在与变压吸附系统集成的低温空气分离单元中用于氩回收的方法和装置与流程

本发明涉及一种用于氩回收的方法和装置，其中氩在具有分隔壁除氩塔的低温空气分离设备内与空气分离，并且使用设置在较低压力塔内部中的氩冷凝器冷凝以形成液态氩流和/或气态氩流。液态氩流或气态氩流随后被回收并且在集成的基于吸附剂的氩精制和纯化子系统中纯化以产生产品级氩。

背景技术：

氩是用于一些高温工业过程诸如炼钢中的高惰性元素。氩还用于各种类型的金属加工工艺诸如电弧焊接以及电子工业例如硅晶体生长工艺中。氩的其它用途包括医学、科学、防腐和照明应用。

虽然氩仅构成环境空气的一小部分(即，0.93体积％)，但是与也从空气分离设备中回收的氧气和氮气产品相比，它具有相对较高的值。通常在linde型双塔低温空气分离布置中通过以下方式回收氩：从较低压力塔中提取富氩蒸汽抽取物并将该物流引至“超级塔板化”塔或粗氩塔来回收氩。这种氩蒸馏工艺通常包括位于氩塔上方的氩冷凝单元。在将氩冷凝负荷引入低压蒸馏塔中之前，通常将其传递至富氧塔底流或釜物流的至少一部分。可通过这种“超级塔板化”蒸馏工艺以大约90至180个塔板分离或制得商用液体纯度的氩(例如，氧为约1000ppm至1ppm)，或通过大约20至50个塔板分离制得中间纯度的氩(例如，氧为约15％至1％)。在一些应用中，随后常常通过采用氢的催化氧化方法对中间纯度的氩进行精制。

现代空气分离设备几乎全部采用超级塔板化蒸馏工艺进行高纯度氩回收。典型的三塔式氩产生空气分离单元的缺点在于，回收高纯度氩产物需要与氩回收以及所得的塔和冷箱高度(通常超过200英尺)相关联的额外的资本成本。因此，为获得高纯度氩需要相当多的资本支出，包括单独的氩塔、多个冷箱塔段、液体回流/返回泵等的资本支出。

另一种产生高纯度氩的方法是从空气分离设备中提取包含较低纯度氩的流，并且使用基于吸附剂的纯化系统对该含氩流进行纯化。已经出现将低温空气分离单元与基于吸附剂的纯化系统相结合以除去含氮物流中的氧、氮及其它污染物的方法。参见例如美国专利no.4,717,406；5,685,172；7,501,009；和5,601,634；这些专利中的每个均在下文予以简要描述。

us4,717,406公开了一种液相吸附方法，其中将来自低温设备的进料流引导到基于吸附的纯化系统。基于吸附的纯化系统用于在将液化气体引入液体储罐中之前对其进行纯化。目标应用包括除去电子级气体中的水和二氧化碳，并且该发明所公开的吸附床的再生方法是变温法。

us5,685,172详述了目的在于除去各种惰性气体中的痕量氧和一氧化碳的方法。该方法还提到直接液体处理，并且引用氩作为示例性流体。详述了作为氧的吸附剂的金属氧化物(cuo、mno2)。通过在适度温度(例如，150℃至250℃)下使用还原气体诸如氢气来实现再生。还原气体的使用使得难以将吸附床与空气分离单元集成，因为还原气体无法在空气分离单元中进行制备，而必须由外部提供以使吸附剂再生。更重要的是，在吸附床的再生过程中，富氩流体将从该工艺中损失。

us7,501,009公开了用于氩纯化的循环吸附方法。该方法可在低温下操作，同时对气态粗氩进行处理。提到以沸石作为该发明所公开的变压吸附(psa)系统的可能的吸附剂。将再生气体引回氩-氧精馏塔。

us5,601,634将典型的低温空气分离单元与变压吸附(psa)系统结合，其中在吸附床中除去来自低温空气分离单元的蒸馏塔的氩进料中所包含的氮和氧。

所有上述现有技术解决方案都仅关注将低温空气分离单元和基于吸附的纯化布置结合的基于吸附剂的纯化系统的改进，而未解决低温空气分离单元所需的改进，包括如本发明的解决方案所设想的使用设置在较低压力塔内部的分隔壁除氩塔和氩冷凝器。

现有技术文献(包括教导使用分隔壁塔除氩的一些现有技术参考文献)中明确报道了分隔壁塔的用途。参见例如美国专利no.8,480,860；7,234,691；6,250,106；6,240,744；和6,023,945。此外，美国专利no.5,114,445教导了通过将氩冷凝器放置在较低压力塔内以作为将粗氩塔的顶部与较低压力塔热连接的装置的一部分来提高氩的回收率，并且教导了最合适的氩冷凝器的位置是较低压力塔内的中间位置，具体地是由来自较高压力塔的粗液氧塔底产物的进料点与粗氩塔的蒸汽进料抽取管线界定的较低压力塔的塔段。

上述现有技术方法和系统中的每一种提供了对低温空气分离设备的操作效率以及在一些情况下对氩的回收率的渐进式改进。然而，现有技术参考文献中的每一者都存在明显的缺点或设计困难，其导致资本成本提高、设备构造复杂和/或氩回收效率低下。因此，仍然需要进一步改进现有的与蒸馏塔和低温空气分离单元的循环完全集成的除氩和回收工艺或布置。具体地，对于一些低温空气分离单元，需要在空气分离循环内设计灵活的除氩和回收方法，该方法消除或延迟与氩回收相关联的一些前期资本成本，但是允许将来在氩生产要求改变时将氩回收轻松加至低温空气分离单元。

技术实现要素：

本发明的特征可在于在与变压吸附系统集成的低温空气分离单元中产生纯化的液氩产物的方法，该方法包括以下步骤：(i)在低温空气分离单元的较低压力塔内，使用设置在较低压力塔内的氩精馏塔布置将氩从包含氧-氩的流中分离，氩从包含氧-氩的流中的分离产生具有介于约4％和25％之间的氧杂质的不纯的氩流；(ii)将不纯的氩流加温至介于约200k和300k之间的温度；(iii)将不纯的氩流加压至介于80psig和120psig之间的压力；(iv)通过向变压吸附系统中引入热的、不纯的加压氩流，对热的、不纯的加压氩流进行纯化以产生纯化的氩流和废气流；以及(v)经由与来自低温空气分离单元的液氮流的间接热交换使氩产物流冷凝和过冷以产生纯化的液氩产物。

