外行学空分(166)一一双塔流程和新单塔流程的能耗比较耗的比较一一制冷液化部分

    前帖对基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的精馏部分进行了比较，其结论其实已经不言自明了。但一个空分装置不但是空气在深冷条件下精馏分离的过程，同时也是保持空分装置处于气液共存的深冷状态(空分装置不可避免与环境发生传热输入热量，空气原料和空分产品换热器热端温差造成的冷量损失，当然还可能有深冷压缩造成的冷损)并制取深冷液体产品的过程。因此空分装置除了精馏过程外，还有一个非常重要的制冷液化过程，这个制冷液化过程从原理上而言是以空气为循环工质的开式热泵一膨胀制冷液化过程。
  f- t8 q& x- T     沸点在环境温度以下的气体制冷液化是一个可以独立进行的纯粹的物理过程，对于临界温度在环境温度以上的气体，可以通过加压冷却而实现液化！这样的过程本质上是开式热泵液化！对于临界温度但和环境温度相距不远的气体，可以采用热泵接力的方法实现液化，倒如二氧化碳气体的液化（二氧化碳临界压力略高于环境温度）。对于临界温度和环境温度相距甚远的深冷气体无法采用热泵制冷液化及热泵接力液化的方法实现液化，只能采用开式热泵一膨胀制冷（包括等温焓差）联合方案实现液化，其中等温焓差和膨胀制冷产生冷量冷能（等温焓差只产生冷量，膨胀制冷既产生冷量也产生冷能），而开式热泵只产生冷能增量而不产生冷量，但加压后的液化原料气能吸收等温焓差和膨胀制冷产生的冷能冷量并实现液化，节流减压或者液体膨胀机减压后得到常压液体（压力原料气吸收冷量冷能液化，节流减压或液体膨胀机减压后得到常压液体，构成开式热泵液化）。在深冷空分教科书中就是空气压缩与液化部分的内容，但深冷空分教科书只是平铺直叙并没有进行深入的讨论，也没有对空气压缩与液化的工艺方案（就是以空气为循环工质的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案）及工艺参数进行优化。
/ P8 |- ]1 p! N6 z+ K     空分装置的制冷原理是等温焓差和膨胀制冷（这是从冷量角度而言）。在深冷空分技术发展初期，空分装置所需要的制冷量完全来自等温焓差（等温焓差只产生冷量而不产生冷能，冷能由开式热泵即正流压力空气液化产生），相应地空气需要加压到很高的压力(另一个原因是采用冻结法纯化)，才能实现空分装置的所谓冷量平衡并得到少量的液体产品，后来出现了吸附纯化和膨胀制冷，空气压力就不断降低了，目前双塔流程的空气压力一般为5,6bar(过膨胀机的空气量约为空气总量的15%，对应的液体产品数量接近于零)，其中等温焓差产生的冷量约占总冷量的15%，膨胀制冷产生的冷量约占总冷量的85%。如果要提高制冷量(例如采用内压缩流程，增加提氩流程或者制取较大数量的液体产品），那么简单的办法是提高空压机的出口压力(膨胀制冷空气量是由开式热泵精馏工艺方案所决定的无法改变)，空气压力的提高从两个方面增加了制冷量，一是提高了膨胀机膨胀制冷的膨胀比，二是提高了膨胀制冷膨胀前的温度，这其实就是所谓的高温高膨胀比高焓降（膨胀机进口温度之所以提高，原因在于正流空气压力提高冷凝温度升高，相应进入下塔的液空数量增加）。但由于受到膨胀制冷空气量和膨胀比的限制，能够制取的液体产品数量是有限的，大约只能达到空分装置氧气产量的10%！要进一步提高液体产品数量就需要采用所谓的双膨胀工艺方案。
  ~! Q2 O. V. A/ |   双塔流程共有两个膨胀制冷液化两个方案，一是膨胀空气进入上塔参与精馏的方案。二是膨胀空气进入下塔的方案。深冷空分教科书中认为气氧实际液化功为1.2kwh-1.47kwh每立方米液氧，同时又认为当采用双膨胀工艺方案方案时，气氧实际液化功扣除值可以低至0.65kwh每立方米液氧。两者之间的差距达到一倍以上！但深冷空分教科书对此没有给出任何解释。分析两个差距极大的不同的数据，似乎可以得到这样的结论，即膨胀空气进入上塔的方案膨胀制冷（液化）效率低于膨胀空气进入下塔的膨胀制冷（液化）效率！所以才会有采用双膨胀制冷方案时，氧气实际液化功可以低至0.65kwh每立方米液氧的讲法，但是这样矛盾的表述实际上存在一个重大的秘密，这个问题将在后面详细讨论。
1 t  Z& O2 I+ E6 @/ R) F9 |   新单塔流程基本流程和双塔流程不同，空气精馏主要是由氮气热泵压缩机，空气热泵压缩机（和空气原料压缩机合并）粗氩热泵压缩机承担的，而空压机主要承担空气原料输送及膨胀制冷的功能，如果空压机的出口压力和双塔流程空压机相同(5,6αtm)，那么膨胀制冷量除了补偿热端温差及空分装置冷损外，液体产品(液氧)量可以达到空分装置的氧气产量25%左右。当然也可以通过和双塔流程一样采用双膨胀工艺方案的办法进一步提高液体产品的数量。但要降低液体产品数量却需要花一些心思。
