花亦懷，劉倩玉，丁 御，唐建峰，尹全森，付生洪，周 凱

(1.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；2.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；3.中海石油(中國(guó))有限公司 湛江分公司，廣東 湛江 524057；4.山東省特種設(shè)備檢驗(yàn)研究院有限公司，山東 濟(jì)南 250101)

哌嗪(PZ)活化N-甲基二乙醇胺(MDEA)法因具有吸收速率快、吸收容量大以及腐蝕性小等特點(diǎn)成為目前應(yīng)用最為廣泛的天然氣脫碳(CO2)方法[1]。隨著中國(guó)天然氣進(jìn)程的推進(jìn)，越來(lái)越多的高含碳天然氣(CO2體積分?jǐn)?shù)大于10%)氣田[2]被探明。傳統(tǒng)的全貧液胺法脫碳工藝多用于要求深度脫碳的場(chǎng)合[3-4]。對(duì)于高含碳天然氣凈化處理，若采用傳統(tǒng)的全貧液胺法脫碳工藝，勢(shì)必會(huì)依靠增加吸收劑循環(huán)量來(lái)確保其凈化效果，其系統(tǒng)胺液再生熱量全由再沸器提供，因而脫碳裝置能耗大大增加[5]，導(dǎo)致實(shí)際操作費(fèi)用顯著增加。近年來(lái)，兩段吸收-兩段再生半貧液脫碳工藝[6]的提出及成功應(yīng)用成為解決裝置能耗大、運(yùn)行費(fèi)用高問(wèn)題的重要手段。半貧液脫碳工藝犧牲了貧液的脫碳效果，對(duì)再生塔余熱進(jìn)行充分利用，與傳統(tǒng)胺法脫碳工藝相比大大降低了再生能耗[7]，節(jié)約了生產(chǎn)成本。

目前國(guó)內(nèi)外對(duì)于半貧液脫碳工藝的研究多通過(guò)模擬手段對(duì)半貧液工藝的操作參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化[8-10]，對(duì)于胺液配方的研究?jī)H針對(duì)系統(tǒng)中的貧液部分進(jìn)行篩選[11-14]，尚未有研究人員對(duì)半貧液工藝的半貧液對(duì)CO2的吸收性能展開(kāi)研究。而對(duì)系統(tǒng)中貧液、半貧液、富液進(jìn)行綜合分析，才能從根本上把握半貧液工藝下的胺液特性，開(kāi)發(fā)出適合半貧液脫碳工藝的高效節(jié)能的胺液配方，實(shí)現(xiàn)裝置的優(yōu)化運(yùn)行。因此，筆者針對(duì)某工廠半貧液脫碳工藝，采用吸收再生實(shí)驗(yàn)方法對(duì)系統(tǒng)中的貧液、半貧液吸收CO2性能及富液解吸CO2性能進(jìn)行綜合分析，優(yōu)選適用于半貧液工藝的PZ活化MDEA胺液配方，同時(shí)對(duì)優(yōu)選出的配方通過(guò)模擬進(jìn)行運(yùn)行參數(shù)優(yōu)化，優(yōu)化脫碳裝置運(yùn)行，為工廠應(yīng)用提供依據(jù)。

1 半貧液脫碳工藝流程

半貧液脫碳工藝流程[15]中原料天然氣經(jīng)過(guò)氣-氣換熱器后進(jìn)入吸收塔，在吸收塔中首先與半貧液逆流接觸進(jìn)行CO2粗脫，再與貧液接觸反應(yīng)進(jìn)一步脫除其中的CO2，將CO2脫除至合格水平(體積分?jǐn)?shù)小于3%)；吸收塔底部流出的富液經(jīng)過(guò)節(jié)流降壓進(jìn)入閃蒸分離器，閃蒸出富液中溶解的烴及少量的CO2后進(jìn)入再生塔上塔，再生塔上塔的熱源來(lái)自于再生塔下塔的蒸汽，塔頂分離器中的液體通過(guò)回流泵返回至再生塔，酸性氣體進(jìn)入排放處理系統(tǒng)；再生塔上塔底部出來(lái)的半貧液分成兩股，其中一股通過(guò)半貧液循環(huán)泵加壓后進(jìn)入吸收塔中部與原料天然氣進(jìn)行反應(yīng)，另一股半貧液進(jìn)入貧-富液換熱器，與再生塔下塔底部出來(lái)的貧液進(jìn)行熱量交換后進(jìn)入再生塔下塔，再次進(jìn)行再生，塔底出來(lái)的貧液經(jīng)冷卻增壓后返回吸收塔頂部循環(huán)使用。

