CN1097247A - 空气分离 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种改进的分离空气的方法和设 备。

Description

本发明涉及分离空气的方法和设备。
商业上分离空气的最重要的方法是精馏法。最常采用的空气分离过程包括几个步骤，即压缩空气流、通过除去水蒸汽和二氧化碳纯化压缩空气流、以及通过与返回的产品物流热交换将压缩空气流预冷却到适于其精馏的温度。所说的精馏在所谓“双精馏塔”中完成，这种双精馏塔包括一个较高压力塔和一个较低压力塔，即这二个塔中有一个塔的操作压力高于另一个塔的压力。将空气（如果不是全部也是大部分）送入较高压力塔中分离成富氧液态空气和液氮蒸气。氮蒸气被冷凝，部分冷凝液在较高压力塔中用作回流液。富氧液体从较高压力塔底放出，经进一步冷却后经过一个节流或减压阀送入较低压力塔的中间区域。此富氧液体在此较低压力塔中被分离成基本纯净的氧和氮产品。这二种产品以气态自较低压力塔中放出，并形成与进来的空气流热交换的返回物流。较低压力塔的回流液，取自较高压力塔的其余冷凝液，经过进一步冷却后使之经过节流或减压阀进入较低压力塔的顶部。
按常规，此较低压力塔在1～1.5个绝对大气压范围的压力下操作。较低压力塔底的液氧用来满足较高压力塔顶处的冷凝需要。因此，较高压力塔顶的氮蒸气与较低压力塔的液体氧热交换。可以使足够量的液体氧蒸发，以便满足较低压力塔再沸的要求和能够获得良好的气体氧产品的产率。较高压力塔顶的压力（因而也是进来的空气被压缩到的压力）应这样设置，以便使冷凝氮的温度比较低压力塔中沸腾氧的温度高1或2°K。由于这些原因，所以一般不能够使较高压力塔在低于大约5巴压力下操作。
人们对这种空气分离过程已提出了一些改进，使较高压力塔能够在低于5巴的压力下操作，但此时氧产品纯度不高，例如其中含有3～20%（体积）杂质。Ziemer在US-A-4410343披露：当需要这样低纯度氧时，不采用上述的那种较低与较高压力塔间的连接方式，而是采用空气使较低压力塔底的氧沸腾，以便既为该塔提供再沸又使氧产品蒸发。然后将得到的冷凝空气送入较高和较低压力的二塔之中。从较高压力塔放出的富氧液流，经过节流或减压阀后，一部分用来在较高压力塔顶处起冷凝氮的作用。
US-A-3210951中也披露出一种生产不纯氧的工艺方法，其中用空气使较低压力塔底中氧沸腾，以便既为该塔提供再沸作用又使氧产品蒸发。但是，此工艺中使用来自较低压力塔中间区域的富氧液流，来实现在较高压力塔中产生的氮蒸气的冷凝。此工艺能够使较高压力塔的操作压力降低到接近4巴。
US-A-3210951和US-A-4410343中公开的方法，不适合于在高于约1.5巴压力下运转较低压力塔的情况。
EP-A-0538118中公开了一种在高于传统的压力限下使双塔工艺运行的方法，该法不损失氧的回收率而且能耗低。在一实例中，从较高压力精馏塔底取出富氧液态空气后，送入一附加塔中的全部液-气传质表面上方的某位置处。此附加塔在介于较高压力塔和较低压力塔压力之间的压力下操作，它向较低压力精馏塔的不同中间水平提供液体进料和气体进料。
本发明的目的之一是提供在与上述已有工艺相比于提高的较低压力精馏器的压力下能够更高效操作的空气分离方法和设备。
按照本发明提供了一种空气分离法，它包括下列步骤：
a）在较高压力精馏器中将预冷和纯化的空气分离成富氧液体和氮气体;
b）在介于较高压力精馏器顶部压力和较低压力精馏器底部压力之间的压力下分离所说的富氧液体流，以便形成进一步富氧的液体和中间气体;
c）在较低压力精馏器中将所说进一步富氧的液体流分离成氧和氮;以及
d）为所说的较高和较低压力精馏器提供回流的液氮，其中一部分所说的回流液体氮是通过与来自所说的较低压力精馏器中间传质区的液体间接热交换，由所说的氮气流的冷凝而形成的。
本发明还提供了分离空气的设备，它包括：
