天然氣凈化工藝中解吸塔溫度的計算

摘 要

摘要：論述了天然氣凈化工藝中解吸塔溫度的計算方法：模擬解吸塔運行過程，用化學(xué)吸收法計算吸收量，用物理相平衡法求解塔底、塔頂填料層溫度。經(jīng)與相同裝置運行數(shù)據(jù)對比，相對誤差約
摘要：論述了天然氣凈化工藝中解吸塔溫度的計算方法：模擬解吸塔運行過程，用化學(xué)吸收法計算吸收量，用物理相平衡法求解塔底、塔頂填料層溫度。經(jīng)與相同裝置運行數(shù)據(jù)對比，相對誤差約為0.2%，效果較好。
關(guān)鍵詞：天然氣凈化；解吸塔溫度；相平衡
Calculation of Temperatures of Desorption Tower in Natural Gas Purification Technology
FAN Xue-jun，DU Jian-mei，JIANG Jian-zhi，CHANG Yu-chun
Abstract：Calculation methods of temperatures of desorption tower in natural gas purification technology are expounded. The operation process of desorption tower is simulated. the absorption amount is calculated by chemical absorption method，and the temperatures of filling layers at the top and bottom of desorption tower are calculated by physical phase balance method. The relative error is about 0.2% compared with the operation data of the equivalent equipment，and a good effect is achieved.
Key words：natural gas purification；temperature of desorption tower；phase balance
    天然氣液化前的凈化工藝包括脫硫、脫碳、脫水、脫汞等，其中以MEA等醇胺吸收原料天然氣中的CO2、H2S是個復(fù)雜的物理、化學(xué)過程，計算較為復(fù)雜，難以計算準(zhǔn)確。本文模擬解吸塔運行過程，用化學(xué)吸收法計算吸收量，用物理相平衡法求解塔底、塔頂填料層的溫度，收到較好的結(jié)果，經(jīng)與相同裝置運行數(shù)據(jù)對比，相對誤差約為0.2%。
1 已知條件
    以MEA低酸富液為例，解吸塔溫度計算模型見圖1，圖1中P(絕對壓力)的單位為MPa，T的單位為K。
   ① 原料氣酸氣含量(體積分?jǐn)?shù))
   CO2的體積分?jǐn)?shù)為0.0015，H2S的體積分?jǐn)?shù)為0.000005。
   ② 原料氣流量
   原料氣體積流量為10417m3/h。
   ③ 解吸塔操作壓力
   解吸塔塔底絕對壓力p3=0.15MPa，填料層阻力△p=0.006MPa，塔頂絕對壓力p4=p5=0.144MPa。
   ④ 富液入塔溫度
   富液入塔溫度T1=370K。
   ⑤ 排酸氣溫度
   排酸氣溫度T5≈0.5(T1+T4)=375K。
   ⑥ 重沸器顯熱段末端壓力
   重沸器顯熱段末端絕對壓力pc=0.1644MPa。
   ⑦ 吸收劑
吸收劑為MEA，其水溶液質(zhì)量分?jǐn)?shù)為15%。
 

