全液体空分设备流程形式的比较与选择.doc

全液体空分设备流程形式的比较与选择 全液体空分设备流程形式的比较与选择王庆波 , 郑小平开封空分集团有限公司设计研究院 , 河南省开封市公园路 28 号 475002 摘要 : 详细介绍全液体空分设备的不同流程组织形式 , 通过模拟计算得出采用不同流程组织形式的全液体空分设备的能耗等参数 , 并对不同流程的能耗与投资进行了比较 , 指出各种流程形式的液体产量适用范围。关键词 : 全液体空分设备 ; 空气循环 ; 氮循环 ; 双膨胀 ; 模拟计算 ; 能耗中图分类号 : TQ65717 文献标识码 : AComparison and selection of process flow types for f ullliquid2product air separation unitsWang Qingbo , Zheng XiaopingInstit ute of Research and Development , Kaif eng A i r Separation Group Co. , L t d. , 28 GongyuanRoad , Kaif eng 475002 , Henan , P. RChi naAbstract : The different process flow types of full liquid2product air separation units are introduced in details.The energy consumption parameters of various process organization types are calculated by simulation. Theenergy consumption and investment of different process types are compared to point out the suitable liquidproduction ranges of different process types.Keywords : Full liquid2product air separation unit ; Air cycle ; Nitrogen cycle ; Double2expansion ; Simulatingcalculation ; Energy consumption 空分设备为国民经济的许多部门提供生产用气 供能耗低、投资成本合理的液体空分设备。体和液体。随着各行各业的快速发展 , 工业气体的1 全液体空分设备流程特点需求量有较大的增长 , 特别是液体产品的需求量逐全液体空分设备的产品有液氧、液氮和液氩 ,年上升 , 每年以 15 %20 %的速度增加。液体产需要的冷量很大。传统的低压流程因为膨胀机的膨品具有贮存便利、供应方便、质量保证和输送效率胀比小 , 而且受换热器设计温差和拉赫曼气量的限高等优点 , 越来越被用户采用 , 市场潜力很大。如制 , 膨胀气量不能增加太多 , 制冷量也就不会太果仅靠空分设备副产液体根本不能满足市场的需大 , 传统低压流程的最大产液量是氧气量的 10 %求 , 全液体空分设备的应用已成为一种趋势。左右 , 这种流程不能满足大液体量的要求 ; 内压缩下面对全液体空分设备的流程组织形式进行分流程虽然可以让膨胀空气进下塔来保证膨胀气量不析和模拟计算对比 , 为不同规模的全液体空分设备受限制 , 但受空压机加工空气量和精馏效率的限如何选择合适的流程组织形式提供参考 , 为用户提收稿日期 : 2009204228 ; 修回日期 : 2009210212作者简介 : 王庆波 , 男 , 1975 年生 , 工程师 , 1997 年毕业于甘肃工业大学化工设备与机械专业 , 现为开封空分集团有限公司设计研究院流程设备室主任。?32 ?