外行学空分（248）一一深冷气体液化装置和空分装置的联合（二）

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  空气开式热泵一 膨胀制冷液化是深冷空分装置的必要组分部分，但采用同样工艺方案工艺参数的深冷气体（空气）的液化却是一个可以单独进行的热力学过程（即深冷空分教科书中的空气压缩与液化部分的内容），其液化效率在压缩机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%极限工程条件下最高只能达到35%，一般情况下只能达到25%-30%左右。但目前空分装置液体产品核算扣除值（实际上是边际液化单耗）换算的开式热泵一膨胀制冷液化分系统其液化效率却可以达到40%以上，是什么原因？
7 p5 R' u9 v! T# q   由于制取的液体产品不同（氧氮）有两个不同的空分气体液化和空分装置联合工艺方案，一是生产液氧（在空分装置空气全部进入下塔的情况下，可以副产部分液氮产品），采用空气作为膨胀制冷循环工质，其具体方案如下，纯化的压力空气经增压机增压后，大部分空气经涡轮增压后在换热器与返流气体换热至一定温度后膨胀制冷，膨胀后的空气压力等于下塔的压力，部分与正流增压空气换热后复热至常温，进入下一个膨胀制冷循环，其余膨胀制冷后的空气则进入下塔。其余增压后的正流空气在换热器与膨胀制冷后的返流气换热后进入和空分装置共用的液化器中与空分装置返流气进一步换热并全部液化。液空经液体膨胀机膨胀或节流膨胀后进入下塔（现在已经有过冷后液空作为上塔或者下塔作为回流液的案例，从精馏角度而言确实更合理）。从上塔底部取出液氧产品。这其实就是所谓的空分装置制取高比例液氧产品的双膨胀制冷工艺方案！实际上是空分气体（气氧）液化和空分装置的联合装置。二是生产液氮的空分气体液化和空分装置的联合工艺方案。采用氮气为开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案循环工质时。其具体方案如下。标准状态的氮气压缩至6bar左右，经涡轮增压后在换热器与接近常压的返流氮气换热后膨胀制冷，膨胀制冷后的氮气进入和空分装置共用的液化器与正流压力氮气换热并使正流压力氮气液化过冷后经换热器复热至常温后进入下一个循环。另外一部分6baj左右的压力氮气进一步压缩至45bar左右，大部分经涡轮增压后在主换热器换热至一定温度后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀后压力为6bar左右，进入液化器中部与45bar左右的压力氮气换热并使之部分液化，末经涡轮增压的45bar左右的压力氮气在换热器与返流气换热后进入和空分装置共用的液化器中进行液化，经液体膨胀机或节流膨胀后得到液氮，除一部分回注空分装置外其余作为产品引出。空分装置的返流气和液化装置的高背压膨胀机低背压膨胀机膨胀制冷后的氮气一样在液化器中与压力45bar左右的正流压力氮气换热使之全部液化并过冷（这个工艺方案中之所以设置以氮气为循环工质的低压膨胀机，目的就是使液氮过冷从而减少液氮节流气化率）
0 n, G$ \/ d5 S/ z    在以上的深冷气体空分联合装置，空分装置是可以独立运行的，其液体产品数量接近于零。而液化部分投运后，空分气体产品数量纯度不变，增加了液体产品，液体产品的单耗按照液化装置投运后增加的压缩功耗除以液体产品数量（即边际气氧，气氮液化单耗）。得到的结果是液氧液氮单耗在0.6-0.7kWh每标准立方米液氧液氮。这样计算方法当然是有道理的，但其实是边际气氧气氮液化单耗，其单耗0.6-0.7kWh每标准立方米液氧或液氮（有效能效率40%以上）远远低于深冷气体单独实际液化单耗甚至低于压缩等温效率70%，膨胀机绝热效率85%极限工程条件下的单耗（有效能效率35%，相应的液氮单耗为0.77kWh每标准立方米液氮和0.71kWh每标准立方米液氧。）。
    为什么液化装置和空分装置联合会产生如此巨大的联合红利，使液化的效率大幅度提高？我们分别从冷量平衡和有效能的角度分析如下。
    从冷量平衡的角度分析，当液化装置和空分装置分别单独运行时，空分装置由于正流压力空气压力低（5.4bar左右），其冷凝温度约为95K，返流气95K以下的冷量大部分用富氧液空和液氮的过冷，进入下塔的正流压力空气中的带液量很小，同时由于正流压力空气的冷凝温度低，空分装置膨胀机（所谓低温膨胀机，膨胀后的空气进入上塔参与精馏）进口温度相应较低（只是相对而言），膨胀制冷量较小，而单独运行的液化装置，虽然正流压力空气的压力冷凝温度较高，但由于用于液化的正流压力深冷气体数量比例小，膨胀机进口温度较低（只是相对而言），膨胀制冷量小。当液化装置和空分装置联合运行时，由于两者共用液化器，对于空分装置而言，由于用于液化的正流气体（空气或氮气）的压力提高（从5.4bar提高至38bar或45bar左右，冷凝温度提高），膨胀机进口温度相应提高膨胀制冷量增加。对于液化装置而言，由于冷凝量增加，用于膨胀的空气（氮气）比例下降相应膨胀机进口温度提高膨胀制冷量增大！在散冷损失和热端温差损失及等温焓差冷量不变（实际上等温焓差有所增加）的情况下，增加的膨胀制冷量（空分装置和液化装置的制冷量均增加）都变为液体产品数量的增加。
$ A! ?+ q; c: n- I   从有效能的角度分析，膨胀机制冷的效率较低（在50%以下），而开式热泵的制冷效率较高（在70%以下），空分装置和液化装置联合运行后，由于正流压力气体液化量大幅度增加（由于共用液化器，对于空分装置而言其原因是正流气体压力提高冷凝温度提高，对于液化装置而言，是返流气数量大幅度增加），虽然膨胀机进口温度提高，使膨胀机制冷效率略微降低（这和高温高焓降是相反的），但总的开式热泵一膨胀制冷效率大幅度升高！
9 i$ p2 K; t! U7 D    特别需要注意的是这两个深冷空分气体液化和空分装置联合中，用于正流液化的空气和氮气的压力均接近于空气和氮气的临界压力，这其实是优化的用于开式热泵一膨胀制冷液化的正流深冷气体的液化压力，进一步提高由于正流深冷气体的冷凝温度不再升高，只能增加等温焓差的冷量，但同样的压缩功耗如果用于提高膨胀制冷空气压力，其制冷效率高于等温焓差制冷效率。

