唐建峰，劉云飛，張媛媛，范明龍，楊明浩，田汝峰

(1.中國(guó)石油大學(xué)(華東) 儲(chǔ)運(yùn)與建筑工程學(xué)院，山東 青島 266580；2.中海石油氣電集團(tuán)有限責(zé)任公司 技術(shù)研發(fā)中心，北京 100027；3.中海石油(中國(guó)) 有限公司湛江分公司，廣東 湛江 524057)

中國(guó)對(duì)天然氣開發(fā)利用的步伐不斷加快，脫碳工藝是天然氣預(yù)處理工藝中的關(guān)鍵步驟[1]，脫碳效率高、工藝簡(jiǎn)單的多元混合胺法是目前天然氣脫碳領(lǐng)域運(yùn)用最為廣泛的技術(shù)之一。由傳統(tǒng)工藝流程改造而來(lái)、采用二段吸收-二段再生的半貧液工藝[2]，主要應(yīng)用在某些原料氣碳含量高而凈化氣脫碳效果要求不高的場(chǎng)合，該工藝犧牲醇胺溶液再生效果，在滿足天然氣凈化要求的前提下最大限度地節(jié)能降耗。再生塔內(nèi)的CO2釋放過(guò)程則為該工藝中的主要耗能部分，該過(guò)程能耗約占整個(gè)天然氣胺法脫碳工藝操作流程能耗的60%[3]。因此對(duì)再生過(guò)程的研究具有較大的應(yīng)用價(jià)值，可助力企業(yè)實(shí)現(xiàn)高效低耗生產(chǎn)。

已有研究人員利用HYSYS軟件對(duì)再生過(guò)程中的閃蒸和能耗進(jìn)行模擬和相關(guān)探究。姜大威[4]針對(duì)松南氣田胺法脫碳工藝，分析了其閃蒸原理，歸納得到閃蒸過(guò)程醇胺溶液狀態(tài)變化規(guī)律。崔凱燕[5]以普光氣田為例，利用HYSYS軟件建立脫酸模型，分析了參數(shù)對(duì)凈化、閃蒸及再生效果的影響。謝文科等[6]對(duì)榆林某天然氣處理廠進(jìn)行了閃蒸罐的工藝改造，在確保閃蒸罐排液功能的同時(shí)消除了超壓安全隱患。田文爽等[7]通過(guò)HYSYS軟件對(duì)某天然氣陸上終端工藝脫碳裝置進(jìn)行研究，對(duì)工藝中的貧液、半貧液流量及閃蒸壓力等參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化。韓鵬飛等[8]利用HYSYS軟件對(duì)某活化N-甲基二乙醇胺(MDEA)半貧液工藝從活化劑配比、半貧液分流比、進(jìn)料溫度等方面進(jìn)行分析研究，模擬結(jié)果為工藝實(shí)際應(yīng)用提供一定的參考。還有研究者結(jié)合脫碳工藝，從不同角度對(duì)再生能耗進(jìn)行了詳細(xì)而全面的研究[9-12]，并提出了具體的節(jié)能措施。

筆者基于天然氣半貧液脫碳過(guò)程建立HYSYS模型，模擬探究閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響參數(shù)，以優(yōu)化閃蒸過(guò)程，同時(shí)結(jié)合整個(gè)裝置的原料氣凈化效果對(duì)半貧液工藝再生塔內(nèi)的CO2再生過(guò)程進(jìn)行探究，明確工藝參數(shù)對(duì)再生能耗的影響。

