外行学空分(172)一一厦大论证报告(5)一一气体的液化和液化效率

      深冷 气体的液化是可以单独进行一个纯粹的热力学过程，对于临界温度在环境温度以上较远的气体来说，通过气体压缩后冷却水冷却即可实现液化，压力液体经节流减压或液体膨胀机膨胀那可得到常压环境温度以下的液体，这本质上是热泵制冷液化，这里的临界温度是气体的物理特性！气体温度在临界温度以上时，无论压缩到多高压力，都无法使之液化。而气体在临界温度时，实现液化需要的最低压力即为所谓的临界压力！每种气体都有固定不变的临界温度和临界压力。气体的温度压力均高于临界温度临界压力，则为所谓的超临界状态！临界温度在环境温度以上的气体热泵液化(制冷)的极限最高效率就是气体压缩的等温效率，但由于换热器温差损失及散冷损失阻力损失等因素的存在，其实际液化效率只能低于气体压缩的等温效率，如果气体压缩的等温效率70%，那么液化效率在50%-70%之间，运用最广泛的一个案例就是氨气的液化！
( y9 d$ _" D. }' K% K/ Q     临界温度在环境温度以下的气体是无法用以上的简单办法实现液化的，但理论上可以用热泵接力的办法实现气体液化，具体的办法是先采用热泵制冷的办法实现临界温度在环境温度以上的气体液化(例如氨气，氟利昂)，同时将临界温度在环境温度以下的气体压缩至一定压力，利用液氨或液体氟利昂在接近常压下气化使临界温度在环境温度以下的压力气体冷却至临界温度以下从而实现气体液化！理论上可以通过这样的热泵接力的办法实现所有气体的液化！但这样的办法随着热泵接力次数的增加其液化(制冷)效率将迅速下降！其最典型的运用案例就是二氧化碳气体的液化！一次热泵接力液化效率降低至25%-49%，两次热泵接力液化效率降低至25%以下。二氧化碳气体的临界温度在环境温度附近如果采用单热泵液化，需要的二氧化碳压力将会很高。所以一般不采用加压冷却的办法实现液化！但二氧化碳的临界温度在液氨常压沸点以上，通过液氨气化可以把高压的二氧化碳气体液化！但其液化效率只有25%-50%！
   深冷气体例如天然气氢气空分气体其临界温度距离环境温度甚远，如果要采用热泵接力的办法实现液化虽然理论上可行，但无论从效率上还是从工程上考虑均不可行，无法实现大规模工业化运用。
, Y% z4 d/ R. a( I8 f; B8 v; J    深冷气体的液化目前采用的是开式热泵和膨胀机制冷联合制冷液化的原理，具体的工艺方案叙述如下，深冷气体经压缩后在换热器与返流气体换热，大部分经膨胀机膨胀制冷产生与膨胀输出功等量的焓降同时温度下降，同时另一部分加压后的深冷气体继续与返流气体(包括膨胀后的气体及液体节流减压部分气化的气体换热并液化，液化气体减压后部分气化，余下的液体作为液化产品引出，深冷气体实际液化效率是产品深冷液体的冷能有效能和深冷气体常温下实际压缩功耗的比值！其压缩功耗包括用于膨胀制冷气体的压缩功耗和用于液化的气体压缩功耗。
+ w) L- T+ Y2 \6 P       以上是深冷气体的标准常规液化工艺方案，其液化气体和膨胀制冷循环工质及产品是完全一致的，用于正流液化气体和循环膨胀气体压缩压力也是一样的。一般情况下深冷气体的压缩后的压力总是小于10bar而压缩气体的液化率也在10%以下（深冷空分教科书中空气压力6bar，空气液化率3%-5%）。但实际深冷气体的液化工艺方案却是千变万化！例如空分装置中无论液化气体还是膨胀制冷气体都是压缩空气，而液化过程的产品却是液氧液氮液氩！同时空分装置中膨胀制冷气体均没有实现闭路循环，但这只是表象而不是本质！其次实际液化流程中，液化的深冷气体和膨胀制冷的气体及压力也可以不一致，但液化功耗一定既包括膨胀气体的压缩功耗也包括液化气体的压缩功耗！
