化肥設(shè)計(jì)第54卷第1期Chemical Fertilizer desi2016年2月低溫甲醵洗全貧液與半貧液流程模擬及對比李蒙,馬炯(中石化南京工程有限公司,江蘇南京21110摘要:低溫甲醇洗全貧液與半貧液流程吸收塔有2個(gè)關(guān)鍵不冋點(diǎn):①吸收塔上部脫碳段全貧液流程吸收液為Ⅰ股,半貧液流程為2股;②全貧液流程吸收塔C吸收段分3段,半貧液流程吸收塔αO吸收段分2段。采用 Aspen Plus和DRP軟件分別對低溫甲醇洗全貧液和豐貧液流程的吸收塔塔內(nèi)件進(jìn)行模擬和對比。在流程工藝模擬基礎(chǔ)上對吸收塔進(jìn)行水力學(xué)計(jì)算。模擬計(jì)算結(jié)釆表明,全貧液流程吸收塔能量消耗比半貧液流程高,總體循環(huán)量比半貧液流程小,吸收塔上段塔徑比半貧液流桯塔徑小。液相負(fù)荷是吸收塔設(shè)計(jì)的決定因素,降液管液泛為塔盤限制因素塔盤間距與塔徑成反向關(guān)系,在設(shè)計(jì)時(shí)合理増大降液管面積和塔盤間距以縮小塔徑,使吸收塔總體造價(jià)降低。關(guān)鍵詞:低溫甲醇洗;全貧液;半貧液;λspen;過程模擬;吸收塔doi:10.3969/j.is.1004-8901.2016.01.005中圖分類號:TQ223.121文獻(xiàn)標(biāo)識碼:A文章編號:1004-8901(2016)01-0020-0Simulation and Comparison about the Lean Methanol Absorber Processand semi ean methanol absorber processLI Meng, MA JiongSINOPEC Nanjing Engineering Construction Inc., Nanjing Jiangsu 211100 ChinaAbstract: There existed two key differences between lean methanol absorber process and semi Hean methanol absorber process the CO, absorption sectionof lean process had one absorber material, while that of semi ean process had two absorber materials; the CO2 absorption section of lean process wasvided into three sections, and that of semi Hean process was two sections. The software of Aspen Plus and DRP was employed to analyze the two differentprocesses and the intemals of the absorber. Hydraulic calculation of the absorber was also performed based on the process simulation results. The resultswed that the lean process possessed the advantages of less energy -onsumption, lower recycle ratio and smaller absorber diameter compared with that ofThe liquid load the determinants for the design of absflooding of the downpipe was the limiting factor to the tray per-formance. The tray spacing had a reverse relationship with the column diameter. The total cost of absorber could be reduced by decreasing the column di-methanol; semi -ean methanol; Aspen; process simulation; absorberdoi:10.3969/i.issn.10042016.01.005氣體凈化方法有氣液吸收、氣固相催化轉(zhuǎn)化七學(xué)吸收平衡線固體吸附、分子篩分離、膜分離等,目前工業(yè)中應(yīng)用物理吸收平衡線最為廣泛的方法還是氣液吸收根據(jù)吸收過程的特點(diǎn),酸性氣體的吸收過程可分為3類:物理吸收法(如低溫甲醇洗 Rectisol)、化學(xué)吸收法(如熱鉀堿)、物理化學(xué)吸收法(如中國煤化工2MDEA)。