外行学空分（286）一一空气的氧氮氩三元物系精馏工艺方案（五）

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    前帖对基于新单塔流程（其实是标准的氧氮二元物系开式热泵精馏工艺方案）的氧氮氩三元物系的三热泵开式热泵精馏工艺方案进行了简单叙述，现在对各个部分进行一下说明和简单计算。
+ d- H' G' C7 V0 |' ~     首先基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中增设了空气增压机，把纯化后部分4.2bar压力空气增压至38bar（空气的临界压力）用于正流空气的液化，增压机的压缩量5000NM3和40000立方米膨胀制冷空气构成一个完整的经过工艺参数优化的空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案，其开式热泵一膨胀制冷液化效率在空压机，增压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%的情况下可以达到33%-35%！而如果不增设这个增压机，则用于液化的正流空气压力只有4.1bar，则和40000立方米膨胀制冷空气构成的开式热泵一膨胀制冷液化效率在同样设备性能参数下及实际工程条件下只有不到20%！基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的液氧产品数量在1500-2000NM3左右。当然这样的开式热泵一膨胀制冷液化工艺参数的优化同样也适用于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案及所有的空分装置（例如制氮空分装置），其原因在于所有的空分装置都是开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化的联合装置，空分装置的能耗水平既决定于空气开式热泵精馏效率也决定于空气开式热泵一膨胀制冷液化效率，空气开式热泵一膨胀制冷液化效率和用于液化的正流空气压力（用于液化的开式热泵循环工质压力）关系极大，而其最优压力是空气的临界压力。具体可以参阅前面双塔流程标准工艺方案的缺陷的帖子。
8 M' U- ]/ |7 W0 \) H7 y    空分塔氩馏分引出口以上是氮一氩氧精馏塔，从氮一氩氧精馏塔顶部（即空分塔顶部）引出纯度合格产品氮气，在过冷器，主换热器换热复热至常温后作为产品氮气，从氮一氩氧精馏塔精馏段引出污氮气在过冷器换热主换热器复热至常温后作为纯化器再生气及空冷塔之用，从氮一氩氧精馏塔底部（即氩馏分引出口处）引出含氩约10%，含氮0.2%的氩馏分作氮氩一氧精馏塔的原料气在氮氩一氧精馏塔中进行氮氩一氧精馏分离（近似氧氩精馏分离），关于氮一氩氧精馏塔可以参阅前面新单塔流程制氮工艺方案的帖子。两者之间的区别仅在于新单塔流程制氮工艺方案中的高沸点组分产品含氩4.5%含氮0.5%，而在基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中氩馏分中的氩含量为10%，含氮0.2%而已！氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的氮一氩氧精馏塔，是一个以氮气，空气为循环工质的双热泵精馏工艺方案，其中氮气产品纯度的关健因素是氮气产品数量，以氮气为循环工质的开式热泵循环量（即氮气压缩量）及污氮引出口至空分塔顶部之间的理论塔板数特别是污氮气引出口至空分塔顶部之间的理论塔板数！氮一氩氧精馏塔底部的高沸点组分（即氩馏分）中的氮气含量由液空入口处至氩馏分引出口之间的理论塔板数和回流气液比决定，在理论塔板数己定的情况下，通过调整进入空气冷凝器的空气数量（即以空气为循环工质的开式热泵循环量）加以控制，由于氮一氩氧分离系数在3.7左右，分离系数很大，只要稍微增加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）就可以显著降低氩馏分中的氮气含量。
    氩馏分引出口以下至空分塔底部加上粗冷凝塔是氮氩一氧精馏塔（近似氧氩精馏塔）。其中氩馏分引出口以下至空分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。氩馏分是氮一氩氧精馏塔的回流气，高沸点组分产品同时又是氮氩一氧精馏塔的原料气。氩馏分中的氮气含量一般为0.1%-0.5%之间，正常情况下控制在0.2%。完全由氮一氩氧精馏塔（氩馏分引出口以上空分塔）提馏段的回流气液比和理论塔板数决定，实际操作中通过增减进入设置在空分塔底部的空气冷凝器中的空气数量（相应增减膨胀制冷空气数量）来进行控制，由于氮一氩氧（约等于氧氮分离系数）精馏分离系数很大在3.7左右，在氮一氩氧精馏塔提馏段理论塔板数己经固定的情况下，进入设置在空分塔底部的空气冷凝器空气数量只需要做小幅度的增加，就可以显著提高氮一氩氧精馏塔提馏段回流气液比进而降低氩馏分中的氮气含量。关于氩馏分中的氮气含量的计算可以参阅前面氩馏分中的氮气含量的计算的帖子。氮一氧精馏塔近似氧氮精馏塔，液空入口处平衡气相中的氧含量在7%左右，氩含量约0.35%！制取高纯度氮气产品时，要特别注意氩组分对氮气产品纯度的影响。
