空分装置氩系统优化调整探索

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1、摘要：某公司两套四万等级空分装置由于氧氮实际用量偏离设计工况、主塔调整不 当、部分关键控制器 PID 参数设定不合理以及用气量波动等诸多因素制约导致氩 提取率偏低。本文详细分析了氩提取率偏低的原因以及采取的改进措施，同时也 分析了目前制约装置进一步优化调整的不利因素。通过不断探索优化，实现了氩 提取率的大幅度增加，即增加了空分装置运行的稳定性同时也带来了非常可观的 经济效益。关键词：空分设备；氩系统；回流比；氮塞；氩提取率；.、八、-前言某气体公司两套四万空分装置，于 2009 年初投产，氧氮产品性能指标均达 到设计要求，但氩系统工况稳定性差且氩提取率严重偏低。经过多次调整，氩系 统稳定性有所

2、增强，氩提取率也有所提高，但与设计产量仍相距甚远。2011年 12 月，在成套设备厂商和公司技术人员对两套装置进行了全面的技术分析，并在 此基础上进行了大幅度的优化调整。之后氩产量明显提高，氩提取率接近设计值 本文详细就氩系统调试中遇到问题和积累的经验，以及后续优化的方向进行思 考和探索。1、工艺流程简介某公司两套四万空分装置采用电机驱动的多轴等温压缩、氮水预冷、分子筛 吸附、中压透平膨胀机制冷、氧氮内压缩以及全精馏无氢制氩工艺流程。原料空气经过滤器后被空压机压缩至0.48MPa （本文压力均为表压），经预 冷系统冷却和分子筛吸附器后,分为低压空气、膨胀空气、高压空气三路进入下 塔。低压空气与

3、上塔污氮气和工业氮气换热后进下塔；膨胀空气先经增压机前三级压缩到2.3 MPa再经增压透平膨胀机膨胀后进下塔；高压空气经增压机五级压 缩至6.85MPa，然后与内压缩氧、氮换热，再节流进入下塔。本装置精馏系统包括主塔单元、氩系统单元和氪氙系统单元三部分（如图1 示）。主塔单元由上塔、下塔、主冷三部分组成，其中上塔为规整填料塔，下塔 为筛板塔，主冷采用多层浴式结构。氩系统采用全精馏无氢制氩工艺，从上塔提 馏段抽取得氩馏分，经粗氩塔精馏后得到含氧小于lppm的粗氩，再经精氩塔脱 氮后得到含氮量小于lppm的液氩产品。氪氙系统与此次调整无关，故不作详细 介绍。1 =图1精馏系统工艺流程简图过冷器 2

4、-下塔 3-主冷凝蒸发器 4-上塔 5-脱氮塔 6-氟氙塔 7-氩泵 8-粗氩塔 9-精氩塔 10-精氩蒸发器 11-氮泵 12-液氮 气液分离罐FV3211-液氮节流阀 HV3222-液空节流阀 LV3201-下塔液位控制阀 FV3265-氧气旁通至污氮控制阀 TIC3205-下塔温度控制器 AI3205- 下塔氧分析仪（02） FIC3211-液氮流量控制器 FIC3265-氧气流量控制 器LIC3201-下塔液位控制器 AI4110-氩馏分抽出口上方氧分析仪（02）TI4110-氩馏分抽出口上方测温仪（C） AIC4111-氩馏分含氧控制器（%02）2、调整前氩系统的运行工况某公司两套装

5、置投产至今，内压缩氧和液氧纯度均大于99.5%，下塔内压缩 氮和液氮含氧均小于lppm，上塔顶部工业氮气含氧约为0.2% （设计值1.5% 0）, 均达到设计要求。但是，氩系统运行工况非常不理想，氩馏分含氧虽高达94.5%, 但工况仍不稳定，氮塞现象时有发生。受氩馏分含氧高和工况稳定性差的双重影 响，氩提取率只有55%，远低于设计值76%。氩提取率严重偏低极大的影响了装 置的经济效益。3、原因分析针对氩系统的运行现状，成套设备供应商技术人员和公司技术人员经过分析 讨论，认为造成氩馏分含氧高和氩系统稳定性差的主要原因有以下几个方面。31客户氧氮用量偏离设计工况3.1.1氧气用量严重偏离设计工况。

6、两套装置单套设计高压氧用量为30000Nm3/h，中压氧用量为6000Nm3/h，而客户现在的实际单套高压氧用量为 30000Nm3/h，中压氧则完全不用。由于氧气取出量大幅减少，而加工空气量受到 空压机防喘振最低流量的制约，无法等比例降低负荷，造成加工空气量偏大，主 冷液氧蒸发量大，上升氧气量过多，上塔氧区上移导致氩馏分含氧高达94.5%， 污氮含氧也高达6%。3.1.2内压缩氮用量严重偏离设计工况。从下塔抽取的高纯内压缩氮设计用 量为12000Nm3/h，但实际用量在12000 Nm3/h16000 Nms/h之间波动。尤其当内 压缩氮用量突然大幅减少时，下塔回流液氮快速增加，富氧液空含氧

7、相应降低， 容易造成氩系统氮塞。3.2主塔调整不当3.2.1下塔回流比过大。由于客户用氮量超 出设计值且波动幅度较大，极大地限制了我们对 下塔工况的调整。尤其当客户用氮量突然增加时, 下塔回流液大幅减少很可能破坏塔顶氮纯度，为 保证产品纯度只得刻意将下塔回流比控制大一些, 以应对氮用量波动带来的风险。针对这一特殊工况，成套设备供应商技术人员对 下塔工况进行了重新计算，并现场对下塔富氧液空取样分析，结果显示含氧仅为 31%与设计值 36-38%存在较大偏差，可判定下塔回流比过大，塔底富氧液空含氮 过高是造成氩系统工况稳定性差的原因之一。刖上塔物料氐汨口傥置3.2.2贫液空节流阀HV3222和富氧

8、液空节流阀LV3201 流量分配不合理。下塔液空分为贫液空（设计含氧21%）和富氧液空（设计含氧 37%）。其中贫液空经液空节流阀HV3222输入上塔，富氧液空经粗氩冷凝器和精 氩冷凝器回上塔（详见图1）。经过物料平衡计算判断出通过HV3222的贫液空量 偏小，造成富氧液空量增加且含氧偏低，下塔液位控制阀LV3201也因此开大。 由于贫液空和富氧液空回上塔进料口与氩馏分抽出口的距离分别为15.4m和6.6m （见图2），因此富氧液空的流量和纯度对氩馏分的影响也更直接，尤其当富氧 液空量过大、含氧过低时更易引起氩系统氮塞。3.3部分关键调节器设定不当3.3.2 氩馏分串级控制器设定不当。氩馏分含

9、氧控制器 AIC4111 作为主调节 器串级控制副调节器FIC3265，再由FIC3265控制氧气旁通阀FV3265以稳定氩馏 分含氧。但由于副调节器 FIC3265 相关参数设定不合理造成 FIC3265 调节区间太 窄仅为360Nm3/h-440Nm3/h；另外，两个控制器PID参数设定不当导致调节速率太 慢。两方面原因导致该串级控制调节能力大大降低。3.4 内压缩氧流量不稳定某公司两套装置内压缩氧工艺流程较为特殊，液氧不是直接从主冷抽取，而 是先进储槽，然后再由三台液氧泵（两用一备）从储槽内抽取加压至7.6MPa，然 后经过空分装两套空分装置主换热器复热后外供客户（详见图 3）。S3内压

10、编氮工艺盃程简囹正常H5171 了6阀处T关闭伏志*応需rJE哄呂当外界用氧量稍有波动，两路液氧流量就会出现此消彼长的现象，即一路流 量减少另一路相应增加。当某一路氧流量增加幅度超过一定限度时就会造成该套 装置因冷量过剩而引起氩系统氮塞。4、处理措施4.1调整氧氮产品供应4.1.1调整氧产品产量。由于客户用氧量偏小，氧气产量受到限制，因此通 过采取了减少加工空气量、增加液氧产量和适当增加氧气放空三方面来调节上塔 工况，从而降低氩馏分含氧，增加液氩产量。减少加工空气量。参考空压机调试阶段的运行记录，在确保空压机不发生喘振的前提下，将加工空气量由173000Nm?/h逐渐减少至170000Nm?/

11、h。增加膨胀量，提高液氧产量。鉴于当前液氧市场行情较好，并综合考虑增 压机和膨胀机的调节余地，采取增加膨胀量的方式增加液氧产量，减少主冷液氧 蒸发，从而降低氩馏分含氧。膨胀量由43000Nm3/h逐渐增至49000Nm3/h，并适 当提高膨胀前温度，膨胀制冷量因此增加，液氧产量由原来的单套1300Nm?/h增 加到现在的2000Nm3/ho适当增加气氧放空量。由于客户对高压氧供气压力的稳定性要求较高，经 过协商，客户允许高压氧有一定的放空量，并以此作为调节压力的一种手段。综 合考虑各方面成本，并在客户允许的放空范围内适当增加放空量，以便进一步改 善上塔精馏工况，提高氩产量。4.1.2 稳定内压

12、缩氮产品的供应。我们积极与客户沟通，加强双方操作人员 的配合，尽量保持外供内压缩氮流量的稳定，但受到客户工艺条件的制约，用氮 量仍偶有波动，但由于双方操作人员有效的协同配合使得外供氮气量波动幅度减 小，主塔的稳定性也因此得以明显改善。4.2调整主塔工况4.2.1减少下塔回流比。由于内压缩氮气量稳定性有所改善，为优化主塔工 况提供了有利条件。通过逐渐开大液氮节流阀FV3211，减少下塔回流比，将下塔 AI3205含氧由原1.5%逐渐调整至4%左右。下塔富氧液空含氧由31%提高到36%。 液氮节流阀FV3211开大后，上塔精馏段回流比随之增加，提馏段回流比则相应 减少，上塔回流比分布更趋合理，整体

