外行学空分（315）一一基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解（7）

  d3 r( ]! X" S! o7 t$ J& t3 t8 g
     基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解一，主要讨论了空分装置的的重要组成部分一一空气开式热泵一膨胀制冷液化部分的工艺参数优化对空气开式热泵一膨胀制冷液化效率的影响。这是一个极端重要的基础问题，是空分装置能耗正确核算的前提条件。同样的设备性能参数（空压机等温效率，涡轮增压机等温效率，膨胀机绝热效率），同样的工程条件（正返流阻力损失，主换热器换热温差，散冷损失），同样的工艺方案（实际上只有一个工艺方案），不同的工艺参数（用于液化的正流空气压力），开式热泵一膨胀制冷液化效率的差距可以达到一倍以上！这就充分说明了压力空气增压机是任何空分装置必要的设备配置！也是目前双塔流程标准工艺方案逐步被空气全部进入下塔的工艺方案取代的一个基本原因！
   基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解二，主要讨论了基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案最优化压力空气，压力氮气，压力工艺氩气冷凝器均设置在空分塔底部的三开式热泵供冷供热方案。这是最基本的氧氩氮三开式热泵精馏分离开式热泵供冷供热方案，根据产品方案的不同（倒如制取高纯度产品），再有针对性地增加开式热泵供冷供热方案的设置，从而降低制取高纯度产品的能耗。
8 Z1 k* t  G& m+ _: b% c! N    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解三，主要讨论了不同液体产品数量的产品方案下，最优化的三开式热泵供冷供热方案需要进行的适应性调整及其对开式热泵供冷供热功耗的影响。
  基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案四，主要讨论了基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案依次精馏组织方案问题。
    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解五，主要讨论了基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案标准常规依次精馏方案的供冷供热功耗。
    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解六，主要讨论了依次精馏隔板模型优化的基本原理。
- v7 G* E  B8 E& G    现在讨论一下基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中的产品纯度及各个组分产品提取率的问题。
% b. C8 {1 z& a. R( U 基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案的依次精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔的理论塔板数及回流比（精馏段回流液气比）决定了氮气产品的纯度。氮气是氧氮氩三元物系中价值最低的组分，当然制氮空分装置除外。一般而言不要求太高的氮提取率。所以基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中一般都有污氮气引出口，通过污氮气的引出保证氮气产品纯度（污氮气引出口以上的精馏段回流液气比大幅度提高）！而污氮气中的氧氩含量大小，则对氧氩提取率会产生影响，污氮气中的氧氩含量越低则氧氩提取率越高。以空气处理量50000NM3干空气空分装置为例，如果氮气产量20000NM3，那么在氮压缩量22000NM3的情况下，污氮气引出口至空分塔顶部实际回流液气比为0.525，如果污氮气中的氧氩含量1%左右，则污氮气引出口以上6-7块理论塔板数氮气产品纯度可以达到3N，15块理论塔板数氮气产品纯度可以达到4N！每增加6-7块理论塔板数氮气产品纯度可以提高1N！如果污氮气引出口中的氧氩含量为0.1%，则氧氩都可以达到很高的提取率，具体氮气产品纯度由污氮气中的氧氩含量及污氮气引出口以上的理论塔板数决定！
     基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中的第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔可用理论塔板数60块，如果要制取高纯度氮气产品，为了保证氮气产品纯度，污氮气引出口以上的理论塔板数需要较多，就需要相应减少污氮气引出口至氩馏分引出之间的理论塔板数，而在污氮气引出口至氩馏分引出口之间理论塔板数减少的情况下，为了保证污氮气中的氧氩含量，氩馏分中的氮含量不变，就需要增加进入设置在空分塔底部的压力氮气冷凝器的压力氮气数量及进入压力空气冷凝器的空气数量，从而提高污氮气引出口处至液空入口处的回流液气比和液空入口处至氩馏分引出口处之间的实际回流气液比（一般以液空入口处作为氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔提馏段和精馏段的分界）！进入设置在空分塔底部的压力氮气冷凝器的压力氮气数量如果从22000NM3增加至25000NM3而进入空分塔底部压力空气冷凝器的压力空气数量不变，则在液空入口处至污氮气引出口之间15块理论塔板数的情况下，确保污氮气中的氧氩含量低于0.1%！同时液空入口处之间，实际回流气液比上升，在保证氩馏分中的氮气含量不变的情况下，理论塔板数可以减少！影响氮气产品纯度的主要是氩组分，污氮气中氧氩含量0.1%主要是氩组分，氧组分很少！常压下氮氩分离系数2.6！计算污氮气引出口以上的理论塔板数，实际回流液气比时，要特别注意这个问题。
! O  F0 w) d2 M* p    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中的氧气产品纯度（以氩含量为工艺指标）完全决定于氩馏分引出口至空分塔底部（依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔提馏段的提馏段）之间的理论塔板数及实际回流气液比，空分塔总理论塔板数85块，氩馏分引出口至空分塔底部25块，由于氧氩分离系数只有1.5！在理论塔板数固定的情况下（通过增加氩馏分引出口以下至空分塔底部的理论塔板数，氧气产品纯度提高的幅度很有限！），只能通过提高工艺氩气压缩量，一方面降低氩馏分中的氩气含量（在保证氩提取率的前提下，进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量增加，相应氩馏分中的氩含量降低），一方面提高实际回流气液比提高氧气产品纯度。以处理50000NM3干空气空分装置为例，如果工艺氩气压缩星14000N川3*则相应氩馏分中的氩含量在10%左右（氩提取率90%左右），氧气产品纯度可以达到99.5%以上（氩含量0.5%以下），如果工艺氩气压缩量增加至18000NM3，则氩馏分中的氩含量相应降低至8%左右，氧气产品纯度达到99.8%以上！
% `& e' N0 w# Q6 e0 @; F! w; l   至于工艺氩气中的氧含量则决定于粗氩冷凝塔的理论塔板数，工艺氩气压缩量及氩提取率。在粗氩冷凝塔理论塔板数200块，工艺氩气压缩量14000N川3的情况下，已经可以保证工艺氩气中的氧含量低于1PPM！