1 天然氣胺法脫碳半貧液工藝模型的建立及驗(yàn)證

基于天然氣胺法脫碳半貧液工藝建立HYSYS模型，針對(duì)半貧液工藝全流程進(jìn)行模擬，根據(jù)貧液、半貧液工藝的特點(diǎn)以及原料氣的氣質(zhì)條件選擇acid gas物性包，其可實(shí)現(xiàn)MDEA+哌嗪(PZ)+H2O混合醇胺溶液的流程模擬，在該醇胺溶液組分下的熱力學(xué)模型解決方案中選擇K-Eisenberg模型。之后對(duì)工藝模型中的原料氣組成、塔器及各工藝參數(shù)進(jìn)行設(shè)置，建立符合工廠實(shí)際處理流程的天然氣胺法脫碳半貧液工藝HYSYS模型。

1.1 原料氣組分

選取某天然氣半貧液脫碳工廠處理過(guò)程中的原料氣中CO2含量最高時(shí)的氣體組分，作為半貧液HYSYS模型中所設(shè)定的原料氣成分。該原料氣的具體組分占比如表1所示。

表1 天然氣胺法脫碳半貧液工藝的原料氣組分Table 1 Composition of feed gas in natural gas decarburization semi-lean solution process x/%

1.2 模型主要工藝參數(shù)

天然氣脫碳工藝在實(shí)際運(yùn)行中原料氣處理量及基本工藝參數(shù)如表2所示。

表2 天然氣胺法脫碳半貧液工藝模型主要工藝參數(shù)Table 2 Main process parameters of the natural gas decarburization semi-lean solution process model

為實(shí)現(xiàn)半貧液工藝的準(zhǔn)確模擬，在HYSYS模型中將吸收塔分為主吸塔和精吸塔兩部分，采用Absorber模塊進(jìn)行模擬，將再生塔分為汽提塔及加熱再沸塔兩部分。根據(jù)實(shí)際工藝填料類型以及填料高度換算HYSYS中的板式塔理論塔板數(shù)為30，故設(shè)定吸收塔和再生塔的上下塔理論塔板數(shù)各為15。貧、富液換熱器則用于貧液的冷卻及富液的預(yù)熱過(guò)程，采用Heat Exchanger模塊進(jìn)行設(shè)置，用于模擬兩股物流的熱量交換過(guò)程，此處采用簡(jiǎn)捷計(jì)算模型，采用默認(rèn)的換熱器結(jié)構(gòu)及幾何結(jié)構(gòu)數(shù)據(jù)對(duì)其進(jìn)行簡(jiǎn)化。半貧液從再生塔中部抽出，經(jīng)分流后在吸收塔中部第16塊塔板處進(jìn)入。

根據(jù)表1、表2中的數(shù)據(jù)以及簡(jiǎn)化設(shè)定，利用HYSYS軟件建立醇胺法脫碳半貧液工藝流程模型，其示意圖如圖1所示。

1—Feed gas;2—Lean solution;3/4—Semi-lean solution;5—CO2 emission;E—Heat exchanger;P-100—Reflux pump;P-101—Lean solution pump;P-102—Semi-lean solution pump;P-103—Semi-lean solution reflux pump;T-100—Absorption column;T-101—Regeneration tower upper tower;T-102—Regeneration tower lower tower;V-101—Flash tank;V-102—Semi-lean solution tank;V-103—Gas-liquid separation tank;V-104—Reflux tank圖1 半貧液工藝HYSYS模型Fig.1 HYSYS model of semi-lean solution process

1.3 模型準(zhǔn)確性驗(yàn)證

將半貧液脫碳工藝模型中各物流參數(shù)模擬值與工廠天然氣胺法脫碳半貧液工藝中分散控制系統(tǒng)(DSC)實(shí)測(cè)值進(jìn)行對(duì)比，以驗(yàn)證所建模型的準(zhǔn)確性，對(duì)比結(jié)果如表3所示。

由表3可知，模型計(jì)算得到的各工藝參數(shù)模擬值與工廠DSC實(shí)測(cè)值較為接近，且相對(duì)誤差均小于3%，可以認(rèn)為所建立的半貧液工藝HYSYS模型較為準(zhǔn)確。