物理吸收和化學(xué)吸收的典型平衡曲線見CNMHG收平衡曲線圖1,曲線表示溶液中溶解的氣體組分(如CO2注:Qm:物理吸收量;Q:化學(xué)吸收量和H2S)的濃度[酸性氣體的體積(m)/吸收劑體積作者簡介:李蒙(1982年-),男,山東曹縣人,203年畢業(yè)于昆明理工(m3)]與其平衡蒸汽壓的關(guān)系。大學(xué),高級工程師,注冊化工工程師,現(xiàn)主要從事化學(xué)工程與工藝設(shè)計(jì)。第1期李蒙等低溫甲醇洗全貧液與半貧液流程模擬及對比溶劑循環(huán)量受原料氣量和操作條件影響較大,吸收段分3段,半貧液流程吸收塔CO3吸收段分2操作壓力提高、溫度降低,溶劑循環(huán)量減少。段。具體描述如下低溫甲醇洗( Rectisol)能夠有效脫除原料氣的(1)全貧液流程是指甲醇溶劑全部采用熱再生HS、CO2和COS等組分凈化氣中總的硫含量可脫塔中段貧甲醇,且只有這1股外供吸收甲醇來源至0.1mg/m3以下,CO2可脫至10mg/m以下,與(見圖3中注1)的流程。半貧液流程是指甲醇溶劑其他吸收技術(shù)比較有一定的優(yōu)越性2,特別是在高除頂部一股來自熱再生塔中段貧甲醇外,還引1股壓、大規(guī)模的工業(yè)化裝置中,技術(shù)優(yōu)勢更為明顯。經(jīng)中壓閃蒸及H2S濃縮塔頂兩級閃蒸、解析部分目前對低溫甲醇洗技術(shù)的研究廣泛開展,其方CO2后的含CO2但不飽和的半貧甲醇(見圖2注1向主要是針對流程模擬34、原料氣適應(yīng)性和操和注3)的流程。半貧液流程在H2S濃縮塔有部分作過程中遇到具體問題的整改措施等方面°。本半貧甲醇回吸收塔,進(jìn)熱再生塔甲醇量相應(yīng)減少,文是通過流程對比,分析貧液和半貧液流程的優(yōu)缺熱再生塔設(shè)計(jì)負(fù)荷會(huì)減小,蒸汽消耗降低點(diǎn),研究兩種流程中吸收塔的設(shè)計(jì)差異性,對工程(2)吸收塔從塔底到塔頂分為預(yù)洗段、H2S吸項(xiàng)目的流程配置及后續(xù)設(shè)計(jì)有指導(dǎo)意義。收段、CO2吸收段。甲醇吸收CO2會(huì)釋放溶解熱為保持熱量平衡和吸收效果,需對甲醇溶液進(jìn)行外1流程對比循環(huán)冷卻。半貧液流程中的半貧液是含有部分CO2在吸收塔中,低溫甲醇洗工藝以物理吸收方法的低溫甲醇溶液,故可以吸收的CO2量少,同時(shí)釋將合成氣中高濃度酸性氣體除去,得到合格氣體。放的吸收熱量絕對值也會(huì)小些,全貧液流程在CO2富含CO2、H2S的甲醇經(jīng)過中壓閃蒸、解析、氣提、熱吸收段需分為3段,而半貧液流程在CO2吸收段則再生等手段解析出酸性氣體。整個(gè)流程主要有吸分為2段(見圖2與圖3中T01吸收塔)。同時(shí)全收塔、中壓閃蒸塔Hs濃縮塔、熱再生塔、甲醇水分貧液流程在吸收塔中吸收溶劑甲醇循環(huán)量會(huì)較半餾塔、尾氣洗滌塔等6塔,半貧液流程見圖2,全貧貧液流程循環(huán)量(貧甲醇+半貧甲醇)小。液流程見圖3目前,從熱量平衡角度考慮,多推薦半貧液流全貧液流程與半貧液流程的全流程設(shè)置基本程,但半貧液流程的換熱網(wǎng)絡(luò)配置較全貧液流程復(fù)理念相同,都是脫硫和脫碳分級吸收,主要區(qū)別有雜,全貧液流程工況適應(yīng)性廣,兩者總體物料平衡以下2點(diǎn):①吸收塔上部脫碳段全貧液流程吸收液為及熱量平衡也有很大的區(qū)別,不能簡單評價(jià)兩流程1股,半貧液流程為2股:②全貧液流程吸收塔CO2的優(yōu)劣CO氣去尾洗塔界區(qū)尾氣去回收冷量尾氣去尾洗塔界區(qū)teD