外行学空分（280）一一新单塔流程标准工艺方案的改进（五）

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    前面几个帖子分别讨论了氧氮二元物系新单塔流程标准工艺方案的改进方案，基于改进后的新单塔流程标准工艺方案的氧氮氩三元物系的基本工艺方案，改进后的新单塔流程氧氮氩三元物系基本工艺方案的精氩塔双热泵（氮气和工艺氩气）精馏工艺方案。基于改进后的新单塔流程氧氮氩三元物系基本工艺方案和基于双塔流程标准工艺方案的氧氮氩三元物系工艺方案的粗略比较，现总结如下。
0 f: A: K; s6 ~; k     一，无论是新单塔流程还是双塔流程都有一个不言自明的前提条件，那就是把空气视为氧氮二元物系。而空气的真实组成是氧氮氩三元物系（氩含量0.9%，也是近似的实际上除了氧氮氩三个常量组分外，还有其它的微量气体），所以不存在什么氧氮氩三元物系的新单塔流程和双塔流程，只有基于新单塔流程或双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案，这个是必须明确的，不然会造成不必要的混乱，例如氧氮二元物系中的氧气纯度99.5%，是含氮0.5%，而氧氮氩三元物系工艺方案中的氧气纯度99.5%，其中0.5%是含氩0.5%而其中的氮含量则微乎其微！在空气开式热泵精馏中，氧气产品纯度95%是一个界限，氧气产品纯度95%以下是近似氧氮二元物系精馏，氧气产品纯度大于95%是氧氮氩三元物系精馏。而氧氮氩三元物系精馏工艺方案不是氧氮二元物系精馏工艺方案的简单延伸。
   二，空分装置由开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化两个部分构成，其中开式热泵精馏是空分装置的核心组成部分，空气开式热泵一膨胀制冷液化是空分装置的必要组成部分（只简单地讨论等温焓差，膨胀制冷，冷量平衡是肤浅的，所谓的等温焓差和膨胀制冷只是开式热泵一膨胀制冷液化的一个组成部分，并不是开式热泵一膨胀制冷液化的全部，所谓的冷量平衡其实就是热量平衡，是基于热力学第一定律的恒等式，深冷空分装置中的所谓冷量平衡本质上是深冷液体的盈亏）。无论是新单塔流程的氧氮二元物系原标准工艺方案（空气，氮气双热泵工艺方案）还是双塔流程标准工艺方案（以空气为循环工质的一拖二工艺方案，所谓的全低压工艺方案），都只是从开式热泵精馏的角度考虑工艺参数的选择，而没有从空气开式热泵一膨胀制冷液化效率的角度考虑工艺参数的优化选择，导致在目前设备性能参数，实际工程条件下，双塔流程标准工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化效率只有25%左右，而新单塔流程标准工艺方案的空气开式热泵一膨胀制冷液化效率只有20%左右，和同样设备性能参数及工程条件下开式热泵一膨胀制冷液化效率（30%-35%）相差很大！这就导致空分装置能耗核算时，液体产品核算扣除值的混乱（具体可以参阅双塔流程标准工艺方案的缺陷的帖子），也是空分装置能耗核算无法取得共识的根本原因，有兴趣的人可以学习一下原机械部空分能耗核算标准。
    三，所谓新单塔流程标准氧氮二元物系工艺方案的改进，不涉及开式热泵精馏部分，只涉及空分装置中的空气开式热泵一膨胀制冷液化部分，通过增设空气增压机把开式热泵一膨胀制冷液化部分中用于液化的正流空气（即开式热泵一膨胀制冷液化的开式热泵循环工质）压力提高至空气的临界压力（38bar），使空分装置中空气开式热泵一膨胀制冷液化效率在同样设备性能参数，同样工程条件下从20%大幅度提高至35%（即同样设备性能参数的极限开式热泵一膨胀制冷液化效率，至于正返流阻力损失，换热温差损失及散冷损失都计入气体产品单耗）。
    四，增压空气的数量，约为用于膨胀制冷（低温膨胀机）空气数量的10%，其具体数量以增压后的空气实现全部液化为原则通过精确计算而得出。
5 z% Q; A8 V% b/ U1 A0 r" G    五，空分装置的能耗核算以标准状态的气氧单耗为指标，为了避免气氮，气氩单耗核算分摊问题（并没有共识），只讨论精馏总能耗，而不对气氧，气氮，气氩的单耗分配进行具体划分。至于精馏能耗中则不但包括开式热泵精馏能耗，也包括精馏原料输送，纯化的能耗，及用于补偿空分装置散冷损失，主换热器冷热端换热温差造成的冷量冷能损失的开式热泵一膨胀制冷液化功耗，这样情况下，当然液体产品只能以同样设备性能参数极限工程条件下的深冷气体液化功作为核算扣除值。在压缩机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，极限工程条件下（散冷损失为零，冷热端换热温差为零，阻力损失为零，采用液体膨胀机）氧氮氩液化有效能效率为35%，对应气氧液化单耗为0.72KWh每标准立方米液氧，对应气氮液化单耗0.8KWh每标准立方米气氮。
