外行学空分（287）一一空气的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案（六）

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  ]$ s4 k# }/ n4 V7 S2 X     前面己经分别介绍了基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案工艺参数和基于新单塔流程（实际上是标准氧氮二元物系的开式热泵精馏工艺方案）的氧氮氩三元物系精馏工艺方案及工艺参数。现在对两者之间的异同之处进行一下比较。
' b1 P& x/ y, O0 B* Z# B( [6 Y    从开式热泵精馏而言（供冷供热方案），基于双塔流程的空气氧氮氩三元物系的精馏工艺方案是以空气（精馏原料气）为循环工质的一拖三开式热泵精馏工艺方案，通过下塔这个开式热泵一拖三转换塔，把以空气为循环工质的开式热泵转换为一个以氮气为循环工质的开式热泵用于上塔氩馏分引出口以上的氮一氩氧精馏塔，两个以富氧空气为循环工质的开式热泵，其中一个用于粗氩冷凝塔加上塔氩馏分引出口以下提馏段的氮氩一氧精馏塔。一个用于氩馏分引出量以上的氮一氩氧精馏塔。撇开开式热泵精馏这样的理论化语言，其实际过程就是压力空气在下塔冷凝精馏分离为液氮和富氧液空，其中液氮送至上塔顶部，富氧液空的一部分送至上塔精馏段作为回流液。另一部分富氧液空送至粗氩冷凝塔冷凝器蒸发气化使粗氩冷凝塔顶部工艺氩气液化回注粗氩冷凝塔作为回流液。蒸发气化后的富氧液空从上塔富氧液空入口处以下，氩馏分引出口以上氮一氩氧精馏塔的提馏段作为回流上升气。而基于新单塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案是分别以氮气，空气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵精馏工艺方案，其中氮一氩氧精馏塔是以氮气，空气为循环工质的双热泵工艺方案，其中氩馏分引出口以下对于氮一氩氧精馏塔而言其作用是再沸器，目的是把氩馏分中的氩含量从4.5%提高至6%-12%。从而降低工艺氩气压缩量，降低以工艺氩气为循环工质的开式热泵循环量，降低以氩馏分为原料气的氮氩一氧精馏塔的精馏能耗。这是氧氮氩三元物系依次精馏的优化精馏组织方案，但改变不了还是两个精馏塔依次精馏的本质。以工艺氩气为循环工质的开式热泵用于氮氩一氧精馏塔，氮氩一氧精馏塔是以工艺氩气为循环工质的单热泵精馏工艺方案，在氧气产品纯度，工艺氩气中的氧含量指标给定，理论塔板数不变的情况下，氩馏分中的氩含量越高，需要的工艺氩气压缩量越小，氮氩一氧精馏塔的精馏能耗越低。
     从氧氮氩三元物系精馏组织方案而言，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系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是完全一致的！都是三元物系标准依次精馏组织方案，第一个精馏塔是氮一氩氧精馏塔（近似氮氧精馏塔），从塔顶得到合格的氮气产品，从塔底部（就是氩馏分引出口）得到合格的氧氩混合气体（以氩馏分中的氮气含量为工艺指标）。第二个精馏塔是氮氩一氧精馏塔（近似氧氩精馏塔），从塔顶得到合格的工艺氩气产品（以工艺氩气中的氧含量为工艺指标），从塔底部（即是空分塔的底部）得到合格的氧气产品（以氩含量为工艺指标），只是对依次精馏基本工艺方案进行了优化，把第一个精馏塔高沸点组分产品中的氩含量从4.5%提高至6%-12%而已。由于依次精馏第一个精馏塔中的高沸点组分产品中总含有少量的氮，氮又在第二个氮氩一氧精馏塔中归于工艺氩气中，所以从氮氩一氧精馏塔顶部得到的工艺氩气需要在一个脱氮塔（近似氮氩精馏塔）一一精氩塔脱除工艺氩气中的氮气从而得到合格的精氩产品。
3 C  S- z. h9 R* S+ B    基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案上塔氩馏分引出口以下至上塔底部和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的空分塔氩馏分引出口以下至空分塔底部都是氧氮氩三元物系精馏工艺方案的第二个精馏塔氮氩一氧精馏塔的提馏段，两者的理论塔板数，实际回流气液比，氩馏分中的氩含量，氧气产品纯度数量都是完全一致的！其中的区别只在于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案上塔底部的液氧蒸发气化热量由下塔空气冷凝精馏分离而来的压力氮气冷凝热供给，而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底部液氧蒸发气化热量分别由压力空气，压力氮气，压力工艺氩气冷凝供给，两者的供热量（即主冷凝器热负荷，上塔，空分塔底部液氧蒸发气化量）也是一样的。另外对于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案而言，进入下塔的空气数量不能超过原料空气压缩量，上塔氩馏分引出口以下至上塔底部（氮氩一氧精馏塔提馏段）的最大实际回流气液比小于0.75，在理论塔板数25-30块时，氧气产品纯度只能达到99.8%！而基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案则不受这个限制，同样在理论塔板数25-30块时，可以通过提高工艺氩气压缩量，使氩馏分引出口以下至空分塔底部之间的实现回流气液比达到0.8以上，从而可以进一步提高氧气产品纯度，当然能耗相应升高！
