外行学空分（329）一一空分基本原理一一开式热泵精馏（6）

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      二元物系的精馏分离是多元物系精馏分离的基础，多元物系需要分解为多个近似二元物系精馏分离才能实现多元物系的完全精 馏分离，才能得到纯度合格的每一个多元物系组分产品，才能计算产品纯度，理论塔板数和回流比！多元物系的精馏分离就精馏本体部分（不包括供冷供热部分）而言都是依次近似二元物系精馏组织方案及依次精馏组织方案基础上的隔板模型优化组织方案。
     基于新单塔流程的空气氧氩氮三元物系依次精馏隔板模型优化后的精馏工艺方案如下（以处理干空气50000NM3为例），氧气产量折纯10000-10300NM3，氧气纯度99.5%-99.8%，氮气产量20000NM3，氮气纯度99.9%-99.999%，氩气产量380-400NM3，氩气中含氧1PPM以下，氩气纯度99.9%以上，空分塔理论塔板数85块，粗氩冷凝塔理论塔板数170-200块，空分塔底部至氩馏分引出口理论塔板数25块（氩馏分中含氩约10%，含氮约0.2%），氩馏分引出口至液空入口处理论塔板数的20-25块。其中膨胀制冷空气入口处至液空入口处理论塔板数3-5块，液空入口处至污氮气引出口理论塔板数10-15块，污氮气引出口以上至空分塔顶部理论塔板数20-25块。以上空分塔各段理论塔板数只是一个大体范围，准确的空分塔各段理论塔板数需要在氧氮气产品纯度及氩馏分中的氮气含量指标确定后再经过计算确定。干空气50000NM3经两段压缩至3.9-4.3bar，纯化器纯化后其中5000NM3增压至38bar，在主换热器与返流气换热液化过冷后（一般设置压力空气液化器）经液体膨胀机膨胀减压进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中，另有未增压的压力空气5000NM3在主换热砦与返流气换热后同样进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器中冷凝液化，液空过冷后送至空分塔精馏段中部作为回流液。其余未经增压的压力空气40000NM3经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，膨胀制冷后的空气进入空分塔参与精馏，膨胀机输出功用于膨胀空气的涡轮增压。从空分塔顶部引出氮气42000NM3在主换热器复热至常温后，其中20000NM3作为产品氮气，22000NM3经两段压缩至5.4bar，在主换热器与返流气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，液氮过冷后送至空分塔顶部作为回流液。从空分塔精馏段引出污氮气约20000NM3在主换热器换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6500-6800NM3气氧在主换热器换热后作为产品氧气，另外引出3500NM3的液氧。从空分塔底部以上25块理论塔板数处引出氩馏分14000-18000NM3（含氩8%-10%，含氮约0.2%）进入粗氩冷凝塔进行精馏分离。从粗氩冷凝塔顶部引出工艺氩气14000-18000NM3在主换热器换热复热至常温后后压缩至2.3bar，如果工艺氩气深冷压缩机不存在设计制造困难，工艺氩气宜采用深冷压缩，这样不但可以减少主换热器换热面积，而且可以减少正返流阻力损失。在主换热器换热后，其中13600-17600NM3进入设置在空分塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩气液体，过冷后送至粗氩冷凝塔顶部作为回流液。其余约400NM3压力工艺氩气则进入设置在精氩塔底部的压力工艺氩气冷凝器中冷凝为工艺氩气液体，过冷节流减压后送至精氩塔中部作为回流液，精氩塔底另外设置压力氮气冷凝器，来自主换热器换热后的压力氮气约100-300NM3在其中冷凝为液氮，过冷节流减压送至精氩塔顶部作为回流液。从精氩塔底部引出精氩产品380-400NM3在主换热器换热后作为产品氩气。以上精馏工艺方案就精馏本体而言就是氧氩氮三元物系隔板模型优化后的依次精馏组织方案，其中空分塔氩馏分引出口以上是氧氩氮三元物系依次精馏的第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔。粗氩冷凝塔加氩馏分引出口以下的空分塔是氧氩氮三元物系依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔。精氩塔是氧氩氮三元物系依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔。
     氧氩氮三元物系依次精馏组织方案中，依次精馏第一精馏塔精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔精馏能耗最大，大约占氧氩氮三元物系依次精馏总能耗的60%-80%！依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔次之，大约占20%-40%（是否隔板模型优化对氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，依次精馏第二精馏塔精馏能耗差距巨大）与之相比精氩塔一一依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔能耗是很小的，基本上可以忽略不计！
