外行学空分(155)一一新单塔流程的提氩(五)

    前面用了近十个帖子讨论了双塔流程的提氩和新单塔流程的提氩，现在做一个总结。
    双塔流程的提氩目前采用的是上塔加粗氩冷凝塔流程（主塔加侧塔），其优势是一箭三星，毛病也是这个一箭三星，主流程和提氩流程刚性联接无论是设计还是操作都是艺术，稍有差池则差之毫厘失之千里，其次粗氩冷凝塔为了使粗氩塔顶部粗氩气（工艺氩气）中的含氧量指标达到1PPM，粗氩冷凝塔需要的理论塔板数200块已经达到工程的极限，另外空分装置的氩总提取率只能达到75%-90%左右，粗氩冷凝塔氩提取率只有30%左右，氧气产品纯度只能达到99.8%！从精馏角度而言，目前双塔流程提氩工艺方案，上塔加粗氩冷凝塔实际上是由两个精馏塔组合而成，是氧氮氩三元物系经隔板模型优化后的依次精馏工艺方案，其中氩馏分引出口以上的上塔部分是近似氧氮精馏塔（氮一氩氧精馏塔），氩馏分引出口以下的上塔和粗氩冷凝塔构成一个完整的近似氧氩精馏塔（氮氩一氧精馏塔），其中氩馏分引出口以下的上塔是氮氩一氧精馏塔的提馏段，粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔的精馏段。从开式热泵供冷供热角度而言，是以空气为循环工质的一拖三开式热泵供冷供热方案。
     其实双塔流程的提氩可以有三个方案，除了目前的粗氩冷凝塔流程外，还有利用主流程的压力空气作为粗氩精馏塔的热源，同时利用液化后的液空作为冷源的常规精馏布局的粗氩精馏塔工艺方案，当然还有以工艺氩气（粗氩气）为循环工质的开式热泵供冷供热提氩工艺方案。以及经隔板模型优化后的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案，和双塔流程的提氩工艺方案完全一致，区别仅仅在于开式热泵供冷供热方案的不同！
8 M3 W* _  a: d! O% m    现在以干空气处理量50000NM3的空分装置为例将新单塔流程氧氩氮完全分离的三热泵工艺方案叙述如下。
- e$ x7 g. ^) v5 h    50000立方米干空气经两段压缩至4.2bar，纯化后其中10000立方米压力空气经主换热器换热后进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中冷凝为液空，过冷后送至空分塔中部作为回流液，其余40000立方米压力空气经涡轮增压及主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔参与精馏。
    返流粗氩气14000立方米压缩至2.3bar，经主换热器换热后其中约13550NM3压力工艺氩气进入设置在空分塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液，约420-450NM3压力工艺氩气进入设置在精氩塔底部的粗氩冷凝器中冷凝为粗氩液体送至精氩塔中部作为回流液。
' j& L% l! @" Y6 {( C; j    返流氮气22000NM3两段压缩至5.4bar，经主换热器换热后进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至空分塔顶部作为回流液。另外100NM3压力氮气进入设置在精氩塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，送至精氩塔顶部作为回流液。
% J$ y" x" f# d% I; v8 ~    空分塔顶部引出氮气42000NM3，其中20000NM3为产品氮气，22000NM3是氮气热泵循环气。污氮气引出量约为20000NM3
- w5 z  E4 Q$ \: C6 Z    从空分塔底部引出液氧约2000NM3，氧气产品约8000NM3，氧气产品纯度99.5%（含氩0.5%）。
    从空分塔底部以上二十五块理论塔板数处引出富氩馏分（含氩10%，含氮0.2%，含氧89.5%）约14000NM3进入粗氩冷凝塔，粗氩冷凝塔顶部引出粗氩气14000NM3，经在主换热器复热后常温压缩至2.3bar，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的粗氩气冷凝器中冷凝为液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液，粗氩冷凝塔底部的液体返回空分塔。
    从精氩塔底部引出精氩400NM3。
   空压机压缩功耗3000KWh，氮气压缩机压缩功耗1400KWh，工艺氩气压缩功耗550KWh。空压机压缩功耗中20%用于精馏。新单塔流程三热泵工艺方案用于精馏的热泵总压缩功耗2550KWh。该工艺方案对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺参数未进行优化，如果增设压力空气增压机，将纯化后的压力空气5000NM3，增压至38bar（空气临界压力），在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，则空分塔引出液氧3500-4000NM3，氧气产品数量为6000-6500NM3！
     

尤总当过领导后再来做技术，就不再脚踏实地了，我认为尤总当初并不是这样学习和研究合成氨的。
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生产1ppmO2的氩产品时，粗氩塔全回流时的最少理论塔板数大约是123块，你弄个“全塔理论塔板数为100块左右”，张口就来，不需要任何依据。如果你的粗氩塔真只要100块，那就高度减一半了，你的塔内上升气量差不多也减了一半，这样粗氩塔体积就能减到普通空分的四分之一了，有这样的好事等着尤总来发现？
4 d7 S! j5 e' h5 a! P
1 D% ~' @: ]0 Z3 m1 }7 D# h我给你略算了一下，你这种工艺条件下的粗氩塔理论塔板数大约是300块左右，不是你随口说出的100块。

