外行学空分(151)一一新单塔专利流程的提氩(一)

1 |% x" T" E* N8 I! [  V* `
- H4 i( ?: a# O+ N# ]   前面用几个帖子分析了双塔流程的提氩，介绍了目前的粗氩冷凝塔工艺方案，常规布局的粗氩精馏塔工艺方案，开式热泵粗氩精馏塔工艺方案和开式热泵粗氩冷凝塔工艺方案。现在再来讨论新单塔专利流程的提氩问题就简单多了！氧氩氮三元物系精馏分离有不同的依次精馏组织方案，首先依次精馏第一精馏塔既可以按照氮氩一氧进行精馏组织，相应依次精馏第二精馏塔为氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔，依次精馏第二三精馏塔为氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔。也可以选择依次精馏第一精馏塔按照氮一氩氧近似氧氮精馏塔，相应第二依次精馏为氮一氩氧精馏近似氮氩精馏塔，依次精馏第三精馏塔为氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，从而得到氧氩氮气体三个精馏产品，也可以采用经隔板模型优化后的依次精馏组织方案，从空分塔底部以上约25块理论塔板数处引出氧氩混合物氩馏分在一个冷凝塔中实现氧氩精馏分离，粗氩塔冷凝器顶部得到的粗氩气再在精氩塔脱氮得到精氩产品。其中氩馏分引出口以上的空分塔为依次精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，粗氩冷凝塔加上氩馏分引出口以下的空分塔是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，精氩塔则是依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔！
/ D, y; ^( @' v' ]' L5 L6 G2 v2 n    当我们把空气视为氧氮二元物系的时候，当然不存在什么提氩问题。在采用以氮气为循环工质的单热泵精馏工艺方案时，复热常温压缩氮气压缩机出口压力5.4bar，氮气压缩量为氧气产量的3倍。这样在空分塔顶部底部可以得到合格的氮气产品和氧气产品（氧气中含氮0.5%，氮气中含氧0.1%），当采用空气氮气双热泵工艺方案时，空压机出口压力为4.2bar，其中空气压缩量的20%进入设置了空分塔底部的空气冷凝器中，液空过冷后送至空分塔中部作为回流液，其余涡轮增压后用于膨胀制冷。复热常温压缩氮压机出口压力5.4bar，压缩量为氧气产量的2.2倍，全部进入设置了空分塔底部的氮气冷凝器中，液氮过冷后送至空分塔顶部作为回流液，空分塔理论塔板数60块。
) C3 }5 G! t4 R% F5 ^    当我们把空气视为氧氩氮三元物系时，如果不提氩，但又要求在空分塔底部顶部得到合格的氧氮气产品（氧气产品纯度99.5%，含氩0.5%，含氮微乎其微），空分塔必须按照近似氧氩精馏塔一一氮氩一氧进行精馏组织，氩组分由污氮气中排出，污氮气引出口以上是氮一氩氧精馏段，污氮气引出口以下是氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔。在采用单热泵精馏工艺方案时，复热常温压缩氮压机出口压力5.4bar，压缩量为氧气产量的4.7倍。当采用空气氮气双热泵工艺方案时，空压机出口压力4.2bar，空气数量的45%进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，液空过冷后送至空分塔中部作为回流液，其余空气经涡轮增压后用于膨胀制冷。复热常温压缩氮压机出口压力5.4bar，压缩量为氧气产量的2.2倍，全部进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中，液氮过冷后送至空分塔顶部作为回流液。这样在空分塔顶部底部可以得到合格的氧气氮气产品其中氧气产品纯度99.5%（含氩0.5%以下）。空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织，氩气从污氮气中排出。空分塔理论塔板数为85块。当然还有一个以空气，氮气，氧氩混合气体（含氩10%，含氧95%，含氮0.5%）为循环工质压力三热泵精馏工艺方案，其中氮气压缩量为氧气产量的2.2倍，氮压机出口压力5.4bar，进入设置在空分塔底部的空气数量为空气压缩量的20%。氧氩混合气体压缩量约为氧气产量的1.4倍，压缩比为1.6！这是一个更加优化的不提氩同时制取合格氧氮气产品的氧氩氮三元物系精馏工艺方案
