外行学空分(180)一一新单塔流程大型空分装置的另一种工艺方案

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    对于新单塔流程而言，空分塔共有三个基本的工艺方案，一是以氮气为循环工质的单热泵工艺方案，二是以氮气和空气为循环工质的双热泵工艺方案，三是和方案二一样的以空气氮气为循环工质的双热泵工艺方案，和方案二不同的是氮气热泵冷凝器不是设置在空分塔底部上而是在液空入口处。
   这三个工艺方案中，根据空分塔是按照氮一氩氧还是氮氩一氧进行精馏组织工艺参数则有很大的不同。当方案一按照氮氩一氧进行精馏组织时，氮气压缩量是氧气产量的4.5倍，而当空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织时，氮气压缩量是氧气产量的3倍。方案二按照氮氩一氧进行精馏组织时，空气热泵和氮气热泵的循环压缩量都是氧气产量的2,2倍左右，而按照氮一氩氧进行精馏组织时，氮气循环压缩量保持不变，空气热泵循环量降至氧气产量相同。方案三时，当空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织时，进入设置在空分塔底部的空气冷凝器的空气数量是氧气产量的3倍，按照氮氩一氧进行精馏组织时，进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中的空气数量是氧气产量的4.25倍，两个精馏组织方案，氮气冷凝器均设置在空分塔液空入口处，数量均为氧气产量2.2倍。
   根据不同的设备性能参数和工程条件及产品方案，氮气热泵循环工质的压缩也有深冷压缩和复热常温压缩两种不同的选择。
  当空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织时，提氩流程只能采用粗氩冷凝塔流程，根据空分塔不同的工艺方案，粗氩冷凝器的冷源也有液氮和液空的不同。
   当空分塔按照氮一氩氧进行精馏工艺方案组织时，提氩只能采用粗氩精馏塔工艺方案，粗氩精馏塔有以压力氮气和液氮作为再沸嚣热源和冷凝器冷源，也有采用压力空气和液空作为粗氩精馏塔再沸器热源和冷凝器冷源。
' F" U+ v' E& N5 p' D! ^   提氩也可以采用以粗氩为循环工质的开式热泵精馏工艺组织方案，经优化后粗氩冷凝器可以设置在空分塔底部上，这样从形式上和现在的双塔流程上塔加粗氩冷凝塔流程就非常接近了！
   对于新单塔流程的小型空分装置，一般采用空分塔方案二进行精馏工艺方案组织，同时按照氮氩一氧精馏工艺组织选择工艺参数，这样一方面可以和双塔流程一样，在不提氩的情况下制取纯度达到99.5%以上的氧气产品，同时还可以副产少量液体产品（如果将空气数量的5%，增压至38bar，用于正流空气的液化，则可以大幅度提高液体产品数量，当然这样的改进也同样适用于双塔流程，关于这个问题后面的帖子将进行详细的讨论）拥有相对于双塔流程小型空分装置的碾压性能耗优势。
   大型空分装置和小型空分装置的不同主要在于以下几点，一是大型空分装置的设备性能参数和工程条件优于小型空分装置，二是大型空分装置提氩是标配，而小型空分装置一般是不提氩的。三是大型空分装置的单位氧气产量的散冷损失小于小型空分装置。这就会影响工艺方案的选择。
& E$ m% c, B/ U" N   前帖已经介绍了一个新单塔流程的大型空分装置的工艺方案并和同产品方案的双塔流程进行能耗比较。现在介绍另一个新单塔流程的大型空分装置的工艺方案。
% S+ Z2 h7 p' q* ?9 ?& t   先介绍一下双塔流程空分装置的基本情况。
   一，产品方案。
        高压氧气压力87bar，产量10000NM3。
        高压氮气压力87bar，产量750NM3。
2 Y' w( s- z8 F5 j        低压氮气压力10bar，产量2275NM3。
        液氮产量750NM3。
! g. z% U+ ]  p- n       液氩产量400NM3
二，工艺方案叙述。
  Y/ v, C% V2 u8 a0 {  t6 A1 Y     标准状态干空气50000NM3经两段压缩至5.6bar，纯化后压力5.5bar，其中29000NM3进一步增压至48.1bar，其中15000NM3经涡轮增压后压力74.1bar和其余的48.1bar的压力空气14000NM3进入主换热器与返流气换热，末经涡轮增压的压力空气温度160K进入膨胀机膨胀制冷后压力约5.33bar进入下塔，经涡轮增压后压力74.1bar的压力空气与返流气进一步换热全部液化再经液体膨胀机膨胀后进入下塔。液体膨胀机输出功用于发电35Kwh。末经增压的压力为5.5bar的空气21000NM3在主换热器中换热后也进入下塔。
3 Y7 B1 {: Y' _   下塔底部上得到含氧约40%的富氧液空26000-27000NM3，其中17000-18000NM3富氧液空送到粗氩冷凝器作为冷源其余送至上塔精馏段作为回流气，粗氩冷凝器中的富氧液空蒸发气化使粗氩冷凝塔顶部的粗氩冷凝作为回流液，富氧液空自身气化为富氧空气，返回上塔参与精馏，其入口处位于氩馏分引出量以上富氧液空入口处以下返回上塔参与精馏。粗氩冷凝塔底部上的液体返回上塔。氩馏分含91..8%，含氩8%，含氮约0.2%，数量17000-18000NM3。