2 實(shí)驗(yàn)部分

2.1 實(shí)驗(yàn)試劑

本研究中所需的氣體與試劑如表1所示。

表1 實(shí)驗(yàn)氣體與試劑

2.2 實(shí)驗(yàn)裝置及評(píng)價(jià)指標(biāo)

2.2.1 吸收實(shí)驗(yàn)

貧液、半貧液吸收性能研究所用實(shí)驗(yàn)裝置、流程以及吸收性能分析指標(biāo)(吸收負(fù)荷L、吸收速率c)參見(jiàn)文獻(xiàn)[16]。

2.2.2 再生實(shí)驗(yàn)

對(duì)前期已有再生實(shí)驗(yàn)裝置及流程(見(jiàn)文獻(xiàn)[16])進(jìn)行改造，在原有超級(jí)油浴恒溫槽周?chē)吧戏桨?5%CO2+65%N2—The volume fractions of CO2and nitrogen in the mixture

多層B1級(jí)橡塑板，進(jìn)行絕熱保溫，并利用電能表(±0.001 kW·h)記錄整個(gè)再生過(guò)程中的電能消耗。

采用解吸率γ(%)(見(jiàn)文獻(xiàn)[17])和CO2相對(duì)再生能耗(Ed，kJ/kg)表征富液的解吸再生性能，其中CO2相對(duì)再生能耗(Ed)是指解吸過(guò)程中解吸能量消耗(即消耗的電能)與解吸出的CO2的質(zhì)量比，其計(jì)算公式如式(1)和式(2)所示。

(1)

(2)

式中,Qf為單位時(shí)間內(nèi)富液解吸所需的能耗，kJ/h；mCO2為單位時(shí)間富液解吸出的CO2質(zhì)量，kg/h；E為單位時(shí)間內(nèi)富液解吸所需的電能消耗，kJ/h；M為CO2的摩爾質(zhì)量，0.044 kg/mol；nCO2為單位時(shí)間富液解吸出的CO2的物質(zhì)的量，mol/h；Vf為單位時(shí)間富液解吸出的CO2體積，L/h；VSTP為標(biāo)準(zhǔn)狀況下的1 mol氣體的體積，22.4 L；Tf為富液解吸溫度，K；TSTP為標(biāo)準(zhǔn)狀況下的溫度，273.15 K。

2.2.3 酸解實(shí)驗(yàn)

取3 mL胺液樣品，利用強(qiáng)酸制弱酸的原理置換出貧液、半貧液以及富液中的CO2，并利用排水法將CO2收集，測(cè)出CO2體積，利用測(cè)得的CO2體積計(jì)算胺液的酸氣負(fù)荷，其實(shí)驗(yàn)裝置及流程詳見(jiàn)文獻(xiàn)[16]。

2.3 實(shí)驗(yàn)室模擬配置半貧液

半貧液是指吸收了一定量CO2的胺液，其CO2吸收負(fù)荷約為富液的50%～70%。實(shí)驗(yàn)室通過(guò)實(shí)驗(yàn)方法探究吸收性能時(shí)，配置的胺液均為貧液，無(wú)法直接配置半貧液，因此，實(shí)驗(yàn)室模擬配置半貧液是通過(guò)實(shí)驗(yàn)方法研究半貧液脫碳工藝需解決的關(guān)鍵問(wèn)題。

針對(duì)某一特定操作參數(shù)下的半貧液脫碳工藝，其吸收溫度與再生溫度一定。無(wú)論哪種胺液，在吸收塔內(nèi)與原料氣的接觸時(shí)間一定，且在再生塔內(nèi)富液的停留再生時(shí)間也一定，因此筆者采取時(shí)間作為制備半貧液的指標(biāo)。為提高實(shí)驗(yàn)室模擬配置半貧液的速率，適當(dāng)對(duì)半貧液制備過(guò)程進(jìn)行簡(jiǎn)化，因吸收過(guò)程與再生過(guò)程互為逆反應(yīng)，因此將貧液吸收為富液后再生為半貧液的過(guò)程簡(jiǎn)化為貧液直接吸收至半貧液狀態(tài)，同時(shí)為提高吸收速率，依據(jù)前期的實(shí)驗(yàn)經(jīng)驗(yàn)，利用貧液在323.15 K下進(jìn)行吸收，并將原料氣換為純CO2。

為制備出貼合某工廠半貧液狀態(tài)的實(shí)驗(yàn)室半貧液，筆者展開(kāi)了大量實(shí)驗(yàn)探究。首先對(duì)工廠半貧液進(jìn)行酸解實(shí)驗(yàn)，得到每3 mL工廠半貧液酸解出的CO2為101 mL。然后利用工廠貧液100 mL，通入初始?jí)毫?.13 MPa的純CO2，在攪拌速率220 r/min、溫度323.15 K下進(jìn)行吸收實(shí)驗(yàn)，探究吸收到半貧液狀態(tài)的時(shí)間。依照前期實(shí)驗(yàn)經(jīng)驗(yàn)，吸收到半貧液狀態(tài)時(shí)間在60～120 min之間，采用二分法逐步進(jìn)行吸收時(shí)間探索。探索實(shí)驗(yàn)結(jié)果如表2所示。

表2 探索實(shí)驗(yàn)酸解結(jié)果

由表2可知，當(dāng)吸收時(shí)間為75 min時(shí)，工廠貧液吸收CO2后胺液狀態(tài)與工廠半貧液狀態(tài)相近，因此后續(xù)采取吸收時(shí)間75 min為準(zhǔn)，配制不同總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)、不同胺液配比下的半貧液，以探究半貧液的CO2吸收性能。

3 半貧液脫碳工藝模型

3.1 工藝模型建立

利用Aspen HYSYS軟件Acid gas物性包，采用某工廠實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)建立模型，其氣源組成及模型主要設(shè)置參數(shù)如表3和表4所示。

表3 氣源組成

半貧液脫碳工藝中再生塔是兩段塔，上塔與下塔通過(guò)升氣管相連，上塔胺液無(wú)法流入下塔，僅允許下塔汽提蒸汽通過(guò)升氣管進(jìn)入上塔，為富液再生提供解吸所需熱量，再生后的半貧液從中部被全部收集排出。為仿真現(xiàn)場(chǎng)實(shí)際工藝流程，將再生塔分解為2個(gè)塔，再生下塔精餾塔的蒸汽從塔頂出去進(jìn)入再生上塔，以真實(shí)模擬現(xiàn)場(chǎng)工藝流程。利用Aspen HYSYS軟件建立的半貧液脫碳工藝模型如圖1所示。

3.2 模型準(zhǔn)確性驗(yàn)證

對(duì)比模擬數(shù)據(jù)與實(shí)際運(yùn)行數(shù)據(jù)，結(jié)果如表5所示。由表5可知，現(xiàn)場(chǎng)中控室顯示的凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)為5.82135%，而建立的Aspen HYSYS工藝模型計(jì)算運(yùn)行后凈化氣CO2體積分?jǐn)?shù)為5.7618%，可見(jiàn)Aspen HYSYS模擬得到的凈化效果比工廠目前的凈化效果稍好，誤差為1.02%。因此，建立的模型可以較好地反映工廠實(shí)際運(yùn)行效果。

表4 模型主要設(shè)置參數(shù)