13、工况得以优化，氩系统稳定性也因此增强4.2.2重新分配通过HV3222和LV3201液空流量。在保证粗、精氩冷凝器负 荷的前提下，开大贫液空节流阀HV3222，调整上塔提馏段各个塔段的回流比的分 配，优化提馏段工况，减弱精氩冷凝器液空波动对氩馏分的影响。调整后，上塔 氩馏分抽口上方TI4110温度由原来的-189C上升至-188C左右，同时该处分析 点AI4110含氧也由原来的27%上升至30%左右。由此判断，氩馏分抽出口上方回 流液含氮量降低，氩系统发生氮塞的几率减小。4.3优化串级控制液氮节流阀是整个上下塔的控制中心，4.3.1主塔串级控制器的优化调整。针对液氮节流阀串级控制存在的缺陷，做

14、了以下三个方面的优化:更改FIC3211流量设定值。根据以往的运行经验重新设定流量值，避免因 副控制器FIC3211流量设定不当而削弱整个串级控制的调节能力。扩大串级控制的调节范围。通过修改串级控制器的相关参数，扩大流量控 制器的调节范围。调整后，流量控制范围由原来的38000Nm3/h-42000Nm3/h扩大 到36000Nm3/h-44000Nm3/h，从而大大提高了主塔应对外界干扰的自调能力。重新整定PID参数。重新调整主控制器TIC3205和副控制器FIC3211的PID参数，提高反应速度使之能够根据参数的变化及时做出及时调节。4.3.2氩馏分串级控制器的优化调整。针对氩馏分串级控制

15、存在的调节范围太小和调节速率太慢两方面的缺陷，作了以下两点改进：扩大串级控制的调节范围。通过修改串级控制器的相关参数，扩大流量调 节的范围。调整后，流量控制器调节范围由原来的360Nm3/h-440Nm3/h扩大到0 Nm3/h-700 Nm3/h，增强了该串级控制的调节能力。重新整定PID参数。重新调整主控制器AIC4111和副控制器FIC3265的 PID参数，使之能根据氩馏分含氧变化及时作出调节，防止氩馏分含氧过低引起 氮塞。调整后氩馏分含氧的波动范围明显缩小，达到预期效果。4.4稳定高压氧流量两套装置氧气偏流破坏了装置的冷量平衡，影响了氩系统的稳定性。为了稳定氧气流量，将液氧控制阀71

16、24A由原来的手动控制改为流量自动控制。但是， 考虑到2#装置意外停车时会引起1#装置高压氧流量的大幅波动，进而引起7124A 阀门振荡，所以对该阀进行了高、低限位以避免相关风险。该阀投用流量自动控 制后，两套装置氧气流量稳定性明显改善，取得了理想的效果。5、调整取得的效果两套空分装置经过一系列的调整，氧提取率由原来的 88%，逐渐提高到 94%氩馏分含氧也因此明显降低，由调整前的94.5%，逐渐下降到92%左右，氩系统的稳定性也大幅改善，氩提取率由调整前的55%提高到70%。调整过程中还采取 了一系列节能降耗措施，在不增加装置能耗的前提下，液氧、液氩产量的增加了 约10%。通过一系列调整可为

17、公司增加年销售收入近千万元。6、装置存在的问题此次调整虽然取得了一定的成效，但由于装置本身存在一些尚未解决的问题 制约工况的进一步优化。目前某公司两套装置仍然存在以下几个叩待解决的问题(1) 设计因素。根据客户需要，某公司两套装置单套设计高纯氮气产量为 12000Nm3/h(3ppm2)，工业氮气产量为 74000 Nm3/h(0.20%o2)，污氮气量 为48000 Nm3/h (2.8% o。由于平均氮气纯度较低使得氩提取率设计值仅为 76%，这也极大的限制了氩产量的进一步提升。(2) 客户用氮量的波动。虽然客户用氮量的波动有所减弱，但是对装置的 负面影响仍不可忽视，成为氩提取率进一步优化的制约因素。(3) 下塔富氧液空调节阀LV3201的制约。目前，我们判断通过LV3201阀 的液空量仍然偏大，多次尝试关小该阀，但当关小到60%时出现液空无法打入上 塔的现象，导致精氩塔工况大幅波动，这也极大的限制了主塔工况的进一步优化参考文献1 李化治.制氧技术M.北京：冶金工业出版社，1997.2 汤学忠，顾福民.新编制氧工问答M.北京：冶金工业出版社，2001.3 王毅.过程装置控制技术及应用M.北京：化学工业出版社，2001.4 张祉祐.低温技术原理与装置M.西安交通大学出版社，2008.