& D) U% y, R1 g  @+ [8 o1 |4 x7 B
“
关于污氮气以的回流液气比是我不识数，谢谢先生指正，现在我修改为污氮气引出口以上回流液气比0.5-0.55，4-6块理论塔板数，氮气产品纯度提高1N！”
————来自尤总帖子
4 q# @7 }! ^& z$ P) x" @
0 O. I5 G4 x/ B0 P) Z+ ?氮气产品纯度提高1N怎么说？
) {. @/ h3 `3 R0 n; a
3 P" ~5 m; C& F" N) g4 |可能是思考问题的习惯不同，尤总语文好，喜欢从语句上理解，氮-氩氧精馏就是往上氮越来越多，氩和氧都是越来越少。

如果以氮-氧精馏和氮-氩精馏建立平衡方程，则有
# `9 a1 A' ~/ f2 ]0 w% |αNO=((1-yO-yA)/(1-0.2095-0.0093))/(yO/0.2095)=3.6
$ p$ S4 U' ]& ~αNA=((1-yO-yA)/(1-0.2095-0.0093))/(yA/0.0093)=3.6/1.4
+ t4 N: y* I; k( J8 ]同样可以解出yA=0.0043，yO=0.069，结果完全一致。这毫不奇怪，由相对挥发度定义就能得知必然如此。
+ d+ R: O1 |$ [% }1 T
. E* ~) P1 S; }全回流或回流比较大时不会发生氩含量先升后降，回流比减小到一定时就会发生氩含量先升后降，实际的空分下塔和上塔精馏段都有氩含量先升后降现象。

我说这个跟你说不清，果然是，你连一点精馏概念都没有，怎么能理解？一块理论塔板之上的气相与这块理论板之下的液相之间成相平衡关系，两者之间通过相对挥发度建立关系，知道液相可以求出气相，反之亦然，1.4是液空进料口处氩氧相对挥发度，用汽液平衡关联式计算出来的，αNO=3.6，αAO=1.4，则αNA=αNO/αAO=3.6/1.4=2.6
, d/ v" Y- q6 W4 e( N6 N
相对挥发度的计算，我以前发过一篇徐文灏教授级高工的文章《一组氮氩氧汽液平衡关联式及其应用》，用这篇文章中介绍的方法可以计算出相对挥发度，进而进行空分精馏计算，但我估计你看不懂这篇文章。

尤总的“氧氮分离系数只比氮氩分离系数大20%”又是无稽之谈，你如果不同意，就说个出处。

液相中氧氩含量之比是22，与之平衡的气相中氧氩含量之比肯定就不是22了，否则相对挥发度是1，无法精馏分离了。
! K1 ^/ k* g, c4 f
" n' A) z: s/ r9 p氩氧相对挥发度随组分不同是变化的，在上塔压力下，塔底氧多氩少时是1.5左右，粗氩塔氩多氧少时是1.11左右，上塔往上逐渐减小，但变化不大，液空进料口处1.4左右，上塔顶1.37左右。

