CN109516445B - 电解水与空气分离联用制硝酸的封闭循环工艺 - Google Patents

电解水与空气分离联用制硝酸的封闭循环工艺 Download PDF

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Abstract

一种电解水与空气分离联用制造硝酸的封闭循环工艺方法，属于化工制造、废热回收与热/动转换、特别是以清洁能源替代化石原料实现化工废气零排放技术领域。电解水制氢用作合成氨原料、副产氧用于氨氧化制硝酸，氧不足部分用空气分离予以补充、空分副产氮又用作合成氨原料，如此互补构成从制氨开始的封闭循环硝酸生产工艺，切断硝酸尾气污染源。一个年产15万吨双压法氨氧化制硝酸装置，电解供氢1041.2 kg/h、供氧8330 kg/h，空分供氧13883 kg/h、供氮45697 kg/h；产出60%以上稀硝酸（折100%）21.86 t/h，4.0MPa过热蒸汽17 t/h，输出净功率5770kW。本方法以电替代传统硝酸工艺使用的氨，为风电、水电、光电等可再生能源深度利用提供了一个下游产业链。

Description

电解水与空气分离联用制硝酸的封闭循环工艺
技术领域
本发明涉及化工制造、化工废热回收与热/动转换、特别是以清洁能源替代化石原料实现化工废气零排放的节能减排技术领域。
背景技术
硝酸工艺装置尾气中的主要氮氧化物有NO、NO2和N2O等（简称NOx），均为环境有害物质，排放到大气中会形成酸雨或光化学烟雾，危害人体健康、破坏生态环境。目前治理硝酸尾气的方法有20多种（李 贤. 硝酸装置尾气采用选择性催化还原脱硝技术分析，硫磷设计与粉体工程，2018，(3):5~7），其中以氨（NH3）为还原剂的选择性催化还原法能将尾气中的NOx还原成氮气和水，被国内外公认为目前最有效的硝酸尾气治理技术、也是唯一能使硝酸尾气中NOx体积分率降到200×10-6的方法。即便如此，考虑到现行硝酸工艺尾气单位产品基准排放量限值3400 m3/t和NOx排放限值300 mg/m3（GB 26131－2010《硝酸工业污染物排放标准》），一个年产15万吨（日产500吨）的硝酸工厂每天向大气排放NOx的量可达510kg、全年可达153吨，这离生态优先的国家发展战略要求有很大距离。分析现行以氨为原料的氧化法制硝酸工艺的物质流向，尾气排放的主要成分是氮气、由氨氧化炉使用的环境空气带入。整个工艺过程氮并不参与化学反应、却又连续随空气进入工艺系统，故而不得不产生尾气排放，可见源头治理硝酸尾气的根本措施是不使氮气进入工艺系统。用氧气代替环境空气供给氨氧化工序即可实现这一改进，问题是目前空气分离制氧气的成本难于为硝酸工业所接受。
针对于此，本发明的技术思想是电解水制氢与空气分离相耦合、构成从制氨开始的封闭循环硝酸生产工艺，即：电解水制氢气用作合成氨的原料、副产氧气供硝酸工艺；副产氧气不够氨氧化制硝酸所需，采用空气分离制氧予以补充、空分副产的氮气又作为合成氨原料，如此互补的工艺耦合显著降低成本。水和空气的化学组成决定了这种耦合不可能同时满足氨合成与氨氧化制硝酸两个系统的化学配比，本发明按生产规模所需氨的摩尔流率确定电解水的当量摩尔流率，依据氨氧化所需氧气摩尔流率与电解水制氢副产氧气摩尔流率之差确定空分制氧的摩尔流率，空分制氧副产氮超过合成氨所需的当量。将空分副产液氮加压到超临界状态，则过量的氮是反应系统所需的余热回收和热/动转换良好的工质，经多级膨胀做功并输出冷量后在洁净、且与环境相近的状态下排放，从而根绝硝酸尾气污染物排放。
发明内容
