Using LNG cooling capacity for regasification at air separation plants

Full Text

ВВЕДЕНИЕ

В последнее время существенными темпами растет производствосжиженного природного газа (СПГ), который на большие расстояния экономически более выгодно транспортировать в жидком состоянии на морских судах — метановозах. В портовых терминалах СПГ переводится в газообразное состояние в газификаторах и выдается потребителю. По типу подвода теплоты газификаторы [1] классифицируются на: с водяным орошением, с погружной горелкой, атмосферные испарители и жидкостного типа. Холодопроизводящую способность СПГ также можно использовать для выработки полезной энергии [2]. Японская компания Osaka Gas является первопроходцем в данной области, имея построенные криогенные электростанции, работающие по циклу Ренкина. Этой же компанией были предложены использование хладоресурса СПГ на воздухоразделительных установках и многие другие решения [3]. Тема совмещения процесса регазификации СПГ с криогенным воздухоразделением рассматривается также во многих работах, например [4, 5], в которых проводится эксергетический анализ и экономическая оценка данного решения.

В условиях нынешней геополитической обстановки особенно актуальна может быть разработка собственных технологических решений. Например, в отличие от существующей схемы, представленной в источнике [6] с циркуляционным азотным контуром, где для сжатия азота применяется дополнительный компрессор, в одной из предложенных в данной работе схем будет использоваться промежуточный теплоноситель — R14 c сжатием в криогенном насосе, что позволит уменьшить общее энергопотребление в сравнении с предыдущим вариантом. Другие схемные решения также претерпели некоторые изменения и более подробно будут описаны далее.

Разделение воздуха методом низкотемпературной ректификации в настоящее время является единственно возможным способом получения технических газов высокой чистоты в больших количествах, а также жидких продуктов разделения воздуха. Схема азотнойвоздухоразделительной установки (ВРУ) с одной ректификационной колонной представлена в работе [7]. Воздух, сжатый в воздушных компрессорах и охлажденный в системе предварительного охлаждения, проходит очистку от влаги и углекислого газа в адсорберах и поступает в основной теплообменник блока разделения воздуха, в котором охлаждается за счет холода обратных потоков, дросселируется и вводится в ректификационную колонну концентрационного типа. Проходя вверх по колонне, воздух обогащается азотом и очищается от остальных высококипящих компонентов воздуха. В конденсаторе колонны газообразный азотный поток конденсируется за счет кипения кубовой жидкости с повышенным содержанием кислорода, находящейся при давлении меньшем, чем давление конденсации азота. В схеме используется турбодетандерный агрегат, предназначенный для получения дополнительной холодопроизводительности. Существуют разные варианты установки детандера в схеме ВРУ, например в нем может расширяться часть прямого потока воздуха, либо перегретые пары кубовой жидкости, выходящей из конденсатора. Для охлаждения прямого потока в основном теплообменнике используются пары кубовой жидкости, смешанные с газообразным азотом из переохладителя, а также продукционный газообразный азот из колонны.

На современных ВРУ для получения азота, с одной концентрационной колонной, коэффициент извлечения азота может достигать 0,42 [8]. Если же рассмотреть вариант с получением на установке только жидких продуктов, коэффициент извлечения значительно снизится. Это обусловлено тем, что значительная часть полной холодопроизводительности [6]

$Q_{Аж}=\left(\frac{G_A\cdot 1000}{M_A\cdot 3600}\right)\cdot \left(i_{А}-i_{Аж}\right)$, (1)

(где G_A, кг/ч — массовый расход получаемого жидкого азота, MA, г/моль — молярная масса азота, i_A, i_Aж, Дж/моль — молярные энтальпии азота соответственно при начальных условиях и в жидком виде на выходе из установки), затрачивается на ожижение выводимых из ВРУ жидкостных продуктов. Если ВРУ работает в режиме выдачи продуктов в газообразном виде, то полная холодопроизводительность цикла большей частью затрачивается на компенсацию потерь вследствие несовершенства теплообмена (недорекуперации) в основном теплообменнике, теплопритоков из окружающей среды через теплоизоляцию, гидравлические и иные потери. Для установки Аж-1 [9] уравнение теплового баланса может быть записано в следующем виде:

