外行学空分（288）一一空气的氧氮氩三元物系精馏工艺方案（七）

Yb2021 · 发表于 2023-5-1 08:29:09

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本帖最后由 Yb2021 于 2023-12-27 07:46 编辑

      空分装置从精馏角度而言，都是开式热泵精馏工艺方案，但由于产品方案的不同实际上又可分为近似氧氮二元物系的精馏工艺方案（氩视同为氧）和氧氮氩三元物系精馏工艺方案，以制氮和制取纯度95%以下的氧气（含氩4.5%，含氮0.5%）为目标的空分装置，可以认为是近似氧氮二元物系精馏工艺方案，只需要一个完整的精馏塔（氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案的第一个精馏塔氮一氩氧精馏塔）就可以实现。以制取99.5%纯度的氧气产品（含氩0.5%，含氮微乎其微），同时制氩，制氮为目标的空分装置则是氧氮氩三元物系精馏工艺方案，至少需要两个完整的精馏塔才能实现，其中第一个精馏塔是氮一氩氧精馏塔，第二个精馏塔是氮氩一氧精馏塔，两者之间差别很大，氧氮氩三元物系精馏工艺方案并不是氧氮二元物系精馏工艺方案或近似氧氮二元物系精馏工艺方案的简单延伸。
氧氮二元物系精馏或近似氧氮二元物系精馏过程可以在一个精馏塔中实现，从精馏角度而言，精馏工艺方案的组织和优化只在于是单热泵精馏还是双热泵精馏和多热泵精馏工艺方案及热泵循环工质组分，数量及冷凝器设置位置的不同。而氧氮氩三元物系精馏工艺方案则至少需要两个精馏塔，其精馏工艺方案的组织和优相对于氧氮二元物系精馏或近似氧氮二元物系精馏工艺方案复杂得多，首先是如何将氧氮氩三元物系分解为近似氧氮，氮氩，氧氩不同的近似二元物系的精馏过程，且可以有不同的顺序及不同的排列组合，而不同的顺序和组合精馏的能耗差距很大。氧氮氩三元物系精馏工艺方案不存在什么古典单塔流程，双塔流程和新单塔流程，而只有基于古典单塔流程，双塔流程和新单塔流程的不同氧氮氩三元物系精馏工艺方案。
毫无疑问精馏工艺方案是空分装置的核心工艺方案，但一个完整的空分装置既包括开式热泵精馏过程，也包括开式热泵一膨胀制冷液化过程，开式热泵一膨胀制冷液化部分既是开式热泵精馏过程启动的前提条件，又是维持开式热泵精馏稳态化运行的必要条件（所谓的冷量平衡，实质上是深冷液体的平衡），同时也可以有自已的产品，如液空，液氮，液氧，液氩等。空分装置一般而言（特殊情况下也可以通过外供液氧，液氮，液空取代空分装置的开式热泵一膨胀制冷液化部分）都是开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化过程的联合装置。但两者之间的比重可以有很大不同，极端的情况所有的产品都是液氧，液氮，液氩。这样的空分装置又称为全液体空分装置，这其实是以开式热泵一膨胀制冷液化为主体的空分装置。但也有完全不产液体产品（仍然需要有少量的液氧，以保证主冷凝器总烃合格）只有气氧，气氮，气氩产品，这其实是以开式热泵精馏为主体的空分装置。但大多数的空分装置都是在两者之间，既有气体产品，又有液体产品，还可能有压力氧气，压力氮气等产品即所谓的内压缩工艺方案。不同的产品方案，空分装置的工程造价有很大的不同，例如全液体空分装置的工程造价就比全气体空分装置工程造价的高很多！随着液体产品数量比例的增加，空分装置的工程造价也是逐步增加的，当然这部分工程造价是开式热泵一膨胀制冷液化的工程造价而开式热泵精馏的工程造价是不变的，产品纯度的不同开式热泵精馏部分的工程造价也是不同的，产品纯度的提高往往需要增加空分装置的工程造价。
前帖介绍了基于新单塔流程的基本氧氮氩三元物系精馏工艺方案，这个工艺方案有以下的几个特点，
一，对空分装置中的空气开式热泵一膨胀制冷液化部分进行了工艺参数的优化，采用中低压结合的以空气为循环工质的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数，其中用于液化的开式热泵循环工质压力为38bar（空气的临界压力），用于膨胀制冷的循环工质空气压力则和用于开式热泵精馏的循环工质空气的压力一致，这样就需要空压机和空气增压机分开设置。深冷空分教科书中空分原理部分，第一个内容就是空气的压缩和液化。毫无疑问这就是干空气的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案。按照深冷空分教科书中的说法，当空气压力为6bar时在一般设备性能参数及实际工程条件下，空气的液化率3%-5%（液空占空气压缩数量的比例），计算出的干空气液化单耗是1.4-2.3kWh每标准立方米干空气，液化效率在20%以下。这个其实就是这个开式热泵一膨胀制冷液化在实际工艺方案，工艺参数及设备性能参数和实际工程条件下的干空气实际液化功及液化效率，不同的工艺方案，工艺参数，不同的设备性能参数，不同的工程条件深冷气体开式热泵一膨胀制冷液化效率差距很大，毫无疑问深冷空分教科书中的开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数并没有进行优化。通过增设空气增压机把用于开式热泵液化部分的压力空气（占压力空气数量约10%-15%左右）增压至38bar（空气的临界压力），虽然压缩功耗增加大约20%，但空气液化率从3%-5%增加至8%-9%，相应干空气液化单耗可以降低至0.8-0.9KWh每标准立方米液空，液化效率从20%以下提高至25%-33%！通过增设空气增压机从而大幅度提高空分装置的空气开式热泵一膨胀制冷液化有效能效率，提高了空分装置的有效能效率，降低了能耗水平（关于空分装置中能耗核算可以参阅前面相关的帖子）。