Ico產(chǎn)晶氣界區(qū)去火炬界區(qū)熱再生塔頂閃蒸氣界冷凝甲醇溶液界區(qū)原料氣界區(qū)F101/B氣提尾氣界區(qū)Hc中國煤化工AB含硫甲醇去熱再生界區(qū)NMHGcI01-吸收塔;K101-循環(huán)氣壓縮機(jī);C102-中壓閃蒸塔;C103-H1sS濃縮塔;C104-熱再生塔;C105-甲醇水分離塔;C106-尾氣洗滌塔;P101AB-半貧甲醇泵:P105A/B-貧甲醇液泵圖2半貧液流程化肥設(shè)計(jì)2016年第54卷CO氣去尾洗塔界區(qū)閃蒸氣去循環(huán)機(jī)尾氣去回收冷量EIll尾氣去尾洗塔界區(qū)co產(chǎn)晶氣界區(qū)去火炬界區(qū)凈化氣界冷凝甲醇溶液界區(qū)原料氣界區(qū)F101 AB來后區(qū)PIO AB氣提尾氣界區(qū)含硫甲醇去熱再生界C101-吸收塔;K101-循環(huán)氣壓縮機(jī);C102-中壓閃蒸塔;C103-H3S濃縮塔;C104-熱再生塔C105-甲醇水分離塔:C106-尾氣洗滌塔;P10IA/B-半貧甲醇泵:P105A/B-貧甲醇液泵圖3全貧液流程2模擬對比2.1模擬模型對低溫甲醇洗模擬的相關(guān)文獻(xiàn)中,有采用PRO/軟件,也有采用 Aspen Plus軟件,經(jīng)過對文獻(xiàn)模擬結(jié)果的對比,軟件的選用對模擬結(jié)果準(zhǔn)確度沒有明顯影響。本文中采用 Aspen Plus軟件中的嚴(yán)格精餾模塊 Radfrac對低溫甲醇洗吸收塔進(jìn)行T01-4工藝模擬,因低溫甲醇洗吸收塔是脫碳和脫硫分段吸收,雖采用一個(gè)塔殼體,但內(nèi)件設(shè)計(jì)時(shí)采用集液箱對各段液相進(jìn)行隔離,氣相通過升氣管進(jìn)行連通,模擬時(shí)其每段可以視作獨(dú)立的吸收塔,每段均為獨(dú)立的傳質(zhì)和氣液平衡過程圖4模擬流程在模擬過程中,為順利模擬并貼合吸收塔實(shí)際進(jìn)行模擬計(jì)算較為合適,系統(tǒng)模擬以SRK方程為基操作過程,吸收塔共采用4個(gè)模擬塔進(jìn)行計(jì)算,對礎(chǔ)物性方法進(jìn)行計(jì)算,SRK方程描述如下低溫甲醇洗吸收塔模擬的現(xiàn)有文獻(xiàn)也均采用此種RT方法,模擬的流程見圖4V-b V(v+ b2.2基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)(熱力學(xué)方法和氣液相平衡)中國煤化工低溫甲醇洗物系主要含有CH3O、CO、CO2、H2、CNMHGaH2S、H2O、CH4和N2等,該物系為極性物系,同時(shí)又ao是標(biāo)準(zhǔn)態(tài)混合二次函數(shù)含有非極性和極性締合組分的體系,如完全采用活度系數(shù)方程N(yùn)RL,其模擬計(jì)算結(jié)果與實(shí)際情況會(huì)0=∑x;x;~(1有較大的偏離,本系統(tǒng)采用狀態(tài)方程作為基礎(chǔ)物性a1是極性附加函數(shù)第1期李蒙等低溫甲醇洗全貧液與半貧液流程模擬及對比在采用狀態(tài)方程法計(jì)算此體系的相平衡時(shí)從表中的凈化氣計(jì)算結(jié)果和實(shí)際運(yùn)行裝置的組分極性和體積大小差別很大,采用常用線性混經(jīng)驗(yàn)參數(shù)來看,全貧液和半貧液流程的凈化效果均合規(guī)則就不適合。體系中甲醇和水都是強(qiáng)極性組可以滿足工業(yè)化裝置需要。分,另有CO2、H2等輕組分,必須采用更為精確的對全貧液和半貧液流程的吸收塔進(jìn)行同界面超額自由能G型混合規(guī)則, Huron- idal混合規(guī)則焓值對比,所有輸入焓值與輸出焓值之差見表2,以是考慮了組分間的強(qiáng)烈的非理想性的混合規(guī)則,吸收塔及輔助換熱網(wǎng)絡(luò)為系統(tǒng)進(jìn)行計(jì)算,其進(jìn)出物如下述方程所示流焓值差是需系統(tǒng)外冷量來平衡,其焓值差可用來Gn=RTnq-∑xRnq評價(jià)局部流程的能耗。Aspen plus中的PSRK模型是經(jīng) Huron -vidal混表2全貧液和半貧液流程吸收塔部分進(jìn)出焓值對比合規(guī)則修正的、純物質(zhì)物性基于SRK方程描述的狀全貧液流程物流半貧液流程態(tài)方程物性方法,該模型可用于計(jì)算高溫、高壓、接序號物流名稱焓值(Gcl.h-1)物流焓值/(Gcal.h-1)近臨界點(diǎn)等操作條件下的極性和非極性混合物。