本發明屬于空分技術領域，特別涉及一種空分裝置自動化節能運行工藝。
背景技術：
隨著國家對節能減排力度的加強，化工生產行業越來越重視生產能耗的降低，特別是空分行業，對于空分裝置來講其耗電量占到總能耗的90%以上，如何降低用電量成為空分裝置降低成本的關鍵。目前空分裝置主要耗電量為空氣壓縮系統和純化系統，由于空分裝置規模越來越大，故其壓機只能采用離心式壓縮機，因此其節能改造性較小。純化系統成為節能改造的入手點，傳統的純化系統利用分子篩和氧化鋁對空氣中的水、二氧化碳和乙炔進行吸附，當吸附飽和后需要利用污氮氣進行再生，再生主要分為加熱和冷吹。在加熱時，電加熱器對污氮氣進行加溫，冷吹時電加熱器關閉，由于空氣處理量大一般采用的電加熱器功率也很大。而在設計時，純化系統的運行數據是根據滿負荷生產時進行設定的，但是空分裝置往往達不到滿負荷生產，此時就造成了空分裝置的能源浪費。
因此，有必要提供一種空分裝置節能運行工藝，同時可以進行自動調整來解決上述問題。
技術實現要素：
本發明的目的是提供一種空分裝置自動化節能運行工藝，合理地將空分裝置的純化系統能耗降到最低并且對精餾系統部分產品的外送及時作出調整，以達到空分裝置的節能降耗。
一種空分裝置自動化節能運行工藝：壓縮后的空氣首先進入純化系統去除CO2和水分，此過程中需要根據壓縮空氣的進氣量調整純化系統的運行周期；然后將經過純化后的空氣進入精餾系統進行精餾后得到體積純度為99.99%的氮氣、體積純度為99.6%的氧氣和氮氣體積純度為94%的污氮氣，氮氣進入氮氣壓縮系統后送往用戶；氧氣可直接送往用戶；污氮氣經計算調節系統計算后，將污氮氣量為16000-20000Nm3/h送入加熱器加熱1.5h后送入純化系統實現再生氣過程的加熱處理，然后將加熱過程中產生的剩余污氮氣排出；加熱處理完畢，然后將根據實際工況將冷吹污氮氣送入純化系統完成再生氣冷吹處理；所述的污氮氣的冷吹量和冷吹時間根據實際工況處理；最后將冷吹過程中產生的剩余污氮氣可送入預冷系統對循環水進行降溫；
本發明中所述的純化系統，采用13X分子篩和氧化鋁床層進行變壓吸附，用來吸附二氧化碳、水，以及可以利用再生氣進行再生；所述的精餾系統，用來將空氣冷卻以及進行精餾以生產氧氣、氮氣和污氮氣；所述的計算調節系統，用來根據進所述的純化系統空氣量進行計算以調整工藝流程，以實現節能調整運行；所述的加熱器，間歇性進行工作以實現對純化系統再生階段加熱和冷吹的控制；
經查不同壓力、溫度下飽和濕空氣含水量表可知：
在0.5MPa(g) 壓力下，溫度為10℃時壓縮空氣飽和含水量為9.35g/m3；
在0.5MPa(g)壓力下 ，溫度為12℃時壓縮空氣飽和含水量為10.721g/m3；
大氣中所含CO2含量一般為300-400ppm，在本發明中大氣中取CO2含量為350ppm。
正常工況下純化系統運行周期為4h，其吸附量的推算過程如下：
空分裝置正常運行時壓力一般為0.46-0.49MPa(g)，根據相同溫度下，壓力越低壓縮空氣中的飽和含水量越高，因此空分裝置正常運行時其進塔壓縮空氣壓力采用0.5Mpa(g)進行保守計算。
空分裝置正常運行時其進塔壓縮空氣（出純化系統）壓力為0.5MPa(g) 即601KPa（A），溫度為12℃，流量為78000Nm3/h，根據理想氣體狀態方程PV=nRT，標準氣壓取101KPa，
根據P實’V實’=P理V理，其中P實’=601KPa（A），P理=101KPa（A），V理=78000Nm3/h；
得實際體積為：V實=78000*101/601=13108m3/h；
設進分子篩之前流量為V初，根據V初’-VCO2’-V水’=V實’；
V初-0.035%V初-10.721V初*RT/MP=V實；
其中R=8.314KJ/(mol*K) T=285K M=18g/mol P=6.01*106 PA
0.035%為大氣中CO2含量；10.721為0.5MPa(g) ，12℃時壓縮空氣飽和含水量；
經計算得V初=13143m3/h；
則純化系統每小時吸附CO2量為：VCO2=0.035%*V初=4.6m3/h
標況下CO2密度為1.96Kg/m3，故其每小時吸附CO2質量為
mCO2=4.6*601/101*1.96=53.65Kg/h；
目前純化系統運行時間為4小時，則共吸附CO2質量為214.6Kg；