本发明的特征还可在于用于产生纯化的氩产物的装置，该装置包括：(a)具有较高压力塔和较低压力塔以及设置在较低压力塔内的氩精馏塔布置的低温空气分离单元，低温空气分离单元被构造为由包含氧-氩的流产生具有介于约4％和25％之间的氧杂质的不纯的氩流，该包含氧-氩的流从较低压力塔引入氩精馏塔布置中；(b)热交换器，该热交换器被构造为逆着纯化的氩产物流的流以及来自低温空气分离单元的进入空气纯化和压缩机组的平衡空气流将不纯的氩流加温至介于约200k和300k之间的温度；(c)氩压缩机，该氩压缩机被构造用于将不纯的氩流加压至介于约80psig和120psig之间的压力；(d)变压吸附系统，该变压吸附系统被构造用于纯化不纯的氩流，该变压吸附系统包括吸附床，吸附床具有被构造用于吸附氧杂质以产生纯化的氩流和废气流的吸附剂。

在本发明的各种实施方案中，氩冷凝组件设置在较低压力塔内氩精馏塔布置上方的位置处并且被构造为使来自氩精馏塔布置的不纯的氩流逆着来自较高压力塔的过冷塔底液体冷凝为不纯的液氩流。在此类实施方案中，氩精馏塔布置中的向下流动的液流或氩回流的流包括来自氩冷凝组件的不纯的液氩流的一部分。不纯的液氩流的另一部分可从氩冷凝组件或从氩冷凝组件的下游位置分流至变压吸附系统。另选地，在其中不纯的氩流呈气态形式的实施方案中，不纯的气态氩流一般从氩精馏塔布置的上部位置和氩冷凝组件的上游分流。

本发明的实施方案还可包括使废气流从变压吸附系统再循环至氩精馏塔布置或另选地使废气流从变压吸附系统再循环并且将其与不纯的氩流在变压吸附系统的上游位置处混合。另外，在对不纯的氩流加温后，平衡空气流返回低温空气分离单元的下部塔涡轮系统的上游位置或较高压力塔的上游位置。

在本发明的各种实施方案中，氩冷凝组件设置在较低压力塔内氩精馏塔布置上方的位置处并且被构造为使来自氩精馏塔布置的不纯的氩流逆着来自较高压力塔的过冷塔底液体冷凝为不纯的液氩流。在此类实施方案中，氩精馏塔布置中的向下流动的液流包括来自氩冷凝组件的不纯的液氩流的一部分。不纯的液氩流的另一部分可从氩冷凝组件或从氩冷凝组件的下游位置分流至变压吸附系统。另选地，在其中不纯的氩流呈气态形式的实施方案中，不纯的气态氩流一般从氩精馏塔布置的上部位置和氩冷凝组件的上游分流。

热交换器被构造为将不纯的氩流加温至介于约200k和300k之间的温度，该热交换器可为空气分离单元的主热交换器，其中逆着热的、纯化的压缩空气的流对不纯的氩流加温，或者该热交换器可为氩回收热交换器，其中逆着纯化的氩流或逆着来自低温空气分离单元的进入空气纯化和压缩机组的纯化的压缩空气的流或优选地逆着两者对物流进行加温。

附图说明

虽然本说明书的结论是申请人视为其发明内容且明确地指出发明主题的权利要求书，但相信本发明在结合附图考虑时将得到更好的理解，其中：

图1为根据本发明具有结合了氩精馏塔和氩冷凝组件的空气分离单元的空气分离设备的实施方案的示意图；

图2为根据本发明具有结合了氩精馏塔和氩冷凝组件的空气分离单元的空气分离设备的另选实施方案的示意图；

图3a和图3b为根据另一个实施方案的分隔壁塔布置的局部侧面剖视图和俯视剖面图；

图4a和图4b为根据本发明的另一个实施方案的另选的分隔壁塔布置的局部侧面剖视图和俯视剖面图；

图5为具有空气分离单元的空气分离设备的另一个实施方案的示意图，该空气分离单元结合有氩精馏塔和氩冷凝组件并且还与基于吸附的氩回收和纯化子系统集成；

图6为基于吸附的氩精制和纯化子系统的一个实施方案的示意图；

图7为具有空气分离单元的空气分离设备的另一个实施方案的示意图，空气分离单元结合有氩精馏塔和氩冷凝组件并且还与氩回收和纯化子系统集成；

图8为具有空气分离单元的空气分离设备的另一个实施方案的示意图，空气分离单元结合有氩精馏塔和氩冷凝组件并且还与氩回收和纯化系统集成；

图9为具有空气分离单元的空气分离设备的另一个实施方案的示意图，空气分离单元结合有氩精馏塔和氩冷凝组件并且还与液基氩回收和纯化系统集成；并且

图10为另选的基于吸附的氩精制和纯化子系统的示意图。

为清楚起见，附图中可使用类似的附图标号指示本发明的不同实施方案中所示的类似的部件。

具体实施方式

参考图1和图2，示出了空气分离设备10，该空气分离设备在广义上包括进入空气纯化和压缩机组或子系统20；主热交换子系统40；和蒸馏塔子系统50。图1和图2的实施方案被构造用于按照下文更详细描述的方式除氩。另选地，如图5-7所示，空气分离设备10还可包括基于吸附的氩精制和纯化子系统150，该子系统被构造为回收和纯化不纯的或粗制的富氩流。

在图1和图2中所示的进入空气纯化和压缩机组或子系统20中，进入的进料空气22在主空气压缩机24中被压缩，然后在预纯化单元26中纯化以除去进入的进料空气中的高沸点污染物。此类预纯化单元26通常具有吸附床以吸附诸如水蒸汽、二氧化碳和烃类的污染物。如下文所详述，经过压缩和预纯化的进料空气流28在包括较高压力塔52、较低压力塔54和氩精馏塔56的多个蒸馏塔中被分离为富氧馏分、富氮馏分和富氩馏分。

然而，在此类蒸馏之前，在初级热交换器或主热交换器42内，使用由空气分离设备产生的各种氧、氮和/或氩流的制冷作用以及由上方塔涡轮机(uct)布置(示于图2中)、下方塔涡轮机(lct)布置(示于图1中)和/或如本领域中技术人员所熟知的热再循环涡轮机(wrt)布置(未示出)中各种流的透平膨胀所产生的补充制冷作用使经过压缩的预纯化的进料空气流28冷却至适合精馏的温度。最后，在图5-7的氩精制子系统150中，在氩精馏塔中分离得到的富氩馏分可经过进一步纯化或精制(如下文所述)以产生产品级氩。