$\Delta i_{Тсж}+q_{пр.охл}+q_{дет}=Q_{Аж}+Q_{н.р.}+Q_{о.с.}+Q_{ут.дет}+Q_{ут.комп}+Q_{адс}$. (2)

В левой части (2) сумма составляющих теоретической холодопроизводительности установки — процессов, сопровождающихся понижением энтальпии: Δi_Тсж, кВт — тепловой эффект дросселирования при изотермическом сжатии в компрессоре ниже линии инверсии, q_пр.охл., кВт — теплота отводимая при предварительном охлаждении воздуха и q_дет, кВт — отводимая работа при расширение части воздуха в детандере. В правой части стоит Q_Аж, кВт — отводимая теплота для получения жидких продуктов и сумма потерь: Q_н.р., кВт — потери вследствие недорекуперации в основном теплообменнике, Q_о.с., кВт теплоприток из окружающей среды, вследствие утечек в детандере Q_ут.дет., кВт и компрессоре Q_{ут.комп.}, кВт и нагрева воздуха в адсорберах Q_адс, кВт. Первые три слагаемых вносят самый значительный вклад в потери установки.

Здесь и далее для расчета схем и термодинамических свойств в ключевых точках цикла, таких как энтальпии, плотности, константы фазового равновесия и др. было использовано уравнение состояния Пенга-Робинсона. Критериями сходимости расчета принимаются:

ΔQ, кВт — тепловой баланс конденсатора-испарителя, т.е. разница теплоты конденсации азота и теплоты испарения кубовой жидкости, должна находиться в пределах 1 кВт.

ΔT, K — минимальные разницы температур в теплообменных аппаратах должны быть не менее 1 K.

ΔT, K — температурный запас на выходе из детандера, температура потока должна быть выше температуры точки росы при данном давлении на 3–4 K.

В ходе расчета и оптимизации независимыми переменными являются: расход и давление прямого потока, доля детандерного потока, давление кубовой жидкости, поступающей в конденсатор, и величина ее переохлаждения в теплообменнике, температура перед детандером. Зависимые переменные в данном случае — это расход и чистота продукционного азота.

Исходные данные для моделирования представлены в табл. 1.

Таблица 1. Исходные данные для моделирования воздухоразделительной установки Аж-1.

Table 1. Design inputs for the air separation plant for 1000 kg/h liquid nitrogen

По результатам расчета были построены графические зависимости коэффициента извлечения по жидкому азоту и удельные затраты мощности на получение 1 кг жидкого азота от давления в цикле (рис. 1). Очевидно, что при увеличении давления до величины давления инверсии воздуха при температуре изотермического сжатия в компрессоре, коэффициент извлечения будет повышаться, так как увеличивается тепловой эффект дросселирования и работа детандера.

Рис. 1. Результаты расчета. Воздухоразделительная установка Аж-1.

Fig. 1. Calculation of the air separation plant for 1000 kg/h liquid nitrogen.

В качестве внешнего источника дополнительной холодопроизводительности предлагается использование холодопроизводящей способности СПГ. За счёт этого увеличивается полная холодопроизводительность цикла и при одинаковых затратах энергии извлекается из установки больше жидкого азота. Рассмотрено три возможных варианта применения холодопроизводящей способности СПГ. Первый —непосредственное включение потока СПГ в основной теплообменник ВРУ, второй — использование дополнительного замкнутого контура с хладагентом R14 в качестве промежуточного хладоносителя и третий — получение на установке газообразного азота и сжижение его в теплообменнике с СПГ.

