醇胺法是天然气脱除酸性气体的主导工艺之一, 具有操作压力的影响小、工艺成熟等优点[1, 2]。随着人们对节能减排的重视, 以MDEA法为代表的选择性脱硫工艺发展很快。但在天然气液化等场合, 不仅脱硫要求高, 而且要求深度脱碳。将MDEA能耗低与DEA对CO2净化效果好的优点相结合的混合胺法得到人们重视, 并在中海油珠海LNG项目中得到成功应用[3, 4]。醇胺法脱硫及MDEA的选择性脱硫工艺己经非常成熟[2, 5, 6], 但混合胺法用于深度脱碳时工艺参数及胺液配比应如何选择, 目前尚未见公开报道。本文利用HYSYS对混合胺法深度脱碳进行了模拟和工艺参数优化, 所得结果对类似项目的建设有一定的指导意义。
一种典型的混合胺法深度脱碳的工艺流程如图 1所示。原料天然气进入MDEA吸收塔下部与混合胺溶液接触, CO2被胺液吸收, 净化后的天然气从塔顶流出。吸收了大量CO2的富MDEA溶液经节流、闪蒸后, 进入贫/富胺液换热器加热到104℃, 再从中上部进入MDEA再生塔。塔底再沸器将胺液加热至122℃使胺溶液沸腾、蒸发, 从而实现富胺液的再生。贫胺液至贫/富胺液换热器回收热量, 再经过空冷器冷却进入吸收塔, 完成整个循环。
在此工艺流程中, 影响能耗与净化效果的工艺参数主要有:吸收塔和再生塔的理论塔板数、再生塔压力、再生塔回流比、再沸比、胺液循环量以及胺液中DEA和MDEA的比例。对于给定的脱碳系统, 可以认为吸收塔和再生塔的质交换能力是给定的, 本文各取为5块理论塔板。由于再生塔压力越低, 再生效果越好, 所以在满足流动要求的前提下, 再生塔顶压力取为30 kPa, 塔底压力取为90 kPa (均为表压)。可调整优化的设计变量有:胺液循环量、再沸器加热功率以及胺液配比, 其中回流比主要影响再生塔顶排放气体所产生的损耗。在讨论胺液配比时, 胺液的浓度必须考虑到其对装置的腐蚀, DEA腐蚀性比MDEA强, 因此一般纯DEA溶液质量分数不超过30%, 而MDEA可以取为50%~55%[6, 7]。本文以两者线性叠加的原理确定以下6种胺液配比, 如表 1所示(质量分数)。天然气的组分如表 2所示。
约束条件有两个, 一是保证净化后天然气中的CO2浓度, 二要使再生塔顶排放气体导致的损耗近似相等, 所以应满足:
以再沸器的加热功率为目标函数, 优化的策略如图 2所示。其中工艺流程的模拟采用HYSYS进行, 物性包选用“Amine Package”, 并采用K-E模型。
不同配比胺液的再沸器功耗与胺液循环量的关系如图 3所示。从图 3中可以看出, 随着胺液循环量的减少, 达到相同净化效果所需的加热功耗开始时随之减少。但当吸收塔内胺液的酸气负荷接近其极限负荷(不同胺液的酸气负荷随胺液循环量的变化如图 3所示)时, 所需的加热功耗最小, 再减少胺液循环量, 加热功率会急剧上升。应该指出, 优化的目的不是按再沸器加热功耗最小的工况点来操作脱碳装置, 因为实际生产中原料气的CO2负荷和系统运行工况都会发生变化, 装置的操作必须留有足够的弹性和余量[5, 6, 8]。如图 3所示, 当胺液循环量略小于极限循环量时, 脱碳装置的工作情况会急剧恶化, 并可能因脱碳不合格使整座工厂停产。本文对极限工况的计算, 目的是使装置设计者能清晰地了解并合理掌握脱碳系统的设计裕量, 从而在经济性和安全性间取得良好的平衡。此外这一计算结果还可以作为胺液配比优化的依据。
比较不同配比胺液的净化效果可以看出, 胺液中DEA含量越高, 则所需胺液循环量越小, 在吸收塔中所能达到的酸气负荷越大, 这是因为DEA对CO2的吸收效果要远好于MDEA。但是相同胺液循环量下DEA的功耗比MDEA大, 而且考虑到腐蚀, DEA溶液中的胺浓度要低于MDEA。在这两方面因素的综合作用下, 随胺溶液中DEA含量的增加, 极限状况下的加热功率先减少而后上升, 如图 5所示。当胺液中DEA含量在10%~13% (质量分数)时, 总的功耗最小。因此可以认为采用这样的胺液配比, 净化CO2的综合效果最佳。此外DEA含量的增加有利于脱碳纯度的增加, 而MDEA含量的增加有利于低脱碳要求时减少加热功率。
本文采用HYSYS对混合胺法深度脱碳进行了模拟和优化研究, 得到如下结论:
(1) 开始时随着胺液循环量减少, 达到相同净化效果所需的加热功率不断减少, 但在接近其极限酸气负荷时, 再减少胺液循环量加热功率会急剧上升。
(2) 考虑到脱碳装置运行的稳定性, 实际装置不应在最小加热功率的工况点运行, 但可以据此确定装置设计的裕量, 也可以此为依据对胺液配比进行模拟优化。
(3) 当胺液中DEA含量在10%~13% (质量分数)时, 达到相同深度脱碳效果时所需的加热功率最小。
2010, Vol. 39 Issue (4): 297-299
2010, Vol. 39 Issue (4): 297-299