田文爽 孟 硕 张海滨 张继东

中国海洋石油集团有限公司节能减排监测中心, 天津 300457

0 前言

在天然气处理、合成氨原料气处理、电厂烟气处理等工业处理过程中常涉及到CO2的脱除[1-5]。CO2脱除方法主要有溶剂吸收法、膜分离法、低温分馏法、变压吸附法等[6-9]。溶剂吸收法中的醇胺吸收法,特别是甲基二乙醇胺(MDEA)法以其适应范围广、腐蚀性小、能耗低、净化度高、具有选择性等优点近年来得到迅速发展[10-14]。与其他醇胺溶液相比,由于MDEA极高的CO2吸收速率和较低的再生能耗而受到普遍重视,目前已广泛应用于天然气、合成气及烟气的脱碳[15]。

Aspen HYSYS流程模拟软件广泛应用于石油开采、储运、天然气加工、石油化工、精细化工、制药等领域,具有操作简单、功能强大、模拟精确等优点,是模拟复杂化工过程的重要工具。本文利用该软件对CO2脱除装置进行工况研究及模拟优化,为优化装置操作提供指导,达到降低装置能耗,提高经济效益的目的。

1 CO2脱除装置工艺流程

1.1 原料气组成

本装置脱碳原料气来自上游装置,根据仪表实测及分析化验结果,原料气基本性质及组成见表1～2。

表1脱碳原料气基本性质

序号物性数据1汽化率/(%)1002温度/℃383压力/kPa(a)31804摩尔流量/(kmol·h-1)23045平均相对分子量23566密度/(kg∙m-3)3092

表2脱碳原料气组分分析

序号组分摩尔分数x1CO2019242N2013953CH4064024C2H6002395C3H8000276i⁃C4000057n⁃C400006

1.2 工艺流程

为减少MDEA贫液循环量,降低再生塔负荷,该装置吸收塔采用二段进料,再生塔采用二段再生,工艺流程见图1。来自上游装置的天然气进吸收塔下部,由下向上与MDEA溶液逆流接触,CO2被MDEA溶液吸收。脱碳气由吸收塔顶流出,经冷却、脱除液滴后进入脱水装置进一步处理。吸收CO2后的MDEA富液由塔底流出,经液力透平泵回收能量后进入闪蒸塔,由塔顶释放出烃类气体和部分CO2作为低压燃料气送往锅炉。塔底富液进入再生塔上段进一步常压解吸,解吸出的CO2经再生塔顶出装置,产生的半贫液大部分经液力透平泵增压输送至吸收塔中部,少部分经换热升温后进再生塔汽提段与该段的气相逆流接触,进行完全再生。完全再生后的贫液由再生塔底流出,经换热冷却后增压输送至吸收塔上段。

该工艺贫液循环量少、热耗较低,同时可通过调整贫液和半贫液比例以控制外输气中CO2含量指标,节省装置的电耗。

2 模拟计算

2.1 模拟流程建立

MDEA脱碳流程模拟的关键问题是气体吸收平衡的计算[16],物性方法选择是决定模拟结果准确性的关键步骤,选用Aspen HYSYS针对酸气脱除工艺的流体包Acid Gas[17-18],并根据工艺流程及进料物流参数建立模型。吸收塔为变截面填料塔,模拟中采用Absorber模块。再生塔顶洗涤段设三块浮阀塔板以减少塔顶气夹带的MDEA量,塔顶设有管线直通到塔底,使回流水旁通再生塔填料,降低再生塔填料段液相负荷,提高半贫液浓度。根据再生塔特点,为准确模拟半贫液浓度等参数,将再生塔简化为常压闪蒸段及汽提段,半贫液由闪蒸段抽出。通过调整实现流程各个模块的收敛,脱CO2装置模拟流程见图2。

2.2 参数对比

对比工艺物流关键参数的软件模拟值与装置当前DCS显示的实际值及化验值,结果见表3～4。

图1 MDEA脱碳工艺流程图

图2 脱CO2装置模拟流程图

表3关键物流参数模拟值与DCS显示值对比

物流名称参数模拟值实际值脱碳气温度/℃522517压力/kPa(a)31503150流量/(kmol·h-1)1871218808贫液温度/℃516516压力/kPa(a)38003800流量/(kmol·h-1)4313543135半贫液温度/℃733733压力/kPa(a)38003800流量/(kmol·h-1)157829157829富液温度/℃795791压力/kPa(a)31803180流量/(kmol·h-1)205289205195

表4关键物流组分模拟值与化验值对比

物流名称组分摩尔分数x(模拟值)摩尔分数x(化验值)脱碳气H2O0005200054CO20007700089N20171201705CH40782007811C2H60029000292C3H80003300033贫液H2O0900008982MDEA0099500997CO20000500020半贫液H2O0869208682MDEA0098200927CO20032600391富液H2O0856908575MDEA0096400923CO20046100498CH40000600003