a）将预冷却和纯化的空气分离成富氧液体和氮气用的一个较高压力精馏器;
b）用于生产氧和氮的一个较低压力精馏器;
c）在介于所说的较高压力精馏器顶部压力和所说的较低压力精馏器底部压力之间的压力下，将所说的富氧液流分离成进一步富氧液体和中间气体用的分离装置;
d）用于把所说的进一步富氧的液体送入所说的较低压力精馏器中以便将其分离成氧和氮的装置;以及
e）为所说的较高和较低压力精馏器提供液氮回流液用的装置，它包括使所说的氮气流与来自所说较低压力精馏器中间传质区的液体进行间接热交换的一个冷凝器。
在本发明方法的步骤（b）中，所说富氧液流的分离操作是：（i）在一附加精馏器中精馏（以下有时叫作“中间精馏”）或者ii）于介于较高压力精馏器顶的压力和较低压力精馏器底的压力之间的所说压力下，闪蒸所说的富氧液流，使之形成液-气混合物;并且将形成的液-气混合物分离成液相和气相，形成所说的进一步富氧的液体和所说的中间气体。这些步骤有时统称为“中间闪蒸分离”。为了提高所说中间气体的形成速率，优选使一部分所说的进一步富氧的液体再沸。
如果本发明方法的（b）步骤以中间精馏的方式进行，则在全部液-气传质装置的下方将所说的富氧液流送入附加精馏器中或向其中送入进来的供料。
此液体的再沸，优选通过与来自较高压力精馏器的另一氮流间接热交换的方式进行，以便使氮冷凝。此氮冷凝液提供了又一回流源，它最好用于所说的较高压力精馏器中。所说的附加精馏器优选设置有一个再沸器，以便在此附加精馏器底使液体部分再沸。附加精馏器优选产生氮气作为中间气体。优选使所说的氮冷凝形成另外的回流液氮，其中一部分优选用于较低压力精馏器中，而另一部分优选用于附加精馏器中。
若本发明方法的（b）步骤按中间闪蒸分离方式进行，则可以在相分离器的上游或其中进行所说的部分再沸。所述的部分再沸过程可以通过与来自较高压力精馏器中的另一氮气流之间的间接热交换方式进行，使氮冷凝。此氮冷凝液提供了进一步的回流源，它优选用于较高压力精馏器中。另外的回流液体氮优选通过使来自较高压力精馏器的氮与由较低压力精馏器底放出的液氧之间的间接热交换的方式形成，所说的液氧优选在比较低压力精馏器顶的压力低的压力下进入所说的热交换器。借以使液氧蒸发并可以以产品形式取出。另外的这种回流液氮一般在较高压力精馏器中作为回流液使用。
若本发明方法的（b）步骤按中间闪蒸分离方式进行，则优选将所说的中间气体冷凝并将形成的冷凝液还送到较高压力精馏器中，以便提高回流液氮的产生速度。
无论（b）步骤是如何进行的，所说的中间气体最好都通过与所说的进一步富集的液流间接热交换的方式加以冷凝，此液流的压力在所说热交换器的上游降低。此进一步富集的液流通常得以部分汽化，而且最好把形成的流体送入较低压力精馏器中。（必要时可以使进一步富集的液流送入较低压力精馏器而不经过与中间气体的间接热交换）。也可以通过与从较低压力精馏器的中间传质区取出的液体进行间接热交换将中间气体冷凝，这种由较低压力精馏器的中间传质区取出的液体得以至少部分地再沸。优选使之返回到较低压力精馏器的传质区。
通常，较低压力精馏器的再沸由一台再沸-冷凝器通过与预冷却和纯化的空气流之间的间接热交换来提供，该进料空气流因而被至少部分地冷凝。
所说的较高压力精馏器和附加精馏器优选各包括一个精馏塔。较低压力精馏器也可以包括一个单精馏塔或两个分开的塔。后一方式的优点是用于使所说氮气流与来自较低压力精馏器中间传质区的液体进行间接热交换的所说冷凝器可以设置在一个塔的底部区域，因而可以构成一种传统的热虹吸式的冷凝再沸器。
在较低压力精馏器中分离的氧的纯度，优选为85～96%，在较低压力精馏器中分离的氮的纯度优选为至少98%。
本发明方法用的致冷作用，可以通过利用原料空气流或氮气流的外功性能造成的膨胀作用来实现。
以下参照附图，利用实施例来说明本发明的方法和设备，其中：
图1是本发明的第一空气分离设备示意流程图;
图2是本发明的第二空气分离设备示意流程图;
