錢魏鋒， 趙兵濤,3， 劉 謙， 李 萱， 李會梅

(1.上海理工大學 能源與動力工程學院，上海 200093；2.上海市動力工程多相流動與傳熱重點實驗室，上海 200093；3.低品位能源利用技術及系統(tǒng)教育部重點實驗室，重慶 400044)

如何實現(xiàn)燃燒源CO2排放控制是一類重要的能源問題?；趬A類(如NaOH和K2CO3)、氨水(NH3·H2O)和醇胺類(如單乙醇胺MEA和甲基二乙醇胺MDEA)等化學吸收法[1]的CO2減排技術已較為成熟，其中用到的較常規(guī)的脫碳反應器有填料塔和篩板塔。但是，隨著工藝和運行復雜度的增加，發(fā)展簡易條件下高技術經濟性煙氣脫碳成為一個重要的研究方向。噴淋式氣液接觸脫碳因其較高的技術經濟性具有很好的應用潛力[2]。

噴淋式的CO2捕獲過程伴隨著化學反應的傳質過程，對該過程進行精準?；切阅鼙碚鞯闹匾芯績热?。常用的傳質模型[3]雙膜論、Higbie滲透論、Danckwerts表面更新論和湍流傳質論等一般對全面?；瘒娏苁矫撎嫉膫髻|過程均有一定限制。如根據(jù)實驗測出化學吸收速率，可以反求傳質比表面積a和液側物理傳質系數(shù)kl0，但未對氣液分傳質系數(shù)進行計算[4-5]。盡管可以通過量綱分析和多元擬合得到a、kl0和kl0a的經驗公式，但需考慮CO2體積分數(shù)對傳質的影響[5]。Zhao等[6]進一步采用數(shù)值模擬方法分析氨法脫碳運行參數(shù)對CO2脫除效率的影響，但不能精確描述氣液兩相總傳質系數(shù)與分傳質系數(shù)之間的關系?？傊F(xiàn)有的研究主要局限于相關參數(shù)變化對總的體積傳質系數(shù)或吸收效率的影響[7-9]，不能有效反映其對氣液分傳質系數(shù)的影響，這對傳質機理的研究是不夠的[10]。

為解決上述問題，筆者根據(jù)典型的工業(yè)用脫碳吸收劑建立了噴淋式氣液逆向接觸吸收CO2的氣液分傳質模型和總傳質模型，對比分析了影響傳質的因素。在常規(guī)物理傳質和化學吸收增強因子的基礎上，考慮流動過程對液相分傳質系數(shù)的影響，并探究其與氣液流動相關參數(shù)的關聯(lián)關系，使傳質模型能夠較好地預測噴淋式脫碳設備的性能。

1 噴淋式煙氣脫碳的實驗裝置

一般的噴淋式煙氣脫碳實驗裝置[7-9]如圖1所示，吸收劑通過上部噴嘴霧化成液滴顆粒，氣體由塔底部經氣體分布器沿軸向均勻向上與霧化液滴逆向接觸，并從塔頂部流出。吸收后的液體從塔底部流入儲液容器。

圖1 噴淋式煙氣脫碳的實驗裝置示意圖

2 反應機理

以NaOH、氨水和MEA為吸收劑，其總化學反應式及反應動力學如表1所示。3種吸收劑與CO2的反應均可看成擬一級化學反應[4,11-12]。

表1 化學反應過程及動力學

3 ?；c模擬方法

根據(jù)雙膜理論，氣液兩相間傳質速率N取決于分子在氣膜和液膜間的擴散速率。以CO2氣液界面壓差為推動力的傳質速率方程為：

N·a=Kgap(x-x*)

(1)

式中：N為傳質速率，kmol/(m2·s)；Kg為氣相總傳質系數(shù)，kmol/(m2·s·kPa)；p為操作壓力，kPa；x為氣相中CO2的摩爾分數(shù)，%；x*為液相主體中CO2的平衡摩爾分數(shù)，%;a為傳質比表面積,m2/m3。

當CO2摩爾分數(shù)較大時，吸收前后混合氣體流量變化不可忽略，筆者以惰性氣體摩爾流量為基準，取噴淋塔微元高度dZ，微元吸收前后CO2摩爾流量變化dGCO2為：

(2)

式中：G′為單位截面積氣相惰性組分的摩爾流量，kmol/(m2·s)。

忽略操作壓力沿塔高的變化，根據(jù)式(1)和式(2)建立平衡方程：

(3)

為簡化模型，筆者未考慮貧液負荷的影響。由于CO2與吸收劑的反應為不可逆反應，所以x*=0[3]，對式(3)進行積分，整理得氣相總傳質系數(shù)Kga為：

(4)

式中：Z為噴淋式塔體高度，m；xi、xo分別為進口和出口氣相中CO2的摩爾分數(shù)，%。

在雙膜理論中，考慮伴有化學反應的氣相總傳質系數(shù)與氣液分傳質系數(shù)的關系為：

(5)

式中：kg為氣相分傳質系數(shù)，kmol/(m2·s·kPa)；kl為化學吸收液相分傳質系數(shù)，m/s；H為CO2在溶液中的溶解度系數(shù)，kmol/(m3·kPa)。

CO2在NaOH、氨水和MEA溶液中的溶解度分別按照文獻[3]、文獻[17]和文獻[18]計算。

噴淋式氣液傳質中kg根據(jù)舍伍德數(shù)Sh[12,19]進行計算：

(6)