表3 天然氣胺法脫碳半貧液工藝參數(shù)的工廠控制系統(tǒng)實(shí)測(cè)值與模型模擬值的對(duì)比驗(yàn)證Table 3 Comparison and verification of factory control system measurement value and the model simulation value of natural gas decarburization semi-lean solution process parameters

2 天然氣胺法脫碳半貧液工藝再生過(guò)程閃蒸模擬結(jié)果

原料氣中部分烴類和CO2氣體在高壓吸收過(guò)程也會(huì)物理溶解在醇胺溶液中，隨著醇胺溶液富液經(jīng)減壓閥降至1000 kPa以下后進(jìn)入閃蒸罐，物理溶解于富液中的CO2會(huì)在閃蒸罐內(nèi)析出；同時(shí)，由于醇胺溶液吸收CO2實(shí)為含氣體的可逆化學(xué)反應(yīng)，壓力的降低也會(huì)導(dǎo)致化學(xué)反應(yīng)平衡的移動(dòng)，上述2種作用疊加后導(dǎo)致一部分的CO2在閃蒸罐內(nèi)釋放。在所建模型的基礎(chǔ)上，探究天然氣胺法脫碳半貧液工藝中的閃蒸壓力、吸收酸氣負(fù)荷(二氧化碳/N-甲基二乙醇胺摩爾比，n(CO2)/n(Amine)，下同)、吸收塔壓力以及吸收塔富液出塔溫度等參數(shù)的變化對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響，以確定不同操作參數(shù)對(duì)于閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響。

2.1 閃蒸壓力對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)為35%時(shí)，控制模擬條件中吸收壓力3300 kPa、吸收酸氣負(fù)荷0.65、吸收塔富液出塔溫度358.15 K，調(diào)整閃蒸壓力在400～800 kPa之間變化，得到不同閃蒸壓力下閃蒸過(guò)程CO2釋放量的變化如圖2所示。

圖2 閃蒸壓力(pFF)對(duì)閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.2 Effects of flash pressure (pFF)on CO2 emission (qRF)from flash evaporation xCO2=35%;pA=3300 kPa;n(CO2)/n(Amine)=0.65;TER=358.15 K

由圖2可知，隨著閃蒸壓力的降低，CO2釋放量遞增且增加幅度逐漸變大。當(dāng)閃蒸壓力大于600 kPa時(shí)，閃蒸壓力的變化對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量影響較小，CO2釋放量均在10～20 kmol/h之間變化，且其下降幅度逐漸變小。當(dāng)閃蒸壓力小于600 kPa時(shí)，閃蒸過(guò)程中CO2釋放量較大，且隨著閃蒸壓力不斷減小，CO2釋放量呈現(xiàn)大幅增長(zhǎng)趨勢(shì)。醇胺溶液吸收CO2的過(guò)程為可逆化學(xué)反應(yīng)，且其中含有氣相CO2，壓力的變化對(duì)其化學(xué)反應(yīng)平衡具有較大的影響，所以當(dāng)吸收塔出塔酸氣負(fù)荷一定的情況下，閃蒸過(guò)程CO2釋放量的增大減少了再生塔內(nèi)的富液再生負(fù)擔(dān)，從而起到降低能耗的效果。因此，建議調(diào)整工藝中閃蒸壓力不大于600 kPa。

2.2 吸收酸氣負(fù)荷對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)為35%時(shí)，控制吸收壓力3300 kPa、閃蒸壓力600 kPa、吸收塔富液出塔溫度358.15 K，調(diào)整吸收酸氣負(fù)荷n(CO2)/n(Amine)在0.5～0.8之間變化，得到吸收酸氣負(fù)荷對(duì)閃蒸過(guò)程中CO2釋放量的影響如圖3所示。

圖3 吸收酸氣負(fù)荷(n(CO2)/n(Amine))對(duì)閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.3 Effects of acid gas absorption load (n(CO2)/n(Amine)) on CO2 emission (qRF)from flash evaporation xCO2=35%;pA=3300 kPa;pFF=600 kPa;TER=358.15 K