7 V- L2 t3 u) J. t1 P( l0 I    深冷气体开式热泵一膨胀制冷液化过程的极限效率是35左右(空压机涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，换热器温差损失为零，散冷损失为零，正返流及膨胀机为零)，一般实际液化效率在20%-30%。但在实际工程条件下，开式热泵一膨胀制冷液化的工艺方案及工艺参数对深冷气体的实际液化功及实际液化效率均会产生重大的影响。这其实是开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案和工艺参数的优化。其中用于开式热泵液化的深冷气体的压力是一个对实际工程条件下的开式热泵一膨胀制冷液化效率有重大影响的工艺参数，这个压力应该等于或接近用于开式热泵液化的深冷气体的临界压力，这个压力越低，开式热泵一膨胀制冷液化的效率越低！
% u2 g1 M& w: i4 E% x* v+ y! S    在空分装置中，对深冷气体实际液化效率影响最大的因素是空压机涡轮增压机及膨胀机的效率。其次是正返流及换热器换热温差也是非常重要的因素！由于这个因素膨胀过程前后压力越低(不是膨胀机前后压差)则正返流阻力损失越大液化过程的效率越低！最后是换热器温差损失和散冷损失，深冷气体沸点越低换热器换热温差和散冷损失对深冷气体实际液化效率影响越大！在空压机，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，极限工程条件下，开式热泵一膨胀制冷液化效率35%以下，如果用于液化正流空气压力38bar，同时采用双膨胀工艺方案（即在实际工程条件下，对工艺参数及工艺方案优化后的工艺方案），深冷空分气体液化效率在30%-33%，气氧液化单耗在0.75-0.825kWh每标准立方米液氧。在同样的设备性能参数下，如果用于液化的正流空气压力只有5-6bar，甚至更低，那么开式热泵一膨胀制冷液化效率大大低于以上的数值，只有20%-25%，对应的气氧液化单耗在1-1.25KWh每标准立方米液氧之间。进一步的说明，可以参阅后面的帖子一一空分装置的制冷和液化。
, w$ k; O. w/ w8 [: a8 \+ O   液化装置通过和空分装置的联合，可以产生协同效应联合红利，其中最主要的联合红利有单独液化装置的散冷损失，膨胀制冷气体的热端温差损失及正返流阻力损失。例如目前空分装置中空压机出口压力压力5.6αtm，涡轮增压后膨胀机前压力8-9αtm，如果不考虑涡轮增压，由于正返流阻力损失实际膨胀机前的压力是5.4αtm，膨胀机后的压力是1.35αtm，其膨胀比为4，阻力损失使制冷效率下降20%左右，如果空压机涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，正返流阻力损失及扩大管阻力损失为零，膨胀机进口温度100K，则膨胀机制冷效率为50%！但考虑正返流阻力及扩大管阻力损失膨胀机制冷效率则下降至40%-45%！正是由于膨胀机前后压力的提高可以大幅度降低正返流及扩大管的阻力损失对制冷效率的影响，在相同设备性能参数和工程条件下，高温膨胀机的制冷效率高于低温膨胀机制冷效率。换热器温差损失也是影响制冷(液化)效率的一个因素，换热器温差损失对制冷(液化)效率的影响可以从两个方面考察，一个是正返流换热器热端温差，直接带来冷损当然影响制冷(液化)效率，另外一个方面是由于换热器温差的存在使可用于气体液化的返流气体温升缩小，例如压力气体液化温度与返流气体温度相差20K，可以用于液化的返流气体温升为20K，换热器温差2K，则可用于液化的返流气体温升下降为18K！液化气体数量下降10%，液化效率下降接近10%！如果换热器温差0.5K，则液化气体数量下降2.5%！液化效率下降2.5%！当然最后一个影响因素是散冷损失。散冷损失越大液化效率越低！