图3是图2所示设备操作的McCabe-Thiele图;
图4～8是本发明的另一些空气分离设备示意流程图。
在随后对图1的说明中，方括弧中列出的参数是用计算机模拟其中所示设备的运行时得到的。
参照图1，进料空气流由压缩机2压缩后，使得到的被压缩的空气流通过一个提纯单元4从中有效地除去水蒸汽和二氧化碳。
单元4采用一些吸附剂床（未示出）除去水蒸汽和二氧化碳。这些床互相轮换运行，以便在一或多个床在纯化进料空气流时，其余的床被再生，例如用热氮气流冲洗的方式再生。这种纯化单元及其操作是本领域中公知的，无需作进一步说明。
经纯化的进料空气流[温度297°K，压力12.3巴]被分成第一和第二两股空气流。第一空气流[流速95823标准米3/小时（sm3/hr）]流过一台主热交换器6，由其热端8到冷端10，其温度因而从大约环境温度降至空气的饱和温度（或适于精馏分离空气的其它温度）[116.9°K]。冷却的第一空气流的第一部分[流速51082sm3/hr]通过入口14被送入较高压力精馏塔12的底部区域。所说的冷却的第一空气流的第二部分[流速44741sm3/hr]由于穿过一台第一冷凝-再沸器16的诸冷凝通路而被至少部分冷凝。将得到的至少部分冷凝的空气[状态：100%液态，温度：109.3°K]经过入口18送入较高压力精馏塔12中。此较高压力精馏塔12内设置有液-气接触装置（未示出），以便使下行的液相与上升的气相密切接触，在此二相之间产生传质。
下行的液相逐渐变得富氧，而上升的气相逐渐变得富氮。所说的液-气接触装置可以包括排列的数个液-气接触塔盘和与之相通的降液管，或者可以包括有规和无规填料。在较高压力精馏塔12的底部，一般收集有大量液体（未示出）。
入口14一般设在适当部位，以便在所说的液-气接触装置的下方将空气通入塔12中，或者使处于较高压力精馏塔12的底部的液体与进来的空气之间近似处在平衡状态下。因此，由于氧比空气中其它主要成分（氮和氩）挥发性小，所以在较高压力精馏塔12的底部（一般是个池子）收集的液体，其氧浓度高于空气中的，即富含氧。
在所说的液-气接触装置（未示出）中设置有足够数目的塔盘或足够高度的填料，使由此液-气接触装置顶部出来的气体部分为基本上纯的氮气。将第一股氮气流由较高压力精馏塔12的顶部通过出口20放出后，在第二再沸-冷凝器22内被冷凝，冷凝液经由入口24返回到处于较高压力精馏塔12顶部的收集器30中。第二股氮气流由较高压力精馏塔顶通过出口26放出后，在第三冷凝-再沸器28中被冷凝，此冷凝液由此冷凝-再沸器28放出，经入口32被返送到收集器30中。使用进入收集器30中的部分液氮作为较高压力精馏塔12中的回流液氮;另一部分此冷凝液将被用作较低压力精馏器34中的回流液，详见下述。
富氧液流（通常包含大约32%（体积）氧）[组成（摩尔分数）：0.32 O2、0.01 Ar、0.67 N2;压力：12巴;温度：110.7°K;流速44519sm3/hr]通过出口36由较高压力精馏塔12中放出后，在热交换器38中被进一步冷却。此经进一步冷却的液流通过第一减压阀闪蒸后，形成由电闪蒸气体和进一步富氧的残液组成的混合物。将此进一步富氧液体和乏氧气体组成的混合物，经由入口44送入中间精馏塔42的底部区域。中间分馏塔42的再沸是由处于塔42底部的第二冷凝-再沸器28完成。此冷凝-再沸器28使气体由塔42的底部向上流动。另一台冷凝-再沸器46冷凝由中间精馏塔42顶放出的气体。一部分形成的冷凝液返回塔42作为回流液，另一部分用作较低压力精馏器中的回流液（详见下述）。在中间精馏塔42中最好设置足够数目的蒸馏塔盘（未列出）或足够高度的填料（未划出），以便在下行的液体和上升的气体之间产生传质作用并在塔42的顶部给出基本纯净的氮。因此，在冷凝-再沸器46中形成的冷凝液基本上是液氮。必要时，也可以自塔42取出气体氮产品。