二，对氧氮氩三元物系开式热泵精馏部分的工艺方案进行了优化，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的以空气为循环工质的一拖三（下塔是一拖三开式热泵转换塔），而基于新单塔流程标准氧氮氩三元物系精馏工艺方案是以空气，氮气，工艺氩气为循环工质的三热泵精馏工艺方案。当然也就需要相应地增加氮气压缩机和工艺氩气压缩机。但用于精馏的空气，氮气，工艺氩气循环工质压缩功耗之和大幅度小于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的用于精馏的空气压缩功耗（即进入下塔的空气压缩功耗）。
与基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案相比，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的静设备有以下的变化。
一，空压机出口压力由基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的5.6bar（实际上为了实现所谓的冷量平衡一一深冷液体平衡，在不采用所谓的双膨胀工艺方案的情况下，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案空压机出口压力一般而言应该在6.6bar以上在7-8bar之间）降低至4.3bar（以空气冷凝终未温度计算，如果以空气冷凝平均温度计算则空压机出口压力可以降低至3.9bar），为了保证纯化器阻力不变，纯化器的直径需要相应加大，纯化器的工程造价有所升高。
二，由于基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案增加了氮气压缩机和工艺氩气压缩机，而且两者均采用复热常温压缩（工艺氩气采用深冷压缩更加合理），基于新单塔流程的氧氮氩三元物系基本精馏工艺方案的主换热器相比于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的主换热器面积大80%左右，如果工艺氩气采用深冷压缩工艺方案，则基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的主换热器相比基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的主换热器大50%左右，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系基本精馏工艺方案的空气膨胀数量是基于双塔流程的氧氮氩三元物系基本精馏工艺方案的大约6-8倍，相应液氧产品数量从基于双塔流程的氧氮氩三元物系基本精馏工艺方案的接近于零，升高至占总氧产量的30%以上）。
三，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案采用的是空气，氮气，工艺氩气三热泵精馏工艺方案，而基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案是以空气为循环工质的一拖三开式热泵精馏工艺方案。与基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的主冷凝器相比，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的空气冷凝器，氮气冷凝器，工艺氩气冷凝器换热面积之和等于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的主冷凝器。但基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中省去了一台粗氩塔冷凝器。其换热面积大约是主冷凝器的30%！
四，与基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的上塔相比，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的空分塔膨胀制冷空气入口处以上的上升气数量大50%（基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案上升气数量约为40000立方米，而基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案上升气数量约为60000立方米），为了保证空分塔阻力和上塔一致，空分塔直径需要相应加大，工程造价相应升高。但基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案是省去了基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的所谓下塔。这其实是标准精馏过程和双效精馏过程的区别，标准精馏过程精馏原料气入口处以上的精馏段上升气数量是低沸点产品数量加冷凝回注量，而双效精馏低压塔精馏原料气入口处以上的上升气数量是低沸点组分产品的数量。基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的空分塔（第一精馏塔）是标准开式热泵精馏工艺方案，而基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的上塔则是双效精馏的低压塔（用以空气为循环工质的一拖二开式热泵精馏来描述双塔流程相对于所谓的双效精馏更准确，但毫无疑问双塔流程确实和双效精馏过程很接近）。