在图1的例示性实施方案中，由进入的进料空气22的压缩和预纯化所得到的经过压缩、预纯化的进料空气流28的第一部分31在增压空气压缩机32中被进一步压缩并且在后冷却器中冷却以形成高压空气流33，该高压空气流被馈料到主热交换器42中。高压空气流33在主热交换器42中冷却后，如果其压力超出临界压力，则形成液相或致密流体。然后经冷却的流34分流成两部分，其中第一部分35被引导通过膨胀阀36并进入较高压力塔52中，并且第二部分37通过另一个膨胀阀38膨胀并且被引入较低压力塔54中。在部分横穿主热交换器42后，经过压缩、预纯化的进料空气流28的第二部分39通过下方塔涡轮机44膨胀以产生补充制冷作用。然后，排出下方塔涡轮机44的膨胀流45被引导到较高压力塔52。

在图2的例示性实施方案中，由进入的进料空气的压缩和预纯化所得到的经过压缩、预纯化的进料空气流的部分39(如上所述)在初级热交换器或主热交换器42中冷却至接近饱和，并随后将经冷却的流47引导到较高压力塔52的基部。经过压缩的预纯化的进料空气流的第二部分41在涡轮机驱动的空气压缩机43中被进一步压缩以形成高压空气流46，该高压空气流同样被送至主热交换器42。在部分横穿主热交换器42后，该高压空气流46然后通过涡轮机48做功膨胀至约1.1bar至1.5bar范围内的压力。然后将所得的低压排出流49引入较低压力塔54的中间位置中。优选地，涡轮机48直接连接或联接到涡轮增压空气压缩机43，该涡轮增压空气压缩机吸收来自涡轮机48的动力。另选地，应当指出的是，膨胀功可用于其它压缩操作或用于发电。进料空气的其余部分31在增压空气压缩机32中被进一步压缩以形成高压空气流33，该高压空气流被送至主热交换器42。高压空气流33在主热交换器中冷却后，如果其压力超出临界压力，则形成液相或致密流体。一般来讲，所得的高压空气流将以在约93.0k至103.0k范围内的温度排出主热交换器42。

然后图2的实施方案中的高压液体空气流34分流成两部分。第一部分35被引导通过膨胀阀36并进入较高压力塔52中，该较高压力塔通常在约5.0bar至6.0bar范围内的压力下操作。剩余部分37通过阀38膨胀并且被引入较低压力塔54中。一般来讲，高压空气流34将占进入空气分离设备10的总空气进料的约25％至35％。此外，进入的空气进料的约5％至15％将在涡轮机48中膨胀。

应当指出的是，较高压力塔52、较低压力塔54和氩精馏塔/除氩塔56表示蒸馏塔，其中蒸汽和液体逆流接触以便影响相应进料流基于气体/液体传质的分离。此类塔将优选地采用结构化填料或托盘。

如图1和图2所示，在较高压力塔52内，膨胀的液体空气和气态空气分离为富氮塔顶流51、富氮储存抽取物59和富氧塔底流53(即，釜液体)。富氮塔顶流51的一部分的冷凝通过将其一部分作为富氮蒸汽流61a引入主冷凝器60中来实现。冷凝潜热传递至较低压力塔54的富氧塔底流55。然后所得的富氮液流62分离为被引导到在较高压力塔52中回流的部分63，而剩余部分64可以被过冷并且经由阀65作为液氮产品66采集。富氮塔顶流61b的剩余部分可经由主热交换器42作为气态氮产品76采集。富氮储存抽取物59在过冷器70a中被过冷，并且所得的过冷的流69作为回流的流经由阀71被引导到较低压力塔54。

由较高压力塔52的塔底液体、储存抽取物59和液氮流64的剩余部分构成的富氧釜液流53优选地在过冷器70a/热交换器70b中逆着来源于或采集自较低压力塔54的热氮流57、58被冷却。然后热的富氮蒸汽流67、68被引导到主热交换器42，在其中其被进一步加温以产生氮产物流78和/或氮废物流77。尽管未示出，但是热的氮流的一部分通常用于吹扫/清扫流体，以用于对预纯化单元26的热端吸附剂系统进行再生。

在较低压力塔54内，富氧釜液体、液体空气流和富氮储存流进一步分离为富氮塔顶流58并且分离为富氧塔底液体55，其通常具有高于约99.5％的纯度。从较低压力塔54的基部提取该液氧流55，然后通过重力压头和/或机械泵75的组合提高压力。该加压液氧流80的第一部分分流成液氧产品馏分82，该馏分通过阀84被引导到适当的储存容器(未示出)中。该氧可另选地在泵之前抽出。剩余液氧馏分86在主热交换器42内被汽化和加温，并且作为高压气态氧产物流88出现，该高压气态氧产物流可直接使用或被引导到分配管线使用。在许多实施方案中，整体高压空气流33被液化以用于汽化液氧86。所得的液体空气流34被分配到蒸馏塔系统50中，如上文大体所述。高压空气34和泵送的氧86可高于其临界压力。在此类情况下，高压空气34的液化和液氧86的汽化并非独立的相变。

分隔壁氩精馏塔

参考图1-4并且具体地参考图3a、图3b、图4a和图4b，在较低压力塔结构的占地面积内，该塔结构的中间部分优选地包含具有主蒸馏塔段91和分隔除氩塔段92的分隔壁塔布置90。在例示的实施方案中，分隔除氩塔段92被构造为氩精馏塔56，而主蒸馏塔段91被构造为低压蒸馏塔的一部分。已经发现，对于某些空气分离设备并且具体地对于许多仅处理气态氧的设备，氩精馏塔能够节省大量能耗。使用氩精馏塔除氩用于提高通常并非设计用于回收氩的空气分离设备中的氧回收率。如上文所述，在许多情况下，单独的氩精馏塔涉及较高的资本成本。这对于需要另外的或放大的冷箱包装以容纳单独的氩精馏塔的较大设备而言尤其如此。

如本发明实施方案中所设想的，如果结合氩精馏塔56并且将其作为分隔壁塔布置90设置在较低压力塔54结构内，则通常与单独的除氩塔相关联的另外的资本成本将大大降低。重要的是需注意，在许多常规低温空气分离单元中制备氩产物时，较低压力塔的限定塔段通常利用率不足或未负载，因为一部分蒸汽“绕道”到达外部粗制氩或“超级塔板化”塔，使得较低压力塔蒸馏时所需的这一利用不足或未负载的塔段的流动面积可得以减小，并且在一定程度上小于较低压力塔段的其余部分的流动面积。因此，通过设计具有处于较低压力塔结构的这一位置处的主蒸馏塔段和分隔除氩塔段的分隔壁塔，氩精馏塔可与较低压力塔结构的这一利用不足或未负载的塔段置于同一位置。在此类布置中，来自分隔壁塔正下方的较低压力塔的相邻塔段的蒸汽的一部分流向分隔除氩塔段92。来自分隔壁塔布置90正下方的较低压力塔的相邻塔段的蒸汽的剩余部分向上流动穿过到达主蒸馏塔段91。

