外行学空分(209)一一双效精馏和双塔流程(三)

Yb2021

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' N1 B3 y# V0 ]4 I* \- S2 T    前帖已经简单讨论了组分沸点在环境温度以下的二元物系精馏分离的三个完全自热精馏流程即三个单开式热泵供冷供热精氩根流程，分别对应于深冷空分中的新单塔流程，古典单塔制氧制氮流程及双塔流程。这三个根流程由于是单热泵供冷供热精馏流程(其中以精馏原料为循环工质的双塔流程是一拖二热泵也属于单热泵)，因此都存在着很大的缺陷，都需要进行进一步的工艺方案优化。现在我们讨论一下这三个根流程的各自优势和缺陷。
0 B' D! D, H' {& d4 c. f4 V    新单塔流程对应的是标准常规精馏过程，只不过以以氮气为循环工质的开式热泵代替了蒸汽再沸器和冷却水冷凝器！其热泵效率较高也可以同时制取氧气和氮气，氧氮提取率可以接近100%，但毫无疑问其精馏过程本身的效率相对于双热泵精馏过程而言是较低(认识到这一点并不容易，主要的问题在于深冷空分没有统一的能耗比较办法，双塔流程氧氮二元物系和氧氮氩三元物系精馏工艺方案及工艺参数混乱，更何况两者之间的差距并不大)。古典单塔制氧制氮流程的缺点在于无法同时制取氧气和氮气，氧气氮气提取率仅仅达到70%左右，但古典单塔制氧制氮流程也有两个优点，一是热泵效率较高同时精馏效率也较高(已经达到双热泵精馏的精馏效率，这个优点很不容易发现，按照一般的想法，氧提取率低精馏效精馏怎么会高？但只要仔细分析就会得到这样的结论，直觉有时是会骗人的，详细内容可以参阅前面古典单塔流程的新观点的帖子)。双塔流程的优点是非常突出的，不然也不可能成为一百多年来绝对主流的深冷空分流程。现在着重讨论一下它的缺点。
     双塔流程和双效精馏非常相似，其间的区别仅在于以空气为循环工质的开式热泵代替了双效精馏高压塔底部的蒸汽再沸器及低压塔顶部的冷却水冷凝器！但我们知道双效精馏从理论上而言已经被更先进，能耗更低，流程更加简化的单热泵精馏及双热泵精馏技术方案所升级所取代，单热泵双热泵精馏技术方案相对于双效精馏不但简化了精馏流程，而且大幅度降低了蒸汽冷却水消耗。双热泵工艺方案更可以实现完全自热精馏过程，蒸汽冷却水消耗接近于零。
    先将目前双塔流程的基本工艺参数以每小时处理50000NM3干空气为例叙述一下以便相互对照。
   目前双塔流程以氧氮二元物系(含氧20,7%，含氮79,3%)进行分析的时候，氧气纯度99,5%(含氮0,5%)，氮气纯度99,9%(含氧0,1%)，空压机出口压力5,6bar，其中空气总量的70%，35000NM3经主换热器换热后进入下塔，在下塔底部得到含氧40%的富氧液空18000NM3，在下塔主冷凝器得到液氮17000立方米，两者在过冷器中与返流污氮气和氮气换热后均送入上塔作为回流液。其余占空气总量30%，15000NM3空气经涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷后进入上塔参与精馏。
     新单塔流程氧氮二元物系精馏分离共有共有两个工艺方案，叙述如下，第一个工艺方案，空压机出口压力4,3bar，占空气总量的20%，10000NM3压力空气，其中4000NM3压力空气在压力空气增压机增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化后节流减压进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，其余6000NM3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经过冷后送至空分塔精馏段中部作为回流液，从空分塔顶部引出氮气42000立方米在主换热器换热后，其中20000立方米作为产品氮气，另外返流氮气22000立方米两段压缩后压力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。其余占空气总量80%，40000立方米空气经涡轮增压后在主换热器与返流气换热后进入膨胀机制冷，膨胀后的空气进入空分塔参与精馏，另外数量约20000立方米的污氮气在主换热器复热换热后作为纯化器再生气，从空分塔底部引出液氧3500NM3，气氧6500NM3（折纯）在主换热器复热至常温后作为产品氧气。