   一个空分装置的产品方案是给定的，不是可以随便调整的，空分装置的产品方案不但有氧气氮气氩气的产品数量和纯度，也包括液体产品的数量和纯度。液体产品的纯度一般情况下和气体产品纯度都是接近，而液体产品的数量却是一个大问题，对空分装置的工艺方案会产生重大的影响。
   新单塔流程空压机出口压力在5,6αtm时，精馏和制冷都会实现很高的效率（制冷效率只是相对于低温膨胀工艺方案而言，相对于双膨胀工艺方案制冷液化效率就很低了！根本的原因在用于液化正流空气压力太低了！），这种情况下，采用新单塔流程的空分装置液体产品数量达到氧气产品数量的25%左右（根据是否采用涡轮增压技术及膨胀机效率及冷损不同而有所变化。)，如果产品方案中的液体产品数量低于此数，那么最简单的办法是降低空压机出口压力，但这种办法会大幅度降低膨胀制冷效率(这里的膨胀制冷效率类似于制冷系数制冷效率，不是指膨胀机绝热效率而是指膨胀机焓降和膨胀制冷空气常温下的压缩功耗之比值)，这样相对于双塔流程的精馏能耗优势将被制冷低效率抵消，例如在液体产品数量接近零时，采用这样工艺方案的新单塔流程其能耗比采用双塔流程的能耗高10%-20%（新单塔流程采用单热泵还是双热泵工艺方案情况有所不同)。其实道理非常简单，这样情况下，新单塔流程空压机出口压力只有2,5αtm左右，膨胀机的制冷系数不到双塔流程的三分之一。因此通过直接降低空压机出口压力来实现低液体产品方案是不可行的。综合考虑精馏和制冷液化两个部分，新单塔流程的精馏工艺方案需要做一下的调整优化，一是采用空气氮气双热泵工艺方案，二是空压机出口压力确定为4.2bar（这是以空气冷凝终未温度计算的结果，如果以空气冷凝平均温度计算则空压机出口压力可以降低至3.9bar）。
; N0 T/ ^9 A8 }% p; ^* F  q( g: X   当采用双热泵工艺方案时，空压机出口压力4.2bar，这样当制取纯度95%（含氩4.5%，含氮0.5%）的氧气时，新单塔流程液体产品数量可以减少至氧气产量的20%以下。当制取99.5%（含氩0.5%）纯度氧气时，液体产品数量可以降低至氧气产量的10%-15%。如果要进一步降低液体产品数量，则需要进行更大幅度的工艺方案调整。
1 N  H/ ?" }. h( F7 [, |- \$ K   古典单塔流程是最先得到工业化运用的深冷空分流程，但古典单塔流程存在很大的缺点，一是无法同时制取氧气和氮气，二是氧气提取率只能达到70%左右。而要解决古典单塔流程的缺陷，有两个改进方案，一是目前的双塔流程，先把压力空气在一个冷凝塔(下塔)中进行冷凝精馏分离形成液氮和富氧液空，然后再在常压精馏塔中进行精馏分离同时制取氧气和氮气。另外一个改进方案是在古典单塔流程的精馏段增加一个以氮气为循环工质的热泵精馏系统。同样可以实现同时制取氧气氮气产品及提高氧气提取率。其实从精馏角度来说，采用双热泵工艺方案的新单塔流程和双塔流程的上塔并无本质的不同，只不过双塔流程采用的是一拖二的热泵精馏，而新单塔流程采用的是直接双热泵工艺方案而已！而一拖二热泵必然造成热泵效率的大幅度下降，这一点双塔流程的致命缺陷，在膨胀制冷末出现之前，双塔流程有其合理性，而在膨胀制冷吸附纯化技术出现之后，双塔流程的这个致命缺陷已经暴露无遗，只不过尚末为大家所认识而己！
6 p4 z6 Y1 X$ n! q   新单塔流程当制取99.5%（含氩0.5%）纯度的氧气产品时，空压机出口压力4.2bar，其中85%作为空气热泵的循环工质，其余15%用于膨胀制冷，另在空分塔液空入口处设置冷凝器，氮气复热常温压缩至2.1bar在主换热器换热后进入冷凝器中冷凝为液氮过冷后送至空分塔顶部作为回流液。这样工艺方案液体产品数量和双塔流程标准工艺方案一样接近于零，但新单塔流程空压机和氮压机压缩功耗之和比双塔流程标准工艺方案空压机压缩功耗低5%左右，而液体产品数量高于双塔流程！
8 i. _! U0 N) w' \4 a  O$ t9 |     其实无论是双塔流程标准工艺方案（空压机出口压力5.6bar），还是新单塔流程的标准工艺方案（空压机出口压力4.2bar），都是开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化联合装置，以上的讨论都只是从开式热泵精馏的角度讨论工艺方案和工艺参数的优化，而没有从空气开式热泵一膨胀制冷液化的角度考虑工艺方案和工艺参数的优化，而空分装置的能耗既决定于开式热泵精馏的效率也决定于开式热泵一膨胀制冷液化效率！关于空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案和工艺参数的优化及其对空分装置的能耗及其核算的重大影响，将在后面进行详细的讨论。