   以上的叙述中都没有涉及具体的深冷气体，其原因在于深冷气体的液化效率本质上和具体的深冷气体基本无关！只和设备性能参数和工程条件工艺方案及工艺参数直接相关！通过以上的分析，只要明确设备性能参数和工程条件及膨胀机前后压力，就可以大体估算出液化效率的范围！
2 k1 E* s$ M1 y% E$ p7 H' M- v6 q( _   以上把影响深冷气体液化效率的各种因素进行了分析，现在做一下总结。
    采用热泵一膨胀联合液化流程的深冷气体实际液化效率极限效率在35%左右（压缩机，涡轮增压机等温效率，膨胀机绝热效率85%，如果压缩机涡轮增压机等温效率80%，膨胀机绝热效率90%，则开式热泵一膨胀制冷极限液化效率可以达到50%），一般实际液化效率在20%-30%之间。在目前设备性能参数及工程条件下，深冷气体实际液化效率要超过40%基本上是不可能的。
    目前空分装置核算中的气氧液化单耗扣除值又可称为边际气氧液化单耗，实际上是以气氧单耗指标为核算目标下的气氧液化单耗核算扣除值！其数值小于相同设备性能参数和工程条件下的气氧实际液化功，其差值就是液化装置和空分装置的联合红利，其差值最大值可以达到0.3Kwh每标准立方米液氧甚至更大，差值大小要具体问题具体分析。
7 J: y% @8 G; g; O/ x  s- x    液化装置和空分装置的联合红利主要有以下三个方面，一是液化装置的散冷损失。二是液化装置的膨胀循环工质热端温差损失带来了冷损。三是液化装置和空分装置的联合，可以提高膨胀机前后压力使阻力损失造成的液化效率下降。
+ E. F% _7 e8 D8 _8 p: v: r; U6 D8 x3 l    正是由于液化装置和空分装置的联合具有很大的联合红利，所以在一般情况下，液氧液氮液氩均由空分装置中直接联合产出，外挂的液化装置非常少见，只有在极特殊的情况下，外挂液化装置在经济上才是可行的！由于这个原因大家对空分气体的实际液化功大小及其影响因素是非常生疏的，才会对(制氧技术)中的气氧实际液化功1.25-1.47Kwh每标准立方米液氧数据惊诧莫名！其实(制氧技术)中的气氧实际液化功(液化效率17%-20%)虽然略显偏大但绝不是落后五十年，这是不同工艺方案，不同工艺参数造成的结果。
     最后讨论一下厦大论证报告中的气氧液化单耗扣除值，确定厦大论证报告中的气氧液化单耗扣除值有三个办法，一个是以厦大论证报告中设定的设备性能参数和工程条件及工艺参数进行气氧实际液化功的模拟计算，其计算出的结果是1.2Kwh每标准立方米液氧。作为核算的扣除值是偏大的（没有考虑联合红利）。第二个办法是以厦大论证报告中的设备性能参数及极限工程条件下(散冷损失及及正返流阻力损失为零，换热温差为零，液空采用节流减压）)模拟计算出的气氧实际液化功。这是相同设备性能参数下极限气氧液化功。计算出的结果是0.72-0.75Kwh每标准立方米液氧，是气氧液化单耗扣除值的下限。
    还有一个办法，不是通过气氧实际液化功而是通过计算相同设备性能参数和工程条件下同流程零液体产品方案的气氧单耗指标，核算出气氧液化单耗，并与计算出的气氧液化单耗扣除值相比较，从而最后确定气氧液化单耗核算扣除值，采用这种办法时，零液化产品方案的工艺方案必须进行优化！如果未进行优化，核算气氧液化单耗将严重偏低！例如以厦大论证报告中的方案一和方案二数据，推算出的气氧液化单耗只有0.6Kwh每标准立方米液氧。而以前帖中优化后方案二和方案四的数据和方案一的数据推算的气氧液化单耗是0.95-1.0Kwh每标准立方米液氧。毫无疑问后面的推算结果比前面的推算结果合理！