外行学空分(136)一一精馏的组织和优化

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     前面已经介绍了开式热泵精馏流程和单热泵及多热泵技术，深冷压缩和复热常温压缩，塔板数和回流比等内容，下面在这个基础上介绍一下深冷空分的精馏组织和优化。
   环境温度以上 标准的二元物系标准常规精馏工艺方案是精馏原料液体和液体精馏产品换热后进入单级精馏塔中部，精馏塔底部和顶部分别设置蒸汽再沸器和冷却水冷凝器，再沸器用蒸汽加热使精馏塔底部的高沸点组分气化作为上升气(可以认为是回流气)末气化的高沸点组分液体作为产品引出，精馏塔顶部冷凝器用冷却水冷却精馏塔内的低沸点组分液化，一部分作为回流液，一部分作为产品引出。从理论上说，一个完整的精馏塔，高低沸点组分的提取率都是可以接近百分之百，在实际理论塔板数有限的情况下，高沸点组分的提取率只和低沸点组分的产品纯度有关，低沸点组分产品的纯度越高，高沸点组分的提取率越高，对于低沸点组分产品亦是如此！
     标准常规精馏的能耗是很高的或者说精馏效率很低，特别是在二元物系的沸点非常接近且接近于环境温度的情况下更是如此！由此又发展出了双效精馏及多效精馏。双效精馏及多效精馏就不是单级精馏塔而是两个或者多个压力不同的精馏塔，其中高压精馏塔的二元物系的低沸点组分压力气体作为低压塔再沸器的热源加热低压精馏塔底部高沸点组分液体自身液化，而冷凝后的二元物系低沸点组分液体一部分回流作为高压精馏塔的回流液，其余部分节流减压后作为低压精馏塔塔顶的回流液，高压塔底部的二元物系混合液体节流减压后进入低压塔中部作为回流液。双效及多效精馏当然可以大幅度降低标准常规精馏过程的精馏能耗，但也带来流程复杂化的问题。双效及多效精馏可以认为是常规精馏向热泵精馏转变的一个过渡形态。在深冷空分教科书中把双塔流程称为双效精馏流程就反映了这种情况。但这其实是错误认识，双塔流程并不是什么双效精馏，而是彻底的开式热泵精馏流程，只不过是以空气为循环工质的一拖二开式热泵精馏工艺方案和双效精馏在形式上非常相似而已！
     环境温度以上的二元物系的精馏经历了双效精馏及多效精馏的中间过渡状态后，进入了单热泵和多热泵技术的热泵精馏阶段，热泵精馏以热泵循环工质压缩机代替了双效精馏及多效精馏中的高压塔，使二元物系的精馏过程又回归单级常压精馏塔，为了解决热量平衡和精馏过程启动的问题，单热泵及多热泵技术保留了蒸汽再沸器和冷却水冷凝器，这样就不是完全自热精馏，所以又称为标准常规精馏基础上的单热泵及多热泵技术。从常压精馏塔中引出低沸点产品气体或者二元物系精馏中间产物混合气体经热泵循环工质压缩机压缩后进入设置在精馏塔底部冷凝器(再沸器)中冷凝放热，一方面使精馏塔内的高沸点下降液体或混合组分液体气化成为上升气，一方面自身液化节流减压再送入精馏塔内作为回流液。在单热泵及多热泵精馏过程中，理论上精馏过程可以由单热泵及多热泵独立完成，而蒸汽再沸器和冷却水冷凝器只起到维持热量平衡及精馏启动，热泵启动的作用，精馏过程的蒸汽冷却水的消耗可以接近于零！
6 m  S6 f8 P. U3 Q    单热泵及多热泵精馏的最大难题在于纯低沸点组分及二元混合气体热泵循环工质压缩机，如果热泵压缩机无法解决就无法采用单热泵及多热泵精馏当然也就只能采用双效及多效精馏组织方案。一旦解决了热泵循环工质压缩机问题，那么单热泵及多热泵精馏就会相对于双效精馏及多效精馏拥有很大的优势，一是可以进一步降低蒸汽冷却水消耗，二是大幅度简化了精馏流程降低工程造价。