冷凝-再沸器28使中间精馏塔42底的液体部分再沸。进一步富集的残留液流（通常含约40%（体积）氧）[组成（摩尔分数）：O20.40，Ar 0.02，N20.58;压力8.1巴;温度：105.4°K;流速38472sm3/hr]经由出口48连续由中间精馏塔42的底部放出后，使之通过一个第二减压阀49，以便使其压力降低到与较低压力精馏器34操作压力大体相同的水平。经减压和进一步富集的第一液流（一般含一些气体）流过冷凝-再沸器46，以便为冷凝其中的氮气提供冷却作用。此进一步富集的液流本身，在冷凝-再沸器28中至少部分汽化。形成的富氧流[状态：66%（重量）气体和34%（重量）液体;压力4.5巴;温度99.1°K]由入口50被送到较低压力精馏器34中间位置处作为第一进料物流。作为第二进料物流，将液态空气流[组成（摩尔分数）：O20.21，Ar 0.01，N20.78;温度109.2°K;压力12.0巴，流速26999sm3/hr]由处于与入口18同高度的出口52处从较高压力精馏塔12中放出。一部分第二进料物流[流速20999sm3/hr]通过减压阀54，使其压力降低到约近于较低压力精馏器34的数值。将形成的减压的液态空气流过入口56送入精馏器34中。按另一种方案，可以将来自冷凝-再沸器16的至少被部分冷凝的空气，经由减压阀（未示出）供入较低压力精馏器34中，而不首先送入较高压力精馏塔12之中。经由出口52从较高压力精馏塔12中放出的另一部分液态空气流[流速6000sm3/hr]，从阀54的上游取出后，经过阀53被送入中间压力精馏塔中进行分离。
如图1所示，较低压力精馏器34包括一个上级58和一个下级60;上下级58和60互相自由相通。这就是说，气体通过导管62从下级60的顶部进入上级58的底部，其间不经过任何降低或提高其压力的装置。液体以相似方式经过导管64从上级58的底部流到下级60的顶部而不通过任何降低或提高其压力的装置。二级式较低压力精馏器34的优点在于可以将冷凝-再沸器22设在上级58的底部区域内，因此可以是一种传统型热虹吸式结构。
较低压力精馏器34中的两股进料物流的分离导致形成氧和氮产品。此较低压力精馏器34的上下级58和60均有液-气接触装置（未示出），借以使下行的液与上升的气相密切接触，在此两相之间发生传质作用。所说的液-气接触装置（未示出）类型可以与在较高压力精馏塔12中或中间压力精馏塔42中使用的液-气接触装置相同或不同。从两个源向较低压力精馏器34提供回流的液氮;第一个源是收集器20的出口66，液氮流[摩尔分数：N20.99;压力11.9巴;温度106.6°K;流速24305sm3/hr]通过出口66放出。然后使此液氮流经过热交换器38使之进一步冷却。此经进一步冷却的液氮流[温度94.3°K;压力7.8巴]通过一减压阀68后，由入口70流入较低压力精馏器34上级58的顶部区域内。第二股回流的液氮流从冷凝-再沸器46的冷凝液中取出，在热交换器38中加以进一步冷却。此进一步冷却的液氮[摩尔分数N21.0;温度94.3°K;压力7.8巴;流速12047sm3/hr]流经减压阀72后，被送入较低压力精馏器34的上级58的顶部区作回流的液氮。因而形成液体穿过较低压力精馏器34向下流动的液流。通过冷凝-再沸器16的运转，使处于较低压力精馏器34的下级60的顶部的液体再沸，来形成向上穿过较低压力精馏器34的气流。由于此冷凝-再沸器的运行使此级底部的液体再沸，从而增大了通过较低压力精馏器34的上级58的气流。
通过出口76，从较低压力精馏器34下级60的底部区域放出一种氧产品，纯度一般为90～95%[组成（摩尔分数）：O20.95，Ar 0.03，N20.02;温度107.3°K;压力4.6巴;流速21525sm3/hr]。此产品氧流由冷端10向热端8穿过热交换器6后，被加热至环境温度[温度：294°K;压力：4.4巴]。产品氮流[组成（摩尔分数）O20.01，N20.99，温度92.8°K，压力4.5巴，流速78415sm3/hr]通过出口78由较低压力精馏器34上级58的顶部放出，然后使之流过热交换器38，借以对从中流过的其它物流的进一步冷却提供必要的冷却作用。氮从热交换器38中流出后，又从冷端10向热端8流过热交换器6，然后在接近环境温度的温度下[温度294°K，压力4.3巴]离开热交换器6。
