外行学空分（282）一一新单塔流程的制氧工艺方案

Yb2021

9 H2 O) K' \/ o6 }9 E! A8 ]
   前帖介绍了基于新单塔流程的空气（含氧20.7%，含氩0.9%，含氮78.4%）制氮工艺方案（常压氮一氩氧精馏工艺方案），毫无疑问相对于目前的制氮工艺方案（都是基于加压氮一氩氧冷凝分离工艺方案），无论在氮提取率，气氮单耗，制取高纯度氮气产品，制取高比例液氮产品，内压缩工艺方案的运用各方面都拥有碾压性的优势！
     真实空气组成是氧20.7%，氩0.9%，氮78.4%，是一个氧氮氩三元物系同时又可以认为是一个近似的氧氮二元物系，新单塔流程，古典单塔制氧流程，双塔流程对应于二元物系开式热泵精馏的三个根流程一一二元物系标准开式热泵精馏流程，二元物系以精馏原料气为循环工质的直接开式热泵精馏流程，二元物系以精馏原料气为循环工质的一拖二开式热泵精馏流程。在以制氮为目标时（不制取氧气也不提氩），当然是按照氮一氩氧进行精馏工艺方案组织的，非常接近于氧氮二元物系标准常规开式热泵精馏工艺方案（氩视同为氧）。
: S. V. V& O& {( z, j8 g; }$ q   当以制氧为目标时，则有两种情况，一是氧气产品纯度95%（含氩4.5%，含氮0.5%）时，当然仍然可以采用标准氧氮二元物系开式热泵精馏工艺方案按照常压氮一氩氧进行开式热泵精馏工艺方案的组织，同样非常接近于氧氮二元物系的标准常规开式热泵精馏工艺方案及工艺参数，但当氧气产品纯度达到99.5%（含氩0.5%，氮微乎其微）则和氧氮二元物系标准常规开式热泵精馏组织方案相去甚远，必须按照氮氩一氧进行开式热泵精馏工艺方案或者经隔板模型优化后的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案进行精馏组织，两者之间差距巨大。实际上包括了氮一氩氧精馏过程和氮氩一氧精馏过程，以双塔流程为例，如果氧气产品纯度95%，则上塔富氧液空入口处以下至上塔底部是氮一氩氧提馏段，富氧液空以上至空分塔顶部为氮一氩氧精馏段。如果氧气纯度为99.5%以上，则污氮气引出口以上至上塔顶部是氮氩一氧精馏段，而污氮气引出口处以下至上塔底部是氮氩一氧提馏段，氮氩一氧提馏段的最小回流气液比比氮一氩氧提馏段的最小回流气液比大得多，所以当氧气产品纯度为95%时，进入下塔的空气数量只需要占空气总量的70%，而当氧气产品纯度为99.5%时，进入下塔的空气数量必须达到空气总量的85%以上。当然空分塔按照氮氩一氧进行精馏组织时，通过污氮气的排放，可以同时制取合格的氮气产品。则双塔流程的上塔顶部至污氮气引出口是氮一氩氧精馏段，污氮气引出口处以下至上塔底部是氮氩一氧精馏塔提馏段。在空气真实组分下（氧20.7%，氩0.9%，氮78.4%），如果制取氧含量95%以下的氧气产品（含氮0.5%以下，含氩4.5%）则是近似氧氮二元物系精馏分离（氮一氩氧精馏塔），如果制取含氧99.5%以上的氧气产品（含氩0.5%，含氮微乎其微）则是近似氧氩精馏分离（氮氩一氧精馏塔），两者是根本不同的。
' u1 Q7 N: W* K' f( P      现在先叙述一下氧气产品纯度95%（含氩4.5%，含氮0.5%以下）的基于新单塔流程的制氧工艺方案。
    标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.3bar纯化后，纯化后压力4.2bar，其中的5000NM3压力空气增压至38bar，在主换热器与返流气换热后全部液化节流减压（也可以采用液体膨胀机）进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中。5000NM3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，液空经与污氮气换热过冷减压送至空分塔精馏段中部作为回流液。其余40000NM3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，膨胀制冷后的空气在液空入口处以下进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出污氮引出59500立方米（含氧约0.8%）在主换热器复热至常温，其中39500立方米作为纯化器再生气和空冷塔之用，20000立方米污氮气两段压缩至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得到氮气冷凝器中冷凝为液氮，经与污氮气换热过冷后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔底部引出液氧4000NM3，气氧6500NM3，气氧产品纯度为95%，其中含氩4.5%，含氮0.5%。按照前帖制氮能耗的核算办法（气氧液化单耗0.72KWh每NM3液氧），计算出的制氧单耗0.25KWh每标准立方米气氧（折纯）。