制 , 理论上内压缩流程最大的经济产液量是 20 % 211 空气直接膨胀循环制冷流程空气经过滤器过滤后被吸入空压机 , 压缩后的左右。可见 , 内压缩流程也不能满足产品为全液体空气全部进入膨胀机增压端增压 , 增压后的空气经的要求。冷气机组冷却后 , 进入分子筛纯化系统除去空气中为了满足全液体空分设备大制冷量的要求 , 需的水分、二氧化碳、乙炔、丙烯、丙烷、重烃和氧要采用空气直接膨胀循环或增加外循环的方式来保化亚氮等对空分设备运行有害的物质。净化后的空证膨胀机的大膨胀比和膨胀气量不受限制 , 满足液气进入精馏塔的主换热器与返流的氮、污氮气和膨体产品生产的要求。根据制冷系统组织方式的不胀后的空气进行热交换。一部分空气从主换热器中同 , 全液体空分设备的流程形式可分为 : 空气直部抽出去膨胀机膨胀获取冷量 , 膨胀后的空气返回接膨胀循环制冷流程 ; 中压外循环膨胀制冷流主换热器复热后放空 ; 另一部分从主换热器底部抽程 ; 有预冷的中压外循环膨胀制冷流程 ; 中压出节流后进入下塔的底部。在下塔中 , 空气被初步外循环双膨胀制冷流程。分离 , 在下塔底部得到富氧液空 , 富氧液空经过冷2 流程组织形式及模拟计算器被污氮气过冷后进入上塔参加精馏。在下塔顶部为了对比各个流程的单位能耗 , 所有的流程计得到高纯氮气 , 氮气在主冷中液化得到液氮 , 同时算都建立在同一基础上。主冷低压侧的液氧被汽化 , 液氮大部分回到下塔做利用 Aspen Plus软件对全液体空分设备流程进回流液 , 另一部分液氮经过冷器被污氮气过冷后进行模拟计算 , 流程模拟计算采用氧、氮、氩三元入上塔参加精馏 , 如需液氮可从此抽出。通过上塔系 , 并且对其相互作用系数作了适当修正 , 保证结的精馏 , 在上塔底部得到液氧 , 在上塔上部得到污果的可靠性。氮气 , 液氧从主冷取出送入贮存系统 , 污氮气从上在流程模拟计算中按压缩机的等熵效率为塔顶部抽出 , 经过冷器、主换热器复热后出冷箱作72 %来计算压缩机的能耗。为分子筛纯化系统再生气使用。具体流程如图 1 所全液体空分设备流程的预冷系统采用冷气机示。组 , 而不采用空冷塔和水冷塔组成的预冷系统 , 以由于大量膨胀空气从主换热器中部抽出 , 为了使计算简化并且具有可对比性。常温冷气机组的能保证主换热器的最小温差 , 必须提高空气直接膨胀耗按制冷量的 1/ 3 考虑 , 即消耗 1kW 电可以得到循环制冷流程中空压机的排气压力。为了得到最小3kW的制冷量 ; 低温冷气机组的能耗按与制冷量的单位能耗 , 空分设备产品液体量不同 , 空压机的相等考虑 , 即消耗 1kW 电可以得到 1kW 的制冷排气压力也不同。空压机的排气压力一般为量。019MPa 左右。按分子筛纯化系统的再生气量为加工气量的在空气直接膨胀循环制冷流程中 , 膨胀空气膨20 %来计算再生能耗。胀后直接放空 , 没有进入上塔或下塔参与精馏 , 且全液体空分设备流程在模拟计算对比时都不包液体产品所需的冷量完全由进入下塔的空气带入 ,含制氩系统 , 且以仅生产液氧为计算原则 , 使各种则进下塔的空气含湿量比较大 , 因此空分设备总的流程的单位能耗对比比较容易。依据设计和工业制产品提取率比较低 , 单位能耗比较高。所以大液体造的经验 , 高压换热器的平均温差取 615 K , 低压量的空分设备不易采用此流程。由于此流程适合生无膨胀空气中抽换热器的平均温差取 412 K , 低压产小液体量的空分设备 , 所以流程组织中不考虑制带膨胀空气中抽换热器的平均温差取 318 K , 且保氩系统。证换热器的最小温差不小于 1 K。空分设备的跑冷在保证主换热器的最小温差为 1 K的情况下 ,损失 Q 按下式计算 :空气直接膨胀循环制冷流程液氧产量分别为 200、016713Q 2115 V Air400、600、800、1000m / h 时各参数的计算结果见3式中 : V 为空气的体积流量 , m / h。Air 表 1。?33 ?