“空气精馏工艺方案中的空分塔液空入口处对应的气相中的氧氩比例是20比1！污氮气引出口至液空入口处的氮一氩氧精馏段，氧氩含量都是单调下降的，只不过由于氧氮分离系数大于氮氩分离系数，氧的下降速度相对于氩而言要快而已！液空入口处对应气相中的氧含量约为7%，氩含量0.35%，污氮气中的氧含量1%，如果氧氩比为20则氩含量0.05%！实际上氧氩比不是20而是10左右（估算），那么污氮气中的氩含量0.1%！”
————来自尤总帖子

你不会精馏计算和精馏参数分析，只是习惯于张口就来。就依你液空进料口处气相中氧含量7%，氩含量0.35%，回流液与进料液空相同，即氧20.95%，氩0.93%，那么往上一块理论塔板之上气相中的氧氩含量分别是多少呢？
+ C, A9 b" h# R
首先可以计算出，此处氮-氧相对挥发度αNO约为3.6，氩-氧相对挥发度αAO约为1.4，设上一块理论塔板上气相中氧含量是yO，氩含量是yA，则氮含量就是1-yO-yA，立出两个方程：
αNO=(yN/xN)/(yO/xO)= ((1-yO-yA)/(1-0.2095-0.0093))/(yO/0.2095)=3.6
% A, a, k# L& m0 b! F; qαAO=(yA/xA)/(yO/xO)= (yA/0.0093)/(yO/0.2095)=1.4
- ?3 ~8 r" i  b5 W9 }
解以上方程组，可得，yO=0.069，yA=0.0043=0.43%

由此可见，往上一块理论塔板之上的气相组成，氧含量确实是减少的，但氩含量却是增加的，由0.35%增加至0.43%了，氩含量并不是单调减少，往往是先增加再减少。
; @( P2 p& @4 u5 w0 }+ x6 s
实际上，上塔精馏段与下塔类似，下塔底空气进料中氧含量虽然是氩含量的22.5倍，但下塔顶氮气中的氩含量却是氧含量的100倍左右，基本上每上升一块理论板，氩-氧含量之比都会增大1.23倍左右，下塔38块理论板，所以下塔顶氮气和液氮中氩含量大约是其中氧含量的0.0093/0.2095*1.23^38=116倍，这个估计与实际是比较接近的。
6 ~2 T$ l) N' O$ F; E" D( a; i" z
可以证明，上塔精馏段理论塔板数越多，氮气产品和污氮中氧含量越低，则其中氩-氧之比越大，一般氮气中的氩含量都是其中氧含量的几十到100多倍，ppb级高纯氮中氩-氧含量之比在1000倍以上。

我考虑过氮气产品中氩-氧含量之比的问题，我以前还问过尤总：合成氨用氮气，对其中氩含量有无要求？但尤总没有回答。
+ g6 D- g1 u9 l! ]4 T
6 \( D8 F! p! `- `( f我大约10年前见过一篇空分文章，杭氧写的，说是某氮气用户要求氮气产品中氩含量低于90ppm，但我找不到这篇文章了，在空分之家问过，也没人知道。

可以证明，无论是下塔、上塔还是所谓的尤氏单塔，氧含量都是随理论塔板高度单调下降，而氮含量随高度单调上升，但氩含量的变化有点复杂，当氧含量很高时，氩主要表现为易挥发组分，所以随塔高上升；但当氧含量较低时，氩又表现为难挥发组分，随塔高下降。

9 T4 o' ?7 `3 j4 P1 u下塔、上塔精馏段或尤氏单塔的精馏段，理论塔板每升高一块，氩-氧含量之比都会有所增大，这个每升高一块理论塔板的氩-氧含量之比增加值大致等于氩-氧的相对挥发度αAO，所以越往上，氩-氧含量之比越大。液空进料口处可以认为近似1/20，实际由于氩组分浓缩，要比1/20稍大一点。如果液空进料口与污氮气引出口之间理论塔板数是12块，那么污氮气中氩-氧含量之比大约是1/20*1.4^12=2.8倍，即氩含量反而比氧含量更高了。但这个跟你说不清，只能点到为止了。

* k$ `) X5 i$ W# M4 \/ N6 l

约数也应该是70%而不是90%，99.8%氧纯度对应90%氩提取率，99.6%氧纯度对应80%，99.5%氧纯度对应70%，而且这都是指正常空分，进上塔膨胀空气量不是太大的空分。我以上还没有计算精氩塔废气排放中的氩含量，你的氩馏分中氮含量很高的话，精氩塔废气排放量也不小，我们的精氩塔顶排放废气组成75%氩+25%氮，氩占3/4。