РЕГАЗИФИКАЦИЯ СПГ В ОСНОВНОМ ТЕПЛООБМЕННИКЕ ВРУ

Данная схема представлена на рис. 2. СПГ подается в основной теплообменник (т. 16–17), охлаждая прямой поток воздуха (т. 3–4), регазифицируется и по трубам направляется потребителю. Прямой поток в состоянии, близком к состоянию насыщения вводится в ректификационную колонну (т. 5). Жидкость из куба колонны с повышенным содержанием кислорода переохлаждается в отдельной секции основного теплообменника (т. 6–7) отбросным потоком (т. 14–15) и дросселируется в конденсатор-испаритель АП306, где закипает при давлении 2 бара, конденсируя пары азота, поднявшиеся с первой тарелки. Смешиваясь с парами чистого азота из переохладителя (т. 12) и потоком неконденсируемых газов из конденсатора (на рисунке не показан) отбросной поток следует в основной теплообменник (т. 14), нагревается и выводится из системы (т. 15). Жидкий азот из конденсатора (т. 9) разделяется на два потока, один из них идет на орошение колонны (т. 9’) другой переохлаждается частью собственного потока и выдается потребителю (т. 10). В данном случае в схеме отсутствует турбодетандер, что приводит к значительному упрощению и удешевлению процесса эксплуатации ВРУ, а также снижаются капитальные затраты. Вместо детандера для получения требуемой холодопроизводительности в цикле используется холодопроизводящая способность регазифицируемого СПГ. Благодаря этому можно не только компенсировать холодопроизводительность детандера, но даже увеличить полную холодопроизводительность, что приведет либо к дополнительному выходу жидких продуктов, либо к уменьшению затрат энергии на компримирование воздуха. В ходе расчета и оптимизации независимыми переменными являются: расход и давление прямого потока, а также его температура на выходе из основного теплообменника, давление кубовой жидкости, поступающей в конденсатор и величина ее переохлаждения в теплообменнике. Зависимые переменные в данном случае — это расход и чистота продукционного азота, давление СПГ. Стоит отметить допущение, принимаемое здесь и далее относительно состава СПГ. Как известно, состав СПГ зависит от места его добычи и сжижения и представляет из себя смесь, где наибольшую долю занимает метан (86–96%), но также присутствуют такие примеси, как этан, азот, пропан и т.д. В данном случае сделано упрощение, которое заключается в представлении СПГ как чистого метана, т.к. учесть все возможные комбинации состава не представляется возможным. В реальности присутствие в СПГ различных примесей может сдвинуть полученные в данной работе результаты как в лучшую так и в худшую сторону, в силу того, при кипении многокомпонентной смеси возникает температурный глайд, который может как улучшить минимальную температурную разницу в теплообменнике, так и ухудшить, это напрямую зависит от температурной кривой прямого потока на Q–T диаграмме, также присутствие примесей в метане меняет величину скрытой теплоты парообразования, которая может как увеличиться, так и уменьшиться, поменяв тепловой баланс системы, аналогичная ситуация и с температурой кипения, которая благодаря присутствию таких высококипящих компонентов как этан и пропан, увеличится. Но даже учитывая все это, можно сказать, что существенного влияния на результат это не несет и изменение таких параметров может быть компенсировано всего лишь небольшой корректировкой независимых переменных. Исходные данные для моделирования представлены в табл. 2.

Рис. 2. Принципиальная схема воздухоразделительных установок с использованием холодопроизводящей способности сжиженного природного газа.

Fig. 2. Schematic diagram of the air separation plant using the LNG cooling capacity.

Таблица 2. Исходные данные для моделирования воздухоразделительных установок с регазификацией сжиженного природного газа в основном теплообменнике

Table 2. Design inputs for the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger

Рассчитанные термодинамические параметры в характерных точках цикла представлены на рис. 2 и в табл. 2а.

Таблица 2а. Результаты расчета воздухоразделительных установок с регазификацией сжиженного природного газа в основном теплообменнике

Table 2a. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger

По результатам расчета были построены графические зависимости коэффициента извлечения установки по жидкому азоту и удельные затраты мощности на получение 1 кг жидкого азота от давления в цикле (рис. 3).

Рис. 3. Результаты расчета. Регазификация сжиженного природного газа в основном теплообменнике воздухоразделительной установки при давлении 0,6 МПа.

Fig. 3. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger at 0.6 MPa.