本发明公开一种电解水与空气分离联用制造硝酸的封闭循环工艺方法。本发明方法适用于以水和空气为原料大规模制造稀硝酸水溶液（以下简称硝酸，其质量百分浓度50~68%），其化学原理是通过电解水与空气分离（空分）产生氢气、氧气和氮气，按化学反应式：3H2 +N2 =2NH3 和2NH3 +4O2 =2HNO3 +2H2O，在与氨合成回路（以下简称氨回路）相耦合的封闭循环氨氧化制硝酸回路（以下简称硝酸回路）进行化学反应，参与反应的物质全部转化为硝酸产品，没有残留化学反应物质向环境排放，从而根绝硝酸尾气排放氮氧化物对大气环境的污染。上述化学反应物质摩尔流率M i(kmol/h)的关系是：电解水产生氧气M o，e、氢气M h，e=2M o，e，氢气通过氨回路制氨M a=(2/3)M h，e=(4/3)M o，e，氨通过硝酸回路制硝酸M HNO3=M a 、所需氧气M o，n=2M a由电解水产生M o，e和空分产生M o，s=(2M a－M o，e) =(5/3)M o，e共同提供；空分同时产生氮气M n，s=(79/21)M o，s=(395/63)M o，e，其中供合成氨反应的M n，a =(1/2)M a=(2/3)M o，e，其余M n，p=(353/63)M o，e用作热工介质在氨回路完成冷/热与功的转换后在接近环境状态下洁净排放大气。上述步骤的结果是：电解水2M o，e，分离空气(500/63)M o，e，制得纯硝酸(4/3)M o，e，制造过程仅有纯氮气(353/63)M o，e回归大气环境，表明本发明方法的物质路线具有源头清洁特征。以下以电解水产生氧气的摩尔流率M o，e(kmol/h)为物质流的计量基数，具体描述氨回路与硝酸回路中能量转换方法。如附图1所示，电解水产生的氢气2M o，e和氧气M o，e分别进入以氨合成塔1为核心的氨回路和以氨氧化炉2为核心的硝酸回路。进入氨回路的氢气温度10~25℃、压力（绝对压力，下同）0.12~0.2MPa，通过多级氢压缩机组16加压到10~30MPa并冷却到40~50℃、进入氨合成塔1的冷夹套，与通过低温氮加热器11而来的40~50℃、10~30MPa的氮气(2/3)M o，e及循环机6送来的40~50℃、10~30MPa的氮氢循环气12M o，e混合，通过合成气塔前加热器9升温到180~200℃进入氨合成反应段完成催化反应并升温到330~350℃的合成气离开氨合成塔1进入高温氮加热器8，放热降温至225~250℃，继续通过合成气塔前加热器9放热降温至90~110℃后，通过热缓冲器10将温度调整到80~95℃进入低温氮加热器11，降温到50℃以下并开始冷凝析氨，继续通过回冷器12降温到0℃以下大量冷凝析氨，最后通过氨冷析器13降温至(-40)~(-30)℃，合成气中残余氨气体积比v 13 (NH3)=0.23%~1.11%，冷析氨后的低温合成气通过氨分离器14分离液氨(4/3)M o，e后，返经回冷器12释放冷量，升温至10~30℃，通过循环机6加压输送到合成塔周而复始进行上述氨合成反应。以空分产生的氮气M n，s为工质回收氨回路的反应热并进行冷/热与功转换的过程，按单位质量工质产生的等熵功Δh i (kJ/kg)描述如下。空分提供(-10)~(0)℃、50~55MPa的超临界氮(395/63)M o，e，通过回冷器12和低温氮加热器11等压升温到60~70℃后，通过超临界高压氮膨胀机7绝热膨胀到10.5~30.5MPa、温度(-53)~(3)℃，产生绝热等熵功Δh 7=50~140 kJ/kg；返经回冷器12复热升温到10~20℃后一分为二，其中M n，a=(2/3)M o，e经低温氮加热器11复热到40~50℃去合成塔1冷夹套参与反应生成氨，其余M n，p=(353/63)M o，e用作热工介质首先通过多级氢压缩机组16回收压缩热等压升温到60~70℃后继续经热缓冲器10复热等压升温到90~100℃，通过超临界中压氮膨胀机17绝热膨胀到4.8~5.2MPa、温度(-50)~(10)℃，产生绝热等熵功Δh 17=80~140 kJ/kg，然后从高温氮加热器8接受氨的合成反应热等压升温到220~240℃，再经跨临界氮膨胀机组18绝热膨胀到0.12~0.15MPa、温度(-113)~(-93)℃，产生绝热等熵功Δh 18=340~360 kJ/kg，然后在该压力下通过氨冷析器13释放冷量复热升温到(-10)~(0)℃，最后经余冷交换器15回收余冷、升温到低于环境温度约10℃排入大气。