2 入解吸塔富液組成
   按MEA對CO2、H2S化學(xué)平衡吸收數(shù)據(jù)計算吸收量，再以填料最小濕潤率要求作校核計算，取其大者。最后以Maddox平均數(shù)據(jù)計算貧液中CO2、H2S殘留量，最終可得富液各組分流量及組成。H2O、MEA、CO2、H2S的流量分別為329.329、17.140、2.452、0.175kmol/h，其摩爾分?jǐn)?shù)分別為0.943377、0.049099、0.007023、0.000501。
3 酸氣含量分界定義
   因富液中酸氣含量是決定其泡點的首要因素，故此處按富液中酸氣含量分為高、低酸2種富液。本文天然氣液化是針對管輸天然氣及煤層氣液化而言，其H2S含量均很低，故只以原料氣中CO2含量作為富液酸氣含量的分界線。
   高酸富液：原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)＞0.8%；低酸富液：原料氣中CO2摩爾分?jǐn)?shù)≤0.8%。
4 模擬解吸塔運行過程計算塔底溫度
   冷富液自塔頂進(jìn)入，依靠自重下降，熱重沸器氣化氣自塔底進(jìn)入，依靠自然對流而上升。二者在填料層中逆向流動，連續(xù)進(jìn)行接觸傳熱、傳質(zhì)過程。在解吸塔內(nèi)自上而下溫度、壓力均在上升，然而由于溫度升高梯度較大，相對而言壓力升高梯度較小，方使解吸塔內(nèi)的解吸過程得以持續(xù)順利完成。
   為便于計算，可將填料層的溫度以線性規(guī)律等分成若干個溫度段，同樣以線性規(guī)律將流動阻力等分成若干段。
4.1 必要數(shù)據(jù)的初設(shè)值
    可參照運行裝置數(shù)據(jù)或按下述數(shù)據(jù)設(shè)定：
    ① 塔底溫度
    對于MEA溶液，T2=385.4K。
    ② 塔頂填料層
    對于MEA低酸富液，T4=381.5K，CO2增加則T4下降；對于MEA高酸富液，T4=380K，CO2增加則T4下降。
   ③ 排酸氣溫度
   對于MEA溶液，T5≈375K。
4.2 分段做相平衡計算求T2
    ① 分段
    以MEA富液為例，△T=T2-T4=3.9℃，以0.1℃為步長，共分39段，每段流動阻力△p=0.00015MPa/段。
   ② 分段做相平衡計算
   第1段：以入塔富液段作第1段p(1)、T(1)條件下相平衡計算，并以相平衡求得的氣、液分率計算各組分的氣、液相流量。
    以入塔富液在p(1)、T(1)條件下相平衡的氣相組成作塔頂p5=0.144MPa、T5=375K條件下的相平衡計算，并求出各組分的氣、液相流量。
    以入塔富液在本段p(1)、T(1)條件下相平衡的液相流量與其氣相在p5、T5條件下相平衡結(jié)果計算的液相流量，以及重沸器氣化氣在本段的冷凝液流量混合相加，并求出三者混合后的摩爾分?jǐn)?shù)，即為下段需解吸的富液組成。
    第2段：以上段計算所得的富液在本段p(2)、T(2)條件下作相平衡計算，并求得各組分氣、液相流量。
    以p(2)、T(2)條件下相平衡的氣相組成作塔頂p5、T5條件下相平衡計算，并求得各組分氣、液相流量。
    以本段富液在p(2)、T(2)條件下相平衡的液相流量與其氣相在p5、T5條件下相平衡結(jié)果計算的液相流量，以及重沸器氣化氣在本段的冷凝液流量混合相加，并求出三者混合后的摩爾分?jǐn)?shù)，即為第3段需解吸的富液組成。對在p5、T5條件下相平衡中氣相CO2物質(zhì)的量作逐段累加計算。
    ……，如此逐段計算直至第n段。
    第n段，以第n-1段計算所得的富液在本段p(n)、T(n)條件下作相平衡計算，并求得各組分氣、液相流量。
    以p(n)、T(n)條件下相平衡的氣相組成作塔頂p5、T5條件下相平衡計算，并求得各組分氣、液相流量。若排酸氣中CO2累積量≥原料氣中CO2含量，則解吸合格，終止計算。
    以本段p(n)、T(n)條件下相平衡的液相流量與其氣相在p5、T5條件下相平衡結(jié)果計算的液相流量，以及重沸器氣化氣在本段的冷凝液流量混合相加，并求出三者混合后的摩爾分?jǐn)?shù)，此即為解吸合格的貧液組成，下落液體流出填料層，落入塔釜，溫度不再升高，氣化率為0，在塔底壓力下的溫度等于貧液的泡點，即所求的塔底溫度T2。將T2與設(shè)定值相比較，誤差小于規(guī)定值則為合格。
4.3 高、低酸富液的差異
    高酸富液在低壓解吸條件下入塔溫度通常已高于泡點，故入塔便已在解吸。MEA低酸富液入塔溫度低于泡點，故有較長溫段富液只受熱升溫而不解吸，為此需先按各溫度壓力找泡點所在溫段，此后各溫段方有解吸過程。故低酸富液應(yīng)分成升溫段和解吸段，對于高酸富液均處于解吸段。
4.4 計算塔底溫度負(fù)誤差分析
    ① 第1段
    此段是以入塔富液作解吸對象，實際上富液噴入塔即已與塔頂空間上升氣流相遇，富液升溫，上升氣降溫冷凝，冷凝液與入塔富液混合，故進(jìn)入填料層第1段的富液組成并非入塔富液組成。
    ② 第2段
    本文算法的富液未計算本段塔頂空間冷凝液。
    ③ 此下各溫段均不包括與之相鄰段以上的冷凝液，這些新冷凝液下落過程均將不斷地發(fā)生升溫、相變解吸過程。若將這些計入，則計算變得十分煩雜，然而收效并不大。
    ④ 為簡化計算，計算中未計入重沸器氣化氣的冷凝液，由此將引起的絕對誤差＜+0.5℃，相對誤差約為0.10%～0.15%。
5 計算重沸器循環(huán)量
    通過解吸塔熱平衡方程求解重沸器循環(huán)量。
    富液解吸需熱量為：
    ФⅠ=q2h2+q5’h5’-q1h1
   重沸器供熱量為：
    ФⅡ=q(h3-h2)-q5”h5”
式中ФⅠ——富液解吸需熱量，kW
    q2——貧液去吸收塔流量，kmol/s，第n段相平衡給出
    h2——貧液去吸收塔比焓，kJ/kmol，按塔底p2、T2計算
    q5’——富液外排酸氣流量，kmol/s，設(shè)定T5，由相平衡求得
    h5’——富液外排酸氣比焓，kJ/kmol，按設(shè)定p5、T5計算
    q1——富液入塔流量，kmol/s
    h1——富液入塔比焓，kJ/kmol，按入塔溫度、壓力計算
    ФⅡ——重沸器供熱量，kW
    q——重沸器循環(huán)流量，kmol/s
    h3——重沸器氣化氣入塔比焓，kJ/kmol，按入塔壓力p3=p2、氣化率為0.1計算
    q5”——重沸器外排酸氣流量，kmol/s，設(shè)定T5，由相平衡求得
    h5”——重沸器外排酸氣比焓，kJ/kmol，按設(shè)定p5、T5計算
當(dāng)供需熱量平衡，即ФⅠ=ФⅡ時，有：
 