想要从事某方面工作，首先要对这方面现状有所了解，厦大报告弄出个下塔理论塔板数12块，还弄出个氧气液化单耗1.3kWh/Nm3，显然是对空分现状一无所知。

- D2 V/ ~/ ]( ?4 `我们20年前上了一套川空生产的氮液化装置，目前仍在运行，这套氮液化装置的所有主要设备包括两台膨胀机、换热器等都是川空制造，这套液化装置单独运行，没有和任何一套空分联合。液化装置的循环氮气取自2.0MPa中压氮气管网，流量25000Nm3/h，返流低压氮气压力15kPa，液氮产量4800Nm3/h

6 I1 p3 K! l5 j+ ~$ X9 z9 T1 V$ o. ]如果氮压机效率70%，那么2.0MPa、25000Nm3/h的压缩功耗是：
7 A+ @' u% |. |- |: v9 ~( {% D25000*101.3*300/273.15*ln(2.1/0.115)/3600/70%=3206kW
/ H( x/ W- h- _/ Y
' Y2 V" `" ^( y3 R" B. m氮气最小液化功0.27kWh/Nm3，则液化效率是：
4800*0.27/3206=40.4%

国产液化装置的流程效率都能达到40%，进口45%正常，但如果想要50%，可能对氮压机效率和膨胀机效率还有更高一点的要求。

9 M. W) K" ]  \+ w2 i, B估计极限液化效率是有可能的，主要思路是：

' V2 R+ R4 j0 v$ C0 x1、液氮冷量0.15kWh/Nm3，液氮冷能0.27kWh/Nm3；

2、冷量包括膨胀机制冷量和节流效应制冷量两部分，冷能主要是膨胀机单独产生；
. s. W! L7 H9 z( H9 @
8 O/ o1 j, I& j1 t, y% i4 Q0 o3、计算节流效应制冷量；

4、膨胀机效率以及机前和机后压力等一定时，提高膨胀机进气温度，冷量增加而冷能减少，反之降低膨胀机进口温度时，冷能增加而冷量减少，选取一个合格的膨胀机进气温度，使总冷量和冷能分别与液氮产品平衡；

! D. X; n# r- j- h: b5、计算出压缩功耗和液氮产量，然后流程效率=液氮产量*0.27/压缩功耗；
9 M% H  z" R, A. m& h- c: ]
. A, I! C0 m. W" H, [/ S, w( j6、注意压缩功耗中要扣除两台膨胀机增压侧的功耗。

我用软件算了一下，压缩效率70%，膨胀效率85%时，氮气液化装置极限流程效率大约是49.3%，几个参数：

3 {1 i" d8 C1 o; y设循环氮气量1000Nm3/h，压缩后(膨胀前)压力45atm，膨胀后5atm，压缩功耗是96.831kW
- j' S3 F( d, w5 M% t. `4 h: w; [
膨胀机前温度166.2K，膨胀效率85%，制冷量(输出功)是18.739kW，冷能增加量38.506kW
) A! X) \  ^/ T9 L9 g" i" q8 Z
5 D) U% O% q1 _- o7 F. _节流效应制冷量2.945kW