而且氩提取率与进上塔膨胀空气量关系密切，进上塔膨胀空气量比例11%时氩提取率才能80%左右，进上塔膨胀空气量越大，氩提取率越低。进入尤氏单塔的空气量太多，氩提取率难以达到50%。

“以空气处理量50000NM3干空气空分装置为例，如果氮气产量20000NM3，那么在氮压缩量22000NM3的情况下，污氮气引出口至空分塔顶部实际回流液气比为0.55，污氮气中的氧含量1%，则五块理论塔板数氮气产品纯度可以达到3N，”
————来自尤总帖子
# G% a$ _% o0 k; D- y% Y
, `1 r1 t" L4 ~# j8 w氮气产量20000，氮气循环量22000，那么出尤氏单塔氮气量=20000+22000=42000，L/V=22000/42000=0.52，还没考虑液氮汽化率，考虑汽化率L/V更小，何来0.55？再有产品氮气纯度3N是什么？五块理论塔板也是张口就来的吧？

“以处理50000NM3干空气空分装置为例，如果工艺氩气压缩星14000N川3*则相应氩馏分中的氩含量在10%左右（氩提取率90%以上），氧气产品纯度可以达到99.5%以上（氩含量0.5%以下）”
$ q; {& y( K% f- H: l) ?————来自尤总帖子

$ u" ~! Y7 s6 W6 x$ `50000空气含氩总量=50000*0.00932=466，如果氩提取率90%，则氩产量是466*90%=419.4
4 |! n6 L0 G2 b# L# T  w5 a0 V氧气产量10000，纯度99.5%(氩含量0.5%)，氧气中含氩10000*0.5%=50
* J0 S6 n3 R5 ^9 ?# @! l, ?进去的氩466，出来469.4，污氮气和纯氮气中氩含量只能是负数了。
2 e( j$ |( K# ~
$ O; V: ]5 }! [& v# t, C尤总完全没有空分概念，一般氩提取率最高时，塔底氧产品中的氩量与塔顶上部污氮气氮气中的氩量接近。如典型外压缩流程的氧纯度是99.6%，氩提取率80%左右，(466-10000*0.4%*2)/466=82.8%，此时出上塔污氮气中氧含量低于0.1%；内压缩流程氧纯度99.8%，氩提取率90%。
' ^: c6 L+ g: ]/ Y1 i
  d2 v' L& W" @& D% Q, U氩提取率与氧纯度关系密切，你的氧纯度99.5%还氩提取率90%！污氮气中氧含量1%了还污氮气中氩含量是负数！明显的张口就来。
, n) ]6 V" q6 m* p+ \/ ?/ C2 `8 O

先生抬杠了氩提取率90%是个约数而不是一个准确计算数，先生难道连一点都看不出来吗？！

关于氩提取率的问题，基于双塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案确实如先生所言，在粗氩冷凝塔投入运行前，上塔其实是氮氩一氧精馏塔，氩组分除了由氧气带出外，其余全部由污氮气中排出，污氮气中的氩含量大约2%，大大高于污氮气中的氧含量，随着粗氩冷凝塔投运，污氮气中的氩含量当然大幅度降低，但由于粗氩冷凝器的富氧空气在上塔富氧液空入口处以下返回上塔参与精馏，导致富氧液空入口处以上出现氩富集区（含量当然低于氩馏分中的氩含量），致使污氮气中的氩含量也相应升高！这种问题在基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中是不存在的！

基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中，氩馏分引出口以上的氮一氩精馏塔上升气中的氩含量是单调下降的，液空以上的精馏段也不会出现所谓的氩富集区，污氮气中的氧氩比例大约在20比1（不同情况有偏差），但污氮气中的氩含量低得多却是肯定！基于双塔流程的氧氩氮三元物系一一空气精馏工艺方案不但氩提取率可以达到90%以上，甚至还可以更高，只和氧氮气纯度有关，这本来就是理所当然的！

先生终于承认基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案中的空分塔液空入口处对应的气相中的氧氩比例是20比1！污氮气引出口至液空入口处的氮一氩氧精馏段，氧氩含量都是单调下降的，只不过由于氧氮分离系数大于氮氩分离系数，氧的下降速度相对于氩而言要快而已！液空入口处对应气相中的氧含量约为7%，氩含量0.35%，污氮气中的氧含量1%，如果氧氩比为20则氩含量0.05%！实际上氧氩比不是20而是10左右（估算），那么污氮气中的氩含量0.1%！污氮气带出的氩约20N川3！就这么明明白白的问题，先生认个错就这么难吗？用得着东拉西扯！