上述氨回路热/动转换产生绝热等熵功率为：28×[(395/63)M o，eΔh 7 +(353/63)M o，e(Δh 17 +Δh 18)]= 28×[(395/63)M o，e×(50~140)+(353/63)M o，e ×(420~500)]=[(8778~24578)+(65893~78444)]M o，e=(74671~103021)M o，e（kJ/h）。从氨回路中低温高压的氨分离器14向硝酸回路输送温度(-40)~(-30)℃、压力6.0~7.0MPa的液氨(4/3)M o，e，与液氨泵20输送的与之等压、等量的循环液氨（温度0~5℃）汇合后通过快冷器21释放冷量升温至0℃以上后，进一步通过低温双冷器22吸热升温、汽化并过热到180~200℃，通过氨膨胀机23绝热膨胀到0.42~0.45MPa、温度(0)~(5)℃，产生绝热等熵功Δh 23=380~400 kJ/kg，然后其中(4/3)M o，e返经低温双冷器22复热升温至80~100℃送往氨氧化炉2入炉前的气体混合段，其余饱和气态氨经氨冷凝器24放热液化后返回低压液氨罐19。来自空分的常温超临界液氧M o，s=(5/3)M o，e温度(10)~(20)℃、压力9.0~9.5MPa，通过多级氧膨胀机组4绝热膨胀到温度(-40)~(-30)℃、压力0.42~0.45MPa，产生绝热等熵功Δh 4=180~200 kJ/kg，并通过冷冻液输出(-20)~(-10)℃的冷量；离开多级氧膨胀机组4的氧气从低温氧气加热器34和高温双冷器25吸取热量升温到185~200℃，送往氨氧化炉2入炉前的气体混合段。来自电解水产生的常温常压（10~20℃，0.11MPa）氧气M o，e经氧压机30加压到0.42~0.45MPa并通过氧气冷却器31降温到30℃以下进入漂白塔32，进行产品稀硝酸漂白处理后、分离夹带的酸雾，与通过淡酸分离器28脱除酸雾后的氧化氮混合气汇合进入氧化氮气体压缩机35加压到0.85~1.25MPa并经氧化氮压缩气冷却器26降温到30~40℃，从底部进入吸收塔5、自下而上与硝酸溶液进行逆流气液两相同步氧化反应/吸收、产生的热量通过内置冷却器由冷却水带走，从吸收塔底引出吸收液通过漂白塔32经氧气漂白处理后输出稀硝酸产品折纯M HNO3=(4/3)M o，e，从吸收塔顶引出压力0.8~1.2MPa、15~25℃的循环尾气M cyl=(10~11)M o，e，其氧气体积百分比v 5 (O2)=12.5%~14.0%、氮气体积百分比v 5 (N2)=85.0%~86.5%、残余氮氧化物体积百分比v 5 (NO+NO2)<0.2%、其余少量水汽及其它惰性气。该循环尾气通过氧化氮压缩气冷却器26和高温双冷器25吸热升温到360~380℃，通过尾气膨胀机27绝热膨胀到0.4~0.43MPa、温度210~230℃，产生绝热等熵功Δh 27=120~135 kJ/kg，然后在氨氧化炉2入炉前的气体混合段与185~200℃的氧气(5/3)M o，e及80~100℃的氨气(4/3)M o，e混合，各组分体积百分比：氧气v 2(O2)=27.5%~29.0%、氨气v 2 (NH3) =10.0%~11.0%、氮气v 2 (N2)=60.0%~62.5%、其余少量水汽。该混合气进入氨氧化炉2通过铂金网催化生成氧化氮、混合气温度升高到850~865℃，通过氨氧化炉内置的废热锅炉放热后温度下降到380~400℃，通过高温双冷器25继续放热降温到195~210℃，通过低温双冷器22进一步放热降温到40~55℃，然后在快冷器21中通过大量冷却水和低温液氨（<-10℃）吸热使其迅速降温到20℃以下并析出氧化反应产生的水2M o，e、形成质量浓度为10%~30%的淡硝酸、通过淡酸分离器28分离后用淡酸泵29加压输送到吸收塔5的中部参与吸收反应，分离后混合气与从漂白塔32来的氧气汇合进入氧化氮气体压缩机35加压到0.85~1.25MPa并经氧化氮压缩气冷却器26降温到30~40℃，从底部进入吸收塔5完成气液两相反应吸收，从塔底取出产品稀硝酸、塔顶引出尾气循环。