8 e, J6 K1 k- ]% K/ F    以上的叙述只适用于环境温度以上的精馏过程，对于环境温度以下的精馏过程情况则有所不同，首先环境温度以下的精馏过程不能采用标准常规精馏，双效精馏及多效精馏。只能采用完全自热精馏流程即彻底的开式热泵供冷供热精馏流程，只有两个可以实现高低沸点组分精馏分离的单热泵精馏流程，一是低沸点组分为开式热泵循环工质压力热泵循环工质气体冷凝器设置在精馏塔底部的开式热泵供冷供热精馏流程，这其实是组分沸点在环境温度以下的二元物系标准开式热泵供冷供热精馏工艺方案，只不过以低沸点组分为循环工质的开式热泵代替了标准常规精馏过程的蒸汽再沸器和冷却水冷凝器给精馏过程供冷供热而已！一是以精馏原料气体为热泵循环工质的一拖二开式热泵精馏流程，其中的所谓下塔或者高压冷凝塔实际上是一拖二开式热泵转换塔，把以精馏原料气为循环工质的供冷供热开式热泵，转换为以低沸点组分为循环工质的供冷供热开式热泵和以高低沸点混合组分为循环工质的供冷供热开式热泵。其次对于环境温度以下的精馏过程热泵循环工质压缩机一般不会和组分沸点在环境温度以上的精馏过程中的开式热泵循环工质压缩机一样成为重大难点，因为环境温度以下的精馏过程，其精馏原料在环境温度下呈气态，精馏原料输送压缩机也可以作为以精馏原料气为循环工质的开式热泵循环工质压缩机，至于以精馏原料气以外的低沸点组分或混合气体作为热泵循环工质的工艺方案则热泵循环工质的压缩可以在复热常温压缩和深冷压缩之间选择。热泵循环工质压缩机无论是采用复热常温压缩还是深冷压缩均不存在设计制造上的重大困难。
     以空气精馏分离为例，以精馏原料空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热有效能效率只有以氮气为循环工质的开式热泵供冷供热有效能效率的70%-80%！
    三元物系的精馏过程理论上都可以分解为两个近似的二元物系精馏过程，这就是所谓的依次精馏，这当然都是可行的，但并不一定是最有利的。例如氧氩氮三元物系，一般的做法（即依次精馏）是在空分塔（第一个精馏塔）中首先进行氮一氧氩精馏分离，得到合格的氮气产品和氩氧混合气体。氩氧混合气体再在另一个精馏塔中（第二精馏塔）进行氮氩一氧精馏分离，得到合格的粗氩产品和氧气产品。粗氩再在精氩塔中除氮得到合格的氩产品，当然也可以在第一个精馏塔进行氮氩一氧精馏分离，得到合格的氧气产品和氮氩混合气体，氮氩混合气体再在另一个精馏塔（第二个精馏塔）中进行氮一氩氧精馏分离，得到合格的氮气和工艺氩气。这是常规的做法但并一定是最有利的，在依次精馏方案中，氧氮氩三元物系以第一精馏塔按照氮一氧氩进行精馏组织，氧氩混合气体再在第二精馏塔进行氧氩精馏分离为有利，这不是绝对的，需要根据具体情况而进行选择。
' Q6 M+ ~  h0 U1 @9 ^) g3 w     三元物系的精馏组织有一个隔板模型，其主要内容是根据三元物系的组分及物性(沸点及分离系数)如何进行精馏组织(有五个隔板模型)在一个主塔加上一个侧塔中得到三个合格的三个产品！这当然相对于三元物系的常规做法依次精馏能耗上更有利，但本质上是依次精馏的优化组织方案，是两个依次精馏塔的组合。
    由于空气气液共存的温度大大低于地球极限低温，因此空气无法用常规精馏(蒸汽冷却水再沸器冷凝器)的方法实现精馏分离，也无法采用所谓的双效精馏及多效精馏。在分离技术尚处在从蒸馏向精馏转换演化的时期，被逼上梁山采用了开式热泵供冷供热精馏流程，实际上深冷空分流程是世界上第一种实现工业化生产的开式热泵精馏流程。由于实在太超前了，这个事实既不被深冷空分技术人员也不被化工技术人员所认识！现在单热泵及多热泵精馏技术已经成为化工精馏过程最重要的节能手段，以至于有深冷空分技术人员发出这样的感叹，为什么化工精馏中最重要的热泵精馏技术在深冷空分中看不到运用的案例？其实这是大乌龙！单热泵及多热泵技术在化工精馏中的广泛运用对于提高精馏过程的有效能效率降低能耗有非常重大的意义，特别是在需要制取高纯产品的时候意义更大。
$ C& c; B1 ?0 v0 L    深冷空分流程的新单塔流程就其精馏过程而言实际上和标准的二元物系常规精馏完全一样，只不过以氮气为循环工质的开式热泵代替了常规精馏的再沸器和冷凝器，因此可以称为标准常规开式热泵供冷供热精馏流程。而双塔流程的精馏工艺方案从精馏的观点看，它和双效精馏非常接近(深冷空分教科书中就是这样认为的)，从开式热泵精馏的观点看，它是以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热精馏工艺方案，但又是一个特殊的双热泵工艺方案，是通过一拖二开式热泵而实现的。