   新单塔流程氧氮二元物系精馏分离的第二个工艺方案，干空气50000NM3两段压缩至4,2bar，纯化后其中60%，30000NM3，其中2000NM3在压力空气增压机增压至38bar，在主换热器换热液化后节流减压进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，其余28000NM3在主换热器与返流气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，液空过冷后送至空分塔精馏段中部作为回流液。从空分塔顶部引出氮气42000NM3在主换热器换热后，其中20000NM3作为产品氮气，另外22000NM3返流氮气压缩后压力2.1bar，在主换热器中换热后进一步与返流氮气换热后进入设置在空分塔液空入口处的氮气冷凝器中冷凝为液氮，液氮过冷后送至空分塔顶部作为回流液。另外数量约20000NM3污氮气在主换热器换热后作为纯化器的再生气，从空气塔底部引出液氧约1500NM3，气氧8500NM3（折纯）在主换热器复热至常温后作为气氧产品。
   在真实空气组成氮(78,4%)，氧(20,7%)，氩(0,9%)，氧气纯度99,5%(含氩0,5%)，氮气纯度99,9%小时处理干空气50000立方米，双塔流程的基本工艺参数叙述如下。
    干空气50000NM3经两段压缩至5,6bar，其中占空气总量的85%，42500NM3在主换热器换热后进入下塔，在下塔底部得到含氧40%的富氧液空22500NM3，其中约13500NM3送至粗氩冷凝器作为冷源，粗氩冷凝器气化后的富氧空气在上塔氩馏分引出口以上至富氧液空入口处之间返回上塔，粗氩冷凝塔底部的液相也返回上塔。从下塔顶部得到液氮20000NM3，经过冷后送至上塔顶部作为回流液。其余占空气总量的15%，7500NM3空气经涡轮增压后进入主换热器换热后进入膨胀机制冷，膨胀机后的空气进入上塔参与精馏。
4 u' l! [0 {, z% z   新单塔流程氧氮氩三元物系精馏分离同样也有有两个工艺方案，第一个工艺方案是干空气50000NM3经两段压缩至4,2bar，纯化后其中占空气总量的45%，22500NM3其中3000NM3在压力空气增压机增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化后节流减压进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，其余19500NM3压力空气在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，液空过冷后其中14500NM3送至粗氩冷凝器作为冷源，其余8000立方米送至空分塔精馏段中部作为回流液。另外占空气总量的55%，27500NM3，经涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机制冷，膨胀机后的空气进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出氮气42000NM3在主换热器换热后，其中20000NM3作为产品氮气，其余返流氮气22000NM3经两段压缩至5,4bar在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。粗氩冷凝器中气化后的空气与膨胀机制冷后的空气汇合后进入空分塔参与精馏，粗氩冷凝塔底部的液体返回空分塔，另外数量大约为20000NM3的污氮气在主换热器换热后作为纯化器再生气。从空分塔底部引出液氧2000NM3，气氧8000NM3在主换热器复热至常温后作为产品氧气。