上述硝酸回路余热回收和热/动转换产生绝热等熵功率为：[17×2×(4/3)M o，eΔh 23+32×(5/3)M o，eΔh 4 +28.3×(10~11)M o，eΔh 27)]=[45.33Δh 23+53.33Δh 4+(283~311.3)Δh 27]M o，e=[(17225~18131)+(9599~10666)+(33960~42026)]M o，e=(60784~70823)M o，e（kJ/h）。氨氧化炉内置的废热锅炉产生4.0MPa、400~410℃过热蒸汽相当的热焓值为：28.5×(13~14) (450~485)M o，e =(166725~193515)M o，e（kJ/h）。
附图说明
附图1是本发明提供的电解水制氢与空气分离联用制造硝酸的封闭循环工艺示意图。图中：1–氨合成塔；2–氨氧化炉；3–废热锅炉；4 –多级氧膨胀机组；5–吸收塔；6–合成气循环压缩机；7–超临界高压氮膨胀机；8–高温氮加热器；9–合成气塔前加热器；10–热缓冲器；11–低温氮加热器；12–回冷器；13–氨冷析器；14–氨分离器；15–余冷交换器；16–多级氢压缩机组；17–超临界中压氮膨胀机；18–跨临界氮膨胀机；19–低压液氨罐；20–液氨泵；21–快冷器；22–低温双冷器；23–氨膨胀机；24–氨冷凝器；25–高温双冷器；26–氧化氮压缩气冷却器；27–尾气膨胀机；28–淡酸分离器；29–淡酸泵；30–氧气压缩机；31–压缩氧气冷却器；32–漂白塔；33–冷却水循环泵；34–低温氧气加热器；35–氧化氮气体压缩机。
以下结合实施例对附图作进一步阐述。
具体实施方式
以下结合但不限于实施例阐述本发明具体实施方式。
实施例：电解水制氢与空气分离联用，氨氧化双压法年产15万吨（折100%）稀硝酸，每小时设计产量（理论值，折100%）21.86 t/h，摩尔流率M HNO3=347（kmol/h）。氨氧化压力0.4MPa，吸收塔操作压力1.0 MPa。大气压0.098 MPa，大气温度25℃。
根据本发明所述化学反应物质摩尔流率（kmol/h）的关系，本实施例：电解水产生氧气M o，e=260.3，氢气M h，e=2M o，e；氢气制氨M a=(4/3)M o，e，氨氧化制硝酸M HNO3=(4/3)M o，e，需氧气M o，n=2M a=(8/3)M o，e其中由电解水提供M o，e、空分提供M o，s=(5/3)M o，e；空分产生氮气M n，s=(79/21)M o，s=(395/63)M o，e，其中供氨合成反应M n，a=(2/3)M o，e，其余M n，p=(353/63)M o，e用作热工介质在氨回路完成冷/热与功的转换后排放大气。
如附图1所示，进入氨回路的氢气温度20℃、压力0.15MPa，通过多级氢压缩机组16加压到15.2MPa并冷却到45℃、进入氨合成塔1的冷夹套，与通过低温氮加热器11而来的45℃、15.2MPa的氮气及循环机6送来的50℃、15.2MPa的氮氢循环气混合，通过合成气塔前加热器9升温到190℃进入氨合成反应段完成催化反应并升温到345℃离开氨合成塔1进入高温氮加热器8、放热降温至240℃，通过合成气塔前加热器9、放热降温至105℃后，通过热缓冲器10将温度调整到90℃进入低温氮加热器11，降温到50℃以下开始冷凝析氨，继续通过回冷器12降温到0℃以下冷凝析氨，最后通过氨冷析器13降温至-35℃，合成气中残余氨体积比v 13 (NH3)~0.6%，冷析氨后的低温合成气通过氨分离器14分离液氨后，返经回冷器12释放冷量、升温至20℃，通过循环机6加压输送到合成塔、周而复始进行上述氨合成反应。