! G% g3 p2 e7 c4 {: m   如果说双塔流程的提氩可以有三个不同的方案，一是粗氩冷凝塔方案，二是常规精馏布局的粗氩精馏塔方案，三是开式热泵精馏方案，需要在三个方案中进行优劣比较，那么新单塔流程提氩就简单多了，因为很多的问题在前面已经讨论过了，不需要再重复。
      和双塔流程一样，新单塔流程提氩也有两个问题，一是常规三元物系依次精馏工艺方案和三元物系经隔板模型优化后的依次精馏优化工艺方案，二是富氩馏分引出的问题。这些问题已经讨论过了。
6 ~' u1 T6 G- y    新单塔流程提氩和双塔流程一样也有三个工艺方案，一是氮气单热泵工艺方案，二是空气氮气双热泵工艺方案，三是空气氮气粗氩气三热泵工艺方案。无论是单热泵双热泵工艺方案还是三热泵工艺方案，空分塔均按照氮氩一氧进行精馏组织，提氩则采用粗氩冷凝塔工艺方案，富氩馏分均从空分塔底部以上二十五块理论塔板数处引出，富氩馏分中氩含量10%，氮含量0.5%，氧含量89.5%。富氩馏分数量为氧气产量的1.3-1.4倍。本质上是由氮一氩氧精馏塔和氮氩一氧精馏塔组合优化而成，都是氧氮氩三元物系的依次精馏经隔板模型优化后的工艺方案，其中氩馏分引出口以上的空分塔是氮一氩氧精馏塔，氩馏分引出口以下的空分塔和粗氩冷凝塔构成完整的氮氩一氧精馏塔，其中氩馏分引出口以下的空分塔是氮氩一氧精馏塔的提馏段，而粗氩冷凝塔则是氮氩一氧精馏塔的精馏段！
/ H- L- g$ L3 E% D    单热泵供冷供热工艺方案时，氮气冷凝器中的液氮总量为氧气产量的4.7倍，其中氧气产量3倍液氮过冷后送至空分塔顶部作为回流液。氧气产量1.7倍的液氮过冷后送至粗氩冷凝塔冷凝器作为冷源使粗氩冷凝器顶部粗氩气液化作为回流液，自身气化为氮气和空分塔顶部氮气汇合后引出。在粗氩冷凝塔顶部得到合格的粗氩气。
    双热泵供冷供热工艺方案时，空气冷凝器中的液空数量是氧气产量的2.2倍，和氧气产量70%等数量的液空经过冷后送至空分塔精馏段中部作为回流液，其余氧气产量1.5倍数量的液空过冷后送至粗氩冷凝塔粗氩冷凝器中作为冷源使粗氩冷凝塔顶部粗氩气冷凝回流，自身气化为空气与膨胀制冷空气汇合后进入空分塔参与精馏。
5 a7 V7 I& Y3 }" n; x8 g$ e5 l( \    三热泵供冷供热工艺方案时，空分塔底部分别设置空气氮气粗氩气冷凝器。空压机出口压力4.2bar，其中进入空气冷凝器的空气质数量为空气总量的15%-20%，液空过冷后送至空分塔中部作为回流液，其余压力空气经涡轮增压后用于膨胀制冷后进入空分塔参与精馏。氮气压缩机出口压力5.4bar，压缩量为空气总量的44%，经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。复热常温压缩后粗氩压缩机出口压力2.3bar，数量为氧气产量的1.4倍，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部粗氩冷凝器中冷凝为粗氩液体后，经过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。
# z  [7 V' X9 [7 f$ x   毫无疑问三个基于新单塔流程不同供冷供热方案提氩工艺方案都是可行的，但以三热泵工艺方案为最优！当采用三热泵工艺方案时，在各段理论塔板数保持不变的情况下，只要提高氮气热泵循环量即可以提高氮气产品纯度，只要提高粗氩气热泵循环量即可提高氧气产品纯度和氩提取率。

