外行学空分(145)一一双塔流程的提氩(二)

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5 B8 U7 ^. h" c$ U* K+ c       如果把双塔流程的上塔按照氮一氩氧进行精馏组织(这是符合氧氮氩三元物系精馏的一般组织原则)提馏段气液比大于最小气液比5%-10%计算，进入下塔的空气量只需要占总空气量的60%，即使考虑氧提取率，进入下塔的空气数量也只需要达到空气总量的70%，30%以上的空气量可以用于膨胀制冷后进入上塔参与精馏，当然这种情况下上塔底部只能得到95%纯度（含氩4.5%，含氮0.5%）的氧气。
    如果要求空分塔底部的氧气纯度达到99,5%以上，无论是提氩还是不提氩，那么空分塔必须按照氮氩一氧进行精馏组织，进入下塔的空气数量必须达到空气总量的85%以上！
    现在我们看一看空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织，空分塔底部氧气纯度95%的空分装置，粗氩精馏塔提氩装置投入运行后的变化，双塔流程的精馏塔提氩装置并不是将95%纯度氧气(含氩4,5%)作为精馏原料送入粗氩精馏塔进行精馏分离，而从上塔提馏段（上塔底部以上25块理论塔板数处）引出含氩10%，含氧约90%及少量氮气的氩馏分进入粗氩精馏塔进行氮氩一氧精馏分离，其数量大约为空分装置氧气产量的40%，当氩馏分引出后，在主冷凝器热负荷及回流液数量不变的情况下，上塔底部排出的产品氧气数量减少(部分氧气产品由粗氩精馏塔底部引出)，上升气增加气液比升高约30%，氩馏分引出口至上塔底部的实际回流气液比从0.52提高至0.7以上，氩馏分引出口以下的提馏段由原来的氮一氩氧提馏段变为氮氩一氧提馏段，其结果是上塔底部的氧气产品纯度从95%上升至99,5%(含氩0,5%，含氮微乎其微)，上塔提馏段底部至氩馏分引出口以下从原来的氮一氧氩提馏分离转变为氮氩一氧提馏分离，而氩馏分引出口以上的空分塔仍然是氮一氧氩精馏分离。
# h+ P/ p2 Y2 W( C# k   其次提氩装置（精馏塔）投运后，部分膨胀制冷空气转用于粗氩精馏塔加热器(再沸器)，膨胀制冷的空气量恢复至占空气量的15%，粗氩塔加热器中空气冷凝为液空，送至粗氩精馏塔顶部的液空蒸发一冷凝器中蒸发气化，使粗氩精馏塔顶部工艺氩气液化作为回流液，蒸发气化后的空气与膨胀制冷空气汇合后进入上塔参与精馏。
% O* a- Y9 x" A' Q     粗氩精馏塔提氩工艺方案与目前双塔流程粗氩冷凝塔提氩工艺方案相比并无优势，至于蒸发气化后的空气和膨胀制冷空气汇合后进入上塔参与精馏，这是符合精馏的基本原则，至于目前双塔流程粗氩冷凝塔提氩工艺方案，富氧空气从氩馏分引出口以上一块理论塔板数处返回上塔，是精馏门外汉的想当然而已，不是什么无比精妙，不但不能降低氩馏分中的氮气含量（实际上提高了氩馏分中的氮气含量）反而极易造成氩馏分中的氮气含量波动，是造成粗氩冷凝氮阻问题的一个重要因素，出现氮阻问题的最重要原因在于下塔富氧液空送上塔精馏段和粗氩冷凝器之间的数量分配！。
   现在再来比较一下不带提氩装置但要求氧气纯度达到99,5%的空分装置和带提氩装置的空分装置产品情况和工艺参数。提氩装置投入运行后，首先从产品上看，氮气氧气的纯度两者一样，氧气产量略有提高（提氩装置投运后，氧气产量提高的原因在于氧提取率略有提高，其原因在于提氩装置投运后，上塔富氧液空入口处对应气相中的氧含量有所降低）。带提氩装置的空分装置增加一个工艺氩气产品。从工艺参数上看，上塔精馏段带提氩装置的空分装置液氮数量保持不变或略有减少，富氧液空数量不变，氧提取率上升的原因在于提馏段发生的变化。从提馏段来看带提氩装置的空分装置和不带提氩装置的空分装置变化就非常大了。不带提氩装置的空分装置上塔提馏段只有一个回流气液比，整个提馏段都是氮氩一氧精馏分离，最后将氩组分由污氮气中排出！而带提氩装置的空分装置的上塔提馏段则分为两段有两个气液比，第一个是空分塔底部至富氩馏分引出口，第二个是富氩馏分引出口至膨胀制冷空气入口处。其中第一个气液比提氩装置投用前后没有变化。第二个提氩装置投用前后变化就大了，由氮氩一氧精馏分离变为氮一氩氧提馏，实际回流气液比下降，富氧液空入口处的气相中的氧氩含量下降，氧提取率上升！这就保证了氩馏分引出口始终是空分塔氩浓度最高的位置。当然以上的描述是粗略的。

进上塔膨胀空气量11%时，精馏塔氧提取率可达99.9%，氩提取率80%出头。在氧纯度和进下塔空气量不变时，氧产量和氩产量之和基本就确定了。多数情形下，单位Nm3氩产品的价值要高于氧产品，所以在总膨胀量占比15%时，将11%送上塔参与精馏，另4%旁路到污氮气中排放掉反而是合算的。特殊情形下，如氧产品紧俏而氩产品价格很低，这时适当减少旁路增加进上塔膨胀空气量从而增加氧产量是合算的，当然氩产量会相应降低。