圖1 半貧液脫碳工藝模型

表5 模型準(zhǔn)確性驗(yàn)證

4 結(jié)果與討論

4.1 總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的優(yōu)選

通過(guò)調(diào)研工廠目前實(shí)際運(yùn)行條件，采用氣質(zhì)條件為35%CO2+65%N2(體積分?jǐn)?shù))混合氣，在初始吸收壓力為3.13 MPa、攪拌速率220 r/min、貧液吸收溫度323.15 K、半貧液吸收溫度343.15 K、富液再生溫度343.15 K條件下，考察不同總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)下貧液、半貧液對(duì)CO2的吸收性能以及富液再生性能，結(jié)果分別如圖2、圖3及圖4所示。

由圖2可知：隨著總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷在反應(yīng)后期呈現(xiàn)先增加后降低的趨勢(shì)；總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%時(shí)，貧液的吸收負(fù)荷明顯升高。其吸收速率也表現(xiàn)出類(lèi)似趨勢(shì)，但在吸收的初始階段，總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為20%的貧液的吸收速率高于30%和50%的，其吸收速率整體也表現(xiàn)出類(lèi)似趨勢(shì)，這是由于隨著總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，水溶液中醇胺含量增加，與CO2的反應(yīng)量增加；但當(dāng)總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)過(guò)高后，溶液的黏度增加，阻礙了氣-液傳質(zhì)，導(dǎo)致吸收速率降低，吸收量也隨之減少?？偘焚|(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%和50%時(shí)，反應(yīng)后期貧液對(duì)CO2的吸收速率較高，吸收負(fù)荷仍有上升的趨勢(shì)，但實(shí)際工廠吸收塔中氣-液接觸時(shí)間較短，由反應(yīng)前 5 min 的吸收性能可知，總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%時(shí)貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷及吸收速率較高，因此貧液較優(yōu)的總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%。

圖2 不同總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)下貧液對(duì)CO2的吸收性能

對(duì)比圖2及圖3可知，半貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷及吸收速率均小于同等總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)下的貧液的吸收負(fù)荷及吸收速率，但半貧液脫碳系統(tǒng)中半貧液的循環(huán)量遠(yuǎn)大于貧液的循環(huán)量，因此半貧液對(duì)CO2的吸收性能同樣占據(jù)重要地位。由圖3可知：不同總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)下半貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷與吸收速率均呈現(xiàn)出隨著總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加先增大后減小的趨勢(shì)；當(dāng)總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%時(shí)達(dá)到最大，與貧液對(duì)CO2的吸收性能趨勢(shì)基本一致。

圖3 不同總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)下半貧液對(duì)CO2的吸收性能

由圖4可知：富液的CO2解吸率隨總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加先升高后降低；總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%時(shí)，CO2解吸率最大，說(shuō)明此時(shí)富液最容易再生，總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)越大，溶液黏度增加導(dǎo)致再生效果變差。同時(shí)還可知：當(dāng)總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%時(shí)富液的CO2相對(duì)再生能耗最低；當(dāng)總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)超過(guò)30%，其CO2相對(duì)再生能耗緩慢增加。半貧液工藝設(shè)計(jì)的目的就是為了降低能耗，降低運(yùn)行成本，因此CO2相對(duì)再生能耗越低代表消耗的蒸汽量越少，再生成本越小。因此，綜合考察富液的CO2解吸率及CO2相對(duì)再生能耗2個(gè)指標(biāo)，在實(shí)驗(yàn)考察范圍內(nèi)，總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%時(shí)富液再生性能最好，其次為40%。

圖4 不同總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)下富液的解吸再生性能

綜上所述，綜合考察半貧液脫碳工藝中貧液、半貧液的CO2吸收性能以及富液的CO2解吸再生性能，貧液及半貧液在總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%時(shí)吸收性能較優(yōu)，富液在總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%及40%時(shí)的再生性能較優(yōu)。因此，優(yōu)選出40%為適宜的總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)。

4.2 胺液配比的優(yōu)選

在總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%的條件下，改變主體胺液MDEA與活化劑PZ的質(zhì)量配比，在初始吸收壓力為3.13 MPa、攪拌速率220 r/min、貧液吸收溫度323.15 K、半貧液吸收溫度343.15 K、富液再生溫度343.15 K條件下，對(duì)貧液、半貧液的CO2吸收性能以及富液的解吸再生性能進(jìn)行實(shí)驗(yàn)分析，篩選較優(yōu)胺液配比，其結(jié)果如圖5、圖6、圖7及表6所示。