   第二个工艺方案是干空气50000NM3经两段压缩至4,2bar，纯化后其中占空气总量的85%，42500NM3其中1000NM3在压力空气增压机增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化后节流减压进入设置在空分塔底部压力空气冷凝器中，其余41500NM3在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，过冷后其中14500NM3送至粗氩冷凝器作为冷源，其余28000NM3送至空分塔精馏段中部作为回流液。占空气总量的15%，7500NM3经涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机制冷，膨胀后的空气进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出氮气42000NM3在主换热器换热后，其中20000NM3作为产品氮气，其余返流氮气22000NM3压缩机2.1bar在主换热器换热后进入设置在空分塔液空入口处的冷凝器中冷凝为液氮，过冷后送至空分塔顶部作为回流液。粗氩冷凝器中气化后的空气和膨胀机制冷后的空气汇合后进入空分塔参与精馏。粗氩冷凝塔底部的液体返回空分塔。从空分塔底部引出液氧500NM3，气氧9500NM3在主换热器复热至常温后作为产品氧气。
* C4 O% `7 s) p; g- b6 n     下面对双效精馏工艺方案和深冷所谓的双塔工艺方案它们之间的异同之处进行一下总结。
- c; I! |# G1 c# J4 D& I   一，双效精馏工艺方案是组分沸点在环境温度以上的二元物系的一个精馏工艺方案（同时还有标准常规精馏工艺方案。多效精馏工艺方案及标准常规精馏工艺方案基础上的单热泵及多热泵精馏工艺方案），深冷空分的双塔工艺方案是组分沸点远低于环境温度的氧氮二元物系的一个精馏工艺方案（同时还有新单塔工艺方案，古典单塔工艺方案）。
: u+ Z2 r& I5 s1 A9 a& `$ Z, e: @    二，从精馏角度而言，双效精馏工艺方案的高压精馏塔是一个完整的初级精馏塔，其中设置在高压精馏塔底部的蒸汽再沸器和高压精馏塔顶部和低压精馏塔底部之间的主冷凝器是高压精馏塔的压力低沸点组分气体冷凝器。深冷空分双塔流程的下塔是冷凝塔，下塔顶部和上塔底部之间的主冷凝器是下塔压力氮气冷凝器。
7 w+ w* f" g6 V% N* N    三，从供冷供热角度而言，双效精馏工艺方案本质上是蒸汽再沸器供热，冷却水冷凝器供冷，但实际上又分为两个供冷供热方案，一是高压精馏塔底部的蒸汽再沸器供热和高压精馏塔顶部和低压精馏塔底部之间的主冷凝器供冷。二是低压精馏塔底部的主冷凝器供热和低压精馏塔顶部冷却水冷凝温度供冷。深冷空分的双塔工艺方案，是以精馏原料空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热方案。其中设置在上塔底部和下塔顶部之间的主冷凝器给下塔供冷（使下塔顶部的压力氮气冷凝，一部作为下塔回流液，一部分过冷节流减压后送上塔顶部供冷），主冷凝器同时为上塔底部供热（使上塔底部液氧蒸发气化，一部分引出。一部分作为提馏段回流上升气），下塔送上塔的液氮和富氧液空分别给上塔顶部及中郎供冷（液氮和富氧液空从上塔顶部和中部加入参与精馏）。
    四，双效精馏工艺方案和深冷空分双塔工艺方案的二元物系精馏过程最终都是在双效精馏的低压精馏塔和深冷空分双塔工艺方案的上塔完成的！与标准常规精馏工艺方案和单热泵及多热泵精馏工艺方案（只有一个精馏塔）相比，双效精馏工艺方案的低压精馏塔精馏工况有重大的不同。一是双效精馏工艺方案的低压精馏塔精馏段（以高压精馏塔底部高低沸点组分混合物节流减压送至低压精馏塔处为界，以上为精馏段。以下为提馏段），上升气数量等于低沸点组分产品数量，而标准常规精馏工艺方案的精馏段上升气数量等于低沸点组分产品数量加低沸点组分回流气数量。二是双效精馏工艺方案中的精馏段底部上升气中的高沸点组分含量与液相组成并不处于气液平衡状态（标准常规精馏工艺方案及标准常规精馏工艺方案基础上的单热泵及多热泵精馏工艺方案都是处于气液平衡状态），而与进入高压精馏塔的精馏原料百分比直接相关！深冷空分双塔工艺方案和双效精馏工艺方案一样，上塔富氧液空入口处以上的精馏段，上升气数量等于氮气产品数量（加污氮气，即精馏原料空气中的氮气数量），富氧液空入口处对应气相中的氧含量和富氧液空组成无关（不处于气液平衡状态），而与进入下塔的空气数量占空气总量的百分比直接相关，当空气全部进入下塔时，富氧液空入口处对应气相中的氧含量为25%-26%！当进入下塔空气数量占空气总量70%时，富氧液空入口处对应气相中的氧含量为17%-18%！这是双效精馏工艺方案和深冷空分双塔工艺方案从精馏角度而言，一个极为重大的变化！就深冷空分双塔工艺方案而言。无论进入下塔的空气数量比例大小，上塔精馏段的实际回流液气比总量略小于最小回流液气比！这一点很多深冷空分技术人员对此都没有清哳的认知！