外行学空分（284）一一空气的氧氮氩三元物系精馏工艺方案（二）

    空气是氧氮氩三元物系，其中氧含量20.7%，氩含量0.9%，氮含量78.4%，在常压下氧的沸点是91k，氩的沸点是88k，氮的沸点是78k！氧氩沸点相差3K，氧氮沸点相差13K，氮氩沸点相差10K。氧氮和氧氩分离系数比氧氩分离系数大2-3倍。
* _* h% V/ r. W$ O   氧氮氩三元物系的完全精馏分离，至少需要3-1两个近似于二元物系的精馏塔，而氩的沸点在氧氮之间，所以氧氮氩三元物系的完全精馏分离的第一个精馏塔只能是氮氩一氧精馏塔或氮一氩氧精馏塔。如果氧氮氩三元物系的第一个精馏塔按照氮一氩氧进行工艺方案组织，那么就可以在第一个精馏塔顶部得到合格的低沸点组分氮气产品，氮提取率可以接近100%（在实际工程条件下，理论塔板数有限的情况下，出于能耗考虑，也可以达到95%以上），可以参阅新单塔流程制氮工艺方案的相关帖子。同时在第一个精馏塔底部得到纯度95%的粗氧气产品（含氩4.5%，含氮0.5%），含氩粗氧气在第二个精馏塔中进行近似氧氩精馏分离（实际上是氮氩一氧精馏塔，正是由于这个原因，第二个精馏塔可以得到合格的氧气产品，而只能得到粗氩气一一工艺氩气，工艺氩气需要在精氩塔中脱氮才能得到合格的精氩产品），得到更高纯度的氧气产品和工艺氩气产品。如果氧氮氩三元物系的第一个精馏塔按照氮氩一氧进行精馏组织，那么在第一个精馏塔底部得到纯度合格的99.5%以上（氧气纯度决定于氮氩一氧提馏段的回流气液比和理论塔板数，理论上可以无限提高）的氧气产品，氧提取率理论上可以达到100%（在实际工程条件，理论塔板数有限的情况下，出于能耗考虑，也可以达到98%以上）同时在第一个精馏塔顶部得到含氩1.2%的粗氮气（以氧含量为工艺指标）。可以参阅新单塔流程制氧工艺方案的相关帖子。粗氮气在第二个精馏塔中进行氮氩精馏分离（实际上是氮一氩氧精馏塔），从而得到合格的氮气产品和工艺氩气产品（以氮气含量为工艺指标），同样的道理在实际精馏过程由于理论塔板数的有限及出于能耗考虑粗氮气中氧含量不可能无限低，工艺氩气产品中含有较多氧（约是粗氮气中的氧含量的80-100倍左右）还需要一个精氩塔（脱氧塔）对工艺氩气产品进行精制得到精氩产品。
8 y" j& m! Q, V: c' o$ o3 |9 ]   空气组成中的氧氮氩三个组分，氧氩的商业价值大，而氮的商业价值小，氧氩均要求尽可能提高提取率，而氮则大多数情况下（如果只以制氮为目标，当然要求尽可能提高氮提取率，以降低气氮单耗）不要求太高的提取率。这样如果氧氮氩三元物系的精馏分离第一个精馏塔按照氮氩一氧进行精馏组织，就可以在第一个精馏塔得到纯度99.5%（含氩0.5%）以上的氧气产品，同时通过污氮气（以氮提取率50%计，含氩2.3%）的排放，同时在第一个精馏塔顶部得到合格的氮气产品。这是一个特例和氧氮二元物系精馏分离完全不同，甚至也不是氮氩一氧精馏分离近似氧氮二元物系精馏分离，本质上是氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案的一个简化版，其中污氮引出口以上至空分塔顶部是氮一氩氧精馏段，而污氮气引出口以下则是氮氩一氧精馏塔。并不是完整的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案，更不是优化的氧氮氩三元物系精馏工艺方案。如果要提氩，则必须从空分塔精馏段引出氮氩混合液体在一个蒸馏塔中蒸馏，从蒸馏塔底部得到粗氩产品（以氮气含量为工艺指标，粗氩产品中氧含量较高），但因为不提取氩气产品，故省去！
    总而言之，从空气这个氧氮氩三元物系中制取氩气或者说进行氧氮氩三元物系精馏工艺方案，由于氩的沸点在氧氮之间。不可能在第一个精馏塔中得到氩气产品，而只能在第二个精馏塔中得到工艺氩气产品，再通过一个精氩塔（脱氧塔或者脱氮塔）才能得到合格的精氩产品。区别在于第一个精馏塔是按照氮氩一氧还是按照氮一氩氧进行精馏组织而已。对于氧氮氩三元物系精馏工艺方案而言，第一个精馏过程在制取氧氮其中一个合格产品外，还是氩组分的富集塔，从以上叙述来看，由于氧氮氩三个组分产品沸点特点，第一个精馏塔按照氮一氩氧精馏塔组织相对于第一个精馏塔按照氮氩一氧进行精馏组织是合理有利的，而第一个精馏塔按照氮氩一氧进行精馏组织是不合理不利的，只有在特殊的情况是才会采用这样的工艺方案（要求制取99.5%的氧气产品，同时制取氮气产品但不提氩时）。
( I( s- U5 j' X8 V    目前基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，是采用上塔（空分塔）加粗氩冷凝塔（侧塔）的工艺方案，上塔似乎是按照氮氩一氧精馏塔进行精馏组织的，其实这是一个错误的认识（正是由于这样的错误认识，才会导致提氩及氮阻问题成为设计和操作的重大难题），基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案一一上塔加粗氩冷凝塔实际上是由两个精馏塔组合而成！其中上塔顶部至氩馏分引出口以上是氧氮氩三元物系精馏工艺方案的第一个精馏塔一一氮一氩氧精馏塔，而粗氩冷凝塔顶部至上塔底部是氮氩一氧精馏塔，其中氩馏分是氮氩一氧精馏塔的原料气，粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔的精馏段，氩馏分引出口以下的上塔是氮氩一氧精馏塔的提馏段，两者构成一个完整的氮氩一氧精馏过程，是氧氮氩三元物系精馏工艺方案的第二个精馏塔。和标准氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案区别仅仅在于根据三元物系隔板模型进行了氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案的优化组织而已（采用共底结构的双精馏塔工艺方案），其目的是调整依次精馏第二精馏塔原料气一一氩馏分中的氩含量，从而大幅度降低了依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔需要的供冷供热量。有关依次精馏隔板模型优化组织方案，可以参阅相关的帖子。