РЕГАЗИФИКАЦИЯ СПГ В ТЕПЛООБМЕНЕ С R14

В схеме, представленной на рис. 4, используется замкнутый контур с рабочим веществом R14 в качестве промежуточного хладоносителя. Отличительной особенностью данного хладагента является его низкая нормальная температура кипения 145 К и низкая температура плавления — 89,6 К. Хладагент R14 химически инертен, нетоксичен и негорюч. В дополнительном теплообменнике он охлаждается до 127 К (т. 20–18) за счёт газифицирования СПГ (т. 16–17), далее направляется в циркуляционный насос и затем в основной теплообменник ВРУ для охлаждения сжатого воздуха, охлажденный прямой поток в состоянии, близком к состоянию насыщения, вводится в ректификационную колонну (т. 5). Жидкость из куба колонны с повышенным содержанием кислорода переохлаждается в отдельной секции основного теплообменника (т. 6–7) отбросным потоком (т. 14–15) и дросселируется в конденсатор-испаритель АП306, где закипает при давлении 2 бара, конденсируя пары азота, поднявшиеся с первой тарелки. Смешиваясь с парами чистого азота из переохладителя (т. 12) и потоком неконденсируемых газов из конденсатора (на рис. 7 не показан) отбросной поток следует в основной теплообменник (т. 14), нагревается и выводится из системы (т. 15). Жидкий азот из конденсатора (т. 9) разделяется на два потока, один из них идет на орошение колонны (т. 9’) другой переохлаждается частью собственного потока и выдается потребителю (т. 10). Исходные данные для моделирования представлены в табл. 3.

Рис. 4. Принципиальная схема воздухоразделительной установки с дополнительным теплообменником-газификатором сжиженного природного газа.

Fig. 4. Schematic diagram of the air separation plant with an auxiliary heat exchanger (LNG gasifier).

Таблица 3. Исходные данные для моделирования воздухоразделительной установки с промежуточным теплоносителем

Table 3. Design inputs for the air separation plant with intermediate heat carrier

Рассчитанные термодинамические параметры в характерных точках цикла представлены на рис. 4 и в табл. 3а.

Таблица 3а. Результаты расчета воздухоразделительной установки с промежуточным теплоносителем

Table 3a. Calculation of the air separation plant with intermediate heat carrier

По результатам расчета были построены графические зависимости коэффициента извлечения установки по жидкому азоту и удельные затраты мощности на получение 1 кг жидкого азота от давления в цикле (рис. 5). Цикл был рассчитан при значениях давления сжатого воздуха 32–36 бар, т.к. при меньших давлениях в основном теплообменнике будет наблюдаться температурная засечка из-за низкого значения водяного эквивалента прямого потока воздуха. Как видно, полученные значения коэффициента извлечения азота и удельных затрат энергии будут хуже, чем в первом рассматриваемом варианте вследствие потерь холода из-за недорекуперации в дополнительном теплообменнике R14-СПГ, а также из-за более высокого давления прямого потока. С другой стороны, эти величины будут лучше, чем в обычной установке без использования СПГ.

Рис. 5. Результаты расчета. Регазификация сжиженного природного газа в дополнительном теплообменнике R14-СПГ при давлении 0,6 МПа.

Fig. 5. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the auxiliary heat exchanger R14 LNG at 0.6 MPa.

РЕГАЗИФИКАЦИЯ СПГ ПРОДУКЦИОННЫМ АЗОТОМ

В третьей схеме (рис. 6) предлагается рассмотреть получение газообразного азота на установке А-1, а затем его ожижение в теплообменнике за счет газификации СПГ. Получаемый в цикле газообразный азот при давлении 6–7 бар направляется в дожимающие азотные компрессоры (т. 1), где его давление повышается до 26–30 бар и затем поступает в дополнительный теплообменник (т. 2), куда также подается поток СПГ (т. 10–11). Далее жидкий азот направляется в переохладитель, где охлаждается на 10–15К (т. 3–4) за счет дросселирования части собственного потока, и окончательно дросселируется до нормального давления (т. 6). Исходные данные для моделирования представлены в табл. 4.

Рис. 6. Узел ожижения продукционного азота и газификации сжиженного природного газа.

Fig. 6. Product nitrogen liquefaction and LNG gasification unit.

Таблица 4. Исходные данные для моделирования воздухоразделительной установки с регазификацией сжиженного природного газа продукционным азотом

Table 4. Design inputs for the air separation plant with LNG regasification using the product nitrogen

Рассчитанные термодинамические параметры в характерных точках цикла представлены на рис. 6 и в табл. 4а.