从静设备工程造价而言，如果不能说基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案相比于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案有较大的降低，也是基本相当的。
从动设备角度而言，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案和基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案相比变化就比较大了。
一，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中出现了基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中没有的氮气压缩机和工艺氩气压缩机，粗看之下毫无疑问基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的动设备工程造价大大高于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案。但是这里有一个问题，那就是我们是以基于双塔流程的氧氮氩三元物系的标准精馏工艺方案作为比较基准的，而这个基于双塔流程的标准氧氮氩三元物系精馏工艺方案的液体产品数量接近于零，而与之比较的基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏基本工艺方案中的液氧产品数量为总氧产量的30%以上！如果基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案同样要求液氧产量达到总氧产量的30%，那么基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案就需要增加空气增压机和高温膨胀机。增压机压缩量和高温膨胀机膨胀量大约是空压机压缩量的80%！基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案液氧达到总氧产量30%的情况下，空压机加空气增压机加高温膨胀机加低温膨胀机的工程造价和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系标准精馏工艺方案中的空压机加空气增压机加氮压机加工艺氩气压缩机加低温膨胀机的工程造价是基本相当的。
如果认识到空分装置实际上是开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化的联合装置，那么就应该把空分装置中的动静设备的工程造价按照其作用分摊给开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化，然后再分别加以比较。
   基于新单塔流程的氧氮氩三元物系基本工艺方案中，属于开式热泵精馏的动静设备分摊如下。
属于开式热泵精馏的有，
一，空压机工程造价的30%。
   二，纯化器的工程造价的全部。
   三，氮压机，工艺氩气压缩机工程造价的全部。
   四，主换热器工程造价的100%，
   五，空分塔及主冷凝器，过冷换热器的全部。
   六，低温膨胀机工程造价的25%！
   以上的工程造价中已包括用于补偿精馏原料与精馏产品换热冷热端温差及散冷损失的开式热泵一膨胀制冷液化工程造价，并考虑到液氧产量占总氧产量30%左右时，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的主换热器换热面积相比于基于双塔流程的氧氮氩三元物系标准精馏工艺方案的主换热器换热面积无需增加的情况，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系基本精馏工艺方案中主换热器工程造价全部归于开式热泵精馏部分。
属于开式热泵一膨胀制冷液化的有，
   一，压力空气增压机全部工程造价。
      二，低温膨胀机工程造价的75%。
   三，空压机工程造价的70%。
      这部分的工程造价应该由占总氧30%的液氧产品分摊。
基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中，由于液体产品数量接近于零，全部工程造价当然应该由开式热泵精馏部分摊（包括用于补偿空气与返流氮冷热端换热温差及散冷损失的开式热泵一膨胀制冷液化部分的工程造价）。
   如果基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案要达到同样的液体产品数量，必须采用所谓的双膨胀工艺方案。需要增加压力空气增压机及所谓的高温膨胀机。和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系的基本工艺方案的工程造价也是基本相当的。
如果氧氮氩三元物系精馏工艺方案的产品方案要求的液体产品数量低于30%，那么就需要对基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案进行调整，并运用内压缩及深冷压缩工艺方案。

Yb2021 · 发表于 2023-6-4 07:27:06

空分装置并不是开式热泵精馏和膨胀制冷的联合装置，而是开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化的联合装置。膨胀制冷只是开式热泵一膨胀制冷液化的一个组分部分！膨胀制冷系数和膨胀制冷有效能效率是两个完全不同的概念，如果只讲高温高焓降（制冷系数）是肤浅则具有误导性的。

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