图1所示工厂的致冷要求利用从纯化单元4取出第二股纯化的空气流[温度297°K，压力12.3巴，流速4177sm3/hr]并且在压缩机80中进一步压缩的方法来满足。然后将被压缩的第二股空气流[温度297°K，压力20.6巴]冷却到介于热交换器6的冷端10和热端8之间的温度，冷却方法是用第一股空气流并行地从中流过。第二股空气流由主热交换器6的中间区域放出[温度：251.6°K]后，在一台膨胀透平82内膨胀作外功。经膨胀的空气流[温度：175°K，压力4.6巴]返回到热交换器6，通过从中流过而进一步降低其温度。经膨胀的第二股空气流由热交换器6的冷端10放出后[温度117.3°K]被送入较低压力精馏器34上级58之中，作为与另外两股进料物流分开的第三股进料物流。
以下参照图2，其中示出的工厂具有与图1中所示相似的塔排布，但是图1中的中间精馏塔42被一台简单相分离器90（其中不发生分馏作用）代替。结果，与图1中所示工厂相比有许多变化，参照图2对这些变化说明如下。首先，较高压力精馏塔12的附加回流，是由较高压力精馏塔12顶部区域通过出口92放出的另外氮气流并且在另一冷凝-再沸器94中将一部分该物流冷凝而提供的（从出口放出的另一部分氮流自冷端10至热端8穿过热交换器6后用作环境温度下提高压力的氮产品）。将形成的液氮冷凝物通过入口96返回到较高压力精馏塔中的收集器30内。经过出口98，从较低压力精馏器34下级6的底部区域放出液氧流，并且经过减压阀100将其闪蒸到冷凝-再沸器94中，用这种方法使冷凝-再沸器94冷却。液态氧，通过与来自较高压力精馏塔12的氮之间的热交换作用而汽化。经由出口102从冷凝-再沸器94放出的氧气，自冷端10至热端8流过主热交换器6后作为氧产品。因此不从较低压力塔34的下级60直接放出气态氧流产物。
在图2所示工厂中采用相分离器90的另一个结果是：由分离器90的顶部放出的、用于在冷凝-再沸器46中起冷凝作用的气体中含有大量氧，不适于在较低压力精馏器34的上级58之顶部作为回流的液氮使用。因此入口74并不设在较低压力精馏器34上级58的顶部区域（即处在其中设置的全部液-气接触装置上方），而是设置在中间位置上，以便有一些液-气接触表面处于入口74的上方。此外，由冷凝-再沸器46放出的被送往较低压力精馏器34中的冷凝液，也不在它通过减压阀72的上游被进一步冷却。对于分离器90的给定操作压力而言，冷凝-再沸器46在比其中欲加以冷凝的气体基本上是纯氮的情况更高的温度下操作。因此，经由分离器90的出口48放出的部分进一步富集的液体，不通过图2所示工厂中的减压阀49和冷凝-再沸器46，而是在经过减压阀104的下游，由入口106将其送入较低压力精馏器34的上级58之中中间位置处。
在图2所示工厂中采用相分离器90的另一个后果是：由于在分离器90中不发生精馏作用而不需要把来自冷凝-再沸器46的冷凝液返送到此分离器之中。反之，却用泵110迫使部分冷凝液经由入口112进入较高压力精馏塔12之中。结果提高了较高压力精馏塔12中液氮的形成速率。不仅如此，在精馏塔12的中间位置并不放出任何液态空气流，以便向为较低压力精馏塔34和闪蒸分离器90提供进料。这样一来，减压阀53和连接管道就从图2所示工厂中省去了。还有一个额外的变化，那就是全部第一进料空气流均流过冷凝-再沸器16，然后通过入口114（代替图1所示的入口14和18）将其送入较高压力精馏塔之中。
还应当指出，在图2所示的工厂中冷凝-再沸器设置在相分离器90的上游处，以便使从减压阀40放出的液-气混合物中的液体在通入相分离器90的入口44之上游沸腾。