圖5 不同胺液配比下貧液對(duì)CO2的吸收性能

圖6 不同胺液配比下半貧液對(duì)CO2的吸收性能

圖7 不同胺液配比下富液的CO2解吸率(γ)

表6 不同胺液配比下富液的CO2相對(duì)再生能耗

由圖5可知：當(dāng)總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)一定時(shí)，隨著PZ質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷及吸收速率均呈現(xiàn)先升高后降低的趨勢(shì)；當(dāng)PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)從1%增至3%時(shí)，貧液初始吸收速率呈現(xiàn)上升趨勢(shì)；當(dāng)PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)大于3%時(shí)，貧液吸收速率呈現(xiàn)下降趨勢(shì)；PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3%或4%時(shí)，貧液的吸收性能基本相同。在反應(yīng)初始的前 5 min，PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)在3%至4%時(shí)貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷及吸收速率明顯較高。綜上可知，少量添加PZ可以大幅提高貧液對(duì)CO2吸收速率，添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)在3%～4%之間較為適宜。

由圖6可知，當(dāng)總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)一定時(shí)，隨著PZ質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，半貧液對(duì)CO2的吸收負(fù)荷及吸收速率均先升高再降低。當(dāng)PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)由1%增至3%時(shí)，初始吸收速率呈現(xiàn)上升趨勢(shì)。當(dāng)PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)大于3%時(shí)，吸收負(fù)荷及吸收速率呈現(xiàn)緩慢下降趨勢(shì)，與貧液吸收性能趨勢(shì)一致。結(jié)果表明，少量添加PZ可以大幅提高吸收速率，當(dāng)PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)在3%～5%時(shí)較為適宜。由此可知，與貧液一致，半貧液較優(yōu)胺液配比為37%MDEA+3%PZ。

由圖7可知，隨著PZ質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，富液的CO2最終解吸率基本呈現(xiàn)逐漸降低的趨勢(shì)，但總體相差不大，在8%～18%之間，從解吸速率來(lái)看，富液的再生性能由好到差順序?yàn)?8%MDEA+2%PZ、39%MDEA+1%PZ、37%MDEA+3%PZ、36%MDEA+4%PZ、35%MDEA+5%PZ。從最終解吸率看，再生性能由好到差順序?yàn)?9%MDEA+1%PZ、38%MDEA+2%PZ、37%MDEA+3%PZ、36%MDEA+4%PZ、35%MDEA+5%PZ。由表6可知，PZ質(zhì)量分?jǐn)?shù)為2%時(shí)CO2相對(duì)再生能耗最高，PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3%時(shí)最低，當(dāng)PZ添加質(zhì)量分?jǐn)?shù)超過(guò)3%后呈現(xiàn)緩慢增加趨勢(shì)。綜合考慮解吸速率、最終解吸率以及CO2相對(duì)再生能耗，在保證解吸性能的同時(shí)盡可能節(jié)約能耗，對(duì)于富液較優(yōu)的胺液配比為37%MDEA+3%PZ。

綜上所述，綜合不同胺液配比下貧液、半貧液的吸收性能以及富液的再生性能，篩選出較優(yōu)胺液配比為37%MDEA+3%PZ。

4.3 工藝參數(shù)優(yōu)化

4.3.1 再沸器溫度

利用3.1節(jié)中建立的半貧液脫碳工藝模型，采用篩選出的較優(yōu)胺液配比37%MDEA+3%PZ，通過(guò)改變?cè)俜衅鳒囟纫愿淖儼胴氁憾卧偕鷾囟?，考察各設(shè)備能耗及凈化效果(凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù))隨再生溫度的變化，結(jié)果如表7所示。

