外行学空分（281）一一新单塔流程制氮工艺方案

Yb2021

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5 [: ]! w. W+ q( R: F. q9 R    深冷空分装置一般情况下也叫做深冷制氧装置，但在特殊情况下也有单纯以制取氮气（液氮）产品为目的的空分装置，这样情况下气氧是不需要的，当然气氧也就不能分摊空分装置的能耗，同时气氧也没有产品纯度的问题（但是气氧纯度和氮提取率直接相关，氧气纯度的降低将直接导致氮提取率的降低），这颇为点买椟还珠的味道。这样的空分装置当然不存在什么提氩问题，完全可以把空气视为氧氮二元物系（其中氤视同为氧）。新单塔流程当然也可以制取氮气（这本来就是氧氮二元物系精馏的本义，完整的氧氮二元物系精馏过程，总是同时得到高低沸点氧气，氮气两个产品，而只能得到其中一个产品的则是冷凝工艺方案和和蒸馏分离而不是完整的氧氮精馏分离过程，分别对应完整精馏过程的精馏段和提馏段，基于空分新单塔流程的制氮工艺方案和新单塔流程同时制取氧氮气的工艺方案是完全一致的，只不过根据制取氮气的纯度和提取率能耗指标对工艺参数略加调整优化而已。
2 _$ U/ s+ H# V9 Q) k     双塔流程本质上是以空气为循环工质的一拖二开式热泵精馏工艺方案，当然可以用作制氮工艺方案，而且氮提取率理论上可以达到95%以上！其实制氮工艺方案中的双塔双冷凝工艺方案本质上就是以单独制氮为目的双塔流程工艺方案进行适宜性调整而已！
       目前无论是标准单塔（冷凝塔）制氮工艺方案，双塔双冷凝制氮工艺方案，双空压机（除了原料空气压缩机外，另外一个空压机实际上是富氧空气深冷压缩机）单塔制氮工艺方案，均由高压制氮塔（冷凝塔）直接引出压力氮气产品。
      其次，如果仅以制氮为目的，气氧无法分摊能耗，那么采用双塔流程虽然可以把氮提取率提高至95%以上，但是每标准立方米气氮能耗也在0.08KWh以上，而且氮气产品的压力是常压，与采用冷凝塔工艺方案的制氮装置相比并无优势！
; s6 V2 u! Q# S0 l" m5 K0 P/ @     目前基于双塔流程的制氮工艺方案，出现了一个新的工艺方案，即在上塔增加一个以氮气为循环工质深冷压缩的开式热泵，开式热泵的压力氮气冷凝器设置在上塔富氧液空入口处。这就解决了原双塔流程工艺方案存在的两个问题。一是下塔顶部的液氮纯度对应的气氮纯度不再是氮气产品纯度的上限！在保证氮气产品纯度的同时，氮气提取率可以达到95%以上！二也解决了氮气产品内压缩的问题，氮气产品可以采用内压缩工艺方案。这样即使单纯以制氮为目标，相对于冷凝塔工艺方案的制氮装置也已拥有能耗及工程造价的优势，如果不是单纯以制氮为目标，则意味着其它产品（气氧，氩气）可以分摊能耗和工程造价，则优势更大！但这其实己经进入新单塔流程专利保护范围，新单塔专利流程的核心就是以氮气为循环工质的开式热泵（目前法液空已经有这样工艺方案的制氮装置）。
现将基于新单塔流程的制氮标准工艺方案（已对开式热泵一膨胀制冷液化工艺参数进行优化）叙述如下。
6 A/ D" Q$ T+ P8 Y7 K" z3 x    标准状态干空气50000NM3经两段压缩至4.3bar，纯化后其中5000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热后全部液化后节流减压（也可以采用液体膨胀机，但两者制冷目标有效能效率差距较小，只有在高压液化空气数量较大时，才有必要采用液体膨胀机）进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，另5000NM3纯化后的压力空气在主换热器与返流气换热后部分带液进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中全部冷凝为液空，压力空气冷凝器中产生的全部液空经与从空分塔顶部引出的返流氮气换热过冷后送至空分塔精馏段中部作为回流液，其余40000NM3压力空气涡轮增压后在主换热器与返流气换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出65500NM3合格氮气在主换热器复热至常温后，其中34500NM3作为产品氮气，另外31000NM3氮气经两段压缩至5.4bar，在主换热器与返流气换热后部分带液进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器中全部液化为液氮，空分塔底部压力氮气冷凝器中产生的液氮经与从空分塔顶部引出的氮气换热过冷后送至空分塔顶部，其中3500NM3作为产品液氮引出，其余26500立方米作为空分塔顶部回流液。空分塔底部引出粗氧约12000立方米，其中氩含量约4%，含氮约10%，含氧约86%，在主换热器复热至常温后，作为纯化器再生气及空冷塔之用。
