基于非平衡级速率模型的低温甲醇洗吸收塔模拟研究

0年10月Oct 201033卷第5期Iarge Scale Nitrogenous Fertilizer IndustryVol, 33 No 5基于非平衡级速率模型的低温甲醇洗吸收塔模拟研究杨亭!王东岩2关威1张双双1常虹!张述伟11.大连理工大学化工学院,辽宁大连,116012;2.陕西延长石油集团榆林煤化公司陕西榆林,719000摘要针对低温甲醇洗吸收塔的特点,建立了采用新物性计箅方法的非平衡级速率模型,与传统采用PSRK( Predictive Soave- Redlich- Kwong)物性计算方法的平衡级模型模拟结果和实际生产数据进行对比,对低温甲醇洗吸收塔进行模拟研究。研究表明:通过采用新的物性计算方法并优化物性组分参数,非平衡级速率模型较好地反映了实际工况,证明该模型可以应用于低温甲醇洗系统的工艺计算、实际生产的模拟分析以及操作条件的优化,为此装置设计提供可靠技术支持关键词低温甲醇洗吸收塔非平衡级速率模型参数优化近年来,随着我国煤化工热潮的掀起,工业上有收敛速度快、适应强非理想系物系的特点,但对脱硫脱碳的方法很多,其中冷法以低温甲醇洗迭代初值有严格的要求,且计算量大。非平衡级Rectisