基于稳态模拟技术的空分增氮工艺流程设计与实施

杨泽萌，韩晓萌，卢新发

（北京首钢国际工程技术有限公司热能事业部；北京市冶金三维仿真设计工程技术研究中心，北京 100043）

引言

在空气分离方法中，深冷精馏法相较于变压吸附、膜分离具有分离纯度高、产能规模大等优势，广泛应用于石油、化工、冶金、机械、电子行业，技术成熟度较高[1]。现阶段，随着国家“碳达峰、碳中和”的政策驱动，各行业内相关节能环保项目应声落地。在该背景下，企业内既有空分机组的氧氮平衡比被打破，表现为氮气需求量的升高。经空分增氮技术方案对比，采用塔内改造增氮法对既有设备进行挖潜具有可行性，且经济效益明显[2-3]；而塔内精馏设备的技术改造是空分增氮工艺设计的难点。

化工过程模拟或流程模拟系统作为新技术、新工艺设计的有效工具，通过建立工艺流程的数学模型，进行规律计算、特性描述、行为预测与分析[4]。采用稳态模拟系统对空分增氮工艺进行分析，尤其针对塔内精馏设备改造的技术开发过程进行仿真；从而准确掌握工艺过程的信息参数并代替试验研究，推动空分增氮改造工程设计与创新发展，具有重要的指导意义。

1 项目概况

首钢公司所属钢铁生产单位，为落实国家对环境保护的相关政策以及超低排放的生产要求，新建多项环保类工程。其中，炼铁作业部除尘灰、瓦斯灰气力输送改造工程以氮气作为动力气源，需新增氮气20 000 m3/h；烧结球团一、二系列脱硫脱硝工程以氮气作为保护气源，需新增氮气6 000 m3/h。因此，新落地的环保项目所需氮气总量为26 000 m3/h。根据原工艺及生产所需氧、氮、氩气情况，制氧作业部日常运行三套35 000 m3/h 空分即可满足生产要求，实现供需平衡。考虑新建环保项目事故状态下增量因素，氮气总需求量达到30 000 m3/h。因此，需对既有空分设备进行挖潜改造，实现污氮资源化利用，从而保障环保项目顺利实施。每套35 000 m3/h空分氧、氮、氩气产品数据见表1。

表1 单套空分气体产品数据表

2 增氮工艺流程与物系选择

由于低压氮气产能提高，原纯氮塔K03 精馏能力无法满足增产要求。空分增氮改造工艺需对纯氮塔K03 进行重新设计，并将纯液氮管道与污液氮管道进行交叉互换，节流阀后两管道进行二次交叉互换；低压氮气管道与污氮管道交叉互换，复热后进行二次交叉互换，从而保障低压氮气顺利送出，工艺流程图如图1 所示。置换后的污氮量减少，需增设冷水机组以满足预冷系统所需冷量[5]。

图1 空分增氮工艺流程图

空分增氮模拟基于氧-氮-氩三元物系计算，通常采用立方形状态方程，如PR 方程、RK 方程、SRK方程等；经测算，在相同条件下，采用PR方程和SRK方程进行计算，产品产量相同，纯度误差小于3×105。[6]稳态模拟中的相平衡参数、焓及气相密度等，采用PR 方程[7]进行数学建模与计算，并依据空分增氮工艺流程图在Aspen Plus 中构建模拟流程。根据表1 所列，该流程模拟的低压氮气以70 000 m3/h作为计算产量。

3 流程模拟计算与结果分析

3.1 流程模拟的理论基础

对空分增氮流程进行化工过程模拟，是实现工艺系统稳定运行、达到设计要求的前提与基础。流程模拟按对象的时态划分，可分为稳态模拟和动态模拟两类；稳态模拟描述已知工况条件下的变量关系，与时间无关；而动态模拟描述过程为时间的函数，主要反映实际操作过程的变化规律[8]。在空分技术领域，常用稳态流程模拟进行新工艺设计、旧设备改造的优化。现阶段，主流的静态模拟系统包括艾斯本的Aspen Plus、剑维的PRO/Ⅱ、VMG 的VMGSim以及Chemstations的ChemCAD等。

以Aspen Plus 为基础进行流程模拟，在配置过程中，换热器E01、过冷器E03 选用多股流MHEATX模块，纯氮塔K03、低压塔K02、中压塔K01 等精馏装置选用RADFRAC 计算模块。由全塔物料衡算、能量衡算及Underwood 公式[9]计算纯氮塔K03 的最小回流比Rmin为1.55。按工程实践经验，全塔最优回流比Ropt为Rmin的1.1～1.5倍，设计选定Ropt为2.17。此时，根据增氮项目的设计参数及运行模拟流程，进行模拟计算。

3.2 模拟结果与分析

对于氧-氮-氩三元物系，全塔效率一般在50%～70%，本设计取全塔效率ET为60%。根据As⁃pen 严格流程模拟计算，纯氮塔K03 的理论塔板数为14，包括冷凝器与再沸器。因此，纯氮塔K03 的实际塔板数为22，塔顶采出产品参数如表2 所列。从表中可以看出，低压氮气从纯氮塔K03塔顶采出，流量为71 200 m3/h，含O2量为1.85×10-6，满足氮气增产规模与纯度要求。

