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本帖最后由 Yb2021 于 2024-3-3 07:54 编辑
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空气氧氩氮三元物系精馏本体工艺方案采用经隔板模型优化后的依次精馏组织方案，粗氩冷凝塔加上空分塔（上塔）氩馏分引出口以下部分构成完整的依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，其中空分塔（上塔）氩馏分引出口以下部分为依次精馏第二精馏氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔的提馏段，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的精馏段。下面以处理干空气50000NM3，氧气产量10000NM3每小时的空分装置为例说明氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔的精馏计算。
1 p$ O2 n6 _1 H1 I$ E% A 基础数据如下，氩馏分中氧含量89.8%，含氩10%，含氮0.2%，氧氩相变热比值为1.08！与之平衡的液相含氩6.8%，含氮0.1%，含氧93.1%！# L3 a, u" i9 {5 Q0 y3 r* _
基于新单塔流程的氧氩氮三元物系经隔板模型优化后的依次精馏组织方案，采用压力空气，压力氮气，压力工艺氩气冷凝器均设置在空分塔底部的三开式热泵供冷供热方案。压力空气数量7000NM3，压力氮气数量25000NM3，压力工艺氩气数量14000NM3，空分塔底部液氧蒸发气化数量36300NM3，其中10050NM3折纯氧气10000NM3作为产品氧气引出。氩馏分引出口处下降液体数量36500NM3，其中氩含量约6.8%，含氮0.1%，氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔提馏段回流气液比0.72！最小回流气液比0.67！氩馏分引出口至空分塔底部理论塔板数25块，氧气产品纯度可以达到99.5%以上（氩含量小于0.5%，含氮微乎其微）！; h+ z$ ?' j8 O1 S K I5 ^
粗氩冷凝塔是空气氧氩氮依次精馏第二精馏塔氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔的精馏段。粗氩塔底部上升气数量13000NM3（进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量），顶部回流液数量13600NM3（压力工艺氩气中的400NM3去精氩塔底部压力工艺氩气冷凝器），粗氩冷凝塔回流液气比1.045！粗氩冷凝塔最小回流液气比1.042！粗氩冷凝塔理论塔板数200块，工艺氩气中的氮气含量4%，氧含量低于1PPM！其中以氧含量10%至粗氩冷凝塔顶部工艺氩气中的氧含量1PPM！氧含量降低4个数量级，的需理论塔板数130-150块！氧含量从90%降低至10%，不到一个数量级，需要理论塔板数50-70块左右！
4 ?+ k# r6 N7 G2 `" [* R% Y 对于氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔而言，由于氩馏分中的氮气含量很低，氮一氩氧分离系数相对于氧氩分离系数而言大得多！在精馏计算中可以完全按照氧氩精馏塔进行精馏计算！氮组分对精馏计算结果的影响很小。
7 J+ U/ h! O7 _9 l, ~4 B 粗氩冷凝塔的精馏计算最大的难点在于氧氩分离系数随着氩组分含量的升高而从1.5降低至1.1！这样当上升气中的氩组分含量超过80%时，就形成了精馏的瓶颈区！这段精馏区不但需要很多的理论塔板数（分离系数小），而且也无法通过提高实际回流液气比减少理论塔板数的数量。实际回流液气比为0.97-0.98之间！继续提高实际回流液气比实际上已经不可能！同时在实际回流液气比在0.97-0.98之间时，在氩组分含量10%至80%的精馏区间，虽然氧氩分离系数稍大，但实际回流液气比仅比最小回流液气比大不到0.5%！氧组分含量降低的速度非常慢（氧组分降低的速度是相邻理论塔板氧组分含量比值而不是差值！）！
0 M$ N! [: ?8 \. l. V8 y$ t 精氩塔是空气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。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，其中压力氮气数量100-300NM3（根据废气中氩含量决定），压力工艺氩气数量400NM3，压力氮气和压力工艺氩气冷凝器均设置在精氩塔底部，液氮，液体工艺氩过冷节流减压后分别送至精氩塔顶部及中部作为回流液。从精氩塔底部引出的396NM3精氩气，精氩塔顶部氮气和污氮气汇合！精氩塔提馏段回流气液比0.43，最小回流气液比0.4！精氩塔精馏段回流液气比0.99最小回流气液比0.94！