式中q5”、h5”與待求量q相關(guān)，但由于q5”很小，僅約占q5(q5=q5’+q5”)的0.3%，q5”h5”也僅約占(q2h2-q1h1)的0.4%，將其略去，上式變成：
 
    由于q是影響解吸塔解吸效果的首要因素，加之上述計算誤差對塔底溫度而言均為正誤差，反映在熱負(fù)荷上均是偏小的，另外計算中未計熱損失，為可靠起見，計算出的q應(yīng)乘以1.2的系數(shù)作為重沸器的循環(huán)量。
6 計算填料層頂?shù)臏囟?/span>
    通過塔頂空間熱平衡計算來求解填料層頂?shù)臏囟取?/span>
    富液自入塔至填料層頂升溫需熱量為：
    ФⅢ=q1(h1-h4)
    塔頂填料層上升氣冷凝放熱量為：
    ФⅣ=94(h4’-h5’)
式中ФⅢ——富液自入塔至填料層頂升溫需熱量，kW
    h4——富液在填料層頂?shù)谋褥?，kJ/kmol
    ФⅣ——填料層頂上升氣流冷凝放熱量，kW
    Q4——富液及重沸器氣化氣在填料層頂未凝
    氣流量之和，kmol/s
    h4’——富液及重沸器氣化氣在填料層頂未凝氣混合后，在p4、T4(氣化率=1)下的比焓，kJ/kmol
    h5’——富液及重沸器氣化氣在填料層頂未凝氣混合后，在p5、T5下的比焓，kJ/kmol
    h5’是在設(shè)定正條件下的比焓，由于塔頂空間小，且無填料，沒有足夠的換熱條件，其換熱不可能充分，則可判斷T5必處于T1～T4范圍，具體數(shù)據(jù)可參照運行裝置估算，如無運行數(shù)據(jù)，可按下式設(shè)定。
    T5=0.5(T1+T4)
    上式中T4按ФⅢ、ФⅣ方程擬合曲線求交點的方法求取，ФⅢ、ФⅣ與死的關(guān)系見圖2。若所求交點溫度乃滿足熱平衡方程ФⅢ=ФⅣ，則T4即為填料層頂溫度。
 

7 計算結(jié)果
    將上述計算過程編程，按本文中給定的已知條件，計算結(jié)果如下。
   塔底溫度：T2=385.4K。
   塔頂填料層溫度T4=380.5K。
   重沸器氣化10.0%的入塔溫度：T3=385.6K。
   CO2解吸量：0.7693kmol/h。
   貧液組成(摩爾分?jǐn)?shù))：
  
   排出酸氣流量：2.4758kmol/h。
   酸氣組成(摩爾分?jǐn)?shù))：
   
   貧液出口流量：346.9125kmol/h。
 
(本文作者：范學(xué)軍 杜建梅 蔣建志 常玉春 中國市政工程華北設(shè)計研究總院 天津 300074)