设置在较低压力塔结构的分隔除氩塔段92内的分隔壁氩精馏塔在与较低压力塔内相当的压力下操作。分隔除氩塔段92接收来自较低压力塔的向上流动的包含氩和氧的蒸汽进料94(通常具有浓度为约8体积％至15体积％的氩)和接收自氩冷凝组件99的向下流动的富氩回流98。分隔除氩塔段92用于通过将氩与氧分离而精馏包含氩和氧的蒸汽进料94，使其成为富氩塔顶蒸汽流95和富氧液流96，该富氧液流被释放或返回至较低压力塔54中分隔壁塔布置90下方的点处。分隔壁氩精馏塔布置内的传质接触元件可为托盘或其它填料。可能的塔填料布置包括结构化填料、条带填料或碳化硅泡沫填料。

然后所得的富氩蒸汽塔顶流95优选地被引导到氩冷凝组件99，或者氩冷凝器也设置在较低压力塔的结构内，其中富氩蒸汽塔顶流95的全部或一部分被冷凝为粗制液氩流98。所得的粗制液氩流98用作分隔除氩塔段92的富氩回流的流，并且任选地呈不纯的或粗制的液氩流(未示出)。在所描绘的实施方案中，富氩回流的流98被引导回至分隔塔段92的最上部分并且引发与上升的包含氩和氧的蒸汽进料94接触的下降的氩液相。在一些另选实施方案中，在具有特定的氩产物要求的空气分离设备中，富氩回流的流98的一部分可作为粗制富氩液流98b被引导到下游基于吸附的氩精制和纯化子系统150。同样，富氩蒸汽塔顶流97的一部分可以被分流并且引导到主热交换器42以回收制冷，或者富氩蒸汽塔顶流97的一部分可被分流并且作为粗制富氩流97b被引导到基于吸附的氩精制和纯化子系统150。

在例示的实施方案中，分隔除氩塔段92的高度优选地被限制为适应介于约15个和40个塔板之间的分离，并且更优选地介于20个和30个塔板之间的分离。虽然此类有限数量的分离塔板对于需要改善低温空气分离单元的氧回收率的氩精馏是足够的，但是所得的排出分隔除氩塔段92的氩精馏蒸汽流的纯度相当低，具有约4％至25％的氧，并且更优选地介于10％和15％之间的氧，其中氮杂质高达1％。

图3a和图3b示出有限高度的环形分隔壁氩精馏塔的示意图，使用外部环形空间作为氩精馏塔或分隔除氩塔段92，并且使用内部环形空间作为主蒸馏塔段91。对于有限高度的环形分隔壁塔，托盘或结构化填料可用作分隔塔段92中的传质介质，而结构填料为主蒸馏塔段91中优选的分离模式。如上文所述，分隔壁氩精馏塔为分隔塔段92，该分隔塔段与主蒸馏塔段91以并列取向设置，两者均处于较低压力塔54的外壳内。分隔壁氩精馏塔优选地为环形或柱形构造(示于图3a和图3b中)，但是分段的或平面构造(示于图4a和图4b中)同样有效。在任何一种构造中，主蒸馏塔段91的横截面积与分隔塔段92(即，氩精馏塔)的横截面积的比率介于约0.5:1和5:1之间。

图3a和图3b的分隔壁塔布置的分隔塔段92以及图4a和图4b中的布置优选地包括分隔壁93，该分隔壁具有顶部塔段、底部塔段、第一表面、与第一表面相对的第二表面以及邻近形成氩精馏塔的分隔壁的第一表面设置的多个传质元件。上升的蒸汽为氩-氧流101，其经由靠近分隔壁93的底部塔段设置的入口区域102进入分隔除氩塔段92，并且被引导到传质元件诸如分离托盘108。靠近分隔壁的顶部塔段设置的第二入口区域104被构造为接收促进氩精馏所需的向下流动的液流103。分隔壁氩精馏塔布置90还包括第一出口区域105和第二出口区域107，第一出口区域靠近分隔壁93的顶部塔段设置，用于抽取上升的富氩塔顶蒸汽95，第二出口区域靠近分隔壁93的底部塔段设置，用于抽取下降的富氧液流96并且将下降的富氧液流96释放到较低压力塔54的下部蒸馏塔段中。

相似地，所示出的分隔壁塔布置的主蒸馏塔段91包括多个传质元件，所述多个传质元件被构造为使较低压力塔内继续发生空气分离。在图3a和图3b的优选环形分隔壁构造中，环形氩区域围绕环形氧-氮区域并且与其同心，而在图4a和图4b的平面分隔壁93构造中，分隔塔段92和主蒸馏塔段91设置在由分隔壁93分开的并排布置中。

如下文所详述，氩冷凝组件99优选地被构造为单次通过式氩冷凝器并且设置在较低压力塔54内部，处于形成氩精馏塔的较低压力塔结构的分隔壁布置90正上方。氩冷凝组件99或氩冷凝器的这一位置是釜液体和蒸汽的天然进料点以及冷凝氩塔顶蒸汽95的天然点。因此，该位置是容纳氩冷凝器99的理想位置，其最大限度减少管道，并且无需用于两相部分沸腾的釜物流的分隔容器。另选地，尽管可能需要附加的管道，但是氩冷凝器99可设置在较低压力塔54的最上部分处。

内部氩冷凝器

例示的实施方案提供了一种从低温空气分离单元中回收氩的改进的方法和布置，低温空气分离单元被构造有较高压力塔52、较低压力塔54和分隔壁氩精馏塔56。从中可以看出，所述改进的氩回收方法和布置包括在氩冷凝组件99中冷凝来自分隔壁氩精馏塔的顶部的富氩塔顶蒸汽95，该氩冷凝组件设置在较低压力塔54内的中间位置处。在优选的实施方案中，富氩塔顶蒸汽95经由管线109被引导到氩冷凝器99，并且在氩冷凝组件99中经由与来自较高压力塔52的整个釜液流53的间接热交换冷凝，并且在过冷器70b中过冷。该流量的控制优选地经由流量控制阀115来实现。另选地，氩冷凝的潜热可传递至釜液流的仅一部分，其中剩余釜液流可被引导到较低压力塔。