1原料氣(進(jìn))-436.051436.051本文的模擬采用以FRK為基礎(chǔ)的物性方法。CO22貧甲醇(進(jìn)734.634540.691在甲醇液中的溶解熱是模擬正確與否的重要參數(shù)3半貧甲醇(進(jìn))453,502對甲醇循環(huán)量有重要影響;甲醇液在高壓低溫下的4凈化氣(出)4.101-4.090熱焓也是吸收塔熱量平衡計(jì)算的重要基礎(chǔ)參數(shù);因5富碳甲醇(出)1033.543高壓低溫甲醇洗體系的特殊性,軟件模擬有一定的6富硫甲醇(出)317.266-381.425偏離,這就需要參考文獻(xiàn)數(shù)據(jù)2,對軟件中的物7預(yù)洗甲醇(出)-13.087-15.630性進(jìn)行回歸、修正,其中調(diào)整計(jì)算CO2蒸發(fā)焓值公8合計(jì)△H7.551(8782kW)4.446(5171kW)式中的 DHVLWT(汽化熱)參數(shù)的第1項(xiàng),以使模擬由上表數(shù)據(jù)可見,半貧液流程的焓差較小,說結(jié)果更貼近實(shí)測結(jié)果2.3模擬結(jié)果對比明半貧液流程就吸收塔系統(tǒng)而言能耗較小。2.4吸收塔計(jì)算全貧液和半貧液流程的粗原料氣輸入采用同以流程平衡模擬數(shù)據(jù)為基礎(chǔ),采用 ASPEN軟件參數(shù),浄化氣按照同一純度要求進(jìn)行模擬計(jì)算對塔的水力學(xué)數(shù)據(jù)進(jìn)行模擬,以 ASPEN模擬數(shù)據(jù)為具體參數(shù)見表1?；A(chǔ),采用DRP軟件,對吸收塔上段進(jìn)行同規(guī)格內(nèi)表1粗原料氣輸入及凈化氣計(jì)算結(jié)果參數(shù)件的性能計(jì)算,以判斷不同流程對吸收塔設(shè)計(jì)的凈化氣凈化氣影響。粗原料氣(全貧液)(半貧液)吸收塔水力學(xué)計(jì)算數(shù)據(jù)對比見表3。操作壓力/MPa4.224.0574.057表3塔水力學(xué)計(jì)算數(shù)據(jù)對比操作溫度/℃23.848,6半貧液流程流量/(kmol·h-)10477.425837.995827,75全貧液流程組分,mol%塔盤數(shù)38液相從塔盤/(kg·h-)399880399880.2511191544706638261.40.705)630.00630.00748.4812.84912.129060.155氣相從塔盤847mg847 mg/m/(kgh-1)14066.914067.1312537120712.628568.5979.50.15H中國煤化工CNMH液流程中在第39塊30ug/1塔盤加入半貧液,所以半貧液流程第38塊與39塊954μg/m3塔盤的數(shù)據(jù)有較大差別;另外,此吸收段的氣液負(fù)HCN荷最大在底部,底部塔盤第53塊板是塔徑及塔盤29mgrm329mg/m規(guī)格的確定性參數(shù),塔盤設(shè)計(jì)時(shí)對此3塊塔盤與全化肥設(shè)計(jì)2016年第54卷貧液流程的塔盤進(jìn)行對比設(shè)計(jì),分別對塔盤間距取mm塔盤間距)3.09m(500mm塔盤間距),差距明450mm和500mm值時(shí)進(jìn)行計(jì)算,塔徑等相關(guān)設(shè)計(jì)顯,可以考慮分段設(shè)計(jì),上段采用縮徑。結(jié)果見表4和表5。3結(jié)語表4塔盤設(shè)計(jì)結(jié)果對比(塔盤間距450mm)通過對比全貧液和半貧液流程和模擬結(jié)果,得項(xiàng)目全貧液流程半貧液流程出以下結(jié)論1塔盤數(shù)(1)半貧液流程就吸收塔系統(tǒng)而言,其能量利2塔盤直徑/m2.842.84382.583.233.63用上較全貧液流程有一定的優(yōu)勢,可以節(jié)省冷量3塔盤截面積6.316.318.965.248.1910.32消耗。4有效面積/m20.610.611.090.570.791.17(2)液相負(fù)荷是吸收塔設(shè)計(jì)的決定因素,吸收5側(cè)降液管面積/m20.490.490.580.370.630.70塔塔徑取決于液相負(fù)荷的大小,在塔盤設(shè)計(jì)時(shí)要考表5塔盤設(shè)計(jì)結(jié)果對比(塔盤間距500mm)慮合理地增大降液管面積,有效地降低降液管液泛項(xiàng)限制因素。