气压力高低对开式热泵一膨胀制冷液化效率均无影响，但在实际工程条件下，由于正返流阻力损失及散冷损失，换热温差损失的存在，就需要对正流空气压力和涡轮增压后的膨胀机进口压力的工艺参数进行优化。而没有进行工艺方案工艺参数进行优化的开式热泵一膨胀制冷液化效率则可能远远低于极限工程条件下的35%！例如空压机出口压力6bar，同样设备性能参数及实际工程条件下，空气液化率只有5%！计算的开式热泵一膨胀制冷液化效率在25%以下！（制氧技术）中的气氧实际液化功1.25-1.47KWh也是氧压机出口压力6bar采用单膨胀工艺方案下的计算结果。而经过优化的工艺方案工艺参数，空压机加增压机空气出口压力38bar，采用双膨胀工艺方案，则空气液化率可以达到17%左右，液化效率达到30%左右，即使同样采用单膨胀工艺方案，只将用于液化的正流空气压力（空气总量的5%左右）增压至38bar，空气液化率也可以从3%-5%提高至8%-10%！相应的液化效率提高至30%-35%！
! U* O! Z& ?3 x1 p/ B, p/ d; Z   下面提供几个参考资料，（制氧技术）中有空气压缩至6bar，采用开式热泵一膨胀制冷联合工艺方案，空气液化率为3%-5%的讲法，也有气氧实际液化功1.25-1.47kWh每标准立方米液氧，采用双膨胀工艺方案气氧实际液化功可以低至0.65KWh每标准立方米液氧等不同的说法，可见的文献有天然气实际液化效率25%，氢气液化实际效率25%。当然也有人认为气氧实际液化效率可以达到50%，实际液化功0.5KWh每标准立方米液氧！以上的数据差距极大，但也不能简单地论对错，问题是他们的数据是什么设备性能参数，什么工程条件，什么工艺方案下的结果。当然还有更重要的一个问题，这些数据中有的是深冷气体单独液化装置的计算结果，有的是深冷空分装置液体产品的核算扣除值（边际气氧液化单耗计算值），两者之间差距极大！