作为热/功转换工质，空分提供-10℃、53MPa的超临界氮通过回冷器12和低温氮加热器11等压升温到65℃后，通过超临界高压氮膨胀机7绝热膨胀到15.2MPa、温度-30℃，产生绝热等熵功Δh 7=110 kJ/kg；返经回冷器12复热升温到20℃后一分为二，其中M n，a=(2/3)M o，e经低温氮加热器11复热到50℃去合成塔1冷夹套参与氨合成反应，其余M n，p=(353/63)M o，e用作热工介质通过多级氢压缩机组16回收压缩热等压升温到65℃后继续经热缓冲器10吸热升温到95℃，通过超临界中压氮膨胀机17绝热膨胀到5.0MPa、8℃，产生绝热等熵功Δh 17=85 kJ/kg，然后从高温氮加热器8接受氨合成反应热等压升温到230℃，再经跨临界氮膨胀机组18绝热膨胀到0.13MPa、温度-110℃，产生绝热等熵功Δh 18=350 kJ/kg，然后在该压力下通过氨冷析器13释放冷量复热升温到-5℃，最后经余冷交换器15回收余冷、升温到15℃排入大气。上述氨回路热/动转换产生绝热等熵功率为：88850M o，e=23128（MJ/h）。
从氨回路中的氨分离器14向硝酸回路输送-35℃、6.5MPa的液氨M a= (4/3)M o，e，与液氨泵20输送的与之等压、等量的循环液氨（温度3℃）汇合后通过快冷器21释放冷量升温至0℃以上，进一步通过低温双冷器22吸热升温、汽化并过热到190℃，通过氨膨胀机23绝热膨胀到0.43MPa、2℃，产生绝热等熵功Δh 23=390 kJ/kg，然后其中(4/3)M o，e返经低温双冷器22复热升温至90℃送往氨氧化炉2入炉前的气体混合段，其余饱和气态氨经氨冷凝器24放热液化后返回低压液氨罐19。来自空分的超临界氧M o，s=(5/3)M o，e温度16℃、压力9.5MPa，通过多级氧膨胀机组4绝热膨胀到温度-35℃、0.43MPa，产生绝热等熵功Δh 4=195 kJ/kg，并通过冷冻液输出-18℃的冷量；离开多级氧膨胀机组4的氧气从低温氧气加热器34和高温双冷器25吸取热量升温到195℃，送往氨氧化炉2入炉前的气体混合段。来自电解水产生的常温常压（10~20℃，0.11MPa）氧气M o，e经氧压机30加压到0.44MPa并通过氧气冷却器31降温到30℃以下进入漂白塔32，进行产品稀硝酸漂白处理、分离夹带的酸雾后，与通过淡酸分离器28脱除酸雾的氧化氮混合气汇合进入氧化氮气体压缩机35加压到1.1MPa并经氧化氮压缩气冷却器26降温到32℃，从底部进入吸收塔5、自下而上与硝酸溶液进行逆流气液两相同步氧化反应/吸收、产生的热量通过内置冷却器被冷却水带走，从吸收塔底引出吸收液通过漂白塔32经氧气漂白处理后输出稀硝酸产品折纯347（kmol/h），从吸收塔顶引出压力~1.0MPa、20℃循环尾气2680（kmol/h），其氧气体积百分比v 5 (O2)=13.5%、氮气体积百分比v 5(N2)=85.5%、残余氮氧化物体积百分比v 5 (NO+NO2)<0.2%、其余少量水汽及其它惰性气。该循环尾气通过氧化氮压缩气冷却器26和高温双冷器25吸热升温到370℃，通过尾气膨胀机27绝热膨胀到0.42MPa、温度220℃，产生绝热等熵功Δh 27=130 kJ/kg，然后在氨氧化炉2入炉前的气体混合段与195℃的氧气433.8（kmol/h）及90℃的氨气347（kmol/h）混合，各组分体积百分比：氧气v 2(O2)=28.54%、氨气v 2 (NH3) =10.19%、氮气v 2 (N2)=60.38%、其余少量水汽。该混合气进入氨氧化炉2通过铂金网催化生成氧化氮、混合气温度升高到860℃，通过氨氧化炉内置的废热锅炉放热后温度下降到390℃，通过高温双冷器25继续放热降温到205℃，通过低温双冷器22进一步放热降温到45℃，然后在快冷器21中通过大量冷却水和低温液氨（-16℃）吸热使其迅速降温到18℃并析出氧化反应产生的水520.6（kmol/h）、形成质量浓度18%的淡硝酸，通过淡酸分离器28分离后用淡酸泵29加压输送到吸收塔5的中部参与吸收反应，分离淡酸后的混合气与从漂白塔32来的氧气汇合进入氧化氮气体压缩机35加压到1.1MPa并经氧化氮压缩气冷却器26降温到35℃，从底部进入吸收塔5完成气液两相反应吸收，从塔底取出产品稀硝酸、塔顶引出尾气循环。上述硝酸回路余热回收和热/动转换产生绝热等熵功率为：[17×2×(4/3)M o，eΔh 23+32×(5/3)M o，eΔh 4 +28.3×(10.39)M o，eΔh 27)]=[17679+10399+37878]M o，e=17168（MJ/h）。氨氧化炉内置废热锅炉产生4.0MPa、410℃过热蒸汽相当的热焓值为：28.5×(13.39)×(480)M o，e =47681（MJ/h），折合蒸汽产量约17 t/h。
