外行学空分（289）一一空气的氧氮氩三元物系精馏工艺方案（八）

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     基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏标准工艺方案即所谓全低压工艺方案，从开式热泵精馏而言是以空气为循环工质的一拖三开式热泵精馏工艺方案（下塔是一拖三开式热泵转换塔），从开式热泵一膨胀制冷液化而言是所谓的单膨胀工艺方案（膨胀制冷后的空气进入上塔参与精馏）。其液体产品数量在零至10%之间（以总氧产量为分母）。实际上基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏标准工艺方案并不常见，常见的是所谓双膨胀工艺方案。与基于双塔流程的三元物系精馏标准工艺方案（全低压工艺方案）相比，双膨胀工艺方案增设了空气增压机及所谓的高温膨胀机，这样的工艺方案，一方面可以制取较高比例的液体产品及采用内压缩工艺方案。同时也不需要为了冷量平衡（实际上是深冷液体平衡）和制取少量液体产品而提高空压机出口压力。也可以确保氧气产品纯度在99.5%以上，氩提取率在90%以上。越来越成为基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏的主流工艺方案，而且在氧气产品纯度，氩提取率要求较高的情况下，往往空气全部进入下塔，这样情况下，当然也就没有所谓的低温膨胀机了，但习惯还是称为双膨胀工艺方案。由于单膨胀工艺方案和所谓的双膨胀工艺方案中用于开式热泵液化的空气压力差别很大，单膨胀工艺方案的开式热泵一膨胀制冷液化效率很低在20-25%之间，而所谓的双膨胀工艺方案（多数情况下只有高温膨胀机而没有低温膨胀机）由于用于开式热泵液化的空气压力接近于空气临界压力而开式热泵一膨胀制冷液化效率大幅度提高，大约在30%-35%之间！两者之间的开式热泵一膨胀制冷液化效率的巨大差距并不是高温膨胀机的有效能效率高于低温膨胀机（注意膨胀机制冷系数和膨胀机有效能效率的重大区别），而是用于开式热泵液化的空气压力的不同！实际上低温膨胀机有效能效率高于高温膨胀机或者两者基本相当，这是一个非常重要的问题，有关内容可以参阅双塔流基本工艺方案（所谓全低压工艺方案）的缺陷的帖子。
    基于新单塔流程的氧氮氩三元物系标准精馏工艺方案，由于采用空气，氮气，工艺氩气三热泵精馏工艺方案，低温膨胀机的膨胀空气数量相对于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏标准工艺方案的膨胀空气数量大6-8倍，相应液体产品数量从占总氧产量的零至10%提高至30%以上，这样的液体产品数量，基于双塔流程标准氧氮氩三元物系精馏工艺方案只有采用所谓双膨胀工艺方案才能实现！基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案如果需要更高的液体产品数量甚至于全液体产品方案，只需要增加空气增压机压缩量，增设所谓的高温膨胀机即可实现。如果需要降低液体产品数量则需要对基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏标准工艺方案进行调整。
    最合理的工艺方案调整是采用内压缩工艺方案，这样可以在基于新单塔流程的氧氮氩三元物系标准精馏工艺方案基础上，大幅度地降低液体产品数量，又不需要采用双膨胀工艺方案，这是最有利的，无论是工程造价还是能耗水平均相对于基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案的内压缩工艺方案更加有利。如果无法采用内压缩工艺方案或者不需要采用内压缩工艺方案，那么就必须采用基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏比选工艺方案，叙述如下。
, Z2 u- ~7 j/ s/ _" t    方案一， 标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.3bar纯化后，其中2000NM3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，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冷凝为液空，与污氮气，氮气换热过冷后送至空分塔精馏段作为回流液。从空分塔顶部引出合格氮气42000立方米在过冷器，主换热器复热至常温，其中20000立方米作为产品氮气，22000立方米压缩至2.1bar冷却至常温后在主换热器与返流气换热后部分带液进入设置在空分塔液空入口处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25块理论塔板数处引出含氩10%，含氮0.2%的氩馏分14000NM3进入粗氩冷凝塔，从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩气约14000NM3在主换热器复热至常温，压缩至2.3bar冷却至常温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工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。从空分装置精馏段引出污氮气约18500立方米在主换热器复热至常温后作为纯化器再生气和空冷塔之用。从空分塔底部引出液氧1000-1500立方米，气氧8500-9000立方米。
! ?& T3 J8 \! D9 M; `    精氩塔采用工艺氩气和空气双热泵精馏工艺方案，2.2bar压力氩气420立方米从设置在空分塔底部的粗氩冷凝器前来进入设置在精氩塔底部的工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩液体，过冷后送至精氩塔中部作为回流液。从设置在空分塔底部的空气冷凝器前来的压力空气100立方米在设置在精氩塔底部的空气冷凝器中冷凝为液空，送至设置在精氩塔顶部的液空蒸发器中蒸发气化，气化后的空气与膨胀制冷后的空气汇合后进入空分塔参与精馏。精氩塔顶部的氮氩混合气体冷凝回注精氩塔作为回流液，未冷凝的氩氮气体（废气）经废气排放阀就地排放。从精氩塔底部引出精氩约400立方米在主换热器复热至常温作为产品精氩。制取液体精氩产品时，从设置在空分塔底部的工艺氩气冷凝器中引出420立方米工艺氩气液体进入精氩塔中部作为回流液，相应取消设置在精氩塔底部的工艺氩气冷凝器，从精氩塔底部引出液体精氩产品。进入设置在精氩塔底部的压力空气冷凝器的压力空气数量增加至300NM3！