全貧液流程半貧液流程1塔盤數(shù)(3)塔盤間距與塔徑成反向關(guān)系,在設(shè)計(jì)時(shí)要綜合考慮塔高與塔徑的關(guān)系,合理設(shè)計(jì)吸收塔。2塔盤直徑/m2.712.713.242.473.093,483塔盤截面積/m25.775.778.274.807.509.51(4)全貧液流程吸收塔塔徑設(shè)計(jì)較半貧液流程有效面積/m20.570.571.030.540.751.11小;半貧液流程吸收塔可以采用分段、兩段不同直5側(cè)降液管面積/m20.440.440.520.330.560.63徑的設(shè)計(jì)方式(5)為更全面地了解全貧液流程和半貧液流程結(jié)合表3、45中的計(jì)算結(jié)果進(jìn)行分析,得出以的適用性,下一步將對不同原料氣組分和不同壓力下結(jié)論。原料氣與兩種流程的匹配性進(jìn)行研究,以針對不同(1)吸收塔此段以液相負(fù)荷決定塔徑等水力設(shè)計(jì)工況的工業(yè)裝置,選取合理的流程配置。學(xué)計(jì)算結(jié)果。第53塊塔盤氣相負(fù)荷全貧液較半貧參考文獻(xiàn):液流程稍大(4358.10>4282.02m/h),液相負(fù)荷1]陳五平,俞裕國.合成氨生產(chǎn)工藝[D].大連:大連理工大全貧液較半貧液流程小(748.43<912.12m3/h學(xué),1996[2]秦旭東,等.淺談低溫甲醇洗和NHD工藝技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)對比釆用冋樣的4塊溢流浮閥塔盤進(jìn)行塔徑模擬計(jì)算J].化工技術(shù)與開發(fā),2007,36(4):35-42得岀全貧液流程與半貧液流程第53塊塔盤處所需〖3]卜令坤.低溫甲醇洗裝置設(shè)計(jì)工況全流程糢擬[J.科技視界,塔徑3.38<3.63m(450mm塔盤間距)、3.24<012(30):376,3933.48m(500mm塔盤間距),塔徑的大小趨勢與液4陳曉峰,等低溫甲醇洗系統(tǒng)模擬軟件界面開發(fā)[J.計(jì)算機(jī)與相負(fù)荷大小趨勢相同,液相負(fù)荷為此段塔操作的限應(yīng)用化學(xué),2004,21(4):547-551[5]謝東,等,原料氣調(diào)整后低溫甲醇洗工藝改造方案研究[J].大制條件。氮肥,2013,36(3):168-171(2)塔盤間距對塔徑有明顯影響,增大間距可6]徐先榮低溫甲醇洗工藝甲醇消耗高的問題探討[.氮肥技縮小塔徑,在工程設(shè)計(jì)時(shí)要綜合評價(jià)塔高與塔徑的術(shù),2009,30(3):22-2相對關(guān)系對設(shè)備造價(jià)的影響。因?yàn)橐合嘭?fù)荷作為7第欣,等低溫甲醉洗吸收塔的計(jì)算機(jī)模擬[J].煤炭轉(zhuǎn)化,操作的限制條件,增大塔盤間距可提高操作時(shí)降液013,36(1):89-9管中的存液高度,在同樣的溢流強(qiáng)度條件下,就可(8陳志奎,等合成氨甲醇洗流程模擬一 AspenPlu應(yīng)用范例[冂].化學(xué)工程,1999,27(3):52-5降低降液管面積,進(jìn)而可以縮小塔徑9]孫津生,等.低溫甲醇洗工藝流程模擬——甲醇洗滌塔的模擬(3)半貧液流程在半貧液加入盤作為分界點(diǎn)報(bào),2007,19(2):50-53可以分為兩段,采用不同的塔徑,以在工程設(shè)計(jì)時(shí)101中國煤化工溫甲醇洗系統(tǒng)優(yōu)化中的應(yīng)用降低吸收塔造價(jià),全貧液流程因所需塔徑逐盤變CNMHG1):50-55化,分段意義不大。[1]皮銀安,低溫甲醇洗相平衡模型和氣液平衡計(jì)算(1)——相平衡模型[J].湖南化工,1997,27(4):1-5.在半貧液流程中,第38塊塔盤計(jì)算所需塔徑[12]皮銀安.低溫甲醇洗相平衡模型和氣液平衡計(jì)算(2)——?dú)庖簽?.58m(450mm塔盤間距)/2.47m(500mm塔平衡計(jì)算[J].湖南化工,1998,28(1):15-18盤間距),第39塊塔盤計(jì)算所需塔徑為3.23m(450收稿日期:201409-21