    如果设备性能参数，空压机，氮压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，实际工程条件，纯化器阻力损失0.1bar，主换热器正返流阻力损失0.1bar，空分塔阻力损失0.1bar，空气冷凝器，氮气冷凝器及主换热器换热温差2K，空分装置散冷损失25KWh。考虑机械效率和电机效率则标准状态干空气两段压缩至4.3bar，每NM3压缩功耗0.06KWh，每NM3氮气两段压缩至5.4bar，压缩功耗0.063kWh，每NM3干空气从4.2bar增压至38bar，压缩功耗0.10KWh。每NM3气氮液化单耗按照0.8KWh计算，则可以粗略计算一下每NM3氮气的能耗约为0.07KWh。如果考虑进口空气的相对湿度，则空压机压缩功耗增加300KWh，再加上其它的公用工程用电200KWh，则每NM3气氮单耗在0.08KWh。当然氮气产品纯度不同，需要的低压氮气压缩量相应增加，气氮单耗会有小幅度升高，但升高而幅度不大！
   还有一个可以比选的新单塔流程制氮工艺方案叙述如下，标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.3bar，其中2000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热后全部液化节流减压进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，另外28000NM3压力空气在主换热器与返流气换热后部分带液进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中全部液化为液空，空气冷凝器中的液空经与从空分塔顶部引出的返流氮气换热过冷后送至空分塔中部作为回流液。其余20000NM3压力空气涡轮增压后在主换热器与返流气换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出合格氮气65500NM3，在主换热器与正流压力空气，压力氮气换热后复热至常温，其中36500NM3作为产品氮气，其余29000NM3经两段压缩至2.1bar，在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔液空入口处的压力氮气冷凝器中全部液化为液氮，过冷后送至空分塔顶部，其中引出1500NM3液氮作为产品，其余27500NM3作为回流液。从空分塔底部引出粗氧气约12000NM3在主换热器与正流空气，正流压力氮气换热后复热至常温，作为纯化器再生气及空冷塔之用。粗略计算每标准立方米氮气能耗0.07-0.08KWh。
# x& Z9 F& I. n$ r# d  a3 x6 g    相对于目前采用的基于冷凝塔的制氮工艺方案，新单塔流程制氮工艺方案有以下的几个特点，
; ?- l  Y, T9 G4 H; l+ H/ K4 v    一，氮气提取率在95%以上，而目前制氮工艺方案的氮气提取率只有60%-75%。其原因在于新单塔流程制氮工艺方案采用的氮一氩氧精馏工艺方案。而目前的制氮工艺方案采用的是加压氮一氩氧冷凝分离工艺方案。那个合理一目了然！
- Y1 T& A7 M' p" f    二，新单塔流程制氮工艺方案中的空分塔（制氮塔）采用常压精馏塔，可以采用规整填料，理论塔板数可以达到85块以上（甚至更多），液空以上至空分塔顶部可用理论塔板数在60块以上，可以用极低能耗增加（对于目前的制氮工艺方案而言，氮气产品纯度不同，能耗差距很大）生产高纯度氮气产品。当然也就没有必要采用目前制取高纯度氮气产品工艺方案的双塔双冷凝及双空压机工艺方案。
8 _$ a  d5 \, G! ~3 f/ s: H   三，由于新单塔流程制氮工艺方案对空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺参数进行了优化，大幅度提高了开式热泵一膨胀制冷液化效率。从而进一步增加了相对于目前制氮工艺方案的能耗优势，当然这样的优化也同样适用于目前的制氮工艺方案。
& `" Z" V( X) n: t3 l8 F* g0 C, \    如果要制取压力氮气产品，新单塔流程制氮工艺方案既既可以采用外压缩工艺方案，也可以采用内压缩工艺方案（目前的制氮工艺方案，不适宜采用内压缩工艺方案，而只能通过提高制氮塔压力的办法，达到直接得到压力氮气产品的目的，而这又造成氮提取率的下降，为了保持较高的氮提取率及较高的氮气产品纯度又不得不采用双塔双冷凝及双空压机制氮工艺方案），现以制取9bar压力氮气为例叙述如下。