6 E. w  f* w  u4 D2 F/ H) P7 ~    基于双塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案也是经隔板模型优化后的依次精馏组织方案，其中上塔氩馏分引出口以上是依次精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，上塔氩馏分引出口以下和粗氩冷凝塔是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔。精氩塔是依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔。基于双塔流程的氧氩氮三元物系依次精馏组织方案供冷供热方案采用以空气为循环工质的一拖多开式热泵供冷供热方案。从开式热泵供冷供热方案而言，上塔加粗氩冷凝塔共有四个供热供冷点，按照标准精馏术语就是再沸器供热点和冷凝器供冷点。其中供热点一个，供冷点三个！供热点是上塔底部和下塔顶部之间的主冷凝器压力氮气冷凝供热使上塔底部的液氧蒸发气化，一部分作为产品氧气引出，一部分作为上升气。供热量的大小和氧气引出量决定了上塔提馏段上升气数量的大小及上塔氮氩一氧精馏塔提馏段的回流气液比，在氩馏分至上塔底部之间理论塔板数既定的情况下，决定了氧气产品纯度。从供冷而言，一是空分塔顶部减压过冷后的液氮直接加入作为回流液，实际上就是精馏塔顶部供冷其供冷温度等于液氮的沸点温度，其供冷量是液氮蒸发气化潜热，这个供冷量的大小，在氮气产量及污氮气引出口至上塔顶部理论塔板数既定的情况下，决定了氮气产品纯度指标（但上限是下塔送上塔顶部液氮纯度对应的氮气产品纯度）！其余两个供冷点是上塔氮一氩氧精馏塔精馏段中部，减压过冷后的富氧液空直接加入作为回流液，实现给上塔精馏段中部供冷，供冷温度是富氧液空沸点温度，供冷量是加入上塔的富氧液空蒸发气化潜热。这个供冷量和上塔顶部供冷量之和的大小，决定了氩馏分引出口以上至污氮气引出口之间的氮一氩氧精馏塔上升气数量，在富氧液空至氩馏分引出口之间理论塔板数既定的情况下，直接决定了氩馏分中的氮气含量，供冷量（即富氧液空加入供冷量和液氮加入供冷量之和）越大，氩馏分引出口至富氧液空之间的回流气液比越大，氩馏分中的氮气含量越低！最后一个供冷点是粗氩冷凝塔顶部，减压过冷后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作为回流液。粗氩冷凝器的供冷量（富氧液空蒸发潜热）越大，在粗氩冷凝塔理论塔板数既定的情况下，则工艺氩气产品数量可以增加，工艺氩气中的氧含量可以降低。减压过冷后的富氧液空既给粗氩冷凝塔顶部供冷，也给上塔精馏段中部供冷，两者之间富氧液空数量的分配直接决定了氩馏分中的氮气含量，工艺氩气产量和工艺氩气中的氧含量。也是形成所谓粗氩冷凝塔氮阻问题的根本原因（相关内容可以参阅前面的帖子一一氩馏分中的氮气含量是如何计算的）。精氩塔采用来自下塔顶部的压力氮气冷凝潜热作为精氩塔底部的供热，在精氩塔底部冷凝器中冷凝的液氮节流减压后进入精氩塔顶部的液氮蒸发冷凝器，液氮蒸发气化吸热便精氩塔顶部的氮氩混合气体冷凝作为精氩塔回流液，气化后的氮气与污氮气或者上塔顶部氮气汇合在主换热器复热后引出。这实际上不是开式热泵精馏，而是以压力氮气冷凝供热，减压后的液氮蒸发供冷的标准常规精馏工艺方案。
" S/ a0 c; W; S0 |0 z( F( |  _" O  基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏组织方案，同样采用  经隔板模型优化后的空气氧氩氮三元物系依次精馏组织方案，其中空分塔氩馏分引出口以上是依次精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔，氩馏分引出口以下的空分塔加粗氩冷凝塔是依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔。精氩塔是依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔。和基于双塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案是完全一致的。两者之间的区别在于供冷供热方案的不同！
4 u9 b# Z4 f  V  p    基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案中的供冷供热方案采用空气，氮气，工艺氩气为循环工质的三开式热泵供冷供热方案。其中依次精馏第一精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔采用氮气，空气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案，依次精馏第二精馏塔采用以工艺氩气为循环工质的单开式热泵供冷供热方案，依次精馏第三精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氮氩精馏塔采用以氮气，工艺氩气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案！毫无疑问基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案中的三开式热泵供冷供热方案的开式热泵供冷供热方案的有效能效率大大高于基于双塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案中的以空气为循环工质的一拖多开式热泵供冷供热方案。以处理干空气50000NM3的空分装置为例。基于双塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案中的进入下塔的压力空气压力5.4bar，数量分别为45000NM3和50000NM3，其压缩功耗就是开式热泵循环工质的压缩功耗分别为3150kWh和3500kWh！而对应的基于新单塔流程的三开式热泵供冷供热方案，氮压机出口压力5.4bar，压缩量22000NM3，空气热泵循环工质空气压力3.9-4.3bar，压缩量（循环量）10000NM3，工艺氩气压缩机出口压力2.0-2.3bar，压缩量14000-18000N川3，压缩功耗在2400KWh和2600KWh之间。
    当然基于新单塔流程的氧氩氮三元物系精馏工艺方案也可以采用以氮气为循环工质的单开式热泵和以氮气，空气为循环工质的双开式热泵供冷供热方案。其中以氮气为循环工质的单开式热泵供冷供热方案，氮气压缩量为50000-55000N川3，压缩功耗3150-3500KWh，采用空气，氮气双开式热泵供冷供热方案时，氮气压缩量22000NM3，空气循环工质压缩量25000-30000NM3，压缩功耗2800-3100KWh。