说的看起来很有道理，实际上说纸上谈兵。
/ V5 O  f+ [5 {1.计算过程在哪里？
2.一直以氧纯度99.5%计算，现在的空分哪还有这个纯度的了。包括氩的纯度也有问题，如果加入精氩塔就不是所谓的两个塔了。
" h" N& U, K! e" u; `, h6 B$ b, i3.如果以第二种方案分离，氩和氧的沸点更接近，而且相差很小（3℃），想做到在第一个精馏塔实现氮氩——氧分离，回流液用什么？怎么控制好回流比，显然氮——氧氩更容易。
4.看过几篇单塔的帖子，感觉完全不考虑实际，按照这个工艺流程走，很多设备要比现有空分流程做的更高更大，一次性投入大大增加，就按这个流程，在第一个塔离分离氮氩和氧，这个塔要做大才能实现，包括之前看贴子里的膨胀机，都比现有流程的投入要高。
5 D6 }+ r& t% v, r; Z5.如果完完全全按照这个全都做下来，纯度达不到，能耗没有明显降低，意义何在呢？

   关于氧氮氩三元物系的精馏分离需要多少个精馏塔，则先生再认真看一下帖子的内容，帖子里表述是至少需要两个精馏塔，一个是氮一氩氧精馏塔，一个是氮氩一氧精馏塔。这个和新单塔流程，双塔流程无关！双塔流程的上塔实际上是两个精馏塔，其中上塔顶部至氩馏分引出口是氮一氩氧精馏塔，氩馏分引出口以下至上塔底部是氮氩一氧精馏塔的提馏段，粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔的精馏段。两者构成完整的氮氩一氧精馏塔。至于精氩塔和双塔流程的下塔均不属于这两个精馏塔。

   至于先生讲到的新单塔流程的空分装置需要更高更大，关于更高的问题，我想先生是凭感觉说的，现在的双塔流程上塔在下塔之上，两者之间通过主冷凝器连接，新单塔流程没有下塔，它的高度怎么可能比双塔流程更高呢？
% c! W9 [# _7 A' x4 x2 w0 k" q1 k   至于所谓更大的问题，先生是正确的，新单塔流程的空分塔和双塔流程的上塔相比，膨胀制冷空气入口处以下，两者的上升气及下降液体的数量是相等的，而空气入口处以上的下降液体数量两者相等，而上升气的数量新单塔流程的空分塔则是双塔流程的1.5倍。相应空分塔的直径要比双塔流程的上塔大20%左右。

  至于工程造价的比较，必须考虑空分装置的产品方案，空分装置是由开式热泵精馏部分和开式热泵一膨胀制冷液化部分构成。液体产品的数量及内压缩工艺方案的运用对工程造价有重大的影响。例如全液体空分装置的工程造价就比双塔流程标准工艺方案（液体产品接近常压零）的工程造价高得多！新单塔流程标准工艺方案的液体产品数量较大，将其和双塔流程的标准工艺方案（液体产品数量接近于零）进行直接比较是不科学的。

至于先生讲的计算问题，请先生多一些耐心。

尤总的反驳避重就轻，我没干过设计，长期干工程与生产，我只知道对于一整套流程来说，第一要能产出合格的产品，第二要控制成本，这才是关键。首先您完全没有说设计里面纯度不达标的问题，如果产品都不合格，那其他都是浮云。第二对比工程造价当然要横向对比，在相同的条件下进行对比，不然毫无意义，就比如所谓的氮氩——氧分离，我不懂计算，但是我知道，现阶段，粗氩塔93%氧7%氩，如果想提取率合格，塔高就在60米以上（以杭氧流程计），才能得到合格的产品，才能保证氩提取率。至于说的不产液体产品，当然也可以，但是为什么要去和别人液体空分比较呢，必然是产液体越少能耗越低。

  我并没有避重就轻，关于产品纯度问题，我想你误解了，先生可以先看一下284帖和285帖我们再交流。
4 ~6 D# e' _9 K' C9 a, w  关于工程造价的问题，工程造价的比较一定要在相同产品方案下进行，这个问题我们后面再讨论。