本实施例电解水与空气分离联用，氨氧化双压法年产15万吨稀硝酸的有益效果是：1）硝酸吸收塔尾气封闭循环，源头切断大气污染物；2）基于电解水制氢与空气分离制氧、氮的硝酸工艺，利用电源替代传统硝酸工艺使用的氨，为风电、水电、光电等可再生能源深度利用提供一个下游产业链；3）本实施例消耗：电解氢气520.6 kmol/h（1041.2kg/h）、氧气260.3 kmol/h（8330 kg/h），空分常温9.5MPa超临界氧433.8 kmol/h（13883 kg/h）、超临界氮1632 kmol/h（45697 kg/h），气体压缩功率（理论）3200kW。产出：浓度60%以上稀硝酸（折100%）21.86 t/h，4.0MPa、410℃过热蒸汽17 t/h；余热回收与热/动转换功率（理论）11193 kW，压缩机与膨胀机效率均按85%计算，可输出净功率5770kW。
本发明不限于上述实施例，其技术方案已在发明内容部分予以说明。

Claims (1)

1.一种电解水制氢与空气分离制氮联用制合成氨的方法，其特征在于10~25℃、0.12~0.2MPa的氢气通过多级氢压缩机组加压到10~30MPa并冷却到40~50℃进入氨合成塔的冷夹套，与通过低温氮加热器来的40~50℃、10~30MPa的氮气及循环机送来的40~50℃、10~30MPa的氮氢循环气混合后，通过合成气塔前加热器升温到180~200℃进入氨合成反应段完成催化反应并升温到330~350℃，通过高温氮加热器放热降温至225~250℃、继续通过合成气塔前加热器放热降温至90~110℃后，通过热缓冲器将温度调整到80~95℃进入低温氮加热器，降温到50℃以下并开始冷凝析氨，继续通过回冷器降温到0℃以下大量冷凝析氨，最后通过氨冷析器降温至-40℃~-30℃、合成气中残余氨气体积比0.23%~1.11%，冷析氨分离后的低温合成气返经回冷器释放冷量、升温至10~30℃，通过循环机加压输送到合成塔周而复始进行氨合成反应；空分提供-10℃~0℃、50~55MPa的超临界氮通过回冷器和低温氮加热器等压升温到60~70℃后，通过超临界高压氮膨胀机绝热膨胀到10.5~30.5MPa、-53℃~3℃，产生绝热等熵功50~140 kJ/kg；返经回冷器复热升温到10~20℃后一分为二，其中参与氨合成反应的部分经低温氮加热器复热到40~50℃去合成塔冷夹套，其余部分用作热工介质首先通过多级氢压缩机组回收压缩热等压升温到60~70℃后继续经热缓冲器复热等压升温到90~100℃，通过超临界中压氮膨胀机绝热膨胀到4.8~5.2MPa、-50℃~10℃，产生绝热等熵功80~140kJ/kg，然后从高温氮加热器接受氨的合成反应热等压升温到220~240℃，再经跨临界氮膨胀机组绝热膨胀到0.12~0.15MPa、-113℃~-93℃，产生绝热等熵功340~360 kJ/kg，然后在该压力下通过氨冷析器释放冷量复热升温到-10℃~0℃，最后经余冷交换器回收余冷、升温到低于环境温度约10℃排入大气；以电解水制氧气的摩尔流率M o，e为计量基数，上述氨回路余热回收热/动转换产生绝热等熵功率为74671M o，e ~103021M o，e、其计量单位是kJ/h，所述电解水制氧气摩尔流率M o，e的计量单位是kmol/h。
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