其原因在于厦大论证报告中的低液体产品方案的工艺方案末进行优化，其气氧单耗指标是偏高的(气氧单耗指标中包括制冷(液化)能耗，厦大论证报告中的低液体产品方案由于空压机出口压力低，受正返流阻力损失及膨胀机扩大管阻力损失影响，制冷效率非常低！)。从以上的情况也可以看出，新单塔流程无论采用厦大论证报告中的工艺方案还是采用前帖中改进优化后的低液体产品优化工艺方案，其精馏能耗均无变化(优化后的低液体产品工艺方案从精馏角度来说其能耗实际上有所降低。)，但制冷效率却因为空压机出口压力的不同，而发生巨大的变化！其变化的原因就在于正返流及膨胀机扩大管阻力损失对应于不同的空压机出口压力对膨胀机效率影响极大！空压机出口压力越小，正返流阻力损失及膨胀机扩大管阻力损失对制冷效率影响极大。
    现在回头再讨论一下空分装置的能耗核算问题，空分装置的能耗核算以标准状态的气氧单耗为指标，这是目前被最广泛接受的办法。但是空分装置的产品是多种多样的，除了气氧产品外，核算过程中其它的产品必须做分摊和扣除处理，而分摊系数和扣除值的确定就是核算中最重要的问题，分摊系数和扣除值大了，气氧单耗的核算结果就偏小，反之气氧单耗核算结果就偏大！这是显而易见的。
    目前空分装置的能耗核算中，普遍出现气氧液化单耗0.5Kwh每标准立方米液氧的数据(实际上是核算扣除值而不是气氧实际液化功)，这个扣除值是如何确定的？这个问题不解决则目前空分装置的能耗核算结果均不可信！
    毫无疑问这个扣除值并不是通过计算气氧实际液化功而确定的，因为在现在设备性能参数和工程条件下气氧实际液化功在0.7-1.25Kwh每标准立方米液氧之间，对应的气氧液化效率是20%-35%！而目前空分装置的液体产品扣除值对应的液化效率无论是小型装置还是大型装置，也不考虑是单膨胀制冷方案还是双膨胀制冷方案，其至设备性能参数也参差不齐均接近或超过深冷气体极限液化效率！这当然是不可信的，以这样的扣除值核算的气氧单耗指标是偏高的，当然在低液体产品方案时，偏高的数值很小，而在高液体产品方案和全液体空分时，其偏差就非常大了，其气氧单耗指标达到了0.4-0.5Kwh每标准立方米气氧。
7 J$ I, c8 ?( A% P  C" e* ]( q    那么气氧液化单耗0.5Kwh每标准立方米液氧的扣除值有没有可能是核算的结果？不可能！首先这违反核算的基本原则，其次以气氧液化单耗为核算的目标，需要首先确定气氧液化单耗扣除值。
   那么目前空分装置能耗核算中普遍出现的气氧液化单耗0.5Kwh每标准立方米液氧是如何得到的？是从液氧(包括分离功)能耗是气氧能耗的2-3倍的经验说法得出的。液氧能耗是气氧能耗的2-3倍，也就是气氧液化单耗是气氧单耗指标的1-2倍！目前气氧单耗指标是0.3-0.35Kwh每标准立方米气氧，对应的气氧液化单耗是0.3-0.7Kwh每标准立方米液氧！中位值是0.5Kwh每标准立方米液氧！这就是气氧液化单耗0.5Kwh每标准立方米液氧及气氧液化效率50%的真正出处！气氧液化最小功是气氧分离最小功的3倍，为什么气氧液化单耗是气氧单耗的1-2倍？唯一的理由是气氧液化效率大大高于空分效率！这是不成立的！在相同设备性能参数及工程条件下，开式热泵精馏效率高于开式热泵一膨胀制冷液化效率！
* p4 E) A# \  s. A' w    这就是空分专家无法面对气氧实际液化功的根本原因，也是质疑厦大论证报告的根本原因所在！谁对谁错请深入思考一下！当然当解决了新单塔流程低液体产品方案的优化工艺方案后，这个谁对淮错的问题已经是空分行业的内部问题了，无法构成对新单塔流程的颠覆性质疑。
     关于空分装置核算中的液体产品扣除值，后面将进行详细深入的讨论。
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这是关于厦大论证报告的最后一个帖子。