$ m* A4 K" p$ `0 s! E0 L   方案一，从开式热泵精馏角度而言并不是最优化的，氮气冷凝器设置在空分塔入口处的以氮气为循环工质压力开式热泵的有效能效率由于氮气冷凝塔换热温差存在大幅度降低，氧氮氩三元物系开式热泵精馏的功耗增加大约200-300KWh！
. F, l/ O, W1 p) U: P2 ^* M    比选方案二，标准状态干空气50000NM3两段压缩至4.3bar，其中2000-2750NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热全部液化后节流减压（或采用液体膨胀机）进入设置氮空分塔底部的空气冷凝器中，末经增压的压力空气22500-30000NM3（分别对应99.5%纯度的氧气产品及99.8%纯度的氧气产品）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。液空经与污氮气，氮气换热过冷后分为两个部分，其中8000NM3送至空分塔精馏段作为回流液，其余14500-22000NM3送至粗氩塔冷凝器蒸发气化使粗氩冷凝塔顶部工艺氩气冷凝回注粗氩冷凝塔作为回流液。余下压力空气20000-27500NM3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，膨胀制冷后的空气与粗氩冷凝塔冷凝器气化空气汇合后进入空分塔参与精馏。从空分塔顶部引出合格氮气42000NM3在过冷器，主换热器复热至常温，其中20000NM3作为产品氮气，其余22000NM3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冷凝为液氮21400NM3经与污氮气氮气换热过冷后送至空分塔顶部作为回流液，另从氮气冷凝器前引600NM3压力氮气去设置在精氩塔底部的氮气冷凝器。从空分塔精馏段引污氮气约18500NM3在过冷器，主换热器复热至常温后作为纯化器再生气和空冷塔之用。从空分塔底部以上25块理论塔板数引出含氩7%-10%，含氮0.2%的氩馏分进入粗氩冷凝塔进入氮氩一氧冷凝分离，粗氩冷凝塔顶部设置粗氩塔冷凝器，用来自空分塔底部空气冷凝器的14500-22000NM3液空作为粗氩冷凝器的冷源，液空蒸发气化吸热使粗氩冷凝塔顶部工艺氩气冷凝回注粗氩冷凝塔作为回流液，粗氩冷凝塔底部（氩馏分引出口处）的液体返回空分塔参与精馏。粗氩冷凝器气化后的空气与膨胀制冷空气汇合后进入空分塔参与精馏。从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩液体420NM3进入精氩塔中部进行氮氩精馏分离。精氩塔底部设置压力氮气冷凝器（精氩塔再沸器），用来自空分塔的压力氮气600NM3在其中冷凝并使精氩塔底部的精氩液体气化，其中400NM3精氩气体引出在主换热器复热至常温后作为精氩气体产品，其余气化的精氩气体作为精氩塔提馏段回流上升气！冷凝后的液氮送至精氩塔顶部的冷凝蒸发器（精氩塔冷凝器）中气化吸热，使精氩塔顶部的氩氮混合气体冷凝回注精氩塔作为回流液。末冷凝的气体（废气）经废气排放阀就地排放。在精氩塔蒸发冷凝器中气化的氮气和空分塔顶部氮气汇合后在主换热器回收冷量。从空分塔底部引出液氧1500-2000NM3，引出气氧8050-8550NM3在主换热器复热至常温作为产品气氧。
5 @" J3 p, T) |" x" H4 P    方案二，从精馏角度而言，相对于基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏标准工艺方案，用于开式热泵精馏的总功耗增加约200KWh，主要的原因在于用于粗氩冷凝器的液空蒸发换热温差太大，有效能效率很低！
    只要 基于新单塔流程的氧氮氩三元物系标准精馏工艺方案采用工艺氩气深冷压缩，则一方面可以减少主换热器的换热面积，降低工程造价，同时液体产品占总氧产量的比例就可以进一步降低5%左右。其中方案一，液体产品数量可以降低至10%以内！方案二可以降低至10%-15%！
   由于空分装置是开式热泵精馏和开式热泵一膨胀制冷液化的联合装置。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精馏工艺方案，都有一个最合适的液体产品数量比例。基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案最合适液体产品数量比例是占总氧产量的30%-40%！这样情况下，基于新单塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案，在不采用所谓双膨胀工艺方案的情况下，就可以达到基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案只有在采用双膨胀工艺方案下才能达到的液体产品数量比例。最不适合的产品方案是液体产品数量比例占总氧产量10%以下的情况，这样情况下和同样液体产品数量比例的基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案相比，工程造价要增加，而能耗优势也有所降低（比选方案二，液空作为粗氩冷凝塔冷凝器的冷源效率低，比这方案一，设置在液空入口处的氮气热泵热泵效率低）。
    其实基于双塔流程的氧氮氩三元物系精馏工艺方案最合适的液体产品数量也不是什么标准双塔流程（全低压工艺方案）的零至10%之间，而是采用所谓双膨胀工艺方案，液体产品数量占总氧产量40%左右的工艺方案。这样工艺方案下，既不需要增加主换热器换热面积（液体产品数量继续增加，高温膨胀机膨胀制冷后的空气就需要复热常温压缩了！）空分装置中的开式热泵一膨胀制冷液化效率最高（其原因在于用于开式热泵液化的正流空气压力接近于空气临界压力38bar，而不是高温膨胀机的有效能效率高于低温膨胀机的有效能效率！），空分装置的有效能效率最高。