每小時吸附水量為mH2O=13143*10.721/1000=140.9kg/h；
4小時共吸附水量為140.9*4=563.6 Kg；
綜上計算結果可知純化系統在正常工況下每個吸附周期吸附CO2量為214.6Kg，吸附水量為563.6 Kg。
實際工況下，純化系統運行周期推算過程如下：
以空分裝置壓縮氣體的進氣量為60000-61000Nm3/h，壓力為0.46Mpa（g）即561KPa（A），溫度為10℃的工況為例進行計算，則按照空分裝置進氣量為60500Nm3/h進行計算：
根據P實’V實’=P理V理，其中P實’=561KPa（A），P理=101KPa（A），V理=60500Nm3/h；
實際氣體體積為V實’=60500*101/561=10892m3/h；
設進分子篩之前流量為V初’，根據V初’-VCO2’-V水’=V實’；
V初’-0.035%V初’-9.35V初’*RT/MP=V實’
其中R=8.314KJ/(mol*K) T=283K
M=18g/mol P=5.61*106 PA
9.35為在0.5MPa(g) ，10℃時壓縮空氣飽和含水量；
經計算得V初’=10919m3/h；
則純化系統每小時吸附CO2量為：
VCO2’=0.035%*V初’=3.82m3/h；
標況下CO2密度為1.96Kg/m3，故其每小時吸附CO2質量為
mCO2’=3.82*561/101*1.96=41.59Kg/h；
每小時吸附水量為mH2O=10919*9.35/1000=102.1kg/h（9.35為在0.5MPa(g) ，10℃時壓縮空氣飽和含水量，1000為質量換算）；
按照正常負荷運行時純化系統可以吸附CO2量為214.6kg，則降負荷生產后CO2吸附達到此值吸附時間為214.6/41.59=5.16h；
水吸附到563.6 Kg時，運行時間為563.6/102.1=5.52h；
經過計算比較，按照CO2的吸附時間增加量1.16h取值，則分子篩運行周期可以增加約1h。
實際工況下冷吹污氮量和冷吹時間的推算過程：
空分裝置純化系統主要運行參數以下為例進行計算：
純化系統正常工作溫度10℃（283K）；加熱時污氮進口溫度為161℃（434K），出口溫度為30℃（303K），其污氮溫升為368.5K（進口溫度和出口溫度平均值）；冷吹時氮氣溫度12℃（285K），結束時出口溫度20℃（293K）冷吹時氮氣升溫為363.5K（加熱時污氮進口和冷吹時污氮出口平均溫度）。
冷吹時，污氮氣需要將筒體、分子篩和氧化鋁的顯熱帶走，故需要計算加熱時三者的顯熱。
單臺純化系統質量為3590Kg，鐵的比熱為0.5KJ/(Kg·k);每臺純化系統填充13X分子篩量為21T，氧化鋁為6.5T，13X分子篩比熱為0.88KJ/(Kg·k)，氧化鋁比熱為0.78KJ/(Kg·k)；污氮氣比熱為1.044KJ/(Kg·k)。
根據Q=Δt*m*C；比熱容是C，質量是m，Δt是溫度差；
則筒體顯熱為Q1=3590*0.5*（368.5-283）=1.53*105KJ；
分子篩和氧化鋁顯熱Q2=0.88*21000*（368.5-283）+0.78*6500*（368.5-283）=2.013*106KJ；
故冷吹時污氮共需要帶走的熱量Q=Q1+Q2=2.166*106KJ；
冷吹時純化系統從368.5K降至293K，其平均溫度為330.75K；
污氮氣的密度為1.357kg/ m3；
則每1m3污氮由285K升溫至330.75K時所吸收的熱量為
q=1.357*1.044*（330.75-285）=64.81 KJ/m3；
目前2小時的冷吹時間則需要冷吹污氮量理論為V=（2.166*106/64.81）/2=16719m3/h；若將冷吹時間變為3小時則冷吹污氮理論量為11140m3/h。
冷吹過程中剩余污氮量的計算過程：
剩余污氮量=裝置產污氮量-冷吹污氮氣量
根據上述計算方式為基礎，進行計算調節系統的設計，為保證空分工況的穩定性，采用進氣量區間進行調整，調節氣量區間分別為40000-45000Nm3/h，45000-50000Nm3/h，50000-55000Nm3/h，55000-60000Nm3/h，60000-70000Nm3/h，70000-80000Nm3/h，根據壓縮氣體的進氣量調整純化系統的運行周期，并根據實際工況調整冷吹污氮量和冷吹時間，以實現空分裝置純化系統的節能目的。