Таблица 4а. Результаты расчета воздухоразделительной установки с регазификацией сжиженного природного газа продукционным азотом

Table 4a. Calculation of the air separation plant with LNG regasification using the product nitrogen

По результатам расчета в программной среде Hysys-14 были построены графические зависимости коэффициента извлечения установки по жидкому азоту и удельные затраты мощности на получение 1 кг жидкого азота от давления в цикле. Результаты представлены на рис. 7. Благодаря тому, что на установке получается азот в газообразном виде и отсутствуют потери холода с жидкими продуктами, коэффициент извлечения в данном варианте оказывается самым высоким, даже несмотря на то, что часть продукционного жидкого азота используется для переохлаждения целевого потока. К тому же, за счет того, что в данном варианте регазификация СПГ происходит в отдельном узле, возможно избежать высокого давления компримирования воздуха, поступающего в холодный блок ВРУ, необходимого в двух предыдущих вариантах для избежания температурной засечки в основном теплообменнике, куда подается природный газ либо R14 в жидком виде и таким образом прямой поток получает дополнительную нагрузку в виде скрытой теплоты парообразования жидкости.

Рис. 7. Результаты расчета. Воздухоразделительная установка А-1 с ожижителем азота.

Fig. 7. Calculation of the air separation plant for 1000 kg/h liquid nitrogen with a nitrogen liquefaction unit.

ВЛИЯНИЕ ДАВЛЕНИЯ СПГ НА ПРОЦЕСС РЕГАЗИФИКАЦИИ

Давление СПГ при регазификации является достаточно важным параметром, т.к. от него зависит эффективность процесса регазификации. Максимальная эффективность достигается при минимально возможном давлении регазификации, это связано с тем, что при уменьшении давления увеличивается скрытая теплота парообразования и таким образом увеличивается холодопроизводительность потока СПГ.

Как можно заметить из табл. 2, 3, первые две схемы были смоделированы с учетом давления регазификации, равного 0,6 МПа. Представляет интерес провести повторный расчет понизив давление регазификации до 0,13 МПа и проверить высказанное выше утверждение о потенциальном улучшении энергетической эффективности. Давление 0,13 МПа было выбрано, руководствуясь логикой, что давление регазификации СПГ должно быть минимальным, но достаточным для компенсации гидропотерь.

Исходные данные для моделирования представлены в табл. 5, 6.

Таблица 5. Исходные данные для моделирования воздухоразделительной установки с регазификацией сжиженного природного газа в основном теплообменнике при давлении регазификации 0,13 МПа

Table 5. Design inputs for the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger (regasification pressure: 0.13 MPa)

Таблица 6. Исходные данные для моделирования воздухоразделительной установки с промежуточным теплоносителем при давлении регазификации 0,13 МПа

Table 6. Design inputs for the air separation plant with intermediate heat carrier (regasification pressure: 0.13 MPa)

По результатам расчета в программной среде Hysys-14 были построены графические зависимости коэффициента извлечения установок по жидкому азоту и удельных затрат мощности на получение 1 кг жидкого азота от давления в циклах. Результаты представлены на рис. 8, 9.

Рис. 8. Результаты расчета. Регазификация сжиженного природного газа в основном теплообменнике воздухоразделительной установки при давлении 0,13 МПа.

Fig. 8. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger at 0.13 MPa.

Рис. 9. Результаты расчета. Регазификация сжиженного природного газа в дополнительном теплообменнике R14-СПГ при давлении 0,13 МПа.

Fig. 9. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the auxiliary heat exchanger R14 LNG at 0.13 MPa.

Сравнение результатов расчета двух схем с разными давлениями регазификации в рассматриваемом диапазоне давлений прямого потока, представлено в табл. 7.

Таблица 7. Сравнение результатов расчета схем при разных давлениях регазификации

Table 7. Comparison of circuit calculations at different regasification pressure

Как можно заметить, результаты действительно показали улучшение энергетической эффективности установок, а наибольшая разница достигается именно в первой схеме, где давление СПГ напрямую влияет на процесс теплообмена в основном теплообменнике ВРУ. Именно поэтому более логичной представляется регазификация СПГ при меньшем давлении.

АНАЛИЗ ПОТЕРЬ В УСТАНОВКАХ, ВЫЗВАННЫХ НЕОБРАТИМОСТЬЮ ТЕПЛООБМЕНА

В табл. 8 будут приведены основные потери в установках, вызванные необратимостью теплообмена, такие как: недорекуперация в основном теплообменнике, теплоприток к блоку разделения, а также гидравлические потери в основном теплообменнике.

