一种应用于气体深冷分离设备主精馏塔的制作方法
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种主精馏塔。
【背景技术】
[0002]中煤龙化哈尔滨煤化工有限公司水气分厂4#空分装置，是我公司25万吨甲醇生产线配套设备，采用杭州杭氧股份有限公司生产的KD0N30000/24000型空分装置，工艺流程为分子筛净化内压缩流程，是当前世界气体深冷分离最先进工艺，属于大型空分设备。为配套25万吨甲醇生产用氧氮气量，设备制造厂家杭州杭氧股份有限公司为我厂量身制造，由杭氧厂家先期制氧设备KD0N28000型制氧机基础上设计开发的新型制氧设备。其中压力氮气19500Nm3/h设计产量可以满足我化工公司整条生产线压力氮气量需求。自2009年3月此套设备运行以来，下塔压力氮气一直无法达到设计产量，压力氮在取10000Nm3/h时出冷箱温度在2°C，压力氮气经低压换热器换热后送给用户，当送氮量超过10500Nm3/h时，压力氮气出冷箱温度就会随取量的加大逐渐下降到_17°C，偏离原23.5°C?2°C正常设计值，即使在这套装置70%负荷运行时，压力氮气同比例取量应在13650Nm3/h时只能取1000NmVh的压力氮气。为避免对低压换热器造成损害及装置的跑冷，压力氮气取量一直处于低流量的状态，这种工况影响塔内气液平衡、影响精馏塔内各段回流比、影响氧产量。压力氮气取量不足需另外启两台氮压机补充用户需求量，压力氮气长期达不到设计值，影响了空分正常精馏工况，阻碍了长周期稳定运行，违背高负荷降成本的初衷，制约了工厂产能效益发展。
【发明内容】
[0003]本发明针对上述存在的问题，根据空分主精馏塔下塔压力氮取出量影响空分装置跑冷因素的技术分析，针对压力氮气取量不足问题，提出解决方案:1)将取出管口加高远离气液沸腾区，减少液滴夹带；2)将单抽口改为双抽口减少出口流速。经改造后达到空分精馏工况的稳定调整，运行参数符合设计值，降低主精馏塔下塔波动对氩系统的影响，消除低压换热器低温应力疲劳和强度破坏，增加了压力氮气的产量的目的。
[0004]本发明的一种应用于气体深冷分离设备主精馏塔，它包含精馏塔主体、两个压力氮气塔内取出管、下塔液氮回流管、一个低压换热器、沸腾区、换热器和主冷凝蒸发器；其中，所述的两个压力氮气塔内取出管的出气口汇聚一起进入低压换热器，两个压力氮气塔内取出管进气口分别置于精馏塔主体下塔顶部；所述的下塔液氮回流管一端与沸腾区连通，另一端与换热器连通；换热器位于主冷凝蒸发器中；其中，两个压力氮气塔内取出管在精馏塔主体的沸腾区上部空间的管口距离主冷凝蒸发器底部50?60cm。
[0005]本发明包含以下有益效果:
[0006]本发明针对空分装置进行如下改进:1)将取出管口加高远离气液沸腾区，消除液滴夹带；2)将单抽口改为双抽口减少出口流速。
[0007]通过以上改进，带来以下优势:
[0008](I)安全方面
[0009]通过提高压力氮取出口的高度以及增加一个压力氮气塔内取出管的设计，降低了取出气的流速，消除了压力氮气液滴夹带现象，避免造成低压换热器及管路发生低温冻裂危害的重大安全隐患。
[0010](2)经济效益方面
[0011]处理了设备故障，压力氮气正常供给后不再低负荷运行，节约了能源，降低了动力消耗，为我厂的进一步发展提供了保障。各栏目的计算依据:
[0012]1、节支总额:150.848万元
[0013]减少两台氮压机运行费用:
[0014]250kwhX0.29X2X8000h+22T/hX0.15X2X8000h = 150.848 万元