氩馏分是指含氩10%左右，含氧90%左右，另有几十或数百ppm氮的气体组分，不是指进粗氩冷凝器的富氧液空量，进粗氩冷凝器富氧液空量大约是氩馏分流量的1.2倍。比如20000空分，氧气量20000，氩馏分量23000，进粗氩冷凝器富氧液空量27000左右。

纠正尤总的两个认识误区：
1、氩馏分量不是氧气产量的0.4倍，而是氧产量的1.1~1.2倍，如20000空分的典型氩馏分流量是23000左右。氩馏分中的氩有三分之二会返回上塔，所以氩馏分量是尤总设定的3倍。
& p4 d6 ?) P) L2 ]) D2、全低压流程空分提氩时，进上塔膨胀空气量大约是参与精馏空气量的11%左右，不是15%，膨胀量15%的话，那就有4%只能旁路到污氮气中去。以前空分不提氩时，进上塔膨胀空气量可达15%~20%。提氩时，进上塔膨胀空气量11%左右最佳。

经常~初学不太懂

帖子里既讲到了双塔流程采用粗氩冷凝液提氩流程时的情况，也讲到了要求氧气纯度达到99,5%但不提氩的情况。也讲到了双塔流程采用粗氩精馏塔提氩流程时的情况，请注意区分。

请先生认真看一下帖子的内容，注意粗氩精馏塔和粗氩冷凝塔的不同再讨论。

粗氩气中氮含量是氩馏分中的20倍，不是30倍。汽液平衡，液相中有氩馏分中1/3的氮回上塔，很容易记，氩是2/3回上塔，氮是1/3回上塔。

谢谢先生指点，我确实尚未考虑粗氩冷凝器富氧液空液位对传热温差的影响，这个在详细设计的时候肯定要考虑，粗氩中氮气含量15%，对应氩馏分的含氮量为1,5%，如果考虑到先生所讲的因素氩馏分的氮含量应控制在1%以下，相应粗氩中的氮含量就在10%以下了，这个只是上限实际应该比这个低，但肯定不需要低几十PPM！至于先生所讲的粗氩中的氮气含量高会给精氩带来麻烦，小麻烦是肯定的但不会有大麻烦，关健是值得不值得，这是个比较的问题。

4 {; g' N5 q8 L" P2 y目前的双塔流程，空压机兼原料气压缩机、空气制冷压缩机、主塔(上下塔)精馏热泵压缩机、粗氩塔精馏热泵压缩机，身兼数职。

1 c' H( |( r! l( m+ z; u& j尤总设想，空压机只是原料气压缩机和制冷压缩机，循环氮压机是主塔热泵压缩机，粗氩塔还要精馏热泵压缩机。因氧产量和氩产量相差很大，粗氩塔上部和下部所需回流液量相差很大，一台压缩机还不够，尤总的说法是要2台。无论是低温增压还是复热后环境温度下增压，有效能损失都很大，效率太低。

可以比较一下，压缩机数量，双塔流程只要一台，尤总的方法要4台；主换热器，尤总的方案是双塔流程的2倍，阻力、冷损大增，价格大增。

尤总可能对下塔、上塔、主换热器的大小也没概念，某空分装置，主换热器重90t，下塔重17t，上塔重53.5t，粗氩塔也是53t，下塔相对而言很小，都是铝材料，设备价格差不多与重量成正比。

! a; N( D) V: g6 t- v目前的双塔流程理论塔板数，粗氩塔底是氩馏分，含氩10%左右，粗氩塔顶是粗氩气；上塔顶是纯氮，上塔底是纯氧。粗氩塔理论塔板数大约是上塔的2.5倍。上塔下部的除氩段(氩10%)到塔底占上塔的40%或更多。如果照尤总的方法将上塔下部的除氩段移至粗氩塔，那么粗氩塔就更高了，当然上塔高度会下降。

尤总对空分了解甚少，基本没什么概念。我说一下我们氩馏分、粗氩气和精氩塔的几个参数。
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氩馏分中氩含量11%，氮含量200ppm(0.02%)；粗氩气中氧含量1ppm，氮含量0.4%；精氩塔排放废气中氮含量25%，氩含量75%。
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如果尤总粗氩气中含氮15%，一方面粗氩塔无法工作，另一方面精氩塔废气排放太多，氩提取率太低，冷气排放损耗也很大。

尤总的方法也能生产纯氧和纯氩，对于一个初学者理解空分还是有点作用的，这一点应该肯定。打个比方，现在的双塔流程空分是一箭多星，尤总的方法是一箭一星，孰优孰劣哪个效率高一目了然。空分发展100多年了，不可能整个行业去迁就某个初学者。

考虑到蒸发侧有液位高度2m，取平均为1m，氧纯度为65%，压力为45kPa，泡点温度为87K；冷凝侧压力为24kPa，氮纯度为15%，冷凝温度为88.3K，温差1.3K。
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估计尤总考虑实际运行参数还不全面细节，再次重申15%粗氩继续加工到精氩塔后太麻烦。

常压下纯氩的沸点88K，粗氩冷凝器传热温差为2K，富氧液空的沸点为83,2K，粗氩中含氮20%时沸点会下降到85,4K左右，考虑到阻力的存在，富氧液空蒸发侧的压力会略高于粗氩侧，允许的粗氩氮含量应该在20%以下。再考虑一定的安全系数正常运行时粗氩中的氮气应控制在15%以下。