再次编辑一下，这下比较完善了，欢迎批评指正。

2 @9 J. O  v. j! t# B2 O6 m; k+跨行搞“发明”很容易闹笑话，“发明家”自己不知道，内行一看便知。
4 s/ V9 _- b8 t& y
* N) }$ O& V! _9 d0 c4 N; `  e你写这么长，谁有耐心看下去？你把设想简单说清楚就行，不要超过1000字。这又不是小学生写作文，字数多就表示水平高。我只看了一点最后，提氩，你13500的循环量哪里够？

原料气95%氧，要得到10000氧气，原料气量10000*0.996/0.95=10484
: l' q, ?' B: f+ ^1 |7 f+ N
- ]) p2 V+ {4 U+ ?) H/ P) i! P氩产量400，则原料气中氩含量400/10484=3.82%，此处上升气量至少需要达到400/(3.82%/3)=31434，你的气量是13500/1.06-10000+10484=13220，还差得太多。

) _! ^! t) o: z- k$ X  e从氧气方面考虑，得到10000氧气，回流液至少3倍即30000，显然你需要再增加一个热泵，10%氩馏分增压，流量18000左右，这样才能得到400氩和10000氧气。

& V: G& V) F, K& [4 M4 w你13500流量，压比1.6，功率100kW，显然只能是低温增压。为了冲抵这些冷损，膨胀机功率要增加100kW，空气压力怎么可能不变？还有10%氩馏分增压的冷损，空气压力要升高很多。

: u) @- C) X, ]2 q- O6 b. M/ }7 n尤总对空分太生疏，想搞空分发明并不现实。
1 |8 }* O8 [! R7 p5 w

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- ~' P! ~, N) z0 i# e, E+ Z  p尤总确实是合成氨专家，这方面我很佩服尤总。我在网上看到，国内某合成氨装置发生重大事故后，尤总与被称为“中国氮肥之父”的上海某老专家事先没商量就想到一起了，这就是周瑜和诸葛亮手心的两个“火”字啊！
+ P4 [, }& o) C- N+ j
我想请教尤总一个与合成氨和空分都有关的问题：

合成氨NH3中的氮元素，是直接来自于空气，还是用空分生产的纯氮气?对纯氮气中的氩含量有要求么？比如是否希望纯氮气中的氩含量低于100ppm？
  y: S) g  P4 f' ]# @5 _) `! h
, x1 P: T" A0 v8 U* @6 s! w我计算过纯氮气中的氩含量，大约是在纯氮气中氧含量的10~100倍之间，采用适当的流程，可以降低纯氮气中的氩含量。
2 d5 ?  b' G2 h2 @1 k5 U
我知道N2+3H2=2NH3是可逆反应，需要分离出其中的NH3，然后再循环反应，就是纯氮气中的氩浓缩后，是否会妨碍反应过程？

低温增压的功耗估算，空分中设液体膨胀机时，发电机每回收1kW功率时，空气增压机可以同时减少5kW功率，增压机那头才是大头。
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! t3 l0 ~8 l+ N  l同样的，低温液体泵或低温增压机每增加1kW功率，压缩机需同时增加5kW，总计是6倍关系。