基于计算机的模拟，图2所示工厂的运转实例列于下表1之中。此实例之中，全部氮产品均取自较低压力精馏器34的上级58，因此从较高压力精馏器12出口92处无产品放出。
Figure 941046486_IMG2
Figure 941046486_IMG3
Figure 941046486_IMG6
按照表1所述实例，图2所示的设备操作情况，通过McCabe-Thiele图（图3）进一步加以说明，它描述了较低压力精馏器34的操作线。此操作线和平衡线之间能够达到十分接近的程度而不必在较低压力精馏器中使用过多的理论塔板。
对于图1和2中所示设备的操作情况与EP-A-0538118工艺所报导的操作情况（参见其中表1和相关的说明）作了比较，比较结果列于下表2之中。
表2
EP-A-538  118  图1  图2
Air压力(巴)  16.0  12.33  10.45
N2压力(巴) 5.0 4.27 4.27
O2压力(巴) 5.16 4.43 3.07
O2回收% 99.4 97.6 97.8
相对能耗  100  92.6  86.5
工艺效率  48.3  52.2  55.8
每种工艺的能耗定义为将产品物流压缩到进料空气流压力所需的能量，因而它表示在所说分离过程中所消耗的功。此相对能耗数据列于表2中，而EP-A-0538118工艺的能耗视为100。
可以看出，空气压力（主热交换器中压降较小，它是较高压力精馏器底部的压力）与氮气压力（压降较小，它是较低压力精馏器顶部的压力）之比值，在图1和2所示设备操作中要小于EP-A-0538118工艺操作中的比值，因此，对于较低压力精馏器的给定操作压力而言，图1和2所示设备中的较高压力塔12与EP-A-0538118工艺中相应的塔相比，在较低压力下操作。对于往往需要提高该塔操作压力这些生产难题来说，这能成为一个显著的优点，而且能耗上的优点也是显著的。这些优点胜过本发明工艺中存在的氧收率降低的缺点。
对于图1和2所示的设备可以作出各种变化和改进。图2所示设备的一种改进实例由图4示出。图2和4中出现的相似部件用相同参照符号表示。由于图2和4中所示设备的结构和操作互相之间基本相同，所以下面只就图2所示设备中没有精确对应物的图4中所示设备的那些特点加以说明。
在图4所示设备中，精馏器34只有一单个容器120，而不是图2所示设备中分离的容器58和60。因此，再沸器22设在该容器或塔120的中间位置处。
图4所示的设备，除了从较低压力精馏器34的出口78处取出相当纯的氮产品之外，还生产不纯的氮产品。为了生产这种不纯的氮产品，从较高压力精馏器12的出口122放出不纯的液氮流，使之通过部分热交换器38被进一步冷却，然后再通过节流阀124得到减压后，经过入口126被送入较低压力精馏器34之中。由较低压力精馏器34出口128处放出的气体氮产品，与从较低压力精馏塔34的出口78放出的纯氮产品并流通过热交换器38和6。
图4所示设备中，冷凝-再沸器28设置在容器90之中，此冷凝-再沸器28可以是热虹吸式的，而且至少被部分地浸没在容器90内的液体中。
图5所示的设备与图4所示的大体相似（因此，此二图中的相似部件用相同参照符号表示），但是再沸器16设在较低压力精馏器34的外边。此外，图5所示设备运行时，于冷凝-再沸器16中再沸的液体组成不同于在冷凝-再沸器94中再沸的不纯液氧产品的组成。为了保证这种组成上的差别，在冷凝-再沸器94中汽化的液体直接（经出口98）从较低压力精馏器34中的液-气传质装置（未示出）底部取出，而不使之进入精馏器34的池130中。但是离开较低压力精馏器34中液-气传质装置底部的一些所说液体，在重力作用下被送入池130中，在130中与从较低压力精馏塔34的传导面（靠近且低于冷凝-再沸器22）放出的相对富氮的液体混合。形成的混合物从出口132中放出后流过冷凝-再沸器16的沸腾通道得以再沸。产生的气体再被送入较低压力精馏器34中，但在低于其中设置的液-气传质装置（未示出）位置处送入。由于富氮，此液体在冷凝-再沸器16的沸腾通道内再沸时其沸点降低。因此，通过降低从压缩机2向冷凝-再沸器16供给空气的压力，使冷凝-再沸器16中空气冷凝的温度得以进一步降低。结果，可以将较高压力精馏塔的操作压力降低约0.5巴而不降低较低压力精馏器34的操作压力。