3 {- ~( u: Q+ z  A5 z液氮单位冷量0.1505kWh/Nm3，液氮单位冷能0.2672kWh/Nm3，液氮产量144.1Nm3/h
% `8 A5 L0 T# U1 Z
极限流程效率=144.1*0.2672/(96.831-18.739)=49.3%
2 Z' x( [  [! B
实际流程效率一般40~45%
) O/ n: X' {' y1 H6 V& y
如果想要实际流程效率达到50%，压缩效率可能要到73%左右，而膨胀效率可能要到89%左右，此时极限流程效率是55.1%。

这确实是一套单独运行的氮气液化装置，但是却是以20bar压力氮气为原料气氮气实际液化功。而不是标准状态氮气实际液化功，中间的差距是20bar氮气压缩功耗。加上20bar氮气压缩功耗计算出的液化效率就不是40.4%而是30%以下了！
   我记得上次先生举了宝钢氧氮气单独液化装置的例子，氧气也是来自管网20bar的压力氧气，先生计算气氧实际液化功的也是只算循环膨胀制冷氮气压缩功耗，而不计算20bar压力氧气压缩功耗，先生当时的解释是宝钢装置是间接没化（其实是胡说八道），现在这套装置当然不是什么间接液化，先生为什么又重复了如此低级错误？！这不是钻牛角尖是什么？难道计算一下标准状态氧氮气单独实际液化功是很难的一件事吗？

  先生的计算方法是完全错误的！先生计算中假定膨胀机进口温度是可以自由设定的，这是完全错误的。如果我理解没有错误，先生计算中用于液化的压力氮气也是45bar，膨胀机进口温度是45bar压力氮气的冷凝温度和液化率共同决定的，8%的液化率，膨胀机进口温度大约比压力氮气冷凝温度高20k左右，膨胀机进口温度升高，会导致膨胀后的温度相应升高，可用于压力氮气液化的冷量减少（只有膨胀终未温度至压力氮气冷凝温度之间的冷量才能被压力氮气吸收，大约只占膨胀机制冷量的60%左右），请先生复核一下，另外我建议先生老老实实做一下标准状态氮气实际液化功的计算，如果先生认为采用中压膨胀机可以提高液化效率，先生可以试一试，在极限工程条件下（无正返流阻力，无换热温差，无散冷损失），是采用中压膨胀机还是低压膨胀机是完全一致的。估算就不要了吧！

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20bar氮气压缩功耗就是以上的3206kW，是流量25000Nm3/h，进气压力0.15bar，排气压力20bar，效率70%的压缩功耗，这是这套液化装置的全部功耗，只有膨胀机油泵和仪表电等小电耗没有计入。

用液化装置来液化氧气的效率肯定要低一些，因为氧气的压缩和膨胀很危险，实际都是氮气压缩和膨胀，再液氮转换为液氧，这个过程肯定有损失。但是在空分中直接取出液氧并不需要这种转换，所以在空分中生产液氧的单耗0.5kWh/Nm3很正常，1.3kWh/Nm3就太离谱了。
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液化的是常压氮气，5atm到45atm只是循环介质，本身不液化，液化装置的功耗就是压缩这些氮气的功耗扣除膨胀机增压侧功耗的值。因为液氮冷能是常压液氮与常温常压氮气之间的有效能差值，已经提供了这些冷能，就视作是常温常压氮气液化为常压液氮，常温常压氮气没有压缩功耗。如果是液化带压氮气，那所需冷能是可以大幅减少的。
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' T, `9 q( V7 E3 v: @; S! ]+ a当然，这个计算实际只是提供与单位液氮产品相同的冷量及冷能所需消耗功。

% }/ @8 t/ B$ m8 I# m/ _/ a, @压缩机效率70%和膨胀机效率85%都不是极限，目前国产膨胀机效率也有87%以上的，Praxair更声称他的膨胀机效率91%(30年前的北普液化装置两台膨胀机效率都是88%)。厦大报告中空压机效率74%，而膨胀机效率87%，也比较高，但是氧液化单耗竟然还要1.3kWh/Nm3
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5 P5 l/ P" |: y( _低压循环和中压循环的膨胀机制冷差不多，但是节流效应制冷量和阻力损失有差异，换热器温差分布也有差异，效率较高也是目前主流的液化装置是中压液化流程，低压液化流程的单耗要比中压流程高15~20%

有人说，你跟民科争论，那你就已经输了。尤总连林德都不信，更不会相信我的计算，这个预料之中。但我列出了计算过程和各计算结果，所有人都可以复核。膨胀机进气温度是用规划求解方法得到的，根据冷量平衡和冷能平衡。膨胀机后有可能带液，但这并没有什么问题，Cryostar膨胀机对机后带液率已经没有限制。

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用软件模拟氮气液化流程不是一件容易的事，在国内能用林德软件的人上千，但我并没有看到有谁做这方面工作。

光是换热器夹点温差计算，就不是很容易