    如果同时制取氮气20000NM3，则只需要对工艺方案稍加调整，从空分塔顶部引出合格氮气42000NM3在主换热器复热至常温后，其中20000NM3作为产品氮气，另外22000NM3两段压缩至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，过冷后节流减压送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔精馏段引出污氮气19500NM3（含氧1.75%）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，氮气产品不分摊能耗，气氧单耗核算结果是0.266KWh每标准立方体气氧（折纯），如果气氧单耗保持不变，则每标准立方米氮气单耗0.008KWh。只是需要增加空分塔精馏段理论塔板数及引出污氮气而已！
  q5 m$ b# o3 Q' V. n3 E* m) Z$ a      如果氧气产品纯度要求达到99.5%（含氩0.5%，氮微乎其微），则空分塔必须按照近似氧氩精馏塔（氮氩一氧精馏塔）进行精馏工艺方案的组织，那么精馏工艺方案和氧氮二元物系的精馏工艺方案就存在重大的差别！是不能直接延用近似氧氮二元物系精馏工艺方案（氮一氩氧精馏工艺方案）的。现叙述如下。
6 g0 q; D0 u+ |' ?. k* `' `    标准状态干空气50000NM3两段压缩至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节流减压（也可以采用液体膨胀机）进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中，5000NM3末经增压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，经与污氮气换热过冷后送至空分塔精馏段中部作为回流液。另外40000NM3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，膨胀制冷后的空气从液空入口处以下进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出污氮气59950（含氧约0.86%，含氩1.1%）NM3在主换热器复热至常温后，其中39950NM3作为纯化器再生气和空冷塔之用，20000NM3两段压缩至5.4bar冷却至常温，在主换热器与返流氮换热后部分带液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。从空分塔底部以上15-20块理论塔板数处引出含氩约10%，含氮0.5%的氩馏分14000NM3在主换热器复热至常温，压缩至1.6bar冷却至常温，在主换热器与返流气换热后进入设置在空分塔底部的氩馏分冷凝器中冷凝为氩馏分液体，过冷后送至空分塔底部以上20-25块理论塔板数处加入空分塔参与精馏。从空分塔底部引出液氧4000NM3，气氧6000NM3在主换热器复热至常温后作为产品氧气，氧气产品纯度99.5%（含氩0.5%，含氮微乎其微）。氩馏分压缩功耗约300KWh。简单计算可以得到气氧（99.5%）单耗0.28KWh每标准立方米气氧（折纯）。这个精馏工艺方案本质上是氮一氩氧和氮氩一氧两个精馏过程的结合。其中空分塔底部以上25块理论塔板数（氩馏分液体入口）以下至空分塔底部是氮氩一氧精馏塔的提馏段！而空分塔顶部至空分塔底部以上25块理论塔板数处（即含氩4.5%氩馏分液体入口处）是氮一氩氧精馏塔。核算出的气氧单耗是0.28KWh，相对于95%纯度的气氧单耗增加0.03KWh！这其实已的是氧氮氩三元物系精馏工艺方案的简化版。如果要同时制取氮气产品，对工艺方案需要进行一些调整。
: ^2 d3 j2 t( `    当然单纯制氧或制氮的空分装置其实是少见的，真正的空分装置都是同时制取氧氮氩三个产品，这当然是氧氮氩三元物系的精馏分离，当然不存在什么氧氮氩三元物系的新单塔流程和双塔流程，而只有基于新单塔流程和双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案。

Yb2021

   制取纯度95%（含氩4.5%，含氮0.5%）的氧气产品是空气氮一氩氧精馏分离，近似于氧氮二元物系的精馏分离。制取99.5%纯度以上的氧气产品是空气氮氩一氧精馏分离，不能近似于氧氮二元物系的精馏分离，本质上是氧氮氩三元物系的精馏分离，两者之间存在本质上的不同！

漂流_J8V1q

不错。。。。。。。。。。

Yb2021

   谬赞了，这本来是精馏分离的基本常识，只是大家对此太生疏了而已。