图6中所示的设备，展示了对图4所示设备可作出的另一些改进，而且此二图中相似的部件也用相同参照符号表示。在这些改进中，富氧液体的进一步富集是在两个独立的阶段中完成的，其中的下游级相当于图4所示设备的再沸-冷凝器28和容器90，而且其中的上游级在图4所示的设备中无对应物。参看图6，富氧液体自较高压力精馏塔12经出口36放出后，通过热交换器38得到进一步冷却。进一步冷却的富氧液通过减压阀140，在低于其中全部液-气接触装置（未示出）的位置被闪蒸到辅助精馏塔142之中。在此辅助精馏塔142中富氧液体被分离成进一步富氧的液体和氮气，这样分出的氮气不纯。此辅助精馏塔142的回流液，是由从塔142顶部放出的氮气流，经在较低压力精馏器34的中间传质位置处设置的冷凝-再沸器144（处于冷凝-再沸器22的上方）中冷凝而形成的。不纯氮气在冷凝-再沸器144中的冷凝作用，是通过与取自较低压力精馏器34中传质的沸腾液体进行间接热交换而完成的。形成的部分冷凝液返回到辅助精馏塔142的顶部作回流液，而另一部分则通过减压阀146后经入口148被送入较低压力精馏器34中。辅助精馏塔142的再沸，由设置在塔142中池内的另一冷凝-再沸器150所提供。此冷凝-再沸器150，被经出口26从较高压力精馏器12顶部放出的氮气加热，氮在冷凝-再沸器150中冷凝，形成的冷凝液经入口32返回较高压力精馏器12中作为回流的液氮。进一步富氧的液体自辅助精馏塔142底部放出，经过减压阀40闪蒸后，被送入设在容器90内的冷凝-再沸器28中。此冷凝-再沸器的操作基本上与图2所述的相同。
在图6所示设备的一个操作实例中，较高压力精馏塔12的操作压力为10.2巴，辅助精馏塔142的操作压力为7.8巴，容器90的出口压力为6.5巴。较低压力精馏器34的操作压力为4.5巴左右，而且不纯液氧产品在约3.2巴下汽化。
图7中示出一种可以视为图6所示设备改进的设备，此二图中的相似部件用相同参照号表示。在此改进方案中，利用不纯液氧产品的蒸发来冷凝由辅助精馏塔142顶放出的氮气。因此，在图7所示的设备中采用一台单一的冷凝-再沸器来代替图6所示设备中的冷凝-再沸器94和144。参见图7，不纯的液氧产品经出口98自较低压力精馏器34底部放出并通过减压阀100减压。形成的液流被送入冷凝-再沸器160中，全部在其中汽化。形成的气体通过主热交换器6被加热到环境温度下。冷凝-再沸器160被从辅助塔142顶放出的氮加热。氮冷凝，形成的冷凝液返回到辅助塔142顶部作为该塔的回流液。不纯的液氮经出口164从塔142顶部放出后在热交换器38中被进一步冷却，使其与自塔122放出的不纯液氮在减压阀166的下游汇合。图7所示设备的操作方式和其它方面全部与图6相似。
在图7所示设备的一个典型运行实例中，较高压力精馏塔12可以用约13巴操作压力，较低压力精馏器的操作压力约6巴，辅助塔142操作压力为10巴，冷凝-再沸器的操作压力约为8巴，而且冷凝-再沸器160的操作压力（在其沸腾通路中）约2.6巴。
图8示出一种图4所示设备的改进。此改进方案中，用一台小型精馏塔170代替容器90，此精馏塔170底部有冷凝-再沸器28，其上方通常设置几个塔盘（未示出）。富氧液流经入口44被送入塔170之中，而入口44处在其中全部液-气接触塔盘的上方。该液体经各塔盘向下流过塔170，与再沸-冷凝器28中沸腾的气体接触。传质作用发生在上升的气体和下降的液体之间，结果进一步提高了液体中的富氧作用。图8所示设备操作的方式和其它方面情况均与图4中所示的设备相似。

Claims (18)