氩冷凝组件99优选地包括一个或多个单次通过式氩冷凝器核心，并且设置在较低压力塔54内的中间位置处，其中来自分隔壁氩精馏塔布置90的分隔塔段92的富氩塔顶蒸汽95在逆流布置中逆着过冷且较低压力釜液体或来自较高压力塔52的塔底液体53流动。来自氩冷凝组件99的蒸出流112为两相(蒸汽/液体)流，其释放到较低压力塔54中以进一步精馏，或者在释放或返回至较低压力塔54之前，在相分离器114中分离成蒸汽流116和液流118。冷凝的富氩液体98从靠近氩冷凝组件99底部的位置除去并且可分流成两部分。主要部分被馈料到分隔壁氩精馏塔布置的分隔塔段92的顶部以提供分隔壁氩精馏塔的回流，同时任选的第二部分可作为粗制液氩产物采集。来自分隔壁氩精馏塔布置的分隔塔段92的富氩塔顶蒸汽95的一部分也可作为粗制蒸汽氩产物97抽出。

对于优选地设置在较低压力塔54内部的氩冷凝器99，能够将较低压力塔54内向下流动的液体的一部分与釜液体53结合用作氩冷凝器中的沸腾侧流体。然而，可能有利的是此处仅直接使用釜液体，因为釜液体通常高于氮，并因此在内部氩冷凝器99中提供了更大的温度差。然而，本领域的技术人员还将认识到，替代液流诸如冷凝的空气流或液氮流可以代替粗制液氧流或向下流动的液体用作制冷源。此外，整个粗制液氧流可被馈料到较低压力塔中，并且内部氩冷凝器可位于较低压力塔的下部，但是仍然处于分隔壁氩精馏塔布置90的分隔塔段92的正上方。

如上文所述，在进入内部设置的氩冷凝器99之前，釜液流53优选地在过冷热交换器70b和70a内与回流的流一起通过与较低压力塔54中产生的富氮蒸汽流57、58的间接热交换而过冷。然后热的富氮蒸汽流67、68被引导到主热交换器42，在主热交换器中富氮蒸汽流被进一步加温以产生气态氮产物流78和废氮物流77。

除氩和回收

采用本发明的处于低温空气分离单元的较低压力塔的壳体内的分隔壁氩精馏塔布置和氩冷凝组件能够节能，而且还可用于增大低温空气分离单元内的氧回收率。优选地，从氩精馏塔中抽出的不纯的富氩流可被丢弃或可通过将不纯的富氩流的全部或一部分分流到基于吸附的氩纯化或精制子系统150中进行回收。在一些实施方案中，如下文所详述，可从设置在较低压力塔54内的氩冷凝组件99中抽出不纯的富氩液流，并且通过将该富氩液流的一部分分流到基于吸附的氩纯化或精制子系统150中进行回收。

在设想如图1和图2所示的除氩的实施方案中，从氩精馏塔56中抽出包含介于约4％和25％之间的氧杂质和最高约1％的氮的不纯的富氩蒸汽流97，并且将其引导到主热交换器42，其中对不纯的富氩流97加温，从而提供用于空气分离设备10的制冷作用的一部分，从而提高氧回收率。这种特定布置适用于不具有特定氩产物要求的空气分离设备。

在设想如图5所示的高纯度氩回收的实施方案中，从氩精馏塔56中抽出不纯的富氩流97并且分流到基于吸附的氩纯化或精制子系统150中。这种特定布置适用于具有特定的高纯度氩产物要求的空气分离设备。从图5中可以看出，纯化或精制不纯的富氩流97的最简单途径是在不纯的富氩流97排出主热交换器42的热端后对其进行压缩。然后将热的不纯的富氩流97馈料到基于吸附的氩纯化或精制子系统150诸如图6所示的变压吸附(psa)系统。然后根据需要将所得的纯化的氩蒸汽流170以气态形式递送给客户或液化并且作为高纯度氩液体储存于储存容器160中，液氩可从储存容器中递送给客户。

设想如图7和图8所示的氩回收的其它实施方案采集气态形式的不纯的富氩流97b并且将其引导到包括单独的氩回收热交换器152的基于吸附的氩纯化或精制子系统150和再循环变压吸附(psa)系统154。另选地，如图9的实施方案所示，能够从设置在较低压力塔54内部的氩冷凝组件99采集富氩液流98b的一部分作为不纯的富氩流并且将其引导到基于吸附的液相氩纯化或精制子系统156。

有利地，由于除氩布置和氩回收布置之间的关键差异位于空气分离单元冷箱的外面，因此变得相对轻松且无需投入过多资金即将空气分离设备从除氩型设备改变或改造为氩回收型设备，具体取决于近期氩产物要求。例如，本发明的用于氩生产的布置将特别适合用于最初设计用于除氩的低温空气分离设备，在后期空气分离设备的氩生产要求改变时，可轻松改造该空气分离设备以提供氩回收。

氩精制

在采用氩回收的实施方案中，气态形式的不纯的或粗制的富氩流97优选地被引入氩精制和纯化子系统150中，该子系统具有一个或多个吸附床，所述一个或多个吸附床包含被设计用于从不纯的或粗制的富氩流97中除去氧杂质以及任选的氮杂质的吸附剂。不纯的富氩流97的增压用压缩机或泵151来实现。杂质的吸附产生可作为纯化的氩蒸汽流170递送的纯化的氩流。由psa系统产生的纯化的氩蒸汽流170的液化对于液氩生产是必要的。如本领域所熟知的，基于吸附的氩精制或纯化子系统一般采用交替的吸附循环，该交替的吸附循环具有在线阶塔板和离线阶塔板，在在线阶塔板中，不纯的或粗制的富氩流97在一个或多个吸附床内被纯化，在离线阶塔板中，吸附床中所包含的吸附剂通过脱附先前吸附的杂质而再生。

一种此类基于吸附的氩精制或纯化子系统为基于低温或液相吸附的氩精制或纯化子系统，其大体描述于提交于2014年2月27日的美国专利申请序列号14/192,003中，该专利申请的公开内容以引用方式并入本文。