通过数据对比可知,关键组分的模拟数据与实际数据较为接近,可认为模型准确,能够在一定程度上反应实际情况。

2.3 工况研究

2.3.1 闪蒸塔压力及富液闪蒸气回收利用

当前操作条件下,吸收塔底富液经液力透平泵回收能量压力降低后进入闪蒸塔,塔顶压力由闪蒸气流量控制阀连锁控制在680 kPa,吸收塔底富液到闪蒸塔总体压降为2 400kPa,从闪蒸罐顶部逸出气体723.3 kg/h,闪蒸气组分分析见表5。

表5闪蒸气组分分析

序号组分摩尔分数x1CO2046742N2002363H2O005324CH4042715C2H6002506C3H8000267i⁃C4000038n⁃C400007

分析闪蒸塔压力对闪蒸气组成及流量等参数的影响,对其进行工况研究。以吸收塔底富液总体压降代替闪蒸塔压力作为变量以便于模拟。为保证液力透平泵正常运转及富液后续进再生塔有足够压力,闪蒸塔压力控制不宜大幅变动[19-20],选取富液总体压降在2 000～2 600 kPa范围内进行研究。富液压降与闪蒸气组成变化的工况研究见图3～4,从图3中可以看出闪蒸气中CH4和CO2流量随着压降的增加同时增加,而CO2流量在压降达到2 300kPa后迅速上升,CH4增长则保持平稳,导致出现图4中闪蒸气中CO2摩尔分数逐渐增大的现象。

图3 富液压降对闪蒸气中CO2、CH4质量流量的影响

图4 富液压降对闪蒸气中CO2、CH4摩尔分数的影响

根据表5分析结果,闪蒸气中仍有相当量的CH4组分,考虑到闪蒸气流量与脱碳原料天然气量相比很小,对脱碳负荷影响较小,且当前装置负荷较低。可对闪蒸气增压后重新送入脱CO2吸收塔底部进行脱碳,回收CH4以多产脱碳气。针对该装置,回收闪蒸气需增设闪蒸气压缩机1台,闪蒸气冷却器、分液罐及污水泵各1台,改造后流程见图5。

图5 脱CO2装置闪蒸气回收模拟流程图

图6 富液压降对脱碳气中CO2摩尔分数的影响

图7 富液压降对进再生塔CO2质量流量及再生塔底再沸器负荷的影响

改造可产生的经济效益与天然气价格、再生塔热力消耗、热力价格、液力透平回收能变化、新增设施能耗、运维费用等诸多因素有关,结合主要因素对经济效益进行计算。

式中:W为回收CH4可产生的经济效益,万元/a;F为CH4回收量,t/a;P为天然气价格,0.225万元/t;Q为再沸器耗热能变化量,GJ;D为热力价格,0.003 78万元/GJ;R为液力透平回收能变化量,kW;Mi为新增用电设备功率,kW;i为新增用电设备编号,i=1,2…n;H为年运行时间,8 400 h;N为电价,0.000 065万元/kW·h;C为操作维护费用,10万元/a。

图8 吸收塔底富液压降对回收闪蒸气产生经济效益的影响

根据模拟数据作出回收闪蒸气产生的经济效益随富液压降变化曲线,见图8。从图8可知,富液压降为 2 250 kPa 左右时收益达到最高值215.2万元/a,此时闪蒸塔压力为830 kPa,可节能1 679.9 tce/a。

2.3.2 贫液、半贫液循环量配比

当前贫液、半贫液循环量均采用设计值,分别为 120 m3/h 和450 m3/h。就脱碳系统工艺特点而言,要求产品气CO2含量越低,需要贫液循环量越大,装置能耗越大。而增加半贫液循环量,减少贫液循环量,可以降低再生塔塔底再沸器负荷,但同时也会降低吸收塔脱碳效果。为了研究在不同贫液、半贫液组成条件下,吸收塔吸收效果和再生塔负荷之间的关系,在上述回收改造基础上对CO2吸收解析流程进行模拟分析。

设定贫液/半贫液总流量、浓度为当前值不变,维持再生塔分离指标基本不变,通过改变贫液流量,得到不同贫液/半贫液配比下净化天然气CO2含量及再生塔能耗,见图9。

图9 不同贫液/半贫液配比对脱碳气中CO2摩尔分数及再生塔底再沸器负荷的影响

3 结论

1)应用化工模拟软件Aspen HYSYS对MDEA脱碳装置进行了模拟计算,得到了与实际装置匹配的模型。

2)根据某MDEA脱CO2装置的实际问题设计了新的闪蒸气回收流程,对闪蒸气中CH4进行回收。

3)对富液压降进行分析,得到了不同压降下闪蒸气组成,结合经济效益分析确定了2 250kPa为更合理的富液压降。

4)对贫液、半贫液配比及产品气成分进行了模拟计算,得出了满足分离条件的前提下,贫液循环量为100 m3/h,半贫液循环量为470 m3/h时能取得更好的经济效益。

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