对于我来说很有用

  热泵效率的影响因素有三个，一是热泵压缩机的效率，二是正返流阻力的大小，三是冷凝器传热温差和热泵温差和传热温差之和的比值。理论上和热泵运行温度及循环工质无关。先生所举的例子热泵效率偏低，其原因在于正返流阻力大及热泵温差和热泵温差传热温差之和比值小所致。如果选择深冷压缩热泵效率就会提高！影响热泵效率的另外一个因素是热泵形式，一拖二热泵效率一般较低，双塔流程的空气热泵就是一拖二热泵，先生可以计算一个它的效率并与新单塔流程的氮气热泵效率作一个比较。

   请先生不要转移话题，至于热泵效率可以再讨论。现在我们讨论的问题是膨胀制冷的有效能效能效率。这是我们的核心分岐，也是先生对厦大论证报告的具有颠覆性的指控！先生已经亮明了观点，并作了估算计算，先生的观点是膨胀制冷效率为54%考虑散冷损失也在50%左右。我已经指出先生的计算过程存在重大的失误(虽然先生骂我民科要加强学习热力学第一定律，但我依然坚持并做了进一步说明向先生请教)，请先生正面给我指教。
4 ]# m, b: j+ `  P" p 同时为了明确问题，我也亮明我的观点，在压缩机涡轮增压机等温效率75%，膨胀机绝热效率85%工程条件下，即使完全不考虑传热温差正返流阻力及散冷损失，膨胀制冷的有效能效率只有30%左右，而不是先生所讲的50%。
   请先生展现风度！