另一种基于吸附的氩精制或纯化子系统150为大体如图6所示的基于非低温吸附的氩精制或纯化子系统。从其中可以看出，来自蒸馏塔系统的包含约4体积％至约25体积％的氧和最多1体积％的氮杂质的粗制富氩流97通过小型氩精制热交换器152，以被加温至约200k至300k、更优选250k至300k且最优选273k至300k的温度。然后该热的粗氩气流158在压缩机159中被压缩，并且经压缩的氩流161通到psa系统，该psa系统包括至少两个吸附容器162、164或吸附床以及多个阀165，其中所述至少两个吸附容器162、164或吸附床被构造为通过一系列工艺步骤从热的压缩的粗氩气流161中除去氧，所述工艺步骤包括吸附、均化、排料和增压。

psa系统优选地为碳分子筛(cms)、4a沸石、4a沸石的离子交换形式或用于除去氧杂质的其它类型的沸石基吸附剂。在吸附步骤期间，容器内的典型吸附压力在约80psig至约120psig范围内，并且优选地介于约100psig和110psig之间，并且吸附操作期间的温度接近环境温度。氮的去除可通过在吸附床中包括lix层而在psa系统内实现。另选地，可使用高比率塔除去psa系统下游的氮杂质以作为单独的纯化步骤。在此类另选的高比率塔实施方案中(见图8)，尽管可使用洁净的储存蒸汽驱动高比率塔，但是优选使用脏的储存氮蒸汽来驱动高比率塔。

粗氩压缩机159优选地包括在吸附容器162、164的上游，以提供热的不纯的或粗制的富氩流，该富氩流具有吸附方法所需的适当的压力。另选地，可泵送并汽化不纯的液体富氩流。气态氩产物可作为氩产物递送或液化并且作为液氩产物储存，而优选地对来自psa系统的废气或吹除气172进行再循环。就再循环而言，来自psa系统的废气或吹除气172可作为流172a再循环回空气分离设备10的氩精馏塔56或作为再循环流172b再循环回psa系统的进料。在一些实施方案中，可排空再循环流172c。

图6中所示的基于吸附的氩精制和纯化子系统的实施方案具有约20％的估计的氩回收率。此类适度的氩回收水平对许多空气分离设备而言可为可接受的，特别是在其中设想仅处理气体的大型空气分离设备中。因此，在低成本下获得适度的氩回收率可能是最经济的选择。而且这可能更适合预计商品氩市场直到后期才会有所发展的情况。然而，如果将废气或吹除气172的一部分再循环回psa系统的进料，则psa系统中的氩回收率可提高至约60％或更高。但是提高的回收率通常将涉及额外的资金和运行成本，诸如使用额外的吸附床和多个平衡步骤以达到甚至更高的氩回收率。图6的基于吸附的氩精制和纯化子系统150的实施方案可结合到如图5、图7和图8中所示的空气分离单元(asu)示意图和流程图中。

在图7和图8中所示的实施方案中，不纯的或粗制的富氩蒸汽流被引导到单独的小型氩回收热交换器152。需要平衡热物流185(优选地为空气流)和液氮流59b来使这一热交换生效。这些实施方案还设想将废气或吹除气的一部分经由流172a、180再循环回氩精馏塔。任选地，废气或吹除气的一部分可作为流172b再循环回psa系统154的富氩进料。

在图7的实施方案中，将气态不纯的或粗制的富氩流97b加温至约环境温度下，热的粗制富氩流158经由泵151或压缩机159被压缩或泵送以馈料吸附床162、164中。优选的操作压力在约80psig至约120psig的范围内，并且优选地为约110psig。气体缓冲罐可用于该基于吸附的氩精制和纯化子系统，但是在图7中未示出。为提高总体氩回收率，来自吸附床的废气或吹除气172a和180的一部分可返回氩精馏塔56中。由于氩精馏塔的操作压力较低，因此返回废气或吹除气只需很少的压力提高或无需提高其压力。虽然使废气返回氩精馏塔的任何位置都可接受，但是优选的返回点可靠近氩精馏塔的上半部分介于氩精馏塔的中部和氩精馏塔的顶部之间。位于氩精馏塔中部附近的再循环进料优选地在如下位置处，该位置上方和该位置下方具有相似的理论塔板数。还可通过再循环废气172b的一部分并且将再循环的废气与粗氩进料97b结合到泵或压缩机上游的基于吸附的系统来提高总体氩回收率。尽管优选的布置将废气或吹除气的全部或大部分作为流172a再循环至除氩塔，但是这些氩再循环流中的任一者或两者均可用于提高氩回收率。

在图7中，吸附床优选地包括一层或多层诸如lix的材料，以基本上完全除去热的压缩粗制富氩流161中所含的氮。排出吸附床162、164的纯化的气态氩产物170非常纯，并且其满足典型氩产物中氧和氮杂质的规格(即，少于1ppm至10ppm的氧、少于1ppm至10ppm的氮)。纯化的气态氩产物170还保持在高压下(例如，约75psig至115psig)。纯化的气态氩产物170从psa系统154中抽出后，被通入氩回收热交换器152中。在该热交换器中，逆着粗制富氩进料流97b或来自较高压力塔52的脏的储存液流59b的一部分，使纯化的气态氩产物冷却、冷凝并过冷。然后经由膨胀阀175使过冷的液氩174的压力降低，并且将其通到氩产物储存容器中。氩回收热交换器152中通常发生流量不平衡，尤其是在废气或吹除气的一部分作为流172c排放到大气中而不是作为流172a和/或172b再循环时。即，氩回收热交换器152中的返回或再循环流量172a可能低于热流的流量。为了将进料富氩流97b令人满意地加温至接近环境温度并且防止过量的制冷能量损失，使用任选的空气平衡流185。该任选的空气平衡流185优选地为经压缩的纯化的进料空气流的分流部分，该分流部分被引导到氩回收热交换器152并且作为流184在涡轮机44的上游位置处返回至空气分离单元。

图8不同于图7之处在于吸附床162、164几乎没有能力除去粗制富氩进料161中所含的氮杂质。由于未采用一层或多层除氮吸附剂，因此粗制富氩进料161中的相当大一部分氮将穿过psa系统。在这种情况下，为了除去氮，采用了高比率氩塔190。高压气态氩产物170在氩回收热交换器173中仅冷却至大约其露点的温度。然后蒸汽氩流186被馈料到高比率氩塔190基部处的再沸器188中。在该再沸器中，氩蒸汽流186被冷凝并且在其饱和液体状态192下被大致抽出。液流192通过进料阀193被降至塔的压力并且在高比率氩塔190的适当位置处进料。高比率氩塔190中的氮去除能够使产品级氩195在塔的基部或基部附近被抽出。产品级氩液体195在被馈料到氩产物储存容器(未示出)之前穿过控制阀196。富氮塔顶流191在高比率氩塔190顶部处的冷凝器199中的部分冷凝可通过多种冷液流197来实现，所述多种冷液流可包括储存液体、脏的储存液体、富氧液体或甚至液体空气。流197在冷凝器199中汽化后，汽化的流189与来自较低压力塔54的废氮流57混合，然后在过冷器/热交换器70b和70a中被加温。部分冷凝的富氮物流194在分离器19中发生相分离，其中液体作为回流返回至高比率塔190，并且然后包含从进入塔中的氩进料流中除去的氮杂质的小股蒸汽流198被排放至大气。