由圖3可知，隨著吸收酸氣負(fù)荷的增大，CO2釋放量逐漸增加且增長(zhǎng)幅度逐漸變大。當(dāng)吸收酸氣負(fù)荷n(CO2)/n(Amine)由0.5變化至0.8時(shí)，其閃蒸過(guò)程的CO2釋放量由4.92 kmol/h突增至172.5 kmol/h。分析可知，增強(qiáng)氣-液傳質(zhì)過(guò)程使混合胺液在吸收塔內(nèi)盡量吸收飽和，吸收塔出塔胺液的酸氣吸收負(fù)荷維持在較大值，以發(fā)揮閃蒸過(guò)程的作用，起到間接降低能耗的作用。當(dāng)吸收酸氣負(fù)荷n(CO2)/n(Amine)大于0.65時(shí)，較小的吸收酸氣負(fù)荷增加量便會(huì)使閃蒸過(guò)程CO2釋放量有較大的增長(zhǎng)。因此，建議調(diào)整工藝中吸收酸氣負(fù)荷n(CO2)/n(Amine)不小于0.65。

2.3 吸收壓力對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)為35%時(shí)，控制閃蒸壓力600 kPa、吸收塔富液出塔溫度358.15 K、吸收酸氣負(fù)荷n(CO2)/n(Amine)=0.65，調(diào)整吸收壓力在2900～4300 kPa之間變化，考察不同吸收壓力下閃蒸過(guò)程中CO2釋放量的變化如圖4所示。

圖4 吸收壓力(pA)對(duì)閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.4 Effects of the absorption pressure (pA)on CO2 emission (qRF)from flash evaporation xCO2=35%;n(CO2)/n(Amine)=0.65;pFF=600 kPa;TER=358.15 K

由圖4可知，隨著吸收壓力的逐漸增大，閃蒸過(guò)程的CO2釋放量呈現(xiàn)線性增長(zhǎng)。天然氣胺法脫碳的吸收壓力主要取決于所處理的原料氣的壓力，醇胺溶液吸收CO2的反應(yīng)為質(zhì)子傳遞的快速化學(xué)反應(yīng)，原料氣壓力升高，氣體中CO2的分壓也相應(yīng)升高，從而增加了富液中的CO2含量。對(duì)圖4的模擬結(jié)果分析可知，在控制閃蒸壓力為600 kPa下，在2900～4300 kPa范圍內(nèi)增大吸收壓力，閃蒸罐內(nèi)富液的CO2溶解度的變化不大，其曲線變化趨勢(shì)是由于吸收壓力的升高導(dǎo)致吸收塔出塔富液口與閃蒸罐之間的壓力差增大，進(jìn)而使閃蒸過(guò)程CO2釋放量呈現(xiàn)線性增長(zhǎng)趨勢(shì)。

2.4 吸收塔富液出塔溫度對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)為35%時(shí)，控制閃蒸壓力600 kPa、吸收壓力3300 kPa、吸收酸氣負(fù)荷n(CO2)/n(Amine)=0.65，調(diào)整吸收塔富液出塔溫度在341.15～363.15 K之間變化，得到富液出塔溫度對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響如圖5所示。

由圖5可知，隨著吸收塔富液出塔溫度在調(diào)整范圍內(nèi)逐步升高，閃蒸過(guò)程CO2釋放量先升高后降低?；旌洗及啡芤何誄O2的反應(yīng)為放熱反應(yīng)，溫度較高不利于吸收反應(yīng)的進(jìn)行，導(dǎo)致醇胺溶液中酸氣負(fù)荷減小，由2.2節(jié)所述可知，酸氣負(fù)荷較低時(shí)不利于閃蒸過(guò)程的CO2釋放。同時(shí)對(duì)閃蒸過(guò)程分析可知，其通過(guò)醇胺溶液富液的瞬間減壓過(guò)程使得反應(yīng)平衡向逆反應(yīng)方向移動(dòng)，同時(shí)其逆反應(yīng)過(guò)程吸熱，而溫度較高有利于反應(yīng)逆向移動(dòng)，使得CO2更易從富液中釋放出來(lái)。分析圖5認(rèn)為，在模擬所設(shè)定的工況下，當(dāng)吸收塔富液出塔溫度高于353.15 K時(shí)，溫度升高對(duì)吸收酸氣負(fù)荷的負(fù)面影響大于對(duì)閃蒸過(guò)程的提升效果，導(dǎo)致閃蒸過(guò)程CO2釋放量隨著富液出塔溫度的升高而降低；當(dāng)吸收塔富液出塔溫度低于353.15 K時(shí)，其溫度變化對(duì)閃蒸過(guò)程影響占主導(dǎo)作用。

圖5 吸收塔富液出塔溫度(TER)對(duì)閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.5 Effects of the temperature (TER)of rich solution from absorption column on CO2 emission (qRF) from flash evaporation xCO2=35%;n(CO2)/n(Amine)=0.65;pA=3300 kPa;pFF=600 kPa

2.5 再生過(guò)程閃蒸CO2釋放量影響因素敏感性分析

為探究各工藝參數(shù)對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量的影響程度，通過(guò)利用各工藝參數(shù)作為自變量，閃蒸CO2釋放量為因變量進(jìn)行敏感性分析。分析過(guò)程中，使自變量值與自變量初值的比值作為該項(xiàng)的比例因子，設(shè)每種變量初值對(duì)應(yīng)比例因子為1。以自變量閃蒸壓力為例，自變量和因變量的比例因子計(jì)算如表4所示，各影響因素敏感性分析如圖6所示。

表4 不同閃蒸壓力下的自變量與因變量的比例因子Table 4 Proportion factors of independent variable and dependent variable under different flash pressures

由圖6可以看出，吸收酸氣負(fù)荷對(duì)閃蒸CO2釋放量的影響最大，吸收塔富液出塔溫度對(duì)閃蒸釋放CO2量的影響相對(duì)較小，且吸收壓力對(duì)閃蒸CO2釋放量的影響大于閃蒸壓力。因此，閃蒸CO2釋放量對(duì)各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序?yàn)槲账釟庳?fù)荷、吸收塔富液出塔溫度、吸收壓力、閃蒸壓力。

3 天然氣胺法脫碳半貧液工藝再生過(guò)程能耗模擬結(jié)果

在天然氣脫碳半貧液工藝再生過(guò)程能耗模擬研究中，系統(tǒng)再生能耗的大小由再沸器負(fù)荷和CO2釋放量決定。通過(guò)改變?cè)俜衅鳒囟?、半貧液分流比、再生塔富液進(jìn)料溫度及醇胺溶液循環(huán)量等參數(shù)，借助再生CO2釋放量曲線，對(duì)系統(tǒng)再生能耗和原料氣凈化效果影響規(guī)律進(jìn)行探究，同時(shí)對(duì)工藝參數(shù)的選取及工藝流程對(duì)其產(chǎn)生的影響進(jìn)行分析。

3.1 再沸器溫度的確定

再沸器溫度為半貧液工藝中影響貧液、半貧液及富液酸氣負(fù)荷的關(guān)鍵因素之一，再沸器溫度在很大程度上決定了再沸器負(fù)荷的大小。通過(guò)所建立的模型，在383.15～390.15 K之間改變?cè)俜衅鳒囟?，通過(guò)模擬得到其與再生能耗、原料氣凈化效果以及再生CO2釋放量的關(guān)系如圖7所示。

由圖7可知:當(dāng)再沸器溫度低于387.15 K時(shí)，隨著再沸器溫度升高再生CO2釋放量及再生能耗增長(zhǎng)幅度較??；當(dāng)再沸器溫度超過(guò)387.15 K時(shí)，二者隨著溫度升高出現(xiàn)較為快速的增長(zhǎng)。凈化氣中CO2含量則隨著再生溫度在變化區(qū)間內(nèi)升高呈現(xiàn)先降低后升高趨勢(shì)。在半貧液工藝中，當(dāng)再沸器溫度升高時(shí)，由再生塔下塔供給上塔的汽提蒸汽溫度升高，導(dǎo)致由富液再生得到的半貧液出塔溫度升高；雖然汽提溫度升高可在一定程度上提升再生CO2釋放量，從而減少半貧液的酸氣負(fù)荷，使其循環(huán)容量有一定的增加，但由于再生得到的半貧液由再生塔中部出塔后未經(jīng)冷卻直接泵入吸收塔中部進(jìn)行吸收過(guò)程，醇胺溶液吸收CO2的反應(yīng)為放熱反應(yīng)，半貧液溫度升高會(huì)起到抑制反應(yīng)進(jìn)行的效果。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中再沸器溫度為387.15 K。

3.2 貧液及半貧液分流比的確定

設(shè)定再沸器溫度為387.15 K，控制醇胺溶液循環(huán)量為43758 kmol/h，設(shè)定半貧液分流比在0.800～0.925之間，得到半貧液分流比與再生能耗、原料氣凈化效果及再生CO2釋放量關(guān)系如圖8所示。

由圖8可知，隨著半貧液分流比的增加，再生CO2釋放量呈現(xiàn)緩慢的線性減小趨勢(shì)，凈化氣中CO2含量逐步增加，CO2脫除效果變差，而再生能耗則先降低之后緩慢增加。對(duì)于再生塔內(nèi)的再生過(guò)程，固定貧液和半貧液總循環(huán)量一定，隨著半貧液分流比的增大，再生過(guò)程CO2釋放量不斷減小。而當(dāng)貧液循環(huán)量降低時(shí)，在再生塔下塔與再沸器直接換熱汽提的醇胺溶液量減小，再沸器負(fù)荷隨之降低，因此單位CO2的再生能耗呈現(xiàn)先降低后緩慢升高的趨勢(shì)，曲線的低谷出現(xiàn)于半貧液分流比在0.85～0.90 之間。對(duì)于工藝凈化效果曲線，增加半貧液分流比直接導(dǎo)致貧液量降低，從而造成整個(gè)工藝的凈化效果呈逐步下降的趨勢(shì)。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中半貧液分流比為0.85。

3.3 再生塔富液進(jìn)料溫度的確定

設(shè)定再沸器溫度為387.15 K、半貧液分流比為0.85，控制再生塔富液進(jìn)料溫度在338.15～358.15 K之間變化，得到再生塔富液進(jìn)料溫度與再生能耗、原料氣凈化效果及再生CO2釋放量的關(guān)系如圖9所示。

Ed—Regeneration energy consumption;xCO2—CO2 mole fraction;qRR—CO2 released by regeneration;r—Semi-lean solution split ratio;TR—Reboiler temperature;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column;qC—Circulation of amine solution圖8 半貧液分流比對(duì)再生過(guò)程的影響Fig.8 Effects of the semi-lean solution split ratio on regeneration(a)Ed vs.r;(b)xCO2 vs.r;(c)qRR vs.r TR=387.15 K;TRF=343.15 K;qC=43758 kmol/h