     基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的第二精馏塔氮氩一氧精馏塔是采用以工艺氩气为循环工质的单热泵精馏工艺方案，之所以采用单热泵工艺方案而不是采用近似二元物系（氧氩二元物系）标准常规的双热泵精馏工艺方案，是因为通过隔板模型氧氮氩三元物系优化精馏组织方案后，在实际工程条件下（主要是冷凝器的换热温差）在氩馏分中的氩含量接近10%的情况下采用单热泵工艺方案更有利实际能耗更低。随着氧气产品纯度的提高，在氩馏分引出口至空分塔底部之间的理论塔板数既定的情况下，需要的工艺氩气压缩量提高，进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量相应增加，氩馏分中的氩含量相应降低，则采用双热泵精馏工艺方案的优势越来越突出。这里就不展开讨论了。
6 U& ?& T# f7 n0 P' T) T    标准氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案，从氧氮氩三元物系的特点（各组分含量及沸点，分离系数），第一个精馏塔应该按照氮一氩氧进行精馏组织，无论是目前实际运用的基于双塔流程标准氧氮氩三元物系精馏工艺方案还是基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，第一个精馏塔（基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案上塔中的氩馏分引出口以上的部分，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的空分塔氩馏分引出口以上部分）都是按照氮一氩氧精馏塔进行组织的。和标准氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案的区别仅在于标准氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案中第一个精馏塔即氮一氩氧精馏塔底部引出的高沸点组是含氩4.5%，含氮0.2%，而无论是基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案还是基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的第一个精馏塔底部的高沸点组分产品均是含氩10%，含氮0.2%的混合气体，这是标准氧氮氩三元物系依次精馏工艺方案和氧氮氩三元物系精馏工艺方案优化方案（所谓隔板模型中共底方案）的区别，但本质上仍然有氧氮氩依次精馏工艺方案。
3 W9 H) v  a% Z$ B    空分塔氩馏分引出口以下至空分塔底部是氮氩一氧精馏塔的提馏段，实际上是近似氧氩精馏塔的提馏段。氧气产品纯度（氧气中的氩含量，氮含量微乎其微）和氩馏分中的氩含量完全由空分塔氩馏分引出口以下至空分塔底部之间的理论塔板数及实际回流气液比决定。其中理论塔板数在25-30块之间，实际回流气液比在0.72-0.75左右，氧气产品纯度在99.5%-99.8之间，氩馏分中的氩含量在6%-12%之间，两者之间存在互相替代的关系，即同样理论塔板数及回流气液比的情况下，氩馏分中的氩含量越高则氧气产品纯度越低！反之亦然。氮氩一氧精馏塔提馏段的回流气液比为R/R+1，其中R为单位氧气产品回流气数量，R+1是单位氧气产量提馏段下降液管的数量。在理论塔板数已定的情况下，回流气液比的大小直接决定了氧气产品纯度及氩馏分中的氩含量。
5 s$ c* j8 Q6 o/ E2 r- W0 m   对于基于新单塔流程的提氩工艺方案（实际上是基于标准二元物系开式热泵精馏流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案）而言，氧气产品纯度是给定的指标，空分塔氩馏分引出口以下至空分塔底部（氮氩一氧精馏塔提馏段）理论塔板数基本上也是无法改变的。唯一可变的是工艺氩气压缩量，工艺氩气压缩量提高，一方面提高了空分塔氩馏分引出口以下至空分塔底部之间的回流气液比，另一方面增加了氩馏分进入粗氩冷凝塔的数量（进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量等于工艺氩气压缩量），在保证氩提取率的前提下，降低了氩馏分中的氩含量，从而从两个方面提高了空分塔底部的氧气产品纯度。
, s% @' X% F% z$ w    基于新单塔流程标准氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的氮氩一氧精馏塔（依次精馏工艺方案的第二个精馏塔）是近似的标准开式热泵氧氩二元物系精馏工艺方案（和氧氮二元物系的新单塔流程是完全一致的），随着工艺氩气压缩量的提高，氮氩一氧精馏塔的提馏段回流气液比和精馏段的回流液气比同步缓慢升高，在理论塔板数固定的情况下，精馏塔底部的氧气产品纯度（含氩量）及精馏塔顶部的工艺氩气纯度（工艺氩气中的氧含量）同步升高，之所以不采用和氧氮二元物系新单塔流程一样的双热泵工艺方案，是因为结合实际工程条件，氧氩精馏分离的特点综合考虑还做出的选择，当要求的氧气产品纯度越高，采用双热泵甚至多热泵工艺方案的必要性就会越来越高。
