外行学空分（303）一一氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解总结（5）

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     当多元物系分解为两个或者多个近似二元物系精馏过程后，每个近似二元物系精馏过程（精馏塔）依然有标准常规精馏工艺方案，双效精馏及多效精馏工艺方案及单热泵及多热泵精馏技术工艺方案。当然对于深冷条件下氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案而言，不存在环境温度以上的精馏过程的标准常规精馏工艺方案和双效精馏及多效精馏工艺方案，而只有完全自热的单热泵及多热泵精馏工艺方案。有关这方面的内容可以参阅前面的帖子。
    下面着重讨论一下多元物系依次精馏组织方案的优化即所谓的隔板模型理论。下面以处理干空气50000NM3的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案加以说明。
   氧氩氮三元物系一一空气标准常规 依次精馏的第一个精馏过程（精馏塔）是氮一氩氧精馏塔（近似氧氮精馏塔），采用以氮气，空气为循环工质的双开式热泵精馏工艺方案，空压机出口压力4.0-4.3bar，空气纯化后其中40000NM3涡轮增压后在主换热器换热后膨胀制冷进入第一精馏塔参与精馏，10000NM3经增压的压力空气在主换热器换热后进入设置氮一氩氧精馏塔底部的空气冷凝器中冷凝为液空，过冷后送至第一精馏塔精馏段作为回流液。返流氮气22000NM3两段压缩至5.4bar，在主换热器换热后进入设置在第一精馏塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至第一精馏塔顶部作为回流液。这样在第一精馏塔顶部可以得到合格的氮气产品，从第一精馏塔底部得到约10800NM3的氧氩混合气体，氧氩混合气体中的氮气含量是第一精馏塔底部高沸点组分的工艺指标，是可以通过提馏段实际回流气液比和理论塔板数加以控制调整的，但高沸点组分氧氩混合气体中的氧氩比例约等于精馏原料空气中的氧氩比例是无法改变调整的，氧氩混合气体中氩含量在4%-5%！氧含量在95%-96%！氧氩混合气体约10800立方体作为第二个精馏过程氮氩一氧精馏过程（近似氧氩精馏过程）的原料气，在第二精馏塔氮氩一氧精馏塔中精馏分离，氮氩一氧精馏塔采用以工艺氩气为循环工质的单开式热泵供冷供热方案，工艺氩气压缩量约为32000立方米。从第二个精馏塔底部得到合格的氧气产品（以氩含量为工艺指标，氮含量微乎其微），从第二个精馏塔顶部得到合格的工艺氩气产品（以氧含量为工艺指标，氦含量和氧氩混合气体中的氮氩含量比例相等）。
    氧氩混合气体约10800NM3（含氩的4.5%，含氧约95%及少量氮气）作为精馏原料气在第二个精馏塔一一氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔中进行精馏分离，如果采用以工艺氩气为循环工质的单开式热泵精馏工艺方案，则工艺氩气压缩量需要达到30000-32000NM3，才能从第二个精馏塔底部得到合格的氧气产品，从第二精馏塔顶部得到合格的工艺氩气产品。当然第二精馏塔氮氩一氧精馏塔也可以采用以工艺氩气和氧氩混合气体（第二精馏塔氮氩一氧精馏塔原料气）为循环工质的双开式热泵精馏工艺方案。但由于实际工程条件下（主要是冷凝器换热温差），两个开式热泵的供冷供热效率都很低而以氧氩混合气体为循环工质的第二开式热泵的供冷供热效率更低！虽然相对于以工艺氩气为循环工质的单开式热泵精馏工艺方案，精馏能耗有所降低（双开式热泵循环工质压缩功耗是单开式热泵循环工质压缩功耗的70%左右），但依然严重偏高！如何解决这个问题呢？就不能不运用隔板模型的依次精馏优化组织方案。所谓依次精馏的隔板模型优化组织方案，其实就是通过统筹第一，第二两个精馏塔的供冷供热方案，实现依次精馏的能耗最优。具体叙述如下。
    空压机出口压力4.0-4.3bar，纯化后的空气40000NM3经涡轮增压后在主换热器换热后膨胀制冷进入空分塔参与精馏。10000NM3未经涡轮增压的压力空气在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，过冷后送至空分塔精馏段作为回流液，返流复热后的氮气22000NM3两段压缩至5.4bar在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，从空分塔底部以上约25块理论塔板数处引出含氩约10%的氧氩混合气体14000NM3进入粗氩冷凝塔进行氧氩冷凝分离，从粗氩冷凝塔顶部得到合格的工艺氩气（以氧含量为工艺指标），粗氩冷凝塔底部的液体返回空分塔参与精馏。