    标准状态干空气两段压缩至9.2bar（其实可以降低至7.5bar左右）纯化后，其中1000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热后全部液化进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，10000立方米压力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膨胀制冷，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏。其余39000NM3压力空气在主换热器与返流气及压力液氮（氮气内压缩单元）换热后进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中全部冷凝为液空，过冷后送至空分塔中部作为回流液。从空分塔顶部引出合格氮气64000立方米，在主换热器复热至常温后，其中25000立方米两段压缩至5.4bar，39000立方米一段压缩至2.1bar，在主换热器与返流气换热后分别进入设置在空分塔底部的氮气冷凝器和设置在空分塔液空入口处的氮气冷凝器中全部冷凝为液氮，其中在空分塔液空入口处氮气冷凝器中冷凝的液氮39000NM3，其中38000-385000NM3经液氮泵加压至9bar送至主换热器的内压缩换热单元与正流压力空气换热气化为9bar的压力氮气，并使正流压力空气大部分液化（约33000立方米），气化的压力氮气复热至常温作为压力氮气产品，同时引出500-1000NM3液氮产品。另外25000NM3在设置在空分塔底部的氮气冷凝器中冷凝的液氮过冷后节流减压后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部引出粗氧气约12000在主换热器复热至常温后作为纯化器再生气及空冷塔之用。粗略计算后每标准NM3压力氮气单耗大约在0.16-0.17kWh。
   如果要制取高比例液氮产品，则只要增大增压机空气压缩量，并设置高温膨胀机即可实现。如果不需要制取液体产品，则可以采用比选的制氮工艺方案及采用氮气深冷压缩方案。
0 e: r! K/ |( p   空气精馏分离就是一个简单的氧氮二元物系及氧氮氩三元物系的精馏分离，至于制氮工艺方案则完全是氮一氩氧精馏分离近似的氧氮二元物系的精馏分离，和氧氮二元物系精馏分离差别很小！根本不存在什么神秘之处，更不需要什么奇思妙招！只要按照已经非常成熟的开式热泵精馏的理论中规中矩地去进行精馏工艺方案的组织优化就是了。目前制氮工艺方案由于采用加压冷凝分离工艺方案。制氮塔是一个压力塔，一般情况下无法采用规整填料，理论塔板数只能达到45块左右，这就导致氮提取率和氮气产品纯度之间存在极为尖锐的矛盾，而为了解决这个矛盾，则采用了双塔双冷凝工艺方案和双空压机工艺方案，这当然既增加了工艺方案的复杂性，也提高了氮气产品的能耗。
0 g' e( v6 `! c4 u: P7 O    目前已经有基于双塔流程的制氮工艺方案。但由于氮气产品纯度是由下塔液氮纯度决定的（下塔液氮纯度决定了上塔气氮的纯度上限），为了解决氮气产品纯度，在上塔增加了采用深冷压缩，氮气冷凝器设置在富氧液空入口处的以氮气为循环工质的开式热泵。这其实已经使用了新单塔专利流程的核心即以氮气为循环工质的开式热泵，至于循环工质氮气是采用深冷压缩还是采用复热常温压缩那是无关紧要的。其实只要将这个开式热泵冷凝器从富氧液空入口处移至空分塔底部，就可以取消下塔，就是新单塔专利流程即标准的氧氮二元物系开式热泵精馏流程。

Yb2021

  精馏过程的能耗和产品提取率关系极大，目前的制氮工艺方案氮气产品提取率仅有60%左右，和古典单塔制氧工艺方案的氧提取率非常接近，古典单塔制氧工艺方案之所以被双塔流程所取代，原因正是氧提取率的差距。目前的制氮工艺方案为什么只在60%左右。这个原因是什么？

漂流_J8V1q

不错。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。

Yb2021

制氮和制氧本来就是一体两面的事情，但目前制氧选择了精馏工艺方案而制氮却选择了冷凝塔工艺方案，不值得深思吗？

bcndymzk

当前的制氮机工艺 氮气提取率可达80%

Yb2021

  确实如此，因为标准的单塔制氮工艺方案氮提取率只有60%左右，后来又有了所谓的双塔双冷凝工艺方案及双空压机（其中一个实际上是富氧空气深冷压缩机）单塔工艺方案，氮提取率提高至75%左右，但这仍然是冷凝塔工艺方案，本质上并无不同！