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本帖最后由 Yb2021 于 2023-12-15 18:25 编辑
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基于双塔流程的氧氮氩三元物系的标准工艺方案,以处理标准状态干空气50000NM3,产氧10000NM3/小时为例,空压机出口压力5.6bar,空气总量的85%,42500NM3进入下塔,其余压力空气的15%,7500NM3经涡轮增压后用于膨胀制冷。从上塔底部以上25块理论塔板数和引出含氩10%,其余为氧及少量氮气的氩馏分进入粗氩冷凝塔进行氮氩一氧冷凝分离,粗氩冷凝塔顶部设置粗氩冷凝器,以下塔来的富氧液空作为冷源,气化后的富氧液空在上塔富氧液空至氩馏分引出口之间返回上塔参与精馏。从粗氩冷凝塔顶部引出的粗氩气在精氩塔进行氮一氩氧精馏分离,得到合格的精氩气体。这个标准工艺方案存在几个问题,一是大多数情况下,冷量明显不足,无法实现冷量平衡,如果用于膨胀制冷的空气少于空气总量的15%即7500立方米则冷量更加不足,需要通过提高空压机出口压力实现冷量平衡。二是在目前氩馏分引出口在上塔底部理论塔板数25-30块的情况下,氩馏分中的氩含量10%左右时,氧气产品纯度只能达到99.5%,三是氩提取率无法达到90%,如果增加进入下塔的空气数量,从占空气数量85%增加至89%,这样情况下氩提取率可以达到90%,但冷量更加无法平衡,只能提高空压机出口压力(的6.6bar)。正是基于以上的情况,很多情况下基于双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案多是采用空气全部进入下塔(当然也就取消了所谓的低温膨胀机),同时增设增压机,高温膨胀机膨胀制冷空气进入下塔的所谓双膨胀工艺方案(其实也是单膨胀工艺方案,这个时候实际上只有所谓的高温膨胀机,而所谓低温膨胀机是不存在的)。而基于双塔流程的氧氮氩三元物系的的标准工艺方案标准工艺参数实际上是很少见的。
7 f( l8 m* _" s8 @0 t 基于改进后的新单塔流程的氧氮氩三元物系的标准工艺方案,同样以处理标准状态干空气50000NM3,产氧10000NM3小时为例,空压机出口压力4.2bar,空气总量的80%,40000NM3经涡轮增压后用于膨胀制冷进入空分塔参与精馏,其余20%,10000NM3空气中5000NM3增压至38bar,和未增压的压力空气5000NM3在主换热器换热后(其中38bar的增压空气全部液化,未增压的压力空气部分液化)进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中全部冷凝为液空,经与返流氮气,污氮气换热过冷后进入空分塔中部作为回流液,从空分塔顶部引出氮气42000NM3在主换热器复热后,其中20000NM3作为产品氮气,其余22000NM3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,经与氮气,污氮气换热过冷后送至空空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出含氩10%,含氮0.2%,其余为氧的氩馏分约14000NM3在粗氩冷凝塔中进行冷凝精馏分离,从粗氩冷凝塔顶部引出粗氩气14000NM3,在主换热器复热后加压至2.3bar冷却至常温后在主换热器换热后,其中13580立方米进入设置在空分塔底部得到粗氩气冷凝器中冷凝为液体粗氩,过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。其余420NM3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,精氩塔底部另外设置氮气冷凝器用压力氮气100NM3在其中冷凝为液氮,经过冷后送至精氩塔顶部作为回流液。从精氩塔底部引出精氩气体,在主换热器复热至常温后作为产品精氩。在空分塔引出气氧6500立方米在主换热器复热后作为产品氧气,另引出3500立方米液氧产品。
! V( b J6 K2 e 主要设备性能参数如下,空压机,增压机,氮压机,涡轮增压机等温效率70%(实际上是按照段压缩绝热效率85%计算,等温效率非常接近70%,段压缩比变化大时需做调整),膨胀机绝热效率85%,实际工程条件如下,主换热器换热温差2K,主冷凝器换热温差1.5-2k,纯化器,主换热器,上塔,下塔,空分塔阻力0.1bar,散冷损失25kWh。% T5 |2 w( c1 {" |8 ^) x) k
基于双塔流程的氧氮氩三元物系的标准工艺方案,空压机压缩功耗3500KWh,用于氧氮氩三元物系精馏的功耗3500KWh(包括空气输送,纯化及补偿冷热端换热温差造成的冷量冷能损失,散冷损失的开式热泵一膨胀制冷液化功耗)。
0 J" d5 L" ]9 F. Z% x* } 基于改进后的新单塔流程的氧氮氩三元物系的标准工艺方案,空压机压缩功耗2800KWh(如果完全按照相同等温效率计算则是2950KWh),氮压机压缩功耗1400kWh,增压机压缩功耗500KWh,粗氩气压缩机压缩功耗550KWh,总压缩功耗5150kWh。产液氧3500立方米,以压缩机等温效率70%,膨胀机绝热效率85%设备性能参数下的极限气氧液化单耗0.72KWh作为气氧液化单耗核算扣除值。则用于氧氮氩三元物系的精馏功耗2950kWh(如果空压机压缩功耗2950kWh则是3100KWh)!