   在粗氩塔顶部得到的粗氩气进入精氩塔进一步精馏。精氩塔底部上设置再沸器，从下塔来的压力氮气约600NM3在再沸嚣中冷凝并使精氩塔底部上的氩气化作为上升气，液氮返回精氩塔顶部液氮蒸发冷凝器中蒸发气化使精氩塔顶部气体冷凝回注精氩塔，其余末冷凝的气体（废气，实际上是含有少量氩的氮气）就地排放，同时从空分塔引液氮约600NM3从精氩塔顶部加入，从精氩塔底部上得到400NM3液体精氩。
   从下塔顶部得到23000NM3液氮，其中750NM3送到高压氮气换热单元，2250NM3送到主换热器低压氮气换热单元。600NM3液氮送到精氩塔顶部，另750NM3作为产品液氮引出，其余液氮经与污氮气换热过冷后送到上塔顶部作为回流液。
   从上塔底部上得到纯度99.8%的液氧加压后送到主换热器高压氧气换热单元。
$ ~. M( V$ C1 I: v  u  D     对这个大型空分装置的工艺方面简单分析如下，
     一，工艺方案中，空气全部进入下塔，取消低温膨胀机，其原因在于首先要求氧气纯度达到99,8%以上，在理论塔板数有限的情况下就要求氩组分引出口下至空分塔底的回流气液比较高(约在0,75左右)，其次产品方案中要求内压缩氮气量达到3000NM3及产750NM3液氮，加上产品方案要求氩产品以液氩形式引出，精氩塔也需要消耗较多的液氮和压力气氮。
7 w& g5 J9 ~& ^; \2 R7 y4 U4 k  t* [    二，工艺方案中，采用增压机加高温膨胀机制冷的方案，其中高温膨胀机的膨胀功用于涡轮增压用于液化的空气使其压力达到75bar左右，在与液氮液氧换热时，用于液化的75bar压力空气并没有有液化，与返流气体进一步换热后才全部液化，同时增设液体膨胀机。在这个工艺方案中，高温膨胀机的输出功用于涡轮增压用于液化的正流空气，但正流空气的临界压力是38bar，38bar以上并不能提高正流空气的冷凝温度，应该用膨胀空气的自身涡轮增压，这样更合理。
    对应的新单塔流程的工艺方案叙述如下，
    标准状态干空气50000NM3经两段压缩至5.6bar，纯化后压力5.5bar，其中15000NM3经增压机增压至38bar后进入主换热器与高压氧气换热单元高压氮气低压氮气换热单元及返流气换热后，一方面使自身部分液化，经液体膨胀机膨胀后进入空气冷凝器。另28000NM3压力空气经涡轮增压在主换热器与返流气换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏。余下7000NM3未增压的压力空气在主换热器换热后部分带液直接进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器。空气冷凝器中产生的液空过冷后17000-18000NM3作为粗氩冷凝器的冷源，蒸发后的空气与膨胀制冷空气汇合后进入空分塔参与精馏。其余4000-5000NM3液空过冷后送至空分塔精馏段作为回流液。
! q% L8 N' J1 Y6 j4 c9 v& f9 z! \/ b   返流氮气28000NM3在主换热器复热至常温后，经两段压缩至5.4bar，经主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部上的氮气冷凝器中冷凝为液氮，其中750NM3送到高压氮气换热单元，2250NM3送到低压氮气换热单元，1500-2000NM3作为产品液氮引出，其余经过冷后送至空分塔顶部作为回流液。
   从空分塔以上25块理论塔板数处引出氩馏分（含氩8%，含氧92.8%及少量氮气0.2%）进入粗氩冷凝塔进行氧氩精馏分离，粗氩冷凝塔的粗氩冷凝器用17000-18000NM3液空作为冷源，气化后的空气和膨胀制冷空气汇合后进入空分塔参与精馏。精馏塔底部设置氮气冷凝器，从空分塔来的压力氮气300NM3在其中冷凝后送至精氩塔顶部作为回流液，另从空分塔底部氮气冷凝器引液氮600NM3从精馏塔顶部加入，在精氩塔底部引出液体精氩400NM3。
( u4 d9 O4 A' {, f5 h+ z   与现有双塔流程工艺方案相比，压力空气增压机功耗减少1400KWh，空压机压缩功耗不变，氮气压缩机功耗增加1700kWh，总压缩功耗增加300kWh，虽然基于新单塔流程的工艺方案，没有设置高温膨胀机，但其它产品方案均不改变的情况下，液氮产量增加750-1250NM3！
    内压缩有两个工艺方案，一是内压缩压力较低时，正流空气冷凝温度大于内压缩压力下的沸点加换热温差，本质上是正流空气压力能转换为内压缩压力能，二是内压缩氧气压力较高时，正流空气的冷凝温度低于内压缩氧气的沸点，正流空气的冷凝是通过回收内压缩氧气沸点以下的返流气冷量而实现液化。这样内压缩的压力能一部分由正流空气的压力能转换而来，一部分由返流气的冷量转换而来！此工艺方案中虽然液化空气压力只有38bar，但由于增加了28000NM3的返流氮气，可以使15000NM338bar压力空气全部液化。