另一种提高氮去除率的方法经由靠近氩精馏塔的顶部设置的氩巴氏灭菌塔段来实现。相分离器插置在氩冷凝组件和氩精馏塔的氩巴氏灭菌塔段之间，小股富氮排空流从相分离器中排出，剩余粗氩液体作为氩精馏塔的回流被引导到氩塔巴氏灭菌塔段。尽管未示出，但是本实施方案中的氩精馏塔包括蒸馏塔段和设置在蒸馏塔段正上方的巴氏灭菌塔段。粗氩产物流或不纯的氩蒸汽流优选地从氩精馏塔中靠近蒸馏塔段的顶部部分和巴氏灭菌塔段的下方除去，而塔顶蒸汽流从氩精馏塔中靠近巴氏灭菌塔段的顶部部分除去并且被引导到其中发生部分冷凝的氩冷凝组件。借助处于氩精馏塔顶部处的氩巴氏灭菌塔段，来自氩精馏塔的塔顶蒸汽流中被引导到氩冷凝组件的氮含量高于从蒸馏塔段的顶部部分除去的粗氩产物流。然后将冷凝的粗氩液体的全部或一部分作为回流送回氩精馏塔。然后从下游相分离器中除去作为富氮排空物流的未冷凝的少量剩余塔顶蒸汽，从而提高氮去除率。

对于图7中示意性示出的构造，当平衡空气流185返回下方塔涡轮机44的上游时，将获得最高效率。另选地，如果平衡空气流185返回涡轮机44的下游但处于较高压力塔52的上游，则仅存在极小的效率影响。如果平衡空气流185被馈料到较低压力塔54中或与来自空气分离单元的废氮流57、67、77混合，则将导致较大的效率损失。在图7和图8中，脏的储存液体59b的一小部分优选地从阀169中抽出、在阀内膨胀，并且用于在氩回收热交换器152的塔段中使纯化的气态氩产物170完全冷凝和过冷，排出氩回收热交换器152的汽化的储存物流181被引导到废氮流57并与之混合。另选地，洁净的储存液体或另一股液氮流可用于在氩回收热交换器中使氩产物流完全冷凝和过冷。

图9的构造不同于图8之处在于粗制富氩流从氩精馏塔中作为液流98b而不是作为蒸汽流抽出。具体地，在图9的实施方案中，来自氩冷凝组件99的氩液体返回物98的一部分被分流或作为富氩液流98b被抽出。另选地，富氩液流可直接从氩精馏塔内的顶部或顶部附近处被抽出。泵182使粗制的富氩液流98b的压力升高至液基吸附系统156所需的压力。另选地，重力压头可提供足够的压力提升，而无需使用泵。在氩回收热交换器173中汽化和加温后，经加压的粗制富氩流161在吸附床162、164中被纯化。为了使粗制富氩流有效汽化和加温，必须向氩回收热交换器152中引入高压流185。为了使粗制富氩流最有效地汽化和加温，优选经部分冷却的流。在图9中，下方塔涡轮机44上游的中温蒸汽空气流185的一小部分被抽出并且馈料至氩回收热交换器173中的适当位置处。该流185在进料至较高压力塔52和较低压力塔54之前被冷凝并且与空气流39混合。高压粗制富氩液体优选地介于约95psia和135psia之间。中温空气流优选地介于225psia和325psia之间。如果具有期望压力的流不可用，则中温空气流185超出该压力范围是可以接受的。

作为涡轮机膨胀之前抽出中温空气流的一部分的替代形式，可使用来自增压空气压缩机的中温流。该另选的流可以为以增压空气压缩机的最终排出压力递送的流的一部分，或者其可以为以中等压力从增压空气压缩机中抽出的流。在图9的构造中，不采用用于氮去除的吸附材料诸如lix，因为氮去除通过高比率塔190来实现。如图8的构造那样，纯化的气态氩产物流170在氩回收热交换器152中被冷却至接近饱和的蒸汽状态，然后被馈料到高比率氩塔190的再沸器188中。高比率氩塔190的构造类似于图8中所述的构造。同样，优选地，来自吸附床的低压废物流172c中的至少一部分被冷却并且返回至氩精馏塔56，类似于图7和图8中所示。图9的构造无需在吸附床之前对粗制富氩流进行进料压缩。任选地，来自吸附床的废物的一部分可作为流172b再循环回psa系统。为实现这一目的，现在在将再循环的废物流172b与加热且汽化的粗制富氩进料混合之前，需要压缩机200来提高再循环废物流的压力。

基于吸附的氩精制和纯化子系统的另一个实施方案在图10中示出。有利地，图10中所示的基于吸附的氩精制和纯化子系统250的实施方案通过略微增加资本成本和操作成本提供更高的氩回收率。本发明所公开的实施方案采用多塔板psa工艺，其中适当尺寸的商用吸附床210、211、220、221、230和231与多个控制阀217、227、237，储罐216、226、236，热交换器219和压缩机228、238串联操作以提高总体氩回收率。在此类实施方案中，上游psa塔板的吹除物流或废物流212和222作为富氩进料流被引导到一个或多个下游psa塔板，而下游psa塔板的富氩产物流225和235再循环回第一psa塔板并且与粗制富氩进料流161混合。本文参考图10大体所述的系统和方法可以使基于吸附的氩精制和纯化子系统250达到高于70％的氩回收水平，并且优选地高于85％。

具体地，图10示出多塔板式基于吸附的氩精制和纯化子系统250，其具有三个psa塔板，每个塔板包括双床psa系统。三塔板式psa系统的第一个psa塔板接收不纯的或粗制的除氩流161并且产生产品级氩流215，该产品级氩流可进一步加工为产品级氩174。来自第一双床psa塔板的吹除物流或废物流212经由储罐226和压缩机228被引导到第二双床psa塔板。第二双床psa塔板被构造为从第一双床psa塔板的吹除物流或废物流212中采集氩作为氩进料，并且将其富集为低级氩产物流，该氩产物流与被引导到第一双床psa塔板的不纯的或粗制的除氩流进料具有相同或相似的氩浓度。第二双床psa塔板的尺寸小于第一双床psa塔板。由第二双床psa塔板产生的经富集的低级氩产物流225再循环回被引导到第一双床psa塔板的不纯的或粗制的氩流161并与之混合。

