外行学空分（313）一一基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案详解（5）

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    所谓的基于新单塔流程的氧氮氩三元物系一一空气精馏工艺方案当然不是新单塔流程本身，新单塔流程本身是氧氮二元物系精馏流程，是相对于所谓只能制取合格的氧气产品而不能制取氮气产品的所谓古典单塔流程而言，是区别于采用以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热同时可以制取氮气和氧气的所谓双塔流程而言！是采用以氮气为循环工质的单热泵供冷供热方案即标准常规氧氮二元物系开式热泵供冷供热工艺方案，在此基础上的空气，氮气双开式热泵供冷供热方案的新单塔流程。在对于新单塔流程进行详解之前，我们先深入分析一个所谓的双塔流程。
/ E. Y( s4 ]9 _% n+ b' K: R- G; |    理论上任何二元物系的精馏过程都有三个开式热泵供冷供热基本方案，一是以精馏原料气为循环工质的开式热泵供冷供热精馏方案，二是以二元物系低沸点组分为循环工质的开式热泵供冷供热方案标准常规开式热泵精馏工艺方案，三是以精馏原料气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热方案。环境温度以上的精馏过程，由于非常方便地利用蒸汽冷却水等公用工程给精馏过程供冷供热，同时也为了精馏过程的启动方便及热量平衡（实际上是气液平衡），一般而言都不采用彻底的开式热泵供冷供热方案即所谓的的自热精馏方案，而是在标准常规精馏工艺方案（蒸汽再沸器和冷却水冷凝器）基础上的单开式热泵及多开式热泵供冷供热方案从而大幅度降低公用工程蒸汽冷却水的消耗。但环境温度以下的精馏过程特别是深冷条件下的精馏过程，只有开式热泵供冷供热才是大规模工业化生产唯一的经济可行方案。
    环境温度以下的完全自热精馏流程即开式热泵精馏流程共有三个基本流程，其中以低沸点组分为循环工质的开式热泵精馏流程（标准常规开式热泵精馏流程）即是新单塔流程，以精馏原料气为循环工质的开式热泵精馏流程就是古典单塔制氧流程，而以精馏原料气为循环工质采用一拖二开式热泵供冷供热的精馏流程就是所谓的双塔流程！
  ], ~! N. o( |3 R   在深冷空分教科书中双塔流程又被称双效精馏流程，这是完全错误的，是对精馏技术发展历史的极端无知！环境温度以上的精馏技术经历了手工业时代的蒸馏一冷凝阶段（如果不考虑开式热泵供冷供热方案，目前的单塔制氮工艺方案和双塔双冷凝制氮工艺方案人依然采用冷凝工艺方案而不是精馏工艺方案），工业时代的精馏技术阶段，在精馏技术阶段除了采用公用工程蒸汽，冷却水供热供冷的标准常规精馏方案外，还有所谓的双效精馏及多效精馏方案，又发展出了在标准常规精馏基础上（保留精馏塔底部的蒸汽再沸器和精馏塔顶部的冷却水冷凝器）的单热泵及多热泵精馏技术。所有这些工艺方案都是环量温度以上的二元物系精馏的基本工艺方案。也是多元物系精馏的基础，因为多元物系的精馏分离如果要保证多元物系每个组分的提取率及纯度（如果不要求每个组分的纯度，只要求提取一个或多个混合组分，那么可以在一个精馏塔中实现精馏分离），则必须分解为多个近似二元物系精馏塔才能实现。而深冷条件下的空气精馏过程则是完全自热精馏过程即彻底开式热泵供冷供热的精馏过程，和所谓的双效精馏完全不搭界，它们之间只是形似而已！
  e! F- ^7 c  y* W    空气的真实组成是氧含量20.7%，氩0.9%，氮含量78.4%，由于氩含量很低，所以空气是所谓的近似氧氮二元物系，一般简化为含氧20.7%，含氮79.3%的氧氮二元物系进行理论分析（这其实并不完全合理，氧氩沸点接近，氮氩沸点则相差较大，氩应该视见为氧，将空气简化为含氧21.6%，含氮78.4%的氧氮二元物系更合理，但也没有什么大问题）。假定环量温度300K，纯化器阻力，主换热器正返流阻力损失均为0.1bar，上塔，空分塔，下塔阻力损失均为0.1bar，空压机，空气增压机，氮压机，涡轮增压机等温效率70%，膨胀机绝热效率85%，主换热器冷热端换热温差和主冷凝器换热温差均为2K！下塔理论塔板数45块，上塔理论塔板数60块（目前上塔实际理论塔板数85块，其中氩馏分引出口以下25块），氧气纯度99.5%（含氮0.5%），氮气纯度99.9%（含氧0.1%）。氧氮气产品纯度分别由提馏段理论塔板数和实际回流气液比及精馏段理论塔板数和实际回流液气比决定，通过增加理论塔板数或提高实际回流比可以进一步提高氧氮气产品纯度。