表7 各關(guān)鍵設(shè)備能耗及凈化效果隨再沸器溫度變化

如表7所示，隨著再沸器溫度的升高，各設(shè)備能耗、凈化效果、再生下塔至上塔汽提蒸汽溫度和流量的變化趨勢(shì)不同。在391.15 K之前，上述變量的變化平穩(wěn)。當(dāng)再生溫度大于391.15 K時(shí)，凈化效果驟降，再沸器負(fù)荷驟增。此時(shí)，由于再生溫度較高，再生下塔至上塔的蒸汽溫度從356.15 K驟增至381.95 K，蒸汽流量從395.40 kmol/h升至875.50 kmol/h，再生上塔半貧液再生加強(qiáng)，解吸出的CO2溫度高，從而導(dǎo)致CO2冷卻器能耗驟增。再沸器溫度從385.15 K增加到386.15 K時(shí)，系統(tǒng)總能耗基本無(wú)變化，凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù)從3.867%降至3.709%，再沸器溫度從386.15 K增加到391.15 K時(shí)，凈化效果基本不變，系統(tǒng)總能耗緩慢增加。因此，選擇較優(yōu)再沸器溫度為386.15 K。

4.3.2 吸收溫度

通過(guò)改變貧液吸收溫度，模擬凈化效果(凈化氣中CO2體積分?jǐn)?shù))的變化趨勢(shì)，如圖8所示。

圖8 不同吸收溫度下貧液的凈化效果

因改變貧液吸收溫度時(shí)，除貧液冷卻器負(fù)荷隨貧液吸收溫度降低稍有增加之外，其余設(shè)備能耗基本不變，因此整個(gè)系統(tǒng)中總能耗隨貧液吸收溫度的改變基本保持不變，因此僅對(duì)系統(tǒng)凈化效果隨貧液吸收溫度的變化進(jìn)行考察。由圖8可知，該工藝下由貧液、半貧液的CO2吸收性能共同決定吸收效果，當(dāng)只改變貧液吸收溫度時(shí)，隨著貧液吸收溫度的升高，凈化效果越來(lái)越差，CO2體積分?jǐn)?shù)從3.77%增加到3.92%。貧液吸收溫度低于323.15 K時(shí)，凈化效果變化較緩慢，高于323.15 K后變化較快?？紤]到溫度的升高有利于增加吸收速率，為了滿足快速而大量地脫除CO2的要求，選擇323.15 K作為較優(yōu)的貧液吸收溫度。

半貧液的吸收溫度受進(jìn)入再生塔上塔的蒸汽溫度、胺液再生所需再生熱以及半貧液循環(huán)流量等因素制約，實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中無(wú)法直接調(diào)整，模擬過(guò)程中將吸收塔進(jìn)行單獨(dú)模擬，通過(guò)改變半貧液的吸收溫度，考察模擬凈化效果的變化趨勢(shì)，旨在為實(shí)際生產(chǎn)時(shí)提供參考數(shù)據(jù)，將半貧液吸收溫度控制在合理的范圍內(nèi)，其結(jié)果如圖9所示。

圖9 不同吸收溫度下半貧液的凈化效果

由圖9可得，隨著半貧液吸收溫度的增加，凈化效果越來(lái)越差，因此半貧液吸收溫度應(yīng)盡量降低。但由于半貧液吸收溫度與再生上塔半貧液出口溫度一致，而再生上塔半貧液出口溫度取決于進(jìn)入再生塔上塔的蒸汽溫度、胺液再生所需的再生熱以及半貧液循環(huán)流量等，半貧液制約因素多，因此，半貧液吸收溫度控制較為復(fù)雜，工廠實(shí)際控制時(shí)需結(jié)合考慮再沸器溫度及再生熱等因素核算控制。