图 1 空气直接膨胀循环制冷流程示意图AF?自洁式空气过滤器 TC1 ?空压机 B?膨胀机增压端 RU ?冷气机组MS1、MS2 ?分子筛吸附器 EH?电加热器 SL ?消声器 ET?膨胀机膨胀端E1 ?主换热器 E2 ?过冷器 C1 ?下塔 C2 ?上塔 K?主冷 V1、V2、V3 ?节流阀表 1 在主换热器最小温差为 1 K时空气直接膨胀循环制冷流程各参数的计算结果3液氧产量/ m / h 200 400 600 800 1000 12003空气量/ m / h 3050 5900 8800 11650 14550 17400排气压力/ MPa A 0199 0196 0193 0192 0191 019053膨胀量/ m / h 1880 3700 5550 7400 9250 11050膨胀比 1111/ 1125 11108/ 1125 11102/ 1125 11106/ 1125 11103/ 1125 11102/ 1125空压机能耗/ kW 346 660 970 1277 1587 1893预冷系统能耗/ kW 1015 2012 3012 40 50 60分子筛纯化系统能耗/ kW 1211 2314 3419 4612 5717 6910311843 11759 11725 11704 11695 11685单位能耗/ kW? h/ m 此流程形式的特点 : 流程组织简单 , 流程组织 同时主冷的低压侧液氧被汽化。部分液氮作为下塔中机器少 , 维护和操作方便 , 占地面积少 ; 主要缺 回流液 , 另一部分液氮从下塔顶部引出 , 经过冷器点是产品提取率低 , 单位能耗高 , 不适宜生产大液 被氮气和污氮气过冷 , 一部分节流送入上塔顶部参体量的空分设备。 加精馏 , 另一部分作为产品送入贮存系统贮存。212 外循环膨胀制冷流程 从下塔抽出一股压力氮 , 一部分在主换热器被21211 中压外循环膨胀制冷流程 空气复热后送到循环氮压机进口 , 另一部分在循环空气经净化后直接进入冷箱 , 在主换热器中与 氮换热器被高压氮气复热后送到循环氮压机进口 ,返流气体 纯氧、纯氮和污氮等 换热达到接近液 复热后的压力氮和膨胀后的氮气被循环氮压机压缩化温度后进入下塔。在下塔中 , 空气被初步分离成 后进入透平膨胀机组的增压端增压。经增压、冷却氮和富氧液空 , 顶部氮气在主冷中被冷凝为液体 , 后的氮气进入循环氮换热器内被返流冷气体冷却 ,?34 ?一部分从中部抽出进入膨胀端进行绝热膨胀以制取 经过上塔精馏后 , 污氮气从上塔上部引出 , 并空分设备所需的冷量 , 膨胀后的氮气返回循环氮换 在过冷器及主换热器中复热后送出冷箱 , 作为分子热器复热进入循环氮压机进行循环 ; 另一部分氮气 筛吸附器的再生气体。氮气从上塔顶部引出 , 在过从循环氮换热器末端排出 , 经节流后进入下塔参加 冷器及主换热器中复热后出冷箱。产品液氧从主冷精馏。 抽出送入贮存系统贮存。具体流程如图 2 所示。图 2 中压外循环膨胀制冷流程示意图AF?自洁式空气过滤器 TC1 ?空压机 RU ?冷气机组 MS1、MS2 ?分子筛吸附器 EH?电加热器SL ?消声器 TC2 ?循环氮压机 B?膨胀机增压端 ET?膨胀机膨胀端 E1 ?循环氮换热器E2 ?主换热器 E3 ?过冷器 C1 ?下塔 C2 ?上塔 K?主冷 V 、V 、V ?节流阀1 2 3表 2 循环氮压机压力 311MPa A 时中压外循环膨胀制冷 空分设备的冷量绝大部分来自氮循环制冷 , 不流程不同液氧产量各参数的计算结果是来自正流空气膨胀 , 这样液体的产量就不会受到3液氧产量/ m / h 1000 2000 3000 4000空气量的限制 , 也不会影响到空分设备的提取率。3所以从理论上讲 , 该流程可以适用于液体产量从小 循环氮气量/ m / h 10660 21300 31700 420503到大的空分设备。