表2 纯氮塔K03模拟数据表

3.2.1 精馏塔内温度与压力分布

稳态下纯氮塔K03内部各塔板的温度及压力分布，如图2、图3 所示。从图2 中可以看出，精馏塔内部温度随着塔板数的增加而升高，塔釜温度最高，约168.65 ℃，塔顶温度最低，约173.45 ℃。这是由于随着塔板数的增加，液相中高沸点组分摩尔分数逐渐增大，温度也随之升高。同时，在精馏塔塔釜设置再沸器，温度相对较高；而在塔顶处设置冷凝器，气相冷凝回流至精馏塔进行两相接触后分离，使得塔顶温度最低。

图2 纯氮塔K03的温度分布图

图3 纯氮塔K03的压力分布图

从图3 可知，精馏塔内部压力随着塔板数的增加而上升，低压氮气从塔顶采出，氮气压力约35 kPa。由于氮气为低沸点的轻组分，其在穿过塔板上升的过程中，存在塔板阻力损失，即塔板压降；而在气液两相接触过程中，轻组分要克服液体内层压力以及表面张力，这同样会造成压力损失。因此，精馏塔的塔顶的压力为纯氮塔K03压力最低点。

3.2.2 精馏塔内氮气组分分布

在氧-氮-氩三元物系中，氮气属于低沸点轻组分，在逐层穿越塔板的过程中浓度不断富集，在塔顶时纯度达到最高。纯氮塔K03内部各塔板的纯度分布如图4 所示。从图4 中可以看出，精馏塔内部的氮气纯度随着塔板数的降低而升高，越靠近塔顶氮气纯度越高，塔顶采出的氮气纯度大于99.999%，含O2量小于2×10-6，符合增氮项目对纯度的要求。

图4 纯氮塔K03的氮气纯度分布图

3.2.3 灵敏板位置确定

通常，在物系接触分离的过程中，精馏塔内的某些塔板具有灵敏板特性，其对温度非常敏感，能够在灵敏板位置设感温元件，从而准确监测进料状态参数变动，实现精准调控。不同分离物料气液平衡性质具有较大差异，灵敏板在精馏塔中的位置也会有所不同。在保持纯氮塔K03其它状态参数不变的条件下，通过改变系统回流比考察纯氮塔K03 灵敏板的位置及分布。回流比增加10%与减少10%工况下，精馏塔内理论塔板的温差分布见表3 及图5。从表3 及图5 中可以看出，当回流比增加时，精馏塔内塔板的温差呈正偏差，第10-12 块塔板可作为纯氮塔K03 的灵敏板，其中第11 块塔板为最适宜的灵敏板。当回流比降低时，精馏塔内塔板的温差呈负偏差，第10-12块塔板的温差变化更加明显，第11 块塔板变化最明显，最适宜作灵敏板。因此，可在第11块理论塔板处设置控制系统，从而达到优化精馏塔分离效果的目的。

图5 不同回流比理论塔板的温差分布图

表3 回流比与塔板温差数据表

4 项目实施

通过构建氧-氮-氩三元物系模型，经严格稳态模拟计算，重新设计的纯氮塔K03 总塔板数为24块，包括塔顶冷凝器与塔釜再沸器。设备供应商核算后，纯氮塔K03塔高增至5.11 m（含封头氮气管道出口），塔径保持不变，同时优化了液氮分配器等附件。精馏塔的感温控制系统设置在第11 块理论塔板处，即第18 或第19 块实际塔板处，利于精馏塔的监测与智能控制。在实施过程中，纯氮塔K03 的支撑钢结构做加固处理。为节约投资成本，创新采用管道交叉使用方法，将纯液氮管道与污液氮管道进行交叉互换，经过过冷器E03，在各自节流阀后进行二次交叉互换，送至各自精馏塔接口处参与精馏。低压氮气管道与污氮管道交叉互换，经过冷器E03、主换热器E01复热，出冷箱后进行二次交叉互换，送至各自既有管网。需要注意的是，在管线交叉互换的实施过程中，与管道连通的附属管线、检测仪表等，需一并引至对方管道上。同时，在冷冻机厂房内，增设1 套与既有冷冻机同规格、型号设备，弥补污氮减少的冷量损失，维持压缩空气进入纯化系统的进口温度。为保证纯氮塔K03塔顶低压氮气顺利送出，在压缩机厂房内新增设1 台45 000 m3/h 的低压氮压机。在项目投产满负荷生产时，低压氮气增产至80 000 m3/h，纯度合格，且超出了模拟预期值。

5 结论

对工业企业既有空分机组进行氮气增产改造，经化工过程模拟进行稳态计算与仿真，能够辅助设备挖潜设计与优化，对项目实施提供理论支撑。通过构建氧-氮-氩三元物系数学模型，采用PR 立方形方程，对空分增氮工艺进行稳态模拟。经研究，新纯氮塔K03 塔板数增加至24 块，塔高约5.11 m，第18 与第19 块塔板间设置感温智能控制设施。项目实施后，低压氮气从塔顶采出，产量增加至80 000 m3/h，纯度合格，超出了模拟预期。