- f, X4 E; r+ P7 L 当然基于双塔流程的氧氮氩三元物系的标准工艺方案,同样也可以通过增设增压机,把空气总量的2%,1000立方米增压至38bar,增压机压缩功耗100KWh,液氧产量达到总氧产量3%左右,则用于氧氮氩三元物系的精馏功耗可以从3500KWh降低至3400kWh。实际上基于改进后的双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏能耗降低幅度要比以上的结果大,其原因是基于未改进的双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案及工艺参数是无法实现冷量平衡的,空压机实际出口压力高于5.6bar。( W) ~$ Q {* {
当然以上的比较只是粗略的,对基本双塔流程的氧氮氩三元物系的标准工艺方案的能耗是从宽的。* z* \. f! N% _9 G4 j N2 n
至于压缩功耗的计算,实际上是按照压缩绝热效率85%,分段进行计算的,85%的压缩绝热效率分段绝热压缩非常接近于等温效率70%,但压缩比的变化较大时会导致压缩功耗的计算结果和按照等温效率70%的压缩功耗计算结果出现差距,需要做小幅度调整。
* m" {! e0 W2 U9 p+ H# h 应该说这样的比较是粗略的,精密的比较必须在设定产品纯度,理论塔板数下进行,但大方向是无法改变的。
+ t ^1 h, d" W) U; a( I 关于空压机的压缩功耗,首先是标准状态干空气,如果考虑空气中含有水份,则需要根据环境温度,相对湿度进行调整,空压机压缩功耗大约会增加300kWh。
4 I2 F0 Y( q% h# u+ o 其次压缩功耗的计算非常复杂也非常专业,在进行不同工艺方案比较时,一般采用先确定一个基准压缩功耗,然后根据不同工艺参数下压缩功耗和基准压缩功耗的关系进行计算。在帖子中,50000立方米干空气两段压缩至5.6bar,压缩功耗3500KWh就是基准压缩功耗。以此为基准,压缩等温效率一样的情况下,50000立方米干空气两段压缩至4.2bar,压缩功耗是基准压缩功耗的84%,即2950KWh!如果考虑段绝热效率不变,而段压缩比降低,会导致等温效率提高,压缩功耗2800KWh更合理!22000立方米标准状态氮气两段压缩至5.4bar,压缩功耗是22000立方米标准状态干空气两段压缩至5.6bar压缩功耗的90%即1400KWh。这样的精度已经足够,更精确的计算可以在详细设计时进行。
z1 i0 x3 {. a; M3 _9 b/ `& ~( _ 新单塔流程标准工艺方案的空压机出口压力设定为4.2bar,纯化器,主换热器阻力0.1bar,则设置在空分塔底部的空气冷凝器压力4.0bar,其冷凝温度95-97K,冷凝起始温度和终未温度之间有2K的差距。理论上以冷凝起始温度和终未温度平均值96K确定空气冷凝器压力,那么就是3.7bar,空压机出口压力为3.9bar,所有空压机出口压力4.2bar是留有余地的。 |
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