式(6)中的Sh可采用半經驗公式(7)[20]計算：

Sh=2+0.6Re1/2Sc1/3

(7)

其中，

Sc=μg/(ρgDg)，Re=ρgdpvr/μg。

式中：Rc為理想氣體常數(shù)，kPa·m3/(kmol·K)；dp為噴淋液滴粒徑，m；Dg為CO2在空氣中的擴散系數(shù)，m2/s；μg為氣體的動力黏度，Pa·s；ρg為氣體密度，kg/m3；vr為氣液相對速度，m/s。在相應溫度下不同吸收劑及CO2混合氣體對應的密度和黏度等根據(jù)文獻[21]計算。

(8)

代入式(5)得：

(9)

通常液相噴淋采用霧化壓力噴嘴，可使噴淋液滴粒徑與下落速度基本保持不變。為了方便理論模型的構建，所使用的實驗數(shù)據(jù)除文獻[7]外，文獻[8]和文獻[9]取噴淋液滴粒徑的平均值為計算值。同時假設液滴在塔內分布均勻且不考慮變形、凝并與破碎，則傳質比表面積可表示為單位時間噴淋液滴的總表面積與其掃掠過的體積之比[26]：

(10)

式中：qV為吸收劑體積流量，m3/s；vp為液滴初始噴淋速度，m/s；R為噴淋式塔體半徑，m。

4 結果與討論

4.1 氣液進口參數(shù)對氣液分傳質系數(shù)的影響

(a)吸收劑體積流量

氣相和液相分傳質系數(shù)kga范圍在0.01～0.12 kmol/(m3·s·kPa)，kla范圍在0.01～1.05 s-1，兩者相差不大。CO2在吸收液中的溶解度系數(shù)H很小，氣側傳質阻力1/(kga)較液側傳質阻力1/(Hkla)可忽略，這也與文獻[25]和文獻[27]的結果一致。

4.2 半經驗模型性能比較

圖3為氣相總傳質系數(shù)Kga的變化圖，其中實驗值是根據(jù)式(4)計算得到，雙膜理論值是根據(jù)式(5)計算得到，本文半經驗模型值根據(jù)式(9)計算得到。由圖3可知，氣液含量對Kga均有明顯的影響，半經驗模型值在數(shù)值和變化趨勢上均能有效表征氣液進口參數(shù)的影響。實際情況下，氣液進口體積流量的增大對氣液湍動具有增強作用，液膜和氣膜的厚度可能削減，導致CO2的擴散距離減小[17]。同時，氣液界面處的剪切應力增加，促使液滴破碎和變形，加劇了液滴內部循環(huán)，傳質速率加快。但是，CO2在液膜中擴散需要時間，氣體體積流量大，氣液接觸時間短，一部分CO2分子還未來得及傳質到相界面進行反應，導致CO2脫除效率降低[4]，綜合作用下使得Kga趨于穩(wěn)定，甚至減小。

(a)吸收劑體積流量

此外，吸收劑質量分數(shù)也不宜過大，當吸收劑質量分數(shù)較大時，繼續(xù)增大吸收劑質量分數(shù)會造成黏度增加，傳質過程變慢以及經濟性下降。例如對氨水來說，質量分數(shù)過大氨損失也會增加[17]。隨著CO2體積分數(shù)的增大，Kga呈減小趨勢，這是因為此時氣相CO2分壓升高，氣液傳質推動力增大，但傳質速率的增幅小于CO2本身體積分數(shù)的增幅，使單位驅動力引起的Kga略有減小[17]。

4.3 液相修正系數(shù)B的無因次關聯(lián)

采用冪律函數(shù)模型，基于多元回歸最終得到B的關聯(lián)式為：

(11)

由式(11)可知，液相體積流量對修正系數(shù)的影響受制于Rel、L/Q、We和Oh，而氣相體積流量對修正系數(shù)的影響受制于Reg和L/Q。為驗證B值的合理性，將基于回歸方程的修正系數(shù)與基于實驗數(shù)據(jù)的修正系數(shù)進行對比，如圖4所示，得到擬合優(yōu)度R2為0.948，均方根誤差為0.074 5,兩者具有很好的相關性。因此，所建立的半經驗模型能夠合理反映噴淋式塔內氣液流動對傳質的影響，可為其性能預測和評價提供理論參考。

圖4 液相修正系數(shù)的對比

5 結 論

(1)CO2在吸收劑溶液中的溶解度很小，氣側傳質阻力1/(kga)比液側傳質阻力1/(Hkla)小，CO2的吸收屬于液膜控制。

(2)流動對氣相總傳質系數(shù)的影響明顯，所提出的半經驗模型值在數(shù)值和變化趨勢上均能有效表征氣液進口參數(shù)的影響。

(3)建立了半經驗模型中液相修正系數(shù)與無因次數(shù)液相射流雷諾數(shù)Rel、氣相雷諾數(shù)Reg、液氣體積流量比L/Q、液氣濃度比cr、韋伯數(shù)We和奧內佐格數(shù)Oh的冪律函數(shù)關系，擬合優(yōu)度R2為0.948。

(4)所建立的傳質模型能夠很好地反映噴淋式塔內氣液流動對傳質的影響，可為噴淋式煙氣脫碳設備的性能預測和評價提供理論參考。進一步的工作包括傳質比表面積精確量化，充分考慮液滴下落過程中的凝并、破碎及壁流，深入研究噴淋式塔內不同溫度下氣液速度場和濃度場的變化以及有貧液負荷時對傳質過程的影響。