- m  k5 S1 f8 p2 M  X复热后常温增压，虽然有阻力和温差损失，总功率增加量大约是低温增压机功率的4~5倍，复热后常温增压仍好一些。

在厦大工况1基础上生产99.6%氧气且提氩，能耗最接近双塔流程的方法可能是：

2 Y3 h5 l' Z1 |4 a原单塔理论塔板数增至75，塔底取出7000纯度为99.6%的氧气(另0.4%是氩)，塔中抽出3300~3400的馏分，其中含氩10%左右，然后照你说的氩氧塔顶抽出13500气体复热，再增压后冷却，在氩氧塔底部蒸发氧气而冷凝，再泵送至氩氧塔顶作为回流液，塔顶得到工艺粗氩气，塔底得到3000氧气，这样与厦大工况1相比，电耗要增加450kW左右。

8 {8 i: T6 d4 N0 M1 O$ \而厦大报告中的双塔流程，只要增加上下塔理论塔板数就能提氩，基本上不增加电耗就能氧气纯度99.6%且提氩。都加上提氩后，双塔流程的电耗比厦大工况1提氩且氧气99.6%后的电耗低10%以上，是尤氏单塔达不到的。尤氏单塔将空气压缩分为原料空气压缩和热泵循环氮气压缩两部分，这是大错特错！提氩又再增加一台压缩机，电耗增加是必然的。你的氩氧塔很高，还要分两段，比正常粗氩塔还要多一台输送泵，2塔到1塔要一台，热泵冷凝液至塔顶回流需要有一台，如果还要备泵，那就多2台。主换热器体积是正常双塔流程的2倍多，价格冷损大增，空分中主换热器价格比下塔贵很多，还有热端温差引起的热交换不完全冷损大增。你少了下塔，但是上塔精馏段塔径增大。进尤氏单塔中部的空气量太多，对提氩不利。

尤总的所谓“空分发明”，都是建立在对空分几乎完全不了解的基础上。

   我请先生心态放平一些，气坏了身子我负责不起！如果先生愿意和我这个外行讨论问题，我建议先生不要东拉西扯议论风生，集中讨论帖子里的内容，这样既伤人又很没有风度，实在不符合先生的身份。如果实在厌恶外行民科的胡说八道，我建议先生采取无视的态度！
: v9 s6 N% t# a* e( M* `  我还是提以下的几个问题向先生请教并请先生思考一下，当然先生可以无视！
一，目前空分装置的能耗核算中的气氧实际液化功或者核算的扣除值是否是以下的两个出处，一是根据液氧能耗是气氧单耗指标的2-3倍，相应的气氧实际液化功是气氧单耗指标的1-2倍而得出？二是直接按照气氧液化效率50%，再根据不同环境温度的液氧有效能而计算得出？
   在现在设备性能参数下气氧液化极限效率是多少？先生不要以气氧实际液化效率计算很困难作为托词，我这个外行只用了几分钟的时间就得出了现在设备性能参数下气氧液化极限效率50%的结果。对于先生当然更不是问题了。
3 v9 \( b& R: Y% X  三，(制氧技术)中的气氧实际液化功1.22-1.47Kwh每标准立方米液氧是在设定环境温度298K，液氧有效能0.2916Kwh每标准立方米液氧下，液化效率20%-30%而得出的结果。这和天然气氢气的实际液化效率是一致的。
$ p0 i5 f+ V7 R8 @    四，空分装置的能耗核算中的液体产品实际液化功应该以空分装置中的实际液化功作为核算扣除值，还是uk目前的设备性能参数下极限液化功作为核算中的扣除值？
1 `; `3 D5 [; J0 z  五，在相同设备性能参数下，高压膨胀的制冷(液化)效率和低压膨胀有多大的差距？
   关于深冷压缩的利弊问题我们讨论得很充分了。
2 h9 F3 q$ l5 r4 b# T/ ^7 \   关于提氩的问题。我回答如下。
8 O2 L- {+ G& T  一，新单塔流程的提氩有两个工艺方案，帖子里讲的方案是以含氩10%的氩馏分作为原料气的工艺方案，氩馏分数量约4000立方米每小时。采用以粗氩为循环工质的单热泵工艺方案，13500立方米的热泵循环工量当然已经足够了！关于这个问题我们也已经讨论得很充分了，请先生回忆一下。

学习一下，谢谢分享！

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