' K/ w$ {3 [. O% y( U, A- S
我给你估算一下引出10%氩馏分的方案。

; I3 k* `5 X7 f  `; b/ D以20000空分为例，氩馏分量是氧气量0.4倍，则氩馏分量是20000*0.4=8000，其中含氧气8000*0.9=7200，含氩气800，满足氩提取率条件了。

主塔氧气产量20000-7200=12800，主塔下部所需回流液量是氧气量的3.4倍，则主塔下部回流液量=12800*3.4=43520，主塔氧潜热是5.3atm氮潜热的1.39倍，则所需循环氮气量是43520*1.39=60493，大约相当于氧气产量20000的3倍，就按60000计算。这个循环氮气量对主塔精馏段也差不多正好合适。

8000氩馏分的处理，其中含氩800，按普通空分30倍回流液量，所需循环粗氩气量是800*30=24000

; M7 e4 `1 k  u9 k0 {8000氩馏分中含氧8000*0.9=7200，3.4倍回流液量，7200*3.4=24480，倒也差不多相符，就按粗氩循环量24000计算吧。
0 P' X% u) y' N3 q6 q
所有压缩机等温效率都取0.7，环境温度300K，粗氩气复热后压缩，压比2，功率是：
- O. r1 _1 o( \' p8 M/ d# R24000*101.3*300/273*ln(2)/0.7/3600=735kW

空气量98000，压比2，则空压机功率是：
% _8 E: u. B- ]; k; b$ N98000*101.3*300/273*ln(2)/0.7/3600=3001kW
' P, ]" X$ Q" ^* L+ L* y
循环氮压机功率，出口压力取5.4atm绝压，比普通空分的空气压力低0.2atm，因为普通空分的空气要经过空冷塔、分子筛和下塔，有阻力。循环氮压机功率：
60000*101.3*300/273*ln(5.4)/0.7/3600=4470kW
$ u! A! l3 G: ~7 h
7 z+ B/ o/ Y: H# {三台压缩机功率合计是735+3001+4470=8206kW
5 Y* v3 v: |7 a/ [9 w# Y2 N
普通空分空压机出口压力比循环氮压机高0.2atm，取5.6atm，则普通空分空压机功率是：
98000*101.3*300/273*ln(5.6)/0.7/3600=7458kW
) X' z( k9 a9 J
8206/7458=1.10，你的方案压缩机功率多10%

9 N" x9 H! g; \9 O7 G/ b多2台压缩机，主换热器体积翻倍，粗氩气液化后需要泵送，虽省了下塔但上塔上部增大，而且你的空气压力只有2atm绝压，分子筛吸附很困难，再生污氮气量很大。
' ]7 Y* D* b2 n( |1 e
以上有没有什么参数需要调整的？
9 Z% c' p7 y) O% l

工艺方案服从于产品方案，先生的氧气产量氩气产量和纯度和现在的双塔流程已经完全一致了，所以我们之前的一些分岐似乎已经不存在了。先生以上的工艺方案是液体产品接近于零的方案。其它的参数没有什么问题了，只是空压机的压缩比2似乎太低了，整个装置热量可能不平衡，空气压缩比应该是2,5，这样空分塔部分和厦大的论证报告就基本一致了，相应的这种产品方案这样工艺方案(未对新单塔流程进行适应性调整。)下新单塔流程的能耗会比双塔流程增加大约15%而不是10%。其理由在于这种情况下无论空气压力是2还是2,5，正如先生所言，由于纯化器压力太低纯化器工作困难，纯化器的阻力换热器的阻力及膨胀机背压的存在，使制冷效辛大幅度下降，完全抵销精馏部分效率提高的结果，这样产品方案下需要对新单塔流程进行适应性调，具体的做法是减少膨胀机的空气量提高空压机压力，前面的帖子已经讨论过这个问题，先生可以参考一下我们再讨论。

空压机压力调整至和双塔流程的空压机出口压力一致，再计算出这样情况下的液体产品(液氧)数量，能耗对比的结论是不是不一样了？

学习一下。