, Z- U- D& ?( f' ^* N: k; ^    六，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案是一个一拖三开式热泵工艺方案，进入下塔的空气在下塔冷凝精馏分离为液氮，富氧液空，其中液氮过冷后送至上塔顶部作为回流液（以氮气为循环工质的开式热泵），富氧液空则分为两个部分，一部分过冷后送至上塔中部作为回流液，另一部分过冷后送至粗氩塔冷凝器作为冷源，其蒸发气化吸收热量使粗氩冷凝塔顶部的粗氩气冷凝回流，气化后的富氧空气返回上塔参与精馏，这就形成了两个以富氧空气为循环工质的开式热泵。这其实就是基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中氮阻问题出现的根本原因。基于新单塔流程的氧氮氩三元物系是一个三热泵工艺方案，一个是以氮气为循环工质的开式热泵，一个是以空气为循环工质的开式热泵，一个是以粗氩气为循环工质的开式热泵，三个开式热泵的冷凝器均设置在空分塔底部。而液化后的液氮和液空过冷后送至空分塔精馏段回流顶部和中部作为回流液，液化后的粗氩液体过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。而从精馏组织而言，无论是基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案还是基于双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案，都是氮一氩氧精馏塔和氮氩一氧精馏塔优化组合而成！其中基于双塔流程氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的的上塔（基于新单塔流程氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的的空分塔）顶部至氩馏分引出口是氮一氩氧精馏塔，粗氩冷凝塔顶部至上塔底部是氮氩一氧精馏塔。其中基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，以上塔富氧液空入口为界，以上至上塔顶部为氮一氩氧精馏塔精馏段，以下至氩馏分引出口为氮一氩氧精馏塔提馏段，而氩馏分引出量就是氮一氩氧精馏塔高沸点产品引出量，同时又是氮氩一氧精馏塔的原料气！如果理解了这一点，就非常容易理解氩馏分中的氮气含量升高及粗氩冷凝塔氮阻问题的真正原因和处理的办法。粗氩冷凝塔顶部至上塔底部为氮氩一氧精馏塔，以氩馏分引出口为界，粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔的精馏段，氩馏分引出口以下至上塔底部是氮氩一氧精馏塔提馏段。基于新单塔流程的氧氮氩三元物系三热泵精馏工艺方案从精馏组织角度而言与基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案并无不同完全一致！
: N. Y: A5 P5 H4 y    七，精氩塔本质上是一个脱氮塔，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中，精氩塔的精馏工艺方案和基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的其它部分都有很大的不同，无论是基于双塔流程的氧氮氩三元物系的氮一氩氧精馏塔（上塔顶部至氩馏分引出口）还是氮氩一氧精馏塔（粗氩冷凝塔顶部至上塔底部）都是开式热泵精馏工艺方案。而精氩塔则是常规布局的标准精馏工艺方案。只不过利用空分塔的压力氮气，富氧液空的显热作为精氩塔再沸器的热源，利用液氮或者富氧液空的气化潜热作精氩塔的冷凝器冷源而已。
    正是由于精氩塔本质上是脱氮塔，氩馏分中的氮气含量（粗氩气中的氮气含量一般是氩馏分中的氮气含量的20倍）升高，会对精氩塔工艺参数（精氩产品纯度）产生非常重大的影响，精氩塔的精馏工况对氩馏分中的氮气含量反映极为敏感。
    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，其中氮气，空气双热泵，负责氮一氩氧精馏分离，以粗氩气为循环工质的开式热泵负责氮氩一氧精馏分离。至于氩馏分中的氮气含量。则由空气热泵循环量（进入空气冷凝器的空气数量）控制，提高进入空气冷凝器的空气数量（相应减少用于膨胀制冷的空气数量）则可以降低氩馏分中的氮气含量。从理论上说，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系的三热泵工艺方案，是不存在所谓的氮阻问题的。
& A" w' o- h; {9 n7 S5 ^  [% ]    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的精氩塔采用粗氩气和氮气为循环工质的双热泵开式热泵精馏工艺方案，理论上也不存在精氩塔的氮固问题（取消了液氮蒸发冷凝器）。
6 n+ D/ K$ M& V  o2 ~   八，标准的二元物系开式热泵精馏工艺方案都是以低沸点组分和精馏原料气相为循环工质的双热泵工艺方案，氮氩一氧精馏过程当然也是二元物系开式热泵精馏，为什么采用以粗氩气（低沸点组分）为循环工质的单热泵工艺方案？其原因在于氮氩一氧的精馏特点（需要理论塔板数200块左右）及实际工程条件下（主要是冷凝器换热温差），采用双热泵工艺方案一方面增加了流程复杂性，同时节能效果不明显。如果产品纯度指标（氩中的氧含量，及氧气中的氩含量）提高而粗氩冷凝塔及氩馏分引出口以下至空分塔底部之间的理论塔板数及粗氩冷凝塔的理论塔板数又无法增加，则需要采用双热泵及多热泵优化工艺方案，以在有限理论塔板数限制下实现产品纯度指标。

eatufasl

感谢楼主分享

Yb2021

都是关于精馏和液化的基本原理，只不过有些混乱而已。