" f" j! O2 z9 U% k! H% R在自己并不熟悉的领域搞“发明创造”，看起来容易，实际更多不过是海市蜃楼罢了。
( k& Z, @, n1 u$ i1 z1 g9 R
: k* I, [; ~7 r2 y! r; q4 r* ~还有精氩塔再沸器，精氩塔提馏段上升气量至少要达到粗氩气量的60%，你的粗氩气量440，压力氮气100远远不够。

是谁张口就来我们且暂存不论。我且将采用双热泵精馏流程时，为什么只需要大约100块的理论塔板数。采用双热泵精馏流程后(具体参数见帖子)整个粗氩塔实际上分为四段，一是提甾段，其实际气液比比最小液气比大10%！所需理论塔板数在10块左右，精馏段可分为三段需要分别计算出实际液气比和最小液气比！其中含氩25%液相进口处至粗氩塔顶为一段，实际液气比比最小液气比大5%！这一段需要的理论塔板数大约在70一80块！至于含氩25%液体进口至含氩25%气体抽出口实际液气比比最小液气比大很多，只有一二块理论塔板数而已！至于含氩25%气相抽出口至含氩10%气体进口处，实际液气比比最小液气比大5%至10%！需要十几块理论塔板数！全塔理论塔板数在100块左右！先生所讲的需要300快理论塔板数依据何在？请指教。

我先说一下为什么从1%到1ppm所需塔板数大约是90%到1%的2倍。粗氩气中氧含量基本是按指数规律下降的，1ppm=10^(-6)，与1%即10^(-2)相差4个数量级，90%到1%近似相差2个数量级，前者数量级相差差不多是后者2倍，所需塔板数也大约是2倍。

再说全回流时的最少理论塔板数，全回流时粗氩气产量是0，所需理论塔板数最少。全回流时回流比无穷大，或者说液气比=1。全回流时所有塔板层同截面气相和液相组分都相同，在氧含量较低时，每经过一块理论板，气相中氧含量下降比例大致相同，都大约是相对挥发度α的倒数。

2 W- r9 i7 [% f& k) k* R5 @1 f5 e全塔平均相对挥发度，虽然说塔底氧含量高时有1.5左右，但高氧段塔板占比极小，大约只需10块左右理论塔板，氧含量即可降至50%，随着氧含量降低，相对挥发度迅速减小，塔顶是1.1左右，由于绝大多数塔板层的相对挥发度都接近于1.1，所以全塔平均相对挥发度也接近于1.1，大约是1.12左右。这应该容易理解，穷人工资几千，富人工资几十万，但穷人占绝大多数，所以平均工资肯定更接近于穷人工资。

0.9/(1.12^n)=0.000001，解出n=121块。采用逐层塔板数的计算结果是123块左右，相差不多。这是氩产量=0时所需的理论塔板数，也是完成精馏过程所需的最少理论塔板数，引出氩产品或增加产量，所需理论塔板数必定增加。

普通空分的粗氩塔内上升气量大约是粗氩气量的30倍，此时从1%O2降至1ppm大约需要120块理论塔板。你的粗氩塔内此段上升气量只有粗氩气量的(7500+440)/440=18倍了，几乎降一半了，怎么可能还是120？甚至比120还少？虽然说从1%O2到1ppm这一段的粗氩塔内最小上升气量是粗氩气量的10倍多一点，你18倍满足最小倍数条件了，但所需理论塔板数只能大幅增加了。
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你的粗氩塔气相1%O2时，液相大约是1%*18/17=1.059%，与液相平衡的气相中氧含量是x，则有[(1-x)/(1-0.01059)]/(x/0.01059)=α=1.11，解出x=0.955%，即1块理论塔板降至原来的0.955倍，1%=10000ppm，10000*0.955^n=1，解出n=200块，全塔200*1.5=300块。

我还没有计入你增加提馏段的理论塔板数30多块，实际更多，你10块左右哪里够？再有你提馏段气液比也太小了，没有这么小的，你这样氧纯度达不到要求。

尤总注意到没有？同样是1%到1ppm，30倍上升气量时120块，30*120=3600；18倍上升气量时200块，18*200=3600。竟然正好相等！巧合吗？是有点巧合，但对于特定的某个精馏任务，上升气量与理论塔板数差不多成反比。如果近似认为塔体截面积与气量成正比，塔高与理论塔板数成正比，那么缩小塔径就必须增高塔高，回流比在一定范围内变化时，精馏塔体积变化并不大。

在如何把提氩精馏塔理论塔板数控制在100块以内的帖子中我已回答了你的疑问，请参阅并批评指正。