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  空分装置的能耗水平在开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数优化后决定于开式热泵精馏的能耗水平，开式热泵精馏过程在精馏组织方案优化后，则决定于开式热泵供冷供热方案。

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空气氧氩氮三元物系精馏分离工艺方案的优化涉及到三个问题，一是空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案的优化，二是依次精馏隔板模型的优化，三是开式热泵供冷供热方案的优化。三个方面的工艺方案优化是缺一不可的！

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   空气精馏分离总体而言是且必须是开式热泵供冷供热精馏工艺方案。但出于流程简化的考虑，除了依次精馏第一精馏塔采用开式热泵供冷供热方案外，依次精馏第二，第三精馏塔可以采用开式热泵的压力循环工质和减压开式热泵循环工质液体作为供热供冷，采用标准常规精馏工艺方案。其中所谓开式热泵压力循环工质冷凝一蒸发器相当于蒸汽再沸器，所谓开式热泵减压后循环工质液体的蒸发一冷凝器相当于冷却水冷凝器。

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空分装置的能耗水平，决定于三个关健因素，在实际工程条件和设备性能参数既定的情况下，一旦空气开式热泵一膨胀制冷液化工艺方案及工艺参数的优化，二是依次精馏组织顺序及隔板模型优化组织方案，三是单开式热泵供冷供热方案还是多开式热泵供冷供热方案还是一拖二开式热泵供冷供热方案！

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对于空气精馏过程而言，开式热泵供冷供热方案就是环境温度以上的精馏过程的公用工程一一蒸汽，冷却水！