4.3.3 胺液循環(huán)總量

保持貧液、半貧液分流比不變，改變胺液循環(huán)總量，其關(guān)鍵設(shè)備能耗及凈化效果變化如表8所示。

由表8可知，保持貧液、半貧液分流比不變，隨著胺液循環(huán)量的增加，貧液循環(huán)量逐漸增加，半貧液循環(huán)量也逐漸增加，凈化效果越來(lái)越好；與此對(duì)應(yīng)，貧液泵、CO2冷卻器、半貧液泵、再沸器、貧液冷卻器、溶液泵的能耗逐漸增加，余熱蒸汽量逐漸增加，凈化氣冷卻器負(fù)荷逐漸降低。當(dāng)胺液總循環(huán)量到達(dá)1350 m3/h時(shí)，各設(shè)備耗能增長(zhǎng)趨勢(shì)逐漸變緩，將所有設(shè)備能耗相加后總體能耗增長(zhǎng)趨于平緩，而凈化氣中的CO2體積分?jǐn)?shù)在胺液總循環(huán)量1350 m3/h至1400 m3/h之間由4.867%降至2.760%，當(dāng)胺液循環(huán)量高于1400 m3/h，凈化效果基本保持穩(wěn)定。因此，以保證凈化效果滿足商品天然氣要求(CO2體積分?jǐn)?shù)小于3%)為前提，綜合考慮其凈化效果及各設(shè)備能耗，選擇1400 m3/h為較優(yōu)的胺液循環(huán)總量。

表8 各關(guān)鍵設(shè)備能耗及凈化效果隨胺液循環(huán)量變化

4.3.4 貧液、半貧液分流比

由表6和表7可知，在總設(shè)備能耗中再沸器負(fù)荷占據(jù)系統(tǒng)總能耗的主體地位，因此進(jìn)行貧液、半貧液流量?jī)?yōu)化時(shí)，保持胺液循環(huán)總量不變，通過(guò)改變貧液及半貧液分流比，主要考察其凈化效果及再沸器負(fù)荷的變化，結(jié)果列于表9。

表9 不同貧液、半貧液分流比下再沸器負(fù)荷及凈化效果

由表9可得，隨著半貧液流量的增加，貧液流量的減少，凈化效果越來(lái)越差，而再沸器負(fù)荷越來(lái)越低。當(dāng)凈化效果滿足要求時(shí)，較優(yōu)的胺液循環(huán)量配比為貧液循環(huán)量253 m3/h，半貧液循環(huán)量1147 m3/h，此時(shí)，再沸器負(fù)荷處于較低水平。

5 結(jié) 論

筆者通過(guò)對(duì)PZ活化MDEA半貧液脫碳工藝進(jìn)行總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)及配比篩選，并建立HYSYS工藝模型對(duì)較優(yōu)胺液配方的工藝參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化，得到結(jié)論如下：

(1) 隨著總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)的增加，貧液以及半貧液對(duì)CO2的吸收性能呈現(xiàn)先增加后減小的趨勢(shì)，總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%時(shí)，兩者的吸收性能較好。富液的再生性能同樣呈現(xiàn)先增大后減小的趨勢(shì)，總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%時(shí)性能最優(yōu)，40%次之，兩者相差不大。綜合考慮貧液、半貧液對(duì)CO2吸收性能以及富液的再生性能，優(yōu)選總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%。

(2) 總胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%、添加劑PZ的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為1%～5%時(shí)，隨著PZ添加量的增加，貧液及半貧液對(duì)CO2的吸收性能先增大后減??；配比為37%MDEA+3%PZ時(shí)吸收負(fù)荷及吸收速率最大，富液的最終解吸率呈現(xiàn)逐漸增高趨勢(shì)，CO2解吸速率38%MDEA+2%PZ時(shí)最大，CO2相對(duì)再生能耗隨PZ添加量的增加，先升高后降低又逐漸升高，配比為37%MDEA+3%PZ時(shí)，能耗最小。綜合系統(tǒng)中貧液、半貧液對(duì)CO2吸收性能以及富液再生性能，較優(yōu)胺液配比為37%MDEA+3%PZ。

(3) 通過(guò)建立HYSYS半貧液工藝模型對(duì)較優(yōu)配方進(jìn)行工藝參數(shù)優(yōu)化，綜合考慮凈化效果及系統(tǒng)總能耗，得到較優(yōu)的工藝參數(shù)為再沸器溫度為386.15 K，貧液吸收溫度為323.15 K，較優(yōu)的胺液循環(huán)量為貧液循環(huán)量為253 m3/h、半貧液循環(huán)量為1147 m3/h。