1、一种空气分离的方法，它包括以下步骤：
a)在较高压力精馏器中将预冷和纯化的空气分离成富氧液体和氮气体；
b)在介于较高压力精馏器顶部压力和较低压力精馏器底部压力之间的压力下分离所说的富氧液体流，以便形成进一步富氧的液体和中间气体；
c)在较低压力精馏器中将所说进一步富氧的液体流分离成氧和氮；以及
d)为所说的较高和较低压力精馏器提供回流的液氮，其中一部分所说的回流的液氮，是通过与来自所说的较低压力精馏器的中间传质区的液体间接热交换，由所说的氮气流的冷凝而形成的。
2、一种如权利要求1所述的方法，其中所说的中间气体通过在所说热交换器的上游与已被降压的所说的进一步富氧的液流进行间接热交换而被冷凝;而且进一步富氧的液流通过与所说的中间气体的热交换而部分被汽化，并将此部分汽化的进一步富氧的液体送入较低压力精馏器中。
3、一种如权利要求1所述的方法，其中所说的中间气体通过与从所说的较低压力精馏器中间传质区取出流体进行间接热交换作用而被冷凝。
4、一种如权利要求1～3中任何一项所述的方法，其中在（b）步骤中所说的分离由另一精馏器中的精馏所完成。
5、一种如权利要求4所述的方法，其中将富氧液流于全部气-液传质装置的下方送入所说的另一精馏器中，而且在此另一精馏器中产生的中间气体是氮。
6、一种如权利要求5所述的方法，其中使用一部分冷凝的中间气体作为所说另一精馏器中的回流液，而且使用另一部分冷凝的中间气体作为较低压力精馏器中的回流液。
7、一种如权利要求4～6中任何一项所述的方法，其中使所说另一精馏器底部中的一部分液体或者使送向所说另一精馏器的一部分进料再沸。
8、一种如权利要求1～4中任何一项所述的方法，其中所说的（b）步骤的完成方式是：在介于较高压力精馏器顶部压力和较低压力精馏器底部压力之间的所说压力下，将富氧液流闪蒸成一种液-气混合物;将形成的液-气混合物分离为液相和气相，以形成进一步富氧的液体和中间气体;使一部分进一步富氧的液体再沸，以便提高所说中间气体的形成速率。
9、一种如权利要求8所述的方法，其中冷凝所说的中间气体，并使形成的冷凝液返回到较高压力精馏器之中。
10、一种如权利要求8或9所述的方法，其中使部分进一步富氧的液体再沸，以提高中间气体的形成速率。
11、一种如权利要求8或9所述的方法，其中所说的再沸是通过与来自较高压力精馏塔的氮气流进行间接热交换而完成的，所述氮气流同时得以冷凝。
12、一种如权利要求11所述的方法，其中使用在进一步富氧的液体再沸时形成的所述冷凝氮气作为较高压力精馏塔中的回流液。
13、一种如上述权利要求中任一项所述的方法，其中通过与预冷却的和纯化的进料空气流进行间接热交换作用，来为较低压力精馏器提供再沸，进料空气流同时至少部分被冷凝。
14、分离空气用的设备，它包括：
a）将预冷却的和纯化的空气分离成富氧液体和氮气用的一个较高压力精馏器;
b）生产氧和氮用的一个较低压力精馏器;
c）在介于所说的较高压力精馏器顶部压力和所说的较低压力精馏器底部压力之间的压力下，将所说的富氧液流分离成进一步富氧液体和中间气体用的分离装置;
d）用于把所说的进一步富氧的液流送入所说的较低压力精馏器中以便将其分离成氧和氮的装置;以及
e）为所说的较高和较低压力精馏器提供液氮回流液用的装置，它包括使所说的氮气流与来自所说较低压力精馏器中间传质区的液体进行间接热交换的一个冷凝器。
15、一种如权利要求14所述的设备，其中所说的分离装置包括另一台精馏器。
16、一种如权利要求14所述的设备，其中所说的分离装置包括一个减压阀和处于所说减压阀下游侧的一个相分离器。
17、一种如权利要求15所述的设备，其中所说的另一精馏器具有一个冷凝器和一个与之相连的再沸器。
18、一种如权利要求16所述的设备，其中它还包括处于所说相分离器上游或其中的一个再沸器。
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