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

Sunqh

8 F+ u; k, @" z8 Y. a
我给尤总展示的正是软件计算结果，一个是理论估算，一个是流程模拟，不知道尤总想要的是什么？
* N% |$ j/ t3 G( o3 I$ V0 ?
尤总的心态可以放平和一点，民科不是贬义词，至多是中性，我本人也曾被人称为民科，但我并没有恼羞成怒。有位林德领导，说我是“高手在民间”，我并没有在意。
* `/ N+ f; h& U$ S1 @1 n- a8 H
- p$ n1 C1 F+ q* J理化所那位院士和厦大化工系那些人确实不了解空分，但这完全没关系，因为他们都不是凭空分造诣当上院士和教授的，隔行隔山太正常了。
; X$ ~. b% p* Z$ s6 m
对空分研究较多的，目前法液空和林德肯定是处于前列，国内杭氧开空川空华科西交都不错。
3 t" X  A$ H/ M, y, q: D/ I
我们目前生产液氧的单耗是0.8kWh/Nm3左右，其中包括了氧的分离单耗0.35kWh/Nm3，尤总的新单塔液氧生产单耗要1.6kWh/Nm3（分离单耗+液化单耗），尤总的单耗是我们的2倍。现在国家搞拉闸限电，淘汰高能耗落后生产工艺，谁会被拉闸一目了然。

尤总还有下塔效率70%，上塔效率70%，所以空分精馏塔的总效率是70%*70%=49%的惊人言论。下塔效率单位是“分离功有效能/冷量有效能”，上塔效率单位也是“分离功有效能/冷量有效能”，这两个也能相乘？那总效率的单位是什么呢？是“分离功有效能的平方/冷量有效能的平方”？这个是什么东东？

下塔和上塔的关系如空压机的第一级和第二级效率，是不能相乘的，只能加权平均。尤总取消下塔，相当于把空压机由原来的二级压缩改为一级压缩，不仅不节能，还会多耗能的。

. s; d3 E& P' t# V+ M3 \' B8 q. T压缩效率的单位是“压力有效能/电能”(1)，制冷效率的单位是“冷量有效能/压力有效能”(2)，精馏效率的单位是“分离功有效能/冷量有效能”(3)，这几个才是可以相乘的，1*2后的单位是“冷量有效能/电能”，目前是50%左右；1*2*3后的单位是“分离功有效能/电能”，目前是20%~25%左右。

Yb2021

   先生既然解释民科不是贬义词，我接受先生的解释。我只是困惑在先生的眼中是不是民科遍地！先生明确了压缩效率精馏效率制冷效率的定义，这很好！但我有一个问题和先生探讨一下，先生认为精馏效率是分离功和精馏过程消耗的冷能的比值，这里的冷能是否是热泵输出的温差有效能？在深冷条件下温差有效能当然可以叫做冷能，但两者还是有区别的，精馏过程不消耗热量也不消耗冷量，其意义是再沸器输入的热量和冷凝器输出的热量(冷量)是基本相等的！但是又需要在再沸器输入热量从冷凝器(深冷空分流程中再沸器和冷凝器是合二为一的)输出热量！这其实就是卡诺循环的温差有效能！在深冷条件下可以叫做冷能，但在环境温度以上时就不行了！所以开式热泵精馏中(深冷空分是开式热泵精馏流程我们已经有共识了！)空分精馏的总效率是开式热泵效率和精馏效率的乘积！但是这里的开式热泵效率不是制冷效率或者液化效率。

Yb2021

   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！
/ n8 F& W2 Y* b   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！
- ^* e! f% ~0 L   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！
. C" h" k7 M9 Q2 f  D7 v   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！
- m: ^; ~# a5 _- z* }   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。
; e  Z1 m- _8 p! z9 A" Y- u    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%！
& p4 _0 _" A3 j, E   

Sunqh

好吧，我举一个例子，看热泵有效能效率大约是多少？
  @: a5 |  s* s
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。
! y6 _" p6 B; E- {4 `/ F
+ p  a2 |6 i- C4 h氮压机压缩电耗是：
, `/ j7 t+ S, A3 Z( m0 l1000*101.3*300/273.15*ln((5+0.2)/(1.3-0.2))/3600/0.75=64.01kW
/ {7 \! R1 C$ G+ ^+ i& d
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：
. I- q4 h! ?0 H& _( y215.59*1000/3600=59.89kW
2 u+ Y1 c2 n/ [, o+ R7 r& b; d# o) k4 q
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
- M) C% x: v2 x) M2 W' {
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：
5 e+ d$ n0 e+ F% D* g* C5 Z! G59.89*(300/79.64-300/92.55)=31.47kW
7 {) @3 v: ^$ T3 b) G
" `" V3 Q! U6 f; K1 t热泵有效能效率：
31.47/64.01=49.16%

Sunqh

9 I: S6 P4 d6 b, m3 B
; |" B7 V  Q0 a) D0 u) h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%。
( u7 E" ~- o) U! }/ G# h
  ?) ~8 s7 g# @3 R, |- F1 d. z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。

Sunqh

: z7 F5 V  l; d& c
0 B% Z2 ~( D2 H4 f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
* `+ z1 ~" m! N" N! |# H# D% W
" w+ C: D7 n7 p* y' o  g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。

Sunqh

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。

Sunqh

膨胀过程的冷量有效能效率
4 W& O, G$ b* `; D6 d3 m
& @% w- ~. c! M: x: d5 f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%
3 j  N0 H- V& {) q
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
( Q8 h* S0 t$ F$ i
$ h/ S! |3 ]% s, @7 e* X所以气体膨胀过程的冷量有效能效率是：
. R% v- H9 O7 P5 D1 @9 Z4 ?4 k(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”
* F# T& K1 S9 N# \7 g0 u
+ k. @* h8 Q# N" g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：
73.44%*75%=55.08%

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。
8 S: O% K$ b2 z* s# P; b
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。

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。

Yb2021

   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。
& K1 P( r6 l1 o# i- W! s; q 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%。
9 b0 Q' ^; ^* G: a   请先生展现风度！

Yb2021

  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。