   塔板数回流比产品纯度是精馏过程的三个核心工艺参数，这三个核心参数中有两个自由度，任意两个参数确定了，则第三个参数也就确定了！其中回流比又分为精馏段的回流液气比和提馏段的回流气液比。精馏段的回流液气比和塔板数决定了低沸点产品的纯度，提馏段的回流气液比和塔板数决定了高沸点产品的纯度。
    以上的叙述都是针对二元物系的常规标准精馏过程，但是我们知道空气只是一个近似氧氮二元物系实际上是一个氧氮氩三元物系，这就有一个三元物系精馏过程组织的问题。
4 x- ~5 ~+ t3 p5 R' X, A    空气的真实组成是氧20,8%，氮78,3%，氩0,9%！常压下氧气的沸点91K，氮气沸点在78K，氩的沸点在88K，氩的沸点在氧氮之间但和氧气的沸点仅差3K与氮的沸点相着10K！
% ~% }5 R; U. {. B    一个完整的精馏塔只能一分为二，当把空气作为氧氮二元物系的时候，氧20,7%，氮79,3%，常压下对应液相组成氧53%氮47%，氧氮相变热比值为1,23，计算出的精馏段最小液气比0,44，提馏段最小气液比0,5！氮气产量为氧气产量的2倍，全精馏塔理论塔板数60块，当新单塔专利流程氮气压缩量为氧气产量3倍时，提馏段回流气液比为0,53，比最小气液比大5%，此时空分塔底部气体组成为氧99,5%，氮0,5%！
  ?* w& l7 y* o( a: X1 k" p    当把空气作为三元物系处理的时候，空分塔氩馏分引出口以上实际上就成为了氮一氧氩分离塔，这个时候计算出的精馏段最小液气比是0,437，提馏段最小气液比是0,49！氮气产量和塔板数和二元物系空分塔一样，当新单塔专利流程氮气压缩量为氧氩产量的3倍时，提馏段实际气液比为0,52比最小回流气液比大5%，此时空分塔底部气体组成为氮0,5%，氧95%，氩4,5%！
    那么空分塔底部的氧纯度95%的氧气是不是氧气产品的最终纯度呢？不是！空分塔底部的气体只是中间产品，还需要在粗氩塔中进行氧一氩氮(粗氩)精馏分离，粗氩塔底部引出的氧气纯度才是氧气产品的最终纯度！至于提氩和提氩的能耗可以参见前帖。
$ d! _% n9 F$ q9 F% B( a    新单塔专利流程的提馏段最小回流气液比和精馏段最小回流液气比的协调性是比较好，当氮气压缩量为氧气(氧氩)产量3倍时，提馏段的实际气液比仅比最小气液比大5%！精馏段的实际液气比已经比最小液气比大20%！好象不是很大，但和双塔流程精馏段的实际回流液气比比较最显得非常大了，双塔流程的精馏段实际液气比低于最小液气比（双塔流程上塔精馏段实际上分为三段，这里指富氧液空入口处至污氮引出口，这段液气化决定了氧提取率）是通过污氮气的引出来保证氮气纯度！从严格意义上讲双塔流程是不能实现氧氮完全分离的！但可以同时制取氧氮气。而新单塔专利流程从理论上讲只要塔板数充分是可以实现氧氮完全分离的，但双塔流程这样状况其实有其合理性，因为氮气是低价值的产品，很多情况下是不需要的。
1 `! S' q5 I& ^4 b; h2 S         关于空气精馏分离工艺方案的组织和优化总结如下，
     一，根据空气精馏分离的气体产品方案（纯度和数量）分为三种情况，一是以制取氮气产品为主，对氧气产品纯度要求在95%以下，不提取氩气产品，则应该选择氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔进行精馏组织。这样的精馏组织方案非常有利于提高氮气产品纯度和提取率！目前制氮工艺方案采用的冷凝塔工艺方案，氮提取率只能达到60%左右，所谓的双塔双冷凝制氮工艺方案（类似于所谓的双塔流程），氮提取率也只能达到70%左右。而采用氮一氩氧近似氧氮精馏工艺方案，则氦提取率可以达到95%以上！
    第二种情况，氧氩氮气产品均要求高产品纯度和高提取率，那么就应该选择经隔板模型优化后的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案。其中空分塔（上塔）氩馏分引出口以上是氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔。粗氩冷凝塔加空分塔氩馏分引出口以下为依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔。氩馏分中的氩含量8%-12%！氮气含量0.2%-0.5%！其余为氧！为了保证氩气产品纯度，还需要一个氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔。