由圖9可知，隨著再生塔富液進(jìn)料溫度由338.15 K升高至358.15 K，再生CO2釋放量呈線性增長(zhǎng)趨勢(shì)，再生能耗則不斷降低。凈化氣中CO2含量變化隨著富液進(jìn)料溫度的升高先降低，在343.15～348.15 K附近達(dá)到低谷后不斷增大，且進(jìn)料溫度低時(shí)凈化效果較好。原因可能為：富液進(jìn)料溫度越高，塔內(nèi)醇胺溶液提升到再沸溫度所需的熱量越小，使得再沸器熱負(fù)荷降低。同時(shí)整個(gè)再生塔內(nèi)溫度梯度的整體上移，增加了醇胺溶液的再生CO2釋放量，使得單位CO2的再生能耗進(jìn)一步降低。當(dāng)再生塔富液進(jìn)料溫度較低時(shí)，導(dǎo)致出塔的半貧液溫度也隨之降低，由于吸收塔內(nèi)的CO2吸收為放熱過(guò)程，較低的吸收溫度有利于反應(yīng)向正反應(yīng)方向進(jìn)行，增大了吸收塔內(nèi)的CO2吸收量，從而達(dá)到較好的凈化效果。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中再生塔富液進(jìn)料溫度在348.15 K附近。

Ed—Regeneration energy consumption;xCO2—CO2 mole fraction;qRR—CO2 released by regeneration;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column;TR—Reboiler temperature;r—Semi-lean solution split ratio;qC—Circulation of amine solution圖9 再生塔富液進(jìn)料溫度對(duì)再生過(guò)程的影響Fig.9 Effects of the rich solution feed temperature of regeneration column on regeneration(a)Ed vs.TRF;(b)xCO2 vs.TRF;(c)qRR vs.TRF TR=387.15 K;r=0.85;qC=43758 kmol/h

3.4 醇胺溶液循環(huán)量的確定

設(shè)定再生溫度387.15 K、半貧液分流比為0.85，控制再生塔富液進(jìn)料溫度為348.15 K，調(diào)整系統(tǒng)中醇胺溶液循環(huán)量(即再生塔富液進(jìn)料流量)在40000～50000 kmol/h之間變化，得到醇胺溶液循環(huán)量與原料氣凈化效果、再生CO2釋放量及再生能耗的關(guān)系如圖10所示。

由圖10可知，隨著醇胺溶液循環(huán)量的增大，再生過(guò)程CO2釋放量不斷增大，凈化氣中CO2含量不斷減小，凈化效果有較為明顯的提高。對(duì)于再生能耗，當(dāng)醇胺溶液循環(huán)量小于46000 kmol/h時(shí)，單位CO2的再生能耗隨著富液流量變化并無(wú)較大波動(dòng)。分析其原因認(rèn)為：醇胺溶液循環(huán)量增大、半貧液分流比不變時(shí)，在再生塔下塔加熱再生的半貧液流量增大，使得再沸器負(fù)荷增大，而在醇胺溶液循環(huán)量增加的同時(shí)，再生過(guò)程CO2釋放量也相應(yīng)增多，因此單位CO2再生所消耗的熱能并未隨著醇胺溶液循環(huán)量的增大而快速增加。而當(dāng)醇胺溶液循環(huán)量增大到46000 kmol/h以上時(shí)，再生能耗出現(xiàn)了明顯的增長(zhǎng)趨勢(shì)，由于再生條件(再沸器溫度和再生塔結(jié)構(gòu)等參數(shù))的限制，醇胺溶液在再生塔內(nèi)的停留時(shí)間變短，再生反應(yīng)CO2釋放量的增大趨勢(shì)變緩。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中醇胺溶液循環(huán)量為46000 kmol/h。

3.5 再生過(guò)程能耗影響因素敏感性分析

為探究各影響因素對(duì)再生過(guò)程能耗的影響程度大小，以各影響因素作為自變量，再生過(guò)程能耗作為因變量進(jìn)行敏感性分析。各影響因素敏感性分析結(jié)果如圖11所示。