但是 , 当液体量小时 , 循环氮压 空压机排气量/ m / h 4950 9900 14850 19700机在保证膨胀机进口压力的情况下制造就很困难 , 空压机排气压力/ MPa A 0162 0162 0162 016239025 17910 26860 35650不易实现 ; 液体量大时 , 由于没有最大量利用常温 膨胀氮气量/ m / h冷量 , 单位液体的能耗就会很大 , 不经济。 膨胀比 4214/ 515 4213/ 515 4214/ 515 4217/ 515由于采用了氮循环制冷 , 上塔没有膨胀空气和 空压机能耗/ kW 454 890 1335 1771贫液空 , 氩的提取率增大 , 可以达到 86 % ; 又由 循环氮压机能耗/ kW 882 1762 2622 3478于没有膨胀空气和贫液空 , 整套空分设备的操作简预冷系统能耗/ kW 2015 41 6115 8116单。受循环压缩机机型和高压换热器的影响 , 循环分子筛纯化系统能耗/ kW 19165 3913 58195 78123压缩机的压力一般取 310MPa 左右。单位能耗/ kW? h/ m 11367 11366 11359 11352循环氮压机压力为 311MPa A , 液氧产量分3别为 1000、2000、3000、4000m / h 时各参数的计 对比表 1 与表 2 可以看出 , 中压外循环膨胀制3冷流程的单位能耗要低约 013kW? h/ m 。但是当液算结果见表 2。3体量小于 1000m / h 时 , 循环氮压机的气量小于?35 ?3 310660m / h , 膨胀机的气量小于 9025m / h , 而膨 入低温冷气机组 , 在低温冷气机组内氮气被冷却到胀机的进口压力为 412MPa A 左右 , 循环氮压 - 35 - 30 后送回循环高压氮换热器 , 继续被机和膨胀机的选型比较困难 , 不易实现。 返流冷气体冷却。一部分从中部抽出进入膨胀端进此流程的特点 : 利用了中压外循环 , 制冷量 行绝热膨胀以制取空分设备所需的冷量。膨胀后的大 , 适用范围广 , 产品提取率高 , 能耗相对较低 ; 氮气返回循环高压氮换热器复热后 , 进入循环氮压但是增加了循环压缩机 , 采用了中压膨胀机 , 投资 机进行循环 ; 另一部分氮气从循环高压氮换热器末增加。 端排出 , 经节流后进入下塔参与精馏 , 其流量等同21212 有预冷的中压外循环膨胀制冷流程 于抽出的压力氮气量。流程的其他部分与中压外循此流程与中压外循环膨胀制冷流程相比 , 主要 环膨胀制冷流程相同。是增加了低温冷气机组 , 利用循环高压氮换热器热 在有预冷的中压外循环膨胀制冷流程中增加了端的潜力增加高温制冷量 , 增加液体产品的产量 低温冷气机组 , 充分利用了循环高压氮换热器的潜具体流程如图 3 所示 。即从下塔抽出一股压力 力 , 增加了冷量 , 降低了能耗。但是由于需要从循氮 , 一部分在主换热器被空气复热后送到循环氮压 环高压氮换热器抽出气体 , 并且抽出气体的温度与机进口 ; 另一部分在循环高压氮换热器被高压氮气 设计温度不能有太大的差别 , 以免影响冷气机组的复热后送到循环氮压机进口 , 复热后的压力氮和膨 制冷量 , 进而影响液体产品的产量 , 这样对低温冷胀后的氮气被循环氮压机压缩后送入透平膨胀机组 气机组和主换热器的设计、制造要求很高 , 可调节的增压端增压 , 经增压、冷却后的氮气进入循环高 性较差。压氮换热器内 , 冷却到 - 20 - 15 时被抽出送图 3 有预冷的中压外循环膨胀制冷流程示意图AF?自洁式空气过滤器 TC1 ?空压机 RU1 ?冷气机组 MS1、MS2 ?分子筛吸附器 EH?电加热器SL ?消声器 TC2 ?循环氮压机 RU2 ?低温冷气机组 B?膨胀机增压端 ET?膨胀机膨胀端E1 ?循环高压氮换热器 E2 ?主换热器 E3 ?过冷器 C1 ?下塔 C2 ?上塔 K?