    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的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的粗氩冷凝塔从精馏角度而言，无论是理论塔板数，实际回流液气比，工艺氩气产量，工艺氩气中氧含量指标都是完全一样的。区别在供冷方式的不同，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，粗氩塔冷凝器设置在粗氩冷凝塔顶部，用下塔来的富氧液空蒸发气化吸热使粗氩冷凝塔顶部的工艺氩气冷凝液化回注粗氩冷凝塔。氩馏分进入粗氩冷凝塔的数量等于工艺氩液体回注量加工艺氩气引出量，工艺氩液体回注量等于粗氩冷凝器冷凝量，决定于粗氩冷凝器富氧渡空蒸发气化数量，决定于下塔富氧液空送上塔精馏段和粗氩冷凝器的数量分配，一旦送粗氩冷凝器的富氧液空数量偏大，则会导致进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量偏大，从而降低上塔氩馏分引出口以上的回流气液比，导致氩馏分（即氮一氩氧精馏塔的高沸点组分产品）中的氮气含量升高。引发所谓氮阻问题。而基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，用在空分塔底部冷凝器中液化的工艺氩液体直接注入粗氩冷凝塔，进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量等于工艺氩气体引出量即工艺氩气压缩量。氩馏分进入粗氩冷凝塔的数量随着工艺氩气压缩量变化而变化，而氩馏分引出口以上的氮氩一氧精馏塔提馏段的回流气液比不随氩馏分进入粗氩冷凝塔的数量（即工艺氩气压缩量）改变而改变。
    基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案上塔氩馏分引出口以上和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案空分塔氩馏分引出口以上都是依次精馏中第一精馏塔一一氮一氩氧精馏塔，区别在于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，由于粗氩冷凝器蒸发气化的富氧空气从富氧液空入口处以下返回上塔，导致富氧空气返回口至富氧液空入口处的回流气液比大幅度升高，导致富氧液空入口处对应气相中的氧氩含量升高至22%左右（与富氧液空平衡的气相氧氩含量在15%左右）比平衡气相氧氩含量升高约50%！而基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案对应位置（即下降液中氧氩含量40%处）的气相氧氩含量只是比富氧液空平衡气相氧氩含量略高而已，只有14%左右（液空入口处对应气相中的氧氩含量为7%左右），另一个方面由于基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，液空入口处以上的上升气数量为液氮数量加污氮气数量加氮气产品数量约为60000立方米，而基于双塔流程的氧氮氩三元物系的精馏工艺方案富氧液空入口处以上的上升气数量只有污氮引出数加氮气产量，数量的为40000立方米，两个因素互相抵消，在基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的上塔和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案空分塔顶部液氮数量相等时，基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案和基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案氧提取率基本一致（基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案略高于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案）！
0 q# a$ Y0 F( d9 m  i/ T( ]    基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案中的精氩塔有两个工艺方案，一是工艺氩液体从精氩塔中部进入精氩塔，精氩塔底部设置氮气冷凝器，用下塔来的压力氮气在其中冷凝，同时使精氩塔底部的精氩液体蒸发气化，一部分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上升气。液氮送至精氩塔顶部设置的液氮蒸发冷凝塔的蒸发气化收热，使精氩塔顶部的氮氩混合气体冷凝回注精氩塔作为回流液。未冷凝的气体经废气排放阀就地排放。精氩塔顶部的液氮蒸发冷凝器中气化的氮气与污氮引出汇合后在主换热器回收冷量。第二个工艺方案是工艺氩气从精氩塔中部进入精氩塔，精氩塔底部设置再沸器，用下塔来的富氧液空的显热加热精氩塔底部的精氩液体并使之气化，一部分作为精氩塔提馏段回流上升气，一部分引出在主换热器复热至常温后作为精氩产品。精氩塔再沸器的富氧液空节流减压送至设置在精氩塔顶部的冷凝器中蒸发气化吸热，使精氩产品顶部的氩氮混合气体冷凝回注精氩塔作为回流液。
) I2 d' ]$ J( n/ a  L$ A    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的精氩塔采用以精氩塔原料气工艺氩气及氮气为循环工质的双热泵精馏工艺方案，精氩塔底部设置氮气冷凝器和工艺氩气冷凝器，分别用空分塔氮气冷凝器来的压力空气和空分塔工艺氩气冷凝器来的压力工艺氩气在两个冷凝器中冷凝，冷凝放热使精氩塔底部精氩液体气化，一部分作为精氩塔提馏段回流上升气，一部分引出在主换热器复热至常温后作为精氩产品。液化的工艺氩气液体和液氮节流减压送至精氩塔中部及顶部作为回流液，精氩塔顶部气体与污氮气汇合在主换热器回收冷量。由于取消了精氩塔顶部的液氮冷凝器，理论上是不会出现所谓的精氩塔氮固问题。如果要制取液体精氩产品，则从设置在空分塔底部的工艺氩气冷凝器中引同样数量的工艺氩液体从精氩塔中部进入精氩塔参与精馏。相应取消设置在精氩塔底部的工艺氩气冷凝器即可。

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供冷供热方案是精馏的最基础问题，供冷供热方案的不同是精馏能耗的关健因素之一。