[0015]2、新增利润:569.152万元
[0016]新增氮产量3000Nm3/h X 8000h X (λ 3 = 720 万元
[0017]720-150.848 = 569.152 万元。
[0018]本发明的设计思路如下:
[0019]首先，本发明分析压力氮气温度低原因。根据传热计算基本方式确定低压换热器换热面积的设计计算，此外低压换热器另一股上塔污氮反流气出口温度符合设计值23.5°C，论证了该低压换热器在设计工况下的性能没有问题，排除了精馏塔外引发压力氮气温度低因素。
[0020]其次，第二因素就是压力氮气来气品质，下塔上部引出的压力氮取出口部位有筛板液层悬浮的液滴与氮气一同取出送往低压换热器，低压换热器对含有液滴的压力氮气换热效率下降，这是导致压力氮气出冷箱温度低的主因。压力氮气恢复到设计流量需要将取出管口位置、方式进行改造，首先提升1.04米压力氮气取气管高度，同时在主冷凝蒸发器315°方向增加一根DN300的压力氮引出管，并与原来氮气管线并联，两管取气方式降低了取气流速以达到减少液滴夹带的作用，这两种处理方式恢复了压力氮气正常工况。
[0021]由于保冷箱内的管路多数为低温液体或低温气体管路，但它们的温度水平也不同。为了尽量避免不必要的冷损，在配管时应注意下列事项:
[0022]I)各管路不得相碰，冷热管不应靠得太近，间距应大于100mm。最好不要相互平行布置；2)各种液体管路或冷管应尽量靠近内部冷容器，而气体管路布置在液体管路之外；3)气体管路离保冷箱壁的距离(也就是绝热层厚度)应在下列范围:在-50?-130°C时，应大于200?400mm ;在-130?_196°C时，应大于300?600mm ；4)液体排出管路应特别注意防止液体不断气化而增加的冷损。引出管宜向上倾斜，并在靠近保冷箱约800mm范围内做成向上的弯管，高度约为6?10倍直径，但不得小于200mm。如果存在不合理的配置，整根排液管都充满了液体，而靠近保冷箱外壳处由于温度升高，管内液体将气化。气泡向上运动又会返回容器内，同时新的液体又继续下流。这样不断往返，整根管内始终有液体不断气化，四周筒壳温度降低，产生冷结霜现象，甚至冻裂保冷箱体，冷量不断地散失掉。较合理配置是当阀门关闭时形成一个液封，液体不会不断流到阀门侧气化。有的对液体排出管路加有加温套管，以防冻结；5)为了减少通过管路及设备支架的冷损，安装时应加导热性能差的石棉垫。
[0023]在空分塔顶部既有液氮，又有气氮:在煮开水时我们可以看到，在大气压力下，温度升高到100°c，水开始沸腾。但是，水不是一下子全部变成蒸汽的，而是随着吸收热量，蒸汽量不断增加。在汽、液共存的阶段，叫“饱和状态”。该状态下的蒸汽叫“饱和蒸汽”，水叫“饱和水”。在整个汽化阶段，蒸汽与水具有相同的温度，所以又叫“饱和温度”。
[0024]精馏塔顶部的情况与此类似，气氮与液氮是处于共存的饱和状态，具有相同的饱和温度。但是，相同温度下的饱和液体及饱和蒸气属于不同的状态。饱和蒸气放出热可冷凝成饱和液体，温度保持不变，这部分热量称为“冷凝潜热”;饱和液体吸收热可气化成饱和蒸气，温度也维持饱和温度不变，这部分热量称为“蒸发潜热”。对同一种物质，在相同的压力下，二者在数值上相等。
[0025]影响换热器传热量(热负荷)的因素:流体通过壁面的传热过程是一个较为复杂的过程，影响传热量的因素很多。实验表明，每小时的传热量Q(也叫热负荷)与冷、热流体的温度差At(°C)成正比，与传热面积F(m2)的大小成正比，写成公式则为
[0026]Q = 3600KF Δ t (kj/h)
[0027]式中的系数K叫传热