主冷 V1、V2、V3 ?节流阀 当循环氮压机压力提高时 , 单位能耗下降 , 但 循环氮压机压力为 311MPa A , 液氧产量分3考虑膨胀机和循环高压氮换热器为国产产品 , 循环 别为 1000、1500、2000、3000、4000m / h 时各参氮压机选用 311MPa A 等级。 数的计算结果见表 3。?36 ? 表 3 循环氮压机压力 311MPa A 时有预冷的中压外循环膨胀制冷流程不同液氧产量时各参数的计算结果3液氧产量/ m / h 1000 1500 2000 3000 40003循环氮气量/ m / h 8280 12350 16450 31700 3270034950 7420 9900 14850 19700空压机排气量/ m / h空压机排气压力/ MPa A 0162 0162 0162 0162 016236620 9870 13150 19700 26250膨胀氮气量/ m / h膨胀比 4115/ 515 4115/ 515 4115/ 515 4116/ 515 4118/ 515空压机能耗/ kW 445 667 890 1335 1771循环氮压机能耗/ kW 685 1021 1360 2034 2704低温冷气机组能耗/ kW 4614 7216 92 138 195预冷系统能耗/ kW 2015 3017 41 6115 8116分子筛纯化系统能耗/ kW 19165 2915 3913 58195 78123单位能耗/ kW? h/ m 11218 11214 11211 11209 11207 从表 3 可以得出 , 采用此流程 , 当液氧量大于 应范围更广 ; 但操作相对复杂 , 对循环高压氮换热3 31000m / h 时 , 单位能耗小于 1122kW? h/ m , 且随 器和冷气机组的设计、制造要求高。着液体量的增加 , 单位能耗减少。当液体量为 213 中压外循环双膨胀制冷流程3 31000m / h 时 , 循环氮压机的气量为 8280m / h , 膨 此流程与中压外循环膨胀制冷流程相比 , 主要3胀机的气量 6620m / h , 进口压力为 4115MPa 是用高、低温膨胀机代替了一台中压膨胀机 , 以充A , 机器难以实现 , 这样的工况条件不宜采用。 分利用循环高压氮换热器的潜力增加制冷量 , 提高此流程特点 : 利用了冷气机组高温段制冷效率 液体的产量。具体流程如图 4 所示。高的特点 , 提高了制冷能力 , 单位能耗比较低 , 适图 4 中压外循环双膨胀制冷流程示意图AF?自洁式空气过滤器 TC1 ?空压机 RU1 ?冷气机组 MS1、MS2 ?分子筛吸附器EH?电加热器 SL ?消声器 TC2 ?循环氮压机 B1 ?高温膨胀机增压端 ET1 ?高温膨胀机膨胀端B2 ?低温膨胀机增压端 ET2 ?低温膨胀机膨胀端 E1 ?循环高压氮换热器 E2 ?主换热器E3 ?过冷器 C1 ?下塔 C2 ?上塔 K?主冷 V1、V2、V3 ?节流阀?37 ? 从下塔抽出一股压力氮 , 一部分在主换热器被 另一部分氮气从循环高压氮换热器末端排出 , 经节空气复热后送到循环氮压机进口 , 另一部分在循环 流后进入下塔参加精馏。流程的其余部分与中压外高压氮换热器被高压氮气复热后送到循环氮压机进 循环膨胀制冷流程相同。口。复热后的压力氮和膨胀后的氮气被循环氮压机 但由于受循环压缩机和高、低温膨胀机机型的压缩后分成两部分 , 一部分直接进入循环高压氮换 影响 , 此流程不适用于小液体量的液体空分设备。热器冷却 , 被冷却到一定温度后抽出去高温膨胀机 循环压缩机的排气压力一般为 310MPa 左右 , 两次膨胀端进行膨胀以制取空分设备所需的冷量 , 然后 增压后的压力约为 614MPa , 液体量小 , 膨胀量就返回循环高压氮换热器复热后进入循环氮压缩机进 要小 , 高压低流量膨胀机没有办法生产 , 这时就需行循环压缩。