本發明的有益效果：可通過實際生產工況做到空分裝置自動化節能運行，節約能源，實用性強，大大降低了生產成本。
附圖說明
圖 1 為本發明所述的空分裝置自動化節能運行工藝流程示意圖。
具體實施方式
實施例1
本實施例在空分裝置進塔氣量以60000-61000Nm3/h，壓力為0.46Mpa（g）即561KPa（A），溫度為10℃為例，其中空分裝置進塔氣量則按照60500Nm3/h進行計算：
壓縮后的空氣以60500Nm3/h進氣量進入純化系統去除CO2和水分，吸附CO2質量為41.59Kg/h，吸附水的質量為102.1Kg/h，需要純化系統的運行周期為5.16h；然后將經過純化后的空氣進入精餾系統進行精餾后得到體積純度為99.99%的氮氣、體積純度為99.6%的氧氣和氮氣體積純度為94%的污氮氣，氮氣進入氮氣壓縮系統后送往用戶；氧氣可直接送往用戶；污氮氣經計算調節系統計算后，將污氮氣量為16000-20000Nm3/h送入加熱器加熱1.5h后送入純化系統實現再生氣過程的加熱處理，將加熱過程中產生的剩余污氮氣排出；加熱處理完畢，然后將根據將冷吹污氮氣送入純化系統完成再生氣冷吹處理，所述的污氮氣的冷吹量為11140m3/h，冷吹時間為3h；最后將冷吹過程中產生的剩余污氮量（剩余污氮量=裝置產污氮量-冷吹污氮量）可送入預冷系統對循環水進行降溫。
分子篩運行周期推算過程：
根據P實’V實’=P理V理，其中P實’=561KPa（A），P理=101KPa（A），V理=60500Nm3/h；
實際氣體體積為V實’=60500*101/561=10892m3/h；
設進分子篩之前流量為V初’，根據V初’-VCO2’-V水’=V實’；
V初’-0.035%V初’-9.35V初’*RT/MP=V實’
其中R=8.314KJ/(mol*K) T=283K
M=18g/mol P=5.61*106 PA
9.35為在0.5MPa(g) ，10℃時壓縮空氣飽和含水量；
經計算得V初’=10919m3/h；
則純化系統每小時吸附CO2量為：
VCO2’=0.035%*V初’=3.82m3/h；
標況下CO2密度為1.96Kg/m3，故其每小時吸附CO2質量為
mCO2’=3.82*561/101*1.96=41.59Kg/h；
每小時吸附水量為mH2O=10919*9.35/1000=102.1kg/h（9.35為在0.5MPa(g) ，10℃時壓縮空氣飽和含水量，1000為質量換算）；
按照正常負荷運行時純化系統可以吸附CO2量為214.6kg，則降負荷生產后CO2吸附達到此值吸附時間為214.6/41.59=5.16h；
水吸附到563.6 Kg時，運行時間為563.6/102.1=5.52h；
純化系統的運行周期可為5.16h。
該工況下冷吹污氮量和冷吹時間的推算過程：
目前空分裝置純化系統主要運行參數如下：
純化系統正常工作溫度10℃（283K）；冷吹時氮氣溫度12℃（285K），結束時出口溫度20℃（293K），冷吹時氮氣升溫為363.5K（加熱時污氮進口和冷吹時污氮出口平均溫度）。
冷吹時，污氮氣需要將筒體、分子篩和氧化鋁的顯熱帶走，故需要計算加熱時三者的顯熱。
單臺純化系統質量為3590Kg，鐵的比熱為0.5KJ/(Kg·k);每臺純化系統填充13X分子篩量為21T，氧化鋁為6.5T，13X分子篩比熱為0.88KJ/(Kg·k)，氧化鋁比熱為0.78KJ/(Kg·k)；污氮氣比熱為1.044KJ/(Kg·k)。
根據Q=Δt*m*C；比熱容是C，質量是m，Δt是溫度差；
則筒體顯熱為Q1=3590*0.5*（368.5-283）=1.53*105KJ；
分子篩和氧化鋁顯熱Q2=0.88*21000*（368.5-283）+0.78*6500*（368.5-283）=2.013*106KJ；
故冷吹時污氮共需要帶走的熱量Q=Q1+Q2=2.166*106KJ；
冷吹時純化系統從368.5K降至293K，其平均溫度為330.75K；
每1m3污氮由285K升溫至330.75K時所吸收的熱量為
q=1.357*1.044*（330.75-285）=64.81 KJ/m3；
目前3小時的冷吹時間則需要污氮量理論為V=（2.166*106/64.81）/3=11140m3/h。