外行学空分(153)一一新单塔流程的提氩(三)

Yb2021

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/ O8 O/ H  ^5 ]- X, \- A  d* |    如果以含氩10%的氩馏分作为开式热泵提氩流程的精馏原料气，当采用粗氩气为开式热泵的循环工质时，精馏段最小回流液气比是1,04而最大液气比是1,073！最大回流液气比仅比最小回流液气比大3.3%！实际液气比仅比最小液气比大0.3%，而要进一步提高实际液气比从而减少所需要的理论塔板数非常困难代价非常大几乎完全不可行（热泵压缩量迅速增大或氩提取率下降）！再加上氧氩相对挥发度随着氩含量的升高而迅速下降，以至于要使粗氩中氧气含量低于1ppm时，精馏段需要的理论塔板数超过200块，这已经达到了现有工程条件下极限，这样提馏段将无塔板数可用，这个问题如何解决？其实这是一个伪问题。现在的双塔流程的粗氩冷凝塔是悬在半空中的，完全可以在不改变粗氩冷凝塔高度的情况下，在粗氩冷凝塔以下设置粗氩精馏塔提馏段(当然粗氩精馏塔和空分塔氩馏分引出口以下的提馏段合并后，这个问题更是不存在了！)。
    如果没有多热泵技术，无论是粗氩塔流程还是开式热泵提氩流程这个都是无解的，唯一的办法是提高氩馏分中的氩含量，这样可以降低最小液气比，提高实际液气比和最小液气比的比值，这个深冷空分专家已经想到了，并在前帖下评论不可行！我同意他的意见确实不可行！因为这需要增加氩馏分引出口以下的理论塔板数，而空分塔可用的理论塔板数是有限的。那就没有办法了吗？办法是有的。
4 B. @1 A; z! s4 p: O; }3 s- S    氧氩沸点相差仅3k，特别适合于采用开式热泵供冷供热精馏工艺方案，但无论从热泵的角度还是精馏的角度，氧氩精馏分离的难度都非常大！从热泵的角度来说，用于氧氩精馏分离的热泵温差在3K以下，而冷凝器的换热温差就达到1.5-2k，这就极大限制了多热泵技术在氧氩精馏分离过程中的运用。从精馏的角度来说，氧氩分离系数随着氩含量的升高而迅速下降，而粗氩气中的氧气含量指标要求低于1PPm，这就形成了所谓的精馏瓶颈，让氧氩精馏分离不但需要极多的理论塔板数，而且精馏计算极为困难，需要进行逐板计算才能得到比较可靠的结果。
   对于精馏过程，以低沸点组分为循环工质的单热泵供冷供热精馏工艺方案可以实现高低沸点组分的完全分离，而多热泵技术运用的目的有两个，一是通过多热泵技术协调精馏塔精馏段的液气比和提馏段的气液比，从而提高精馏效率降低精馏过程能耗，二是在制取高纯产品的情况下，在总理论塔板数有限的约束条件下，以最小的能耗提高回流比从而实现高纯产品的制取。
   在提氩工艺方案中，之所以依次精馏组织方案无法与三元物系优化精馏组织方案（主塔加侧塔）相竞争，根本的原因在按照依次精馏组织方案，空分塔按照氮一氩氧进行精馏组织，在空分塔底部只能得到含氮0.5%，含氩4.5%，含氧95%的混合气体，以此混合气体作为粗氩精馏塔的原料气，采用以粗氩气为循环工质的单热泵精馏工艺方案时，精馏段液气比和提馏段气液比严重不协调！而三元物系隔板模型优化精馏组织方案则通过依次精馏第一，第二精馏塔的给合，使进入第二精馏塔的提氩原料气中的氩含量从4.5%提高至10%，从而协调了精馏段液气比和提馏段气液比。大幅度降低了依次精馏第二精馏塔的单开式热泵供冷供热循环量。
2 U: Z# r  `1 `. j7 _    多热泵技术运用的第二个理由在于高纯产品的制取，目前粗氩气中的氧含量指标为1PPm，当然是高纯指标，在目前粗氩冷凝塔200块理论塔板数下尚能达到，如果粗氩气中的氧含量指标大大低于目前1PPm，在理论塔板数无法增加的约束条件下，就需要采用多热泵技术。当然也可以反过来考虑，在给定产品纯度的约束条件下，可以采用多热泵精馏技术减少需要的理论塔板数，但要付出精馏能耗增加，供冷供热方案方案复杂化的代价，一般情况下不宜采用，但不排除在特殊情况下这么做，因为除此之外你别无选择！

Yb2021

  实现上现在的双塔流程上塔氩馏分引出口以下，可以看作粗氩精馏塔的提馏段而粗氩冷凝塔则是精馏段。所以粗氩冷凝塔是吊在半空中的，无论粗氩精馏塔采用常规布局还是开式热泵精馏塔，精馏段都可以设置和粗氩冷凝塔一样的理论塔板数，而粗氩精馏塔提馏段可以和设置和上塔氩馏分以下一样的理论塔板数！无论是压力还是高度都没有问题。

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努力学习。。。

Yb2021

以上的讨论均末考虑氧氩分离系数随着氩含量升高而下降的情况。内容存在一定的错误，请注意但思考方向还是正确的。