    氧气产品纯度99.5%，氩馏分引出口以下至空分塔理论塔板数25块，氩馏分中的氩含量约在10%，精氩产品数量约400NM3，工艺氩气压缩量14000NM3。氧气产品纯度99.8%，氩馏分引出口以下至空分塔底部理论塔板数25块，氩馏分中的氩含量在8%左右，精氩产品数量在400NM3左右，工艺氩气压缩量18000NM3。氧气产品纯度从99.5%提高至99.8%，工艺氩气压缩量增加4000NM3，压缩功耗增加200KWh左右。只要进一步增加工艺氩气压缩量就可以进一步提高氧气产品的纯度，当然这样情况下更合理的工艺方案是双热泵精馏工艺方案（增加一个以氩馏分或氧氩混合气体为循环工质的开式热泵，开式热泵冷凝器同样设置在空分塔底部）。
    基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案有两种情况，一是进入下塔的空气数量占压缩空气总量的85%-89%，相应膨胀制冷空气数量占压缩空气数量的11%-15%，这样在氩馏分引出口以下至上塔底部理论塔板数25-30块之间时，氧气产品纯度只能达到99.5%-99.7%之间。而氩提取率在75%-90%之间，氩提取率和氧气产品纯度之间存在相互替代的关系，降低氩提取率，从而降低氩馏分中的氩含量，可以在其它条件不变的情况下，提高氧气产品纯度，反之亦然。二是压力空气全部进入下塔，这样情况下当然也就没有低温膨胀机了，需要增设增压机和高温膨胀机，在采用内压缩工艺方案及制取较大比例液体产品（特别是制取液氮产品及氮气内压缩工艺方案），多采用这样的工艺方案。如果氩馏分引出口以下上塔底部的理论塔板数25-30块之间，那么氩馏分中的氩含量可以在7%-8%之间，氧气产品纯度可以达到99.8%，氩提取率可以达到90%以上。这基本上已经是基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的氧气产品纯度的极限了。
   粗氩冷凝塔是氮氩一氧精馏塔的精馏段，近似于氧氩精馏的精馏段，氧氩分离系数相对于氧氮，氮氩分离系数要小得多！只有1.5以下，且随着氩含量的提高氧氩分离系数逐步下降至1.1！工艺氩气中的氧含量指标要求低于1PPM，粗氩冷凝塔需要的理论塔板数在200块左右。基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的粗氩冷凝塔和基于新单塔流程标准氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的粗氩冷凝塔需要根据理论塔板数，产品纯度完全一样。其间的区别仅在于基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案用在空分塔底部的压力工艺氩液体直接作用粗氩冷凝塔顶部的回流液，而基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，则用来自下塔的富氧液空在粗氩冷凝器中蒸发气化吸热使粗氩冷凝塔顶部的工艺氩气冷凝回注粗氩冷凝塔作为回流液。
- s+ D* e) \  B   精氩塔本质上是一个脱氮塔，氧氮氩三元物系精馏工艺方案中氮一氩氧精馏过程的理论塔板数总是有限的，通过提高氮一氩氧精馏塔提馏段的回流气液比则势必减少氩馏分引出量，从而降低氩提取率或提高精馏能耗。氩馏分中总是含有少量的氮气，二艺氩气中的氮气含量是氩馏分中的氮气含量的20倍左右。对工艺氩气进行进一步纯化脱去氮气是必要的。从精馏角度而言，精氩塔是氮一氩氧精馏塔是近似氮一氩精馏塔。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以氮气和工艺氩气为循环工质的双热泵工艺方案，其中压力氮气来自空分塔底部的氮气冷凝器，数量为100NM3，压力工艺氩气来自在主换热器换热后的压力工艺氩气。精氩塔底部设置氮气和工艺氩气冷凝器，压力氮气在精氩塔底部氮气冷凝器中冷凝为液氮，送至精氩塔顶部作为回流液。压力工艺氩气在精氩塔底部工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体送至精氩塔中部作为回流液。压力氮气和工艺氩气冷凝放热使精氩塔底部的精氩液体蒸发气化，一部分作为精氩引出在主换热器复热至常温后作为精氩产品。一部分作为精氩塔提馏段回流气。精氩塔顶部的废气（主要是氮气含有少量的氩气）与污氮气汇合。如果制取精氩液体产品，则精氩塔的工艺方案如下，从空分塔粗氩冷凝器来的工艺氩液体进入精氩塔中部作为回流液，精氩塔底部设置氮气冷凝器（再沸器）用来自空分塔的压力氮气300立方米在其中冷凝，同时使精氩塔底部的精氩液体气化作为回流气，来气化的精氩液体作为精氩产品引出。在精氩塔底部氮气冷凝器中冷凝的液氮过冷后送至精氩塔顶部作为回流液！

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对于空气氧氮氩三元物系精馏而言，第一制氮层次的问题是如何将氧氮氩三元物系精馏过程，分解为两个以上的近似二元物系精馏过程（近似氧氮，近似氧氩，近似氮氩）。不同的排列给合对氧氮氩三元物系精馏能耗关系报大！第二个层次的问题是近似二元物系（氧氮，氧氩，氮氩）的精馏工艺方案，是单热泵精馏，双热泵精馏，还是多热泵精馏！