      现在把氧氮二元物系的双塔流程工艺方案以干空气处理量50000NM3做一下简单的描述，空气等温压缩至5.6bar，纯化后其中15000NM3经涡轮增压后在主换热器换热后进入膨胀机膨胀制冷，膨胀制冷空气进入上塔参与精馏。其余35000NM3纯化后的压力空气在主换热器与返流氮气，污氮气，氧气换热后部分带液进入下塔底部，压力空气在下塔冷凝分离为16000NM3液氮和19000NM3富氧液空，下塔送上塔液氮和富氧液空数量由下塔理论塔板数，下塔液氮纯度（决定了上塔氮气产品纯度的上限！）下需要的实际回流液气比决定，下塔理论塔板数越少，液氮纯度越高，则富氧液空中的氧含量越低，送上塔顶部的液氮数量越小富氧液空数量越大。液氮和富氧液空过冷减压分别送至上塔顶部和精馏段作为回流液，上塔和下塔之间是主冷凝器，上塔底部的液氧蒸发气化，一部分引出在主换热器换热后作为氧气产品（以含氮量为工艺指标，含氮量0.5%则氧气纯度为99.5%），一部分作为上塔提馏段的回流上升气！液氧蒸发气化的热量来自下塔顶部的氮气冷凝潜热，下塔顶部冷凝的液氮一部分作为下塔的回流液，一部分过冷减压后送上塔顶部作为回流液。上塔精馏段引出污氮气和上塔顶部引出的合格氮气（纯度99.9%，含氧0.1%）及从上塔底部引出的合格氧气在主换热器换热后从空分装置引出，其中氧气，氮气作为空分产品，污氮引出则作为纯化器再生气及空冷塔之用！同时从空分塔底部引出约700-800NM3的液氧！
  以上对双塔流程的叙述和深冷空分教科书中的叙述最大的区别在于进入下塔和膨胀制冷空气数量的不同，深冷空分教科书中进入下塔的空气数量为42500NM3，膨胀制冷空气数量为7500NM3！液氧引出量接近于零，氧气纯度虽然同样为99.5%，但含义是完全不同的，深冷空分教科书中的99.5%是含氩0.5%，氮含义则微乎其微！这里的问题是深冷空分教科书中其实是空气真实组分下的氮氩一氧精馏工艺方案是近似氧氩精馏工艺方案，而不是氮一氩氧精馏塔近似氧氮二元物系精馏工艺方案！非常不严谨地从近似氧氮二元物系精馏工艺方案变成了氮氩一氧精馏工艺方案，造成了混乱。
) k" e  k: U4 z# H3 K5 Y     下面就未经开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案优化（即末设空气增压机）的氧氮二元物系新单塔流程简单叙述如下，干空气50000NM3立方米，等温压缩至4.2bar，纯化后其中40000NM3经涡轮增压后在主换热器换热后膨胀制冷进入空分塔参与精馏，其余10000NM3压力空气在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中冷凝为液空，过冷减压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42000NM3，在主换热器换热后，其中20000NM3作为产品氮气，其余22000NM3的氮气等温压缩至5.4bar，在主换热器换热后进入设置在空分塔底部的压力氮气冷凝器中冷凝为液氮，过冷减压后送至空分塔顶部作为回流液，空分塔精馏段污氮气引出量的为19000NM3，空分塔底部的液氧蒸发气化后一部分作为空分塔提馏段回流上升气，一部分作为引出，污氮气和氧气在主换热器换热后，氧气作为产品引出空分装置，污氮气作为纯化器再生气及空冷塔之用！同时从空分塔底部引出约1500NM3的液氧。这当然是完全氧氮二元物系精馏工艺方案而不是以氧氮二元物系精馏工艺方案为名实际上的氮氩一氧近似氧氩精馏工艺方案！如果增设空气增压机（出口压力38bar）把进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器10000NM3压力空气中4000NM3压力空气增压至38bar用于正流液化后节流减压或经液体膨胀机减压后进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，则从空分塔底部引出的液氧数量将达到约3500NM3！
% x' s) O& q: A6 M9 N: c    下面讨论三个问题，一是双塔流程的上塔和新单塔流程的空分塔上升气数量的变化。氧氮二元物系所谓双塔全低压工艺方案，以处理50000NM3干空气空分装置为例，上塔富氧液空入口处以上的上升气数量约39200NM3（恒摩尔流假定下的数据，实际的情况是富氧液空入口处以上的上升气数量小于39200NM3，随着氧氮交换。上升气中的氧含量下降，上升气数量增加），其实就是就是5000NM3干空气中的氮气数量，这是一个特殊的情况，是采用以空气为循环工质的一拖二开式热泵供冷供热方案而带来的特殊问题。这样的情况和所谓的双效精馏的情况非常相似，这大概也是深冷空分教科书将双塔流程又称为双效精馏流程的一个基本原因。标准常规精馏塔中精馏段的上升气数量等于精馏原料中的低沸点组分数值加低沸点回流液数量。如果仅仅从精馏段上升气数量出发，那所谓的双塔流程就太有利了，精馏段通过污氮气引出，污氮气引出口以上的回流液气比都可以大于1（全回流的最大回流液气比，回流比无限大）！氮气产品纯度的提高将非常容易，但实际上完全不是如此！原因是氮气产品纯度受限于下塔送上塔的液氮纯度，即使污氮气引出口以上是回流液气比再大也没有实际意义。那么双塔流程全低压工艺方案上塔精馏段富氧液空入口处以上的上升气数量少是否有利于提高氧提取率呢？