膨胀过程的冷量有效能效率

6 b+ q- O! W. d6 T" }$ i3 N空气流量1000Nm3/h，机前压力8.5atm，机前温度150K，机后压力1.3atm，等熵效率85%

$ z5 m" B0 L, P& I0 _7 A用软件计算出，机前压力有效能66.01kW，机后压力有效能8.1kW，输出功18.08kW，机前冷量有效能21.86kW，机后冷量有效能51.11kW
) c* V. m, [7 ~2 M! P( h
所以气体膨胀过程的冷量有效能效率是：
4 {2 S& y& c" n7 M% B(51.11-21.86)/(66.01-8.1-18.08)=73.44%
这个效率的单位是“冷量有效能/压力有效能”

如果压缩过程效率是75%，冷量有效能效率单位是“冷量有效能/电能”时，则效率是：
4 l9 a' N! T& L73.44%*75%=55.08%

1 ?$ c, y; t5 s, k膨胀过程效率与等熵效率有关，也与机前温度等有关，机前温度越高，冷量有效能效率就越低。
4 A0 L# D3 L4 Q: x$ n
3 E7 V/ z4 p: ?1 W" H1 f液化装置中还有温差损失和阻力损失，但液化装置一般会避免低压气体的循环，如正流40atm左右，在氮气的临界压力之上，返流6atm，阻力损失近似与压力成反比，与低压循环相比，液化装置中的气体阻力损失要小很多。
2 q9 I- A& |: W+ _+ w1 V0 |- T" t
液化装置中的主要损失就在压缩机和膨胀机，这两台机器的效率对液化单耗影响很大，而换热器温差和阻力损失相对较小。

我推送的那篇华东理工大学的文章，他说下塔有效能效率98%，是说出下塔与进下塔有效能之比，上塔也是出塔与进塔之比，这两个效率是可以相乘的，但我指出这样计算不能说明什么问题。

液氮能质系数1.78已经是积分后的平均值，如果仅计算液氮蒸发潜热的这部分能质系数，1atm液氮饱和温度是77.35K，能质系数是：
（300/77.35-1)=2.88
* ?8 L6 I" f- m' g7 j: ~
在氮气从常温300K降至饱和温度77.35K并且冷凝的过程中，能质系数是变化的，从0到2.88，平均值不是最大最小之和除以2，而是所有点的加权平均。因为液氮潜热占比较大，所以平均值与最大值更近一些。

这个冷凝器温差对热泵效率的影响很大，以上计算中，温差2K时，热泵效率47.8%；温差 0.7K时(膜式蒸发冷凝器)，热泵效率52.1%。
3 y" K- t- K- ?
7 G$ r, K4 `% U: M, A( C! x8 L闭式热泵两头都换热，效率更低，开式热泵只有一头换热，好多了。

好吧，我举一个例子，看热泵有效能效率大约是多少？

! S- T; p2 }( s+ w8 ~' s; y条件：循环氮气量1000Nm3/h，塔顶氮气压力1.3atm，冷凝器氮气冷凝压力5atm，氮气复热后压缩，再冷却后至冷凝器冷凝，气体复热和冷却阻力各0.2atm，冷损和热端温差不计了(计入的话效率会更低一点)，氮压机等温效率75%(含电机效率和机械效率等)，冷凝器温差1.6K，环境温度300K。

4 [8 Q2 B  a# B6 w, a1 x6 C氮压机压缩电耗是：
1000*101.3*300/273.15*ln((5+0.2)/(1.3-0.2))/3600/0.75=64.01kW

) C$ `* m2 x1 A' y用软件可计算出，5atm压力下氮气冷凝潜热是215.59kJ/Nm3，所以冷凝器负荷是：
215.59*1000/3600=59.89kW
" k) ]: y1 |: X2 I+ }* d
用软件计算出，1.3atm氮气饱和温度即冷源温度是79.64K，5atm氮气饱和温度94.15K，冷凝器温差1.6K，所以热源温度是94.15-1.6=92.55K

6 k5 K- f8 K5 S; P热量59.89kW，冷源温度79.64K，热源温度92.55K，环境温度300K，则热泵有效能是：
59.89*(300/79.64-300/92.55)=31.47kW