返流复热后的工艺氩气14000NM3压缩至2.3bar（一般适用深冷压缩，这样相对有利，但这是另外一个问题暂不涉及，也可以参阅前面的相关帖子），在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的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。这样的依次精馏优化组织方案，氮气，空气，工艺氩气冷凝器均设置在空分塔底部供热，减压后的液氮，液空，工艺氩液体分别过冷后送至空分塔顶部，空分塔精馏段，粗氩冷凝塔顶部作为回流液（供冷），实质上就是对氧氩氮三元物系一一空气依次精馏的组织方案第一，第二精馏塔供冷供热方案进行了统筹优化，其中空分塔氩馏分引出口以上是依次精馏的第一精馏塔氮一氩氧精馏塔，粗氩冷凝塔加氩馏分引出口以下的空分塔是氧氩氮三元物系一一空气依次精馏的第二精馏塔氮氩一氧精馏塔！粗氩冷凝塔是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔的精馏段，氩馏分引出口以下的空分塔是第二精馏塔氮氩一氧精馏塔的提馏段！
    如果氧氩氮三元物系一一空气依次精馏工艺方案，第一精馏塔为氮氩一氧精馏塔（近似氧一氩精馏塔），那么在第一精馏塔底部可以得到合格的氧气产品（以氩含量为工艺指标，氮含量微乎其微），从第一精馏塔顶部得到合格氮氩混合气体（以氧含量为工艺指标），氧氩混合气体作为原料气在第二个精馏塔进行精馏分离，从第二精馏塔顶部得到合格氮气产品（以氩含量为工艺指标，氧含量微乎其微），从第二精馏塔底部得到工艺氩气（以氮气含量为工艺指标，氧氩比例等于氮氩混合气体原料气中的氧氩比例）！第二精馏塔原料气一一氮氩混合气体的数量的为40000NM3，采用以氮气为循环工质的单开式热泵精馏工艺方案，氮气循环压缩量大约为20000立方米，从第二精馏塔底部得到合格工艺氩气（以氮含量为工艺指标），从第二精馏塔顶部得到合格氮气产品（以氩含量为工艺指标），相对于氧氮氩三元物系一一空气依次精馏第一组织方案是极不合理的。当然也可以采用隔板模型的依次精馏优化组织方案，具体叙述如下！
8 n( j2 l0 l) m3 W     纯化后的压力空气25000NM3经涡轮增压在主换热器换热后膨胀制冷参与精馏，未经涡轮增压的压力空气25000NM3在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，过冷后送至空分塔精馏段作为回流液，复热返流氮气27000NM3两段压缩至5.4bar在主换热器换热后其中22000NM3（其余5000NM3去设置在氮氩混合液体蒸馏塔底部的氮气冷凝器）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。从空分塔精馏段引出含氩的10%的氮氩混合液体4200NM3在工艺氩气蒸馏塔中进行精馏分离，氮氩蒸馏塔底部设置氮气冷凝器，压力氮气约5000NM3在其中冷凝为液氮，过冷后送至空分塔顶部作为回流液。氮氩蒸馏塔顶部的气体返回空分塔参与精馏。
  e4 e) B. F; A9 f; E2 V9 O     这样的依次精馏优化组织方案，氮氩混合液体（氩馏分）引出口以下至空分塔底部是氮氩一氧精馏塔，液空入口处以下至空分塔底部是氮氩一氧精馏塔提馏段，液空入口处以上至氩馏分（氮氩混合液体）引出口是氮氩一氧精馏塔精馏段。氩馏分引出口以上空分塔加氮氩液体蒸馏塔是氮一氩氧精馏塔，其中氮氩混合液体蒸馏塔是氮一氩氧精馏塔的提馏段，氮氩混合液体引出口以上的空分塔是氮一氩氧精馏塔的精馏段！
8 T$ Y9 Y) u, n! X2 E, i& R7 Y   这个工艺方案去掉氮氩混合液体蒸馏塔（侧塔，对应第一个依次精馏优化组织方案的粗氩冷凝塔），就是不提氩但要求氧气产品纯度99.5%（含氩0.5%以下，氮微乎其微）的工艺方案。这个氧氩氮三元物系一一空气精馏依次精馏优化组织方案的最大好处是氮氩混合液体蒸馏塔需要的理论塔板数大大低于粗氩冷凝塔需要的理论塔板数！但氩馏分引出口至液空入口处需要的理论塔板数较多且氧氩氮三元物系一一空气精馏分离的总能耗略高于第一个氧氩氮三元物系一一空气精馏分离的总能耗。
   以上叙述中均不涉及空气增压机和精氩塔，因为空气增压机和氧氩氮三元物系一一空气精馏过程无关，而精氩塔并不是氧氩氮三元物系一一空气精馏过程中必要的组成部分，有关精氩塔部分可以参阅前面的帖子。

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   依次精馏的隔板模型优化组织方案本质上是通过统等三元物系的依次精馏两个精馏塔的供冷供热方案，从而实现三元物系依次精馏总能耗的优化。