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本帖最后由 Yb2021 于 2024-1-19 08:21 编辑
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前面用了近十个帖子讨论了双塔流程的提氩和新单塔流程的提氩,现在做一个总结。- Q* r v6 ^. s0 t" i p) Y
双塔流程的提氩目前采用的是上塔加粗氩冷凝塔流程(主塔加侧塔),其优势是一箭三星,毛病也是这个一箭三星,主流程和提氩流程刚性联接无论是设计还是操作都是艺术,稍有差池则差之毫厘失之千里,其次粗氩冷凝塔为了使粗氩塔顶部粗氩气(工艺氩气)中的含氧量指标达到1PPM,粗氩冷凝塔需要的理论塔板数200块已经达到工程的极限,另外空分装置的氩总提取率只能达到75%-90%左右,粗氩冷凝塔氩提取率只有30%左右,氧气产品纯度只能达到99.8%!从精馏角度而言,目前双塔流程提氩工艺方案,上塔加粗氩冷凝塔实际上是由两个精馏塔组合而成,是氧氮氩三元物系经隔板模型优化后的依次精馏工艺方案,其中氩馏分引出口以上的上塔部分是近似氧氮精馏塔(氮一氩氧精馏塔),氩馏分引出口以下的上塔和粗氩冷凝塔构成一个完整的近似氧氩精馏塔(氮氩一氧精馏塔),其中氩馏分引出口以下的上塔是氮氩一氧精馏塔的提馏段,粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔的精馏段。从开式热泵供冷供热角度而言,是以空气为循环工质的一拖三开式热泵供冷供热方案。
$ `/ u1 a+ p" n9 x0 v. ^8 q 其实双塔流程的提氩可以有三个方案,除了目前的粗氩冷凝塔流程外,还有利用主流程的压力空气作为粗氩精馏塔的热源,同时利用液化后的液空作为冷源的常规精馏布局的粗氩精馏塔工艺方案,当然还有以工艺氩气(粗氩气)为循环工质的开式热泵供冷供热提氩工艺方案。以及经隔板模型优化后的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案,和双塔流程的提氩工艺方案完全一致,区别仅仅在于开式热泵供冷供热方案的不同!
& |. w1 j7 I8 p1 T* q; v 现在以干空气处理量50000NM3的空分装置为例将新单塔流程氧氩氮完全分离的三热泵工艺方案叙述如下。
& c" v) A) k4 S5 ~& W- M 50000立方米干空气经两段压缩至4.2bar,纯化后其中10000立方米压力空气经主换热器换热后进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中冷凝为液空,过冷后送至空分塔中部作为回流液,其余40000立方米压力空气经涡轮增压及主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入空分塔参与精馏。, V8 Z, U @4 w6 q
返流粗氩气14000立方米压缩至2.3bar,经主换热器换热后其中约13550NM3压力工艺氩气进入设置在空分塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体,过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液,约420-450NM3压力工艺氩气进入设置在精氩塔底部的粗氩冷凝器中冷凝为粗氩液体送至精氩塔中部作为回流液。
. I: w7 Y$ i" L4 V( B4 u 返流氮气22000NM3两段压缩至5.4bar,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。另外100NM3压力氮气进入设置在精氩塔底部的氮气冷凝器中冷凝为液氮,送至精氩塔顶部作为回流液。
& ~% N* O- g8 T; M( L2 p { 空分塔顶部引出氮气42000NM3,其中20000NM3为产品氮气,22000NM3是氮气热泵循环气。污氮气引出量约为20000NM3
! a9 A$ Q& I, p; @6 F 从空分塔底部引出液氧约2000NM3,氧气产品约8000NM3,氧气产品纯度99.5%(含氩0.5%)。3 S" `* A( G2 P2 i$ a& G. ^
从空分塔底部以上二十五块理论塔板数处引出富氩馏分(含氩10%,含氮0.2%,含氧89.5%)约14000NM3进入粗氩冷凝塔,粗氩冷凝塔顶部引出粗氩气14000NM3,经在主换热器复热后常温压缩至2.3bar,在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的粗氩气冷凝器中冷凝为液体,过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液,粗氩冷凝塔底部的液体返回空分塔。7 Q9 U5 v# h9 c {0 q
从精氩塔底部引出精氩400NM3。0 ~2 p# w) \" h
空压机压缩功耗3000KWh,氮气压缩机压缩功耗1400KWh,工艺氩气压缩功耗550KWh。空压机压缩功耗中20%用于精馏。新单塔流程三热泵工艺方案用于精馏的热泵总压缩功耗2550KWh。该工艺方案对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺参数未进行优化,如果增设压力空气增压机,将纯化后的压力空气5000NM3,增压至38bar(空气临界压力),在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中,则空分塔引出液氧3500-4000NM3,氧气产品数量为6000-6500NM3!4 J% x! K6 Y4 @6 k3 R i- M
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