. l3 z- J! K9 `4 g3 g: ? ` 基于新单塔流程的氧氩氮三元物系经隔板模型优化后的依次精馏组织方案的第一精馏塔是氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔，空分塔氩馏分引出口以上是氧氩氮三元物系经隔板模型优化后的依次精馏组织方案的氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔。氩馏分引出口处上升气数量26500NM3，其中氩含量10%，氛含量0.2%，氧含量89.8%！其中13000NM3进入粗氩冷凝塔作为原料气，氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔底部回流上升气数量为13500NM3！氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔以膨胀制冷空气为界以下至氩馏分引出口为提馏段，膨胀制冷空气入口处下降液数量为26500NM3（己经考虑氧氩氮相变热的不同），实际回流气液比为0.51，最小回流气液比为0.47！实际回流气液比为0.47！在理论塔板数20-25块下，氩馏分中的氮气含量可以低至0.2%以下，由于氮一氩氧分离系数很大，在理论塔板数和进入粗氩冷凝塔的氩馏分数量不变的情况下，只要稍微增加进入设置在空分塔底部的压力空气冷凝器压力空气数量，稍微提高氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔提馏段回流气液比，氩馏分中的氮气含量就会大幅度降低。
0 A5 U; W9 @: e( A+ | C* s 膨胀制冷空气入口处以上至空分塔顶部是氮一氩氧精馏塔近似氧氮精馏塔的精馏段，其中分为三段，一是膨胀制冷空气入口处至液空入口处，二是液空入口处至污氮气引出口，三是污氮气引出口至空分塔顶部。其中膨胀制冷空气入口处上升气数量为68000NM3，液空入口处下降液数量为31000NM3，实际回流液气比为0.46！比最小回流液气比大很多，只需要3-5块理论塔板数，液空入口处上升气数量为62000NM3，污氮气引出口处下降液数量为25000NM3，实际回流液气比为0.4！液空入口处上升气的氧氩含量约为7%（与液空处于气液平衡状态），只需要10-15块理论塔板数就可以将污氮气中的氧含量降低至0.1%以下，从而保证氧提取率。根据污氮气引出数量的不同，污氮气引出口以上精馏段回流液气比也不同，如果污氮气引出数量20000NM3，污氮气引出口至空分塔顶部回流液气比为0.55！这一段实际上是氮一氩精馏段。根据氮气产品纯度，计算出需要的理论塔板数！
; G& d$ a- C2 H4 w 基于双塔流程的空气氧氩氮三元物系依次精馏第二精馏塔同样是氮氩一氧精馏塔近似氧氩精馏塔，其中在进入下塔空气数量43500NM3时，上塔底部液氧蒸发气化数量33000NM3，其中10000NM3作为产品氧气引出，回流气数量23000NM3！氩馏分引出口外下降液33200NM3，氩馏分引出口至上塔底部回流气液比0.7！最小回流气液比0.67，在25块理论塔板数下，氧气产品纯度可以达到99.5%！粗氩冷凝塔底部上升气数量11000NM3（氩馏分进入粗氩冷凝塔数量），粗氩冷凝器冷凝工艺氩气液体11600NM3（富氧液空蒸发气化数量约13000NM3），粗氩冷凝塔回流液气比1.0425！最小回流液气比1.042！粗氩冷凝塔理论塔板数200块，工艺氩气中的氧含量可以低于1PPM，工艺氩回流液数量约360NM3！9 c) }. j! S% s
精氩塔采用以压力氮气在精氩塔底部压力氮气冷凝器冷凝供热，减压液氮精氩塔顶部蒸发器蒸发气化供冷精馏工艺方案。其中工艺氩液体数量360NM3从精氩塔中部进入，精氩塔底部设置压力氮气冷凝器供热，压力氮气数量600-700NM3，液氮过冷减压后进入精氩塔顶部液氮蒸发器中蒸发气化供冷使精氩塔顶部气体冷凝作为回流液，未冷凝气体通过废气排放阀排入大气。液氮蒸发器中蒸发气化的氮气与污氮气汇合！从精氩塔底部引出精氩气的350NM3！
+ c0 [+ i# c: ?2 p 如果氧气产品纯度指标为99.8%！一个办法是增加氩馏分引出口至空分塔（上塔）底部之间的理论塔板数，理论塔板数从25块左右增加至35块以上！但是在空分塔理论塔板数有限的情况下，可增加的理论塔板数非常有限。第二个办法是提高氩馏分引出口至空分塔底部之间的实际回流气液比！对于基于新单塔流程的氧氩氮三元物系依次精馏工艺方案而言，办法是提高以工艺氩气为循环工质的开式热泵供冷供热量（从14000NM3增加至16000NM3）！而对于基于双塔流程的氧氩氮三元物系依次精馏工艺方案而言，就是将进入下塔空气数量从43500NM3增加至50000NM3（即空气全部进入下塔）的工艺方案！上塔底部液氧蒸发气化数量增加至38000NM3，氩馏分以下提馏段回流气液比升高至0.735，在氩馏分至上塔底部理论塔板数25块的情况下，可以保证氧气产品纯度达到99.8%！
% o. I( o/ }+ } U/ G1 ^$ ` 空气氧氩氮三元物系的依次精馏第二精馏塔氮一氩氧精馏塔近似氧氩精馏塔，从精馏工艺方案而言，是标准开式热泵精馏工艺方案！但由于氧氩理化性质的特殊性，具有非常鲜明的特点！从氧氩理化特性而言，一是氧氩常压下沸点仅相差3K。二是氧氩分离系数随着氧氩比例中氩含量比例的升高，氧氩分离系数从1.5逐步降低至1.1！三是氧氩分离精馏计算和恒摩尔流假定下精馏计算相差极大！
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发表于 2024-2-7 08:38:24
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