Таблица 8. Основные потери в установках, вызванные необратимостью теплообмена

Table 8. Basic losses in plants caused by the irreversible heat exchange

Для нахождения потерь от недорекуперации будет использована формула [9]:

$\Delta Q_{н.р.}=C_{р}\cdot \Delta T\cdot G\cdot 1000/3600, Вт$, (3)

где C_p — изобарная теплоемкость $\left(\frac{кДж}{кг\cdot К}\right)$, ΔT — недорекуперация на теплом конце теплообменника (K), G — массовый расход, (кг/ч).

Для нахождения удельного и полного теплопритока к установке использована формула [9]:

$\Delta q_{о.с.}=3500\cdot {\varphi }_1\cdot {\varphi }_2/\sqrt[3]{B}, Дж/моль$, (4)

$\Delta Q_{о.с.}=\Delta q_{о.с.}\cdot B/3600, Вт$, (5)

где ϕ₁ — коэффициент, учитывающий тип ВРУ (для азотных установок — 0,7), ϕ₂ — коэффициент, учитывающий тип узла охлаждения (для реверсивных и нереверсивных теплообменников — 0,8), В — расход воздуха, м³/ч.

Гидропотери взяты согласно рекомендациям [9].

Как можно заметить, наименьшие потери получаются в схеме с регазификацией СПГ продукционным азотом. Это обусловлено более низкими расходами воздуха в том случае, когда азот получается в газообразном виде.

ИТОГОВЫЕ СРАВНЕНИЯ СХЕМ

Перед выводом для наглядности стоит свести все полученные результаты при давлении регазификации, равном 0,13 МПа в итоговые таблицы.

Табл. 9 соответствует сравнению схем по энергетической эффективности, табл. 10 — по экономической целесообразности и табл. 11 — по безопасности.

Таблица 9. Сравнение схем по энергетической эффективности. (У каждого параметра в скобках указано процентное улучшение перед схемой воздухоразделительной установки Аж-1)

Table 9. Comparison of circuit energy efficiency (percentage improvement for each parameter compared to the air separation plant for 1000 kg/h liquid nitrogen circuit is indicated in brackets)

Таблица 10. Сравнение схем по экономической целесообразности. (Расчет эксплуатационных затрат проводился при средней цене за кВт*ч электрической энергии в России, равной 4.72 руб. в 2025 году)

Table 10. Comparison of circuit cost effectiveness (the operating costs were calculated at an average electricity price per kWh in Russia in 2025 [4.72 RUB])

Таблица 11. Сравнение схем по безопасности

Table 11. Comparison of circuit safety

Подводя итоги, отметим, что по совокупности трех рассмотренных вопросов, третья схема с регазификацией СПГ газообразным азотом является наиболее предпочтительным вариантом. Благодаря тому, что на установке получается азот в газообразном виде, коэффициент извлечения оказывается самым высоким, а удельные затраты мощности самыми низкими, даже несмотря на присутствие дополнительных азотных компрессоров. Приблизительные расчеты показали, что на эксплуатационных расходах за 10-летний период времени возможно сэкономить 266 млн руб. в сравнении с традиционной схемой ВРУ Аж-1 и 67,4 млн в сравнении со схемой с прямым включением СПГ в основной теплообменник. Конечно, с точки зрения капитальных затрат данная схема уступает как ВРУ Аж-1, где не требуются дополнительные азотные компрессоры, так и схеме с регазификацией СПГ в основном теплообменнике ВРУ, но в первом случае стоимость дожимающих компрессоров производительностью 1200 нм³/ч полностью окупится уже в первые пару лет эксплуатации установки. Во втором случае нельзя точно сказать, сможет ли разница в 67,4 млн руб. за 10-летний промежуток эксплуатации покрыть стоимость детандера и азотных компрессоров, присутствующих в данной схеме, но, что точно можно сказать, это то, что в реальности нельзя уйти от вопросов промышленной безопасности, а с этой точки зрения первая схема, где регазификация происходит в основном теплообменнике ВРУ, полностью уступает третьей схеме. К тому же стоит учитывать такой важный момент, как возможный непостоянный характер поступления СПГ в установку и третья схема более адаптивна к этому фактору, так как работа газификатора СПГ напрямую не связана с работой криогенного блока ВРУ, и он может быть включен в работу опционально. В случае же первой схемы требуется постоянное потребление СПГ, т.к. тепловой баланс холодного блока полностью завязан на доле холодопроизводительности потока СПГ и в случае прекращения его поступления, в работу должен включаться детандер, находящийся в холодном резерве, чтобы компенсировать уменьшенную холодопроизводительность, но в этом случае смысл применения данной схемы в некотором смысле теряется, так как одним из ее преимуществ являлась как раз возможность отказа от детандера.