    第三种情况，只要求高纯度氧气产品，对氮气产品提取率和纯度没有太高的要求，不提取氩气产品。那么应该选择另外一个经隔板模型优化后的氧氩氮三元物系依次精馏工艺方案简化版，具体而言空分塔（上塔）污氮气引出口以下为依次精馏第一精馏塔氮氩一氧精馏塔，污氮气引出口以上为氮一氩氧精馏塔的精馏塔精馏段，通过污氮气的引出，在空分塔顶部可以得到纯度合格的氮气产品，但氮气产品提取率较低，用于提氩的氩馏分蒸馏塔（从污氮气引出口处引出液体氩馏分，在粗氩蒸馏塔底部得粗氩气，粗氩气再在精氩塔中脱氧得到纯度合格的氩气产品），由于不提取氩气产品，故省去直接引出污氮气！
! T' I5 D6 y5 L- {2 v    二，在根据气体产品纯度和提取率决定以上三个精馏组织方案选择后，空气精馏分离方案组织的第二个问题则是开式热泵供冷供热方案的选择。
7 N+ ?, `' A1 P- |8 s! |6 {3 H     以制取氮气产品为主的氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，可以选择以空气，氮气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案。空气氮气双开式热泵供冷供热方案共有两个不同的具体方案，一是压力氮气冷却凝器和压力空气冷凝器均设置在空分塔底部的开式热泵供冷供热方案，二是压力空气冷凝器设置在空分塔底部，压力氮气冷凝器设置在空分塔液空入口处的供冷供热方案。第二个供冷供热方案适合于制取高纯度氮气产品。具体如何选择需根据具体情况进行优化。
& k3 @1 X# ]* i+ O0 I   如果要求氧氩氮产品均需达到高产品纯度，高提取率！那么就应该选择以空气，氮气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵供冷供热方案，其中压力空气，压力氮气，压力工艺氩气均并列设置在空分塔底部，压力空气冷凝器冷凝液化的液空过冷后节流减压送至空分塔精馏段作为回流液。压力氮气冷凝器冷凝液化的液氮过冷后节流减压送至空分塔顶部作为回流液。压力工艺氩气冷凝器冷凝液化为液体工艺氩液体过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。精氩塔选择氮气，工艺氩气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案，其中设置在精氩塔底部的压力氮气冷凝器冷凝的液氮送至精氩塔顶部作为回流液，设置在精氩塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体过冷后送至精氩塔中部作为回流。
5 ~4 C  Z' F: L: b( h; l5 k* d    三，精馏组织方案，开式热泵供冷供热方案确定后，第三个问题就是计算空气，氮气，工艺氩气为循环工质的开式热泵循环量一一压缩量。首先根据氮气产品纯度和氮气产品数量，液空入口处以上至空分塔顶部可用理论塔板数，计算出液空入口处以上的实际回流液气比，由实际回流液气比考虑过冷不充分液氮气化率确定以氮气为循环工质的开式热泵循环量（氮气压缩量）。在以氮气为循环工质的开式热泵循环量确定后，根据液空入口处以下至氩馏分引出口之间的可用理论塔板数，氩馏分中的氮气含量工艺指标，计算出以空气为循环工质的开式热泵循环量一一进入空分塔底部压力空气冷凝器的压力空气数量。根据氧气产品纯度指标，氩馏分至空分塔底部之间的可用理论塔板数，计算出氩馏分引出口至空分塔之间的实际回流气液比，由实际回流气液比，再根据已确定的以空气，氮气为循环工质的开式热泵循环量，确定以工艺氩气为循环工质的开式热泵循环量一一工艺氩气压缩量。根据精氩塔顶部氮氩混合气体中的氩含量指标，计算出精氩塔精馏段实际回流液气比，根据实际回流液气比计算出精氩塔以氮气为循环工质的开式热泵循环量。再根据精氩塔产品纯度指标，精氩塔提馏段实际回流气液比！计算出精馏塔需要的理论塔板数（设置在精氩塔底部的压力工艺氩气数量由精氩产品数量决定）。