另一部分首先去高温透平膨胀机组的 要降低循环氮压机的排气压力 , 当压力降低到一定增压端增压 , 经增压冷却后的氮气进入低温膨胀机 程度时 , 此流程就不再具有优势 , 因为此时投资组的增压端增压 , 通过冷却器冷却后进入循环高压 高 , 能耗也不低。氮换热器被返流冷气体冷却。冷却后的一部分氮气 在循环氮压机压力为 311MPa A 情况下 ,3从中部抽出进入低温膨胀机组膨胀端进行绝热膨胀 对 2000、3000、4000、5000、6000m / h 液氧工况以制取空分设备所需的冷量 , 膨胀后的氮气返回循 进行模拟计算 , 计算结果见表 4。环高压氮换热器复热后进入循环氮压机进行循环 ;表 4 循环氮压机压力 311MPa A 时中压外循环双膨胀制冷流程不同液氧产量时各参数的计算结果3液氧产量/ m / h 2000 3000 4000 5000 6000316550 24600 32400 40450 48600循环氮气量/ m / h39900 14850 19700 24600 29300空压机排气量/ m / h空压机排气压力/ MPa A 0162 0162 0162 0162 016236000 9000 12000 15000 18000高温膨胀氮气量/ m / h高温膨胀机膨胀比 3017/ 515 3017/ 515 3017/ 515 3017/ 515 3017/ 51537390 10870 14120 17570 20860低温膨胀氮气量/ m / h低温膨胀机膨胀比 58/ 515 5819/ 515 6012/ 515 6019/ 515 6113/ 515空压机能耗/ kW 890 1335 1771 2212 2634循环氮压机能耗/ kW 1400 2081 2741 3422 4110预冷系统能耗/ kW 41 6115 8116 10119 12113分子筛纯化系统能耗/ kW 3913 58195 7812 9717 11613311185 11179 11168 11166 11163单位能耗/ kW? h/ m 从表 4 的数据可以知道 , 对应高、低温膨胀机 单 , 空分设备变工况更容易 , 单位液体能耗最低 ,的流程 , 循环高压氮换热器的压力等级都在 尤其是大液体量的全液体空分设备能耗更低。610MPa A 左右 , 膨胀机的膨胀比在 11 左右 ,3 不同液氧、液氮比例下氮气循环与空气国产设备效率低。为了保证整套液体空分设备的单循环流程的比较位能耗 , 需要进口高压换热器和高、低温膨胀机 ,文章只对中压外循环双膨胀制冷流程进行比使整个投资增加 , 采用中压外循环双膨胀制冷流程较 , 其他流程形式与此相同。3全液体空分设备的投资为全液体空分设备所有流程对液氧产量为 5000m / h , 液氮产量依次为 0、3中最高的。2500、5000、7500、10000m / h 时的氮气循环和空采用高、低温膨胀机双膨胀制冷 , 既充分利用气循环双膨胀制冷流程进行模拟计算 , 计算结果见了膨胀机高温、高焓降的特点 , 又降低了高压换热表 5、6。器的不可逆损失 , 降低了能耗 , 且两股流体调整简?38 ?表 5 不同液氮产量下氮气循环流程的模拟计算结果3液氮产量/ m / h 0 2500 5000 7500 10000340450 57400 74500 89500 106000循环氮气量/ m / h3空压机排气量/ m / h 24600 25500 28000 30500 33000315000 22000 29500 36300 43500高温膨胀氮气量/ m / h高温膨胀机膨胀比 3017/ 515 3017/ 515 3017/ 515 3017/ 515 3017/ 5153低温膨胀氮气量/ m / h 17570 24500 30400 36200 42100低温膨胀机膨胀比 6012/ 515 62