其实不然！以处理干空气50000NM3空分装置为例，采用双塔流程标准氧氮二元物系精馏工艺方案。当进入下塔的空气数量为30000NM3时，上塔提馏段回流气液比已经大干最小回流气液比5%左右，气氧纯度可以达到99.5%以上，但是这时送上塔的液氮数量只有14000NM3，富氧液空入口处对应的气相中的氧含量为17%-左右（与40%富氧液空平衡的气相组成中的氧含量为15%），富氧液空至污氮气引出口之间（决定污氮气中的氧含量及空分装置氧提取率）需要最小回流液气比为0.43，需要下塔送上塔液氮数量16000NM3以上，但下塔送上塔的液氮数量只有14000NM3！氧提取率在90%以下！当进入下塔的压力空气数量从30000NM3增加至35000NM3时，富氧液空入口处对应的气相氧含量为17%-18%，下塔送上塔液氮数量为16000NM3，氧提取率可以达到95%以上！如果进一步提高进入下塔的压力空气数量，下塔送上塔的液氮数量当然增加，但是富氧液空入口处对应的气相中的氧含量也会随之提高，空分装置的氧提取率基本上保持不变只是略有升高！虽然随着进入下塔的空气数量增加，下塔送上塔液氮数量相应增加双塔流程富氧液空入口处以上的上升气数量不变，但是富氧液空入口处对应的气相中的氧含量相应升高，富氧液空入口处至污氮气引出口之间的最小回流液气比相应升高，污氮气中的氧含量只是略有下降，氧提取率略有上升而己！
( D( }- ^( D: A7 l( N% ~; F     在70%的压力空气进入下塔的情况下，双塔流程的上塔提馏段底部的回流上升气数量（16000-17000NM3），且从上塔底部向上上升气数量逐步增加（氧氮相变热的比值是1.23，氧氮交换比和相变热比值一致），大约是新单塔流程空分塔提馏段底部回流上升气数量（12000-13000NM3）的130%，膨胀制冷空气进行上塔和空分装置后，新单塔流程空分塔精馏段上升气数量（60000NM3）是双塔流程上塔精馏段上升气数量（39650NM3）的150%！以处理干空气5000NM3为例，新单塔流程液空入口处对应的气相中的氧含量为7%左右（与液空平衡的气相氧含量6.7%），最小回流液气比为0.33-0.35！需要的回流液氮数量为21000-22000NM3！压力空气70%（35000NM3）进入下塔的情况下，上塔富氧液空入口处对应的气相中的氧含量为17%-18%，决定氧提取率的污氮气引出口至富氧液空处的最小回流液气比为0.43！液氮回流液数量17000NM3，如果进入下塔的压力空气数量达到85%（42500NM3）则富氧液空入口处对应的气相中的氧含量为21%22%，决定氧提取率的污氮气引出口至富氧液空入口处的最小回流液气比0.52-0.54，需要回流液氮数量为21000-22000之间。
* L+ H+ a$ y  ?: E1 p5 f5 M* g   二，用于开式热泵供冷供热方案的压缩功耗，双塔流程是2450KWh（5.6bar每NM3空气压缩功耗0.07kWh），新单塔流程用于开式热泵供冷供热的压缩功耗1400+600=2000KWh！
0 N; n; f7 r1 U) V( q% p  m- a    三，如果以气氧液化单耗0.65KWh每标准NM3液氧，则核算出的未增设增压机新单塔流程气氧单耗为0.34KWh每标准立方米！双塔流程气氧单耗0.3KWh！但是如果新单塔流程空气增压机把纯化后的空气4000NM3增压至38bar用于正流液化，则新单塔流程的液氧产量将达到3500NM3，仍然以气氧液化单耗0.65KWh每标准立方米液氧作为核算扣除值，则核算出的气氧单耗为0.2540.25KWh！其实在以上假定的设备性能参数下，采用优化后的的空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案，液化效率为35%以下，对应气氧液化单耗0.72KWh以上。
   四，如果对双塔流程标准工艺方案进行空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案工艺参数优化，具体而言就是增设压力空气增压机，压力空气增压机出口压力38bar，则双塔流程氧氮二元物系精馏工艺方案中，液氧产量将达到1000-1500NM3，以气氧液化单耗0.65KWh每标准立方米液氧作为核算扣除值，刚气氧单耗0.28-0.305KWh每标准立方米气氧！

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   以上是其实是氧氮二元物系新单塔流程和氧氮二元物系双塔流程的比较。

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深冷空分教科书中的一个非常重要的问题，就是对氧氮氩三元物系依次精馏组织方案及隔板模型优化组织方案毫不涉及，以至于把近似氧氮二元物系精馏工艺方案及工艺参数，近似氧氩二元物系精馏工艺方案及工艺参数，氧氩氮三元物系依次精馏工艺方案及工艺参数，混为一谈产生了许多的混乱！