     四，空分塔，粗氩塔，精氩塔理论塔板数的分配！
; |# n& }+ A' n+ L4 B0 v: U       空分塔实际可用理论塔板数约为85块，其中氩馏分引出口以下至空分塔底部可用理论塔板数25块左右，氩馏分引出口以上空分塔可用理论塔板数60块左右。粗氩冷凝塔理论塔板数200块左右。理论塔板数和回流液气比，回流气液比的优化组合，求得在产品纯度指标，产品数量指标，可用理论塔板数下的热泵循环工质总压缩功耗最低是精馏组织优化的主要内容。
   五，供冷供热开式热泵循环工质的深冷压缩和复热常温压缩，以空气，氮气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵供冷供热方案，其中以空气为循环工质的开式热泵循环工质压缩宜采用复热常温压缩（热泵循环工质复热，换热与精馏原料空气与精馏气体产品复热换热过程合并，热泵循环工质复热常温压缩机与空压机合并），压力氮气冷凝器设置在空分塔底部的以氮气为循环工质的开式热泵循环工质压缩宜采用复热常温压缩。压力氮气冷凝器设置在空分塔液空入口处的以氮气为循环工质的供冷供热开式热泵，热泵循环工质宜采用深冷压缩，既可以省去复热换热换热器，又可以减少正返流阻力对开式热泵供冷供热有效能效率的影响。压力工艺氩气设置在空分塔底部的以工艺氩气为循环工质的供冷供热开式热泵，热泵循环工质宜采用深冷压缩。当然也可以选择复热常温压缩。
( f" E! l8 |6 ^$ y   六，氧氮气内压缩，内压缩本质上是空分装置的冷能转化为压力能，内压缩工艺方案目前已经成为深冷空分技术的发展方向，基于新单塔流程氧氩氮三元物系精馏工艺方案，非常适合采用内压缩工艺方案（基于双塔流程的空分装置，氮气一般不适合采用内压缩工艺方案）。

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   空气精馏组织首先要解决的问题是采用常规精馏还是开式热泵精馏的问题，毫无疑问常规精馏不可行，只能采用开式热泵精馏流程。第二个问题是采用三个根流程中的那一个作为空分塔的基本流程？三个根流程当然是二元物系开式热泵精馏流程的说法，三元物系是没有这种说法的，但是三元物系的精馏无非是二元物系精馏的重复操作而已！这三个根流程都是单热泵工艺其中双塔流程是一拖二热泵工艺。首先被否定出局的是古典单塔流程。如果是二元物系精馏，那双塔流程也将被否定出局，但还遗留一个液体产品方案和液体产品如何计算能耗的问题没有解决，这个问题是可以解决的(具体内容参见最后的三个帖子)，三元物系当然就更复杂了，暂时不作结论。第三个问题是空分塔是按照氮氩一氧还是氮一一氧氩进行精馏组织？这是一个大问题也是一个根本性的问题，其影响是非常大的。按照精馏组织原则，毫无疑问应该按照氮一氧氩进行精馏组织，但是目前双塔流程是按照氮氩一氧进行精馏组织，这是违反精馏组织原则的，刻薄一点是倒行逆施！这是深冷空分教科书的难言之隐。双塔流程空分塔(上塔)当然也可以按照氮一氧氩进行精馏组织(具体的内容参阅双塔流程的提氩)。新单塔当然这按照氮一氧氩进行精馏组织，只有在极特殊的情况下即氧气纯度99,5%但不提氩的情况下才按照氮氩一氧进行精馏组织。其余情况下都是按照氮一氧氩进行精馏组织。第四个问题是单热泵工艺还是双热泵工艺，这个影响非常大的，其结果将造成古典单塔流程的复活和新单塔流程的改进，当然这个时候古典单塔流程和新单塔流程已经统一起来了，而双塔流程将彻底出局！双塔流程之所以彻底出局根本的原因在于一拖二热泵效率低于两个热泵！第五个问题是提氩流程问题了，空分塔按照氮氩一氧进行组织，则提氩只能是粗氩冷凝塔流程，空分塔按照氮一氧氩进行精馏组织，提氩只能采用常规布局的精馏流程和开式热泵精馏流程。第六个问题是氩馏分的组成及引出口。