9 {& o. V2 g# K( }# C热泵有效能效率：
31.47/64.01=49.16%
  i4 V: y$ s/ y! G

   现在深冷空分的总效率在20%-30%之间，这一点我们一致吧？我们的在分岐在于我认为深冷空分的总效率是制冷效率和精馏总效率的加权平均，例如当空分装置无液体产品时，制冷的权数就是零了！先生认为空分装置的总效率是制冷效率和精馏效率的乘积而已。我已经指出先生的制冷效率就是我所讲的开式热泵效率！而制冷效率则另有定义！请先生思考一下！
   我很早指出现在双塔流程的精馏效率在50%以下，先生把我骂得狗血淋头，先生推送一篇论文给我，文中认为下塔效率98%，上塔95%，上下塔总效率90%以上！现在先生认为精馏效率在40%-50%之间，怎么我的上塔效率70%下塔效率70%总效率50%成了惊人之语？按照先生精馏效率的定义下塔效率该如何计算？请先生思考一下，我的观点很明确下塔是空气热泵的一部分，其存在使热泵效率下降了20%-30%！
   我已经讲过制冷效率和开式热泵效率不是一回事！制冷效率就是所谓的液化效率！空分早期制冷是通过等温焓差实现的，其效率是非常低的，后来出现了膨胀制冷，效率逐步提高。先生从膨胀制冷出发来估算制冷效率当然是可以的，但是不全面！一个完整的制冷液化装置包括以下的几个部分，一是气体的压缩，二是膨胀制冷部分，三是正返流气体的换热，四是部分正流气体的液化和减压，五是液体取出。深入分析制冷液化装置有两大部分一是膨胀制冷二是热泵，膨胀制冷并不能直接得出液体产品，热泵当然也不能得出液体产品，只有两者结合才能得出液体产品！
   先生讲是用正版软件计算出的，我是相信的，但先生只是针对膨胀制冷部分进行了计算也是事实！先生的计算过程是这样的，压力能0,42KWh，在膨胀制冷绝热效率100%下，可以得出膨胀功(焓降得出的冷量)0,15KWh，根据冷能换算系数1,78得出取得冷能0,27，可以输出一标准立方米液氮！
    如果先生有时间的话，我希望先生提供一下膨胀制冷前氮气的温度和压力及数量以及膨胀制冷后的压力和温度以便进行复核验算！在先生未完善数据之前，只能就先生提供的数据进行讨论！
   第一个问题是在先生所讲的压力能0,42KWh，绝热效率100%下，膨胀功0,15KWh时，能否得到0,27KWh的冷能？我的结论是不能！为什么？膨胀机是不能带液体的(现在膨胀机可以带2%-3%的液体，这个暂且不论丿也就是说膨胀制冷后的气体温度应该是过热的，一般在沸点以上3K左右！而冷量的平均温度应该是膨胀制冷前后温度的平均，而不是沸点温度！则其冷能换算系数就不是1,78而是比这个数小得多！
& o3 U6 A8 v' q4 A& v! E1 ~$ q   第二个问题，当绝热效率85%时，按照绝热效率膨胀制冷定义，这个时候膨胀功是0,1275KWh，冷量下降15%，但是膨胀制冷后的温度上升(上升部分的焓差就是膨胀功的减少)，这样冷量平均温度上升，冷能换算系数进一步下降！冷量和冷能换算系数下降两个因素相加，便得出的冷能只有0,189KWh时！以上请先生指教。
    先生确实对空分最新发展很熟悉，先生告诉我现液氧的单耗我相信都是正确的，为什么我对此均不予回应呢？正如先生所言，制冷和空分的单耗和工程条件关系极大，在不明了工程条件和核算过程的情况下无法回应，而且和我们的讨论关系不大！当然经过和先生的讨论，我对现在的工程条件也有了了解，现在先进工程条件下，制冷效率应该在35%左右！但这并不影响我认为液氧单耗应该按照1,0KWh每标准立方米液氧扣除的结论，因为按照厦大论证报告中工程条件计算出的液化效率就是25%！