由圖11可知，再沸器溫度對(duì)再生過(guò)程能耗影響最大，其次為醇胺溶液循環(huán)量，貧液及半貧液分流比和再生塔富液進(jìn)料溫度對(duì)再生能耗影響相對(duì)較小，且貧液及半貧液分流比對(duì)再生能耗影響略大于再生塔富液進(jìn)料溫度。因此，再生過(guò)程能耗對(duì)各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序?yàn)樵俜衅鳒囟?、醇胺溶液循環(huán)量、貧液及半貧液分流比、再生塔富液進(jìn)料溫度。

Ed—Regeneration energy consumption;xCO2—CO2 mole fraction;qRR—CO2 released by regeneration;qC—Circulation of amine solution;TR—Reboiler temperature;r—Semi-lean solution split ratio;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column圖10 醇胺溶液循環(huán)量對(duì)再生過(guò)程的影響Fig.10 Effects of the circulation of amine solution on regeneration(a)Ed vs.qC;(b)xCO2 vs.qC;(c)qRR vs.qC TR=387.15 K;TRF=348.15 K;r=0.85

4 結(jié) 論

利用HYSYS模擬軟件建立天然氣胺法脫碳半貧液工藝模型，探究工藝參數(shù)變化對(duì)閃蒸過(guò)程CO2釋放量、再生過(guò)程單位CO2再生能耗產(chǎn)生的影響，得到結(jié)論如下：

TR—Reboiler temperature;r—Semi-lean solution split ratio;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column;qC—Circulation of amine solution;f1—Proportion factor of independent variable;f2—Proportion factor of dependent variable圖11 再生能耗影響因素敏感性分析Fig.11 Sensitivity analysis of influencing factors of regeneration energy consumption

(1)對(duì)于閃蒸過(guò)程，CO2釋放量隨著閃蒸壓力升高呈現(xiàn)減小趨勢(shì)，壓力的變化對(duì)提升CO2釋放量的效果有限，當(dāng)調(diào)整閃蒸壓力小于600 kPa時(shí)，高壓原料氣在進(jìn)行凈化處理時(shí)閃蒸效果較好。吸收酸氣負(fù)荷對(duì)于閃蒸過(guò)程的影響較大，CO2釋放量隨著酸氣負(fù)荷變高呈現(xiàn)增大趨勢(shì)，吸收酸氣負(fù)荷(n(CO2)/n(Amine))在大于0.65時(shí)釋放效果明顯。CO2釋放量隨著吸收壓力升高呈現(xiàn)線性增長(zhǎng)的趨勢(shì)。當(dāng)吸收塔富液出塔溫度高于353.15 K時(shí)，CO2釋放量隨著富液出塔溫度的升高而降低；當(dāng)吸收塔富液出塔溫度低于353.15 K時(shí)，其溫度變化對(duì)CO2釋放量影響占主導(dǎo)作用。

(2)再沸器溫度及再生塔富液進(jìn)料溫度通過(guò)影響再生后半貧液出塔溫度以及半貧液酸氣負(fù)荷間接對(duì)凈化效果產(chǎn)生影響，同時(shí)直接影響再沸器負(fù)荷及再生過(guò)程CO2釋放量，導(dǎo)致再生能耗的變化。醇胺溶液循環(huán)量越大，原料氣凈化效果越好的同時(shí)再生能耗會(huì)有明顯增加。通過(guò)模擬研究發(fā)現(xiàn)：當(dāng)再沸器溫度為387.15 K、半貧液分流比為0.85、富液進(jìn)料溫度為348.15 K、醇胺溶液循環(huán)量46000 kmol/h時(shí)，在單位CO2的再生能耗較低的情況下，可較大程度地提升凈化效果。

(3)閃蒸CO2釋放量對(duì)各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序?yàn)槲账釟庳?fù)荷、吸收塔富液出塔溫度、吸收壓力、閃蒸壓力；再生過(guò)程能耗對(duì)各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序?yàn)樵俜衅鳒囟?、醇胺溶液循環(huán)量、貧液及半貧液分流比、再生塔富液進(jìn)料溫度。