相似地，任选的第三双床psa塔板被构造为经由储罐236和压缩机238接收第二双床psa塔板的吹除流或废物流222，并且将其富集以形成另一低级氩产物流235，该氩产物流与粗制除氩流进料161具有相同或相似的氩浓度。同样，第三双床psa塔板的尺寸小于第一双床psa塔板和第二双床psa塔板两者。由第三双床psa塔板产生的经富集的低级氩产物流235也再循环回被引导到第一双床psa塔板的粗制除氩流进料161。尽管图10示出三塔板式psa系统，但是可增加额外的塔板以使氩回收率进一步提高至远高于90％。

实施例

工艺建模已表明，使用具有约90％氩和约10％氧杂质浓度的不纯的或粗制的富氩进料，两塔板式psa系统能够实现71％的氩回收率，而图10中所示的三塔板式psa系统能够实现86％的氩回收率。表1中所示的实施例示出三塔板式psa工艺的工艺指标。

表1：进入psa系统的粗制富氩进料包含90％氩和10％氧杂质

在表1中突出显示的实施例中，来自蒸馏塔的不纯的或粗制的富氩进料为90％氩和10％氧杂质。为便于展示，该不纯的或粗制的富氩进料流被设置为约1.0ncfh。如表1中所示，工艺条件诸如浓度和流速根据多塔板式基于吸附的氩精制和纯化子系统的三个塔板中的每一个塔板所模拟的氩工艺回收率来计算。进入psa塔板2的进料流为来自psa塔板1的废物流，其浓度为约88％氩和12％氧杂质。需要压缩机来压缩该废物流a，使其达到约110psig的所选psa系统压力和约0.82ncfh的流速。来自psa塔板1的经压缩的废物流被引导到psa塔板2。由psa塔板2产生的富集产品为约90％氩和10％氧杂质，与psa塔板1的不纯的或粗制的富氩进料相同。来自psa塔板2的该低级产物流的流速为约0.72ncfh并且再循环回进入psa塔板1的不纯的或粗制的富氩进料新鲜粗进料并与之混合。

当使用任选的塔板3时，进入psa塔板3的进料流为来自psa塔板2的废物流，其浓度为约72％氩和28％氧杂质，并且流速为约0.10ncfh。如下文所详述，该废物流在进入psa塔板3床之前，使用压缩机对其进一步压缩。由psa塔板3产生的氩富集产物也是约90％氩和10％氧杂质，与psa塔板1的不纯的或粗制的富氩进料相同。来自psa塔板2的该低级产物流的流速仅为约0.05ncfh，并且与来自psa塔板2的废物流一样，被再循环回进入psa塔板1的不纯的或粗制的富氩进料新鲜粗进料并与之混合。应当指出的是，在该实施例中，进入psa塔板1的氩进料流速恒定为约1.0ncfh，并且来自psa塔板1的氩产物流速相对恒定为约0.18ncfh。因此，对于氩进料浓度为90％氩和10％氧杂质的三塔板式psa系统，总体工艺的氩回收率提高至86％，而在这些进料条件下，两塔板式psa系统的总体氩回收率为约71％。

如上文所指出的那样，对于本文所述的多塔板psa系统中的废物流再循环过程，可能需要一个或多个压缩机228、238对废物流进行压缩并且将其馈料到下游吸附床中。根据废物流中氧浓度的不同，该再循环过程可能引起额外的压缩机成本，特别是在其中氧杂质浓度高于约23.5％的情况下。对于本发明的基于吸附的氩精制和纯化子系统，为最大程度减小资本成本并且改善安全特性，期望避免使用成本较高的压缩机。因此，可能有利的是将氩精制和纯化工艺设计或构造成使得需要压缩的任何废物流中的氧浓度保持为低于约23.5％的浓度。

如表1中所示，上述实施例中来自psa塔板1的废物流中的氧浓度仅为约12％，因此在多塔板psa系统和工艺中，标准压缩机设计对于该废物流是足够的。然而，来自psa塔板2的废物流具有约28％的氧浓度，这意味着如果将该废物流安全地引导到psa塔板3，则可能需要更昂贵的压缩机。尽管多塔板psa系统或布置中的额外塔板将能够获得更高的氩回收率，但是额外塔板的额外资本成本可能不利地影响氩精制和纯化工艺的经济性。在表1中所示的本发明实施例中，从psa塔板2流至psa塔板3的废物流的流量仅为流至多塔板psa系统的不纯的或粗制的富氩进料流量的约10％。因此，使该废物流再循环回氩精馏塔以回收氩可能更经济。

表2中提供了本发明的多塔板式基于吸附的氩精制和纯化子系统的另一个实施例，其具有三个psa塔板，每个塔板包括双床psa系统。该实施例显示了图10的多塔板式基于吸附的氩精制和纯化子系统在来自除氩塔的不纯的或粗制的富氩进料中的氩浓度略低时的性能，即氩浓度为约85％并且氧杂质浓度为约15％。正如预期的，表2中所示的结果表明，氩进料中较高的氧杂质浓度将在废物流中产生较高的氧浓度。在该实施例中，仍可使用配备标准普通空气压缩机的两塔板式psa进行废物流再循环，并且仍提供约71％的总体氩回收率，而采用三塔板式psa系统时，总体氩回收率保持在约86％。

表2：进入psa系统的粗制富氩进料包含85％氩和15％氧杂质

图10构造的改善的psa系统氩回收率可实现令人满意的氩生产而无需进一步再循环。然而，具有改善的回收率的psa系统提供了与使废气再循环至氩精馏塔相结合的较大优势，以便能够生产甚至更高纯度的氩。psa系统所具有的更高的特征回收率大大减少了再循环的氩的流量。即，在psa系统能够获得更高的回收率时，减少了废气的返回流量和粗制富氩产物的流量。例如，当所有废气再循环至氩精馏塔时，与20％的psa系统回收率相比，60％的psa系统回收率在名义上将使这些流量减少三倍。这为系统提供了显著的优点。较低的流量大大降低了进料压缩机的资本成本及相关联的操作成本，因为其功耗较低。较低的流量还意味着吸附床及相关联的管道和阀也可以较小且较廉价。较低的再循环流量还减小了废气对氩精馏塔和氩冷凝器的设计的影响。

虽然已通过参照一个或多个优选实施方案和与其相关联的操作方法描述了本发明，但是应当理解，在不脱离所附权利要求书描述的本发明的精神和范围的情况下，可对本发明所公开的系统和方法进行多种添加、改变和省略。