ВОЗМОЖНЫЕ ОБЛАСТИ ПРИМЕНЕНИЯ ДАННЫХ РЕШЕНИЙ В РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ

Россия, как известно, является экспортером СПГ и в отличие от основных импортеров СПГ, таких как Южная Корея и Япония, на территории нашей страны нет крупных регазификационных терминалов, расположенных на суше в области порта. Поэтому возможным применением данного решения может быть совмещение процесса регазификации СПГ и криогенного воздухоразделения в отдаленных районах нашей страны, где нет проложенных газопроводов и приходится выбирать решение с автономной газификацией. Таким регионом может быть Арктика, где ведется добыча редких металлов, полезных ископаемых и углеводородов, при этом СПГ используется комплексно, как топливо для техники, для отопления и для генерации энергии. Жидкий азот с ВРУ требуется при бурении скважин, а также для поддержания пластового давления.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

Рассмотрен расчёт нескольких схем с применением хладоресурса СПГ для работы ВРУ, предназначенных для получения жидкого азота.

Результаты расчётов показали, что затраты энергии на получение азота ниже в среднем на 46,6%, 27,2% и 62,4% соответственно для первой, второй и третьей схемы по сравнению с традиционной схемой ВРУ с детандером, а коэффициент извлечения выше в среднем соответственно на 116%, 83% и 166%.

Из рассмотренных схем ВРУ с использованием хладоресурса СПГ наилучшей следует считать третью схему с теплообменником-ожижителем азота, как по энергетическим показателям, так и по безопасности.

ДОПОЛНИТЕЛЬНАЯ ИНФОРМАЦИЯ

Вклад авторов. Оба автора внесли существенный вклад в формулирование проблемы, проведение расчетов и проверку статьи, прочли и одобрили финальную версию статьи перед публикацией.

Источник финансирования. Статья не имеет спонсорской поддержки.

Конфликт интересов. Авторы заявляют об отсутствии конфликта интересов, связанного с подготовкой и публикацией статьи.

ADDITIONAL INFORMATION

Author contributions: Both authors made substantial contributions to the conceptualization, investigation, and manuscript preparation, and reviewed and approved the final version prior to publication.

Funding sources: No funding.

Disclosure of interests: The authors have no relationships, activities, or interests for the last three years related to for-profit or not-for-profit third parties whose interests may be affected by the content of the article.

About the authors

Georgiy N. Cherkasov

Author for correspondence.
Email: g.cherkasov@omzglobal.com
ORCID iD: 0009-0007-3223-955X
SPIN-code: 4340-6747
Russian Federation, Moscow

Nikolai A. Lavrov

Email: 79035596471@yandex.ru
ORCID iD: 0000-0003-2324-8247
SPIN-code: 9187-7444

Professor, Dr. Sci. (Engineering)

References

Supplementary files

Supplementary Files

Action

1. JATS XML

Download

2. Fig. 1. Calculation of the air separation plant for 1000 kg/h liquid nitrogen.

Download (110KB)

Indexing metadata

3. Fig. 2. Schematic diagram of the air separation plant using the LNG cooling capacity.

Download (238KB)

Indexing metadata

4. Fig. 3. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger at 0.6 MPa.

Download (94KB)

Indexing metadata

5. Fig. 4. Schematic diagram of the air separation plant with an auxiliary heat exchanger (LNG gasifier).

Download (264KB)

Indexing metadata

6. Fig. 5. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the auxiliary heat exchanger R14 LNG at 0.6 MPa.

Download (99KB)

Indexing metadata

7. Fig. 6. Product nitrogen liquefaction and LNG gasification unit.

Download (123KB)

Indexing metadata

8. Fig. 7. Calculation of the air separation plant for 1000 kg/h liquid nitrogen with a nitrogen liquefaction unit.

Download (94KB)

Indexing metadata

9. Fig. 8. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the main heat exchanger at 0.13 MPa.

Download (96KB)

Indexing metadata

10. Fig. 9. Calculation of the air separation plant with LNG regasification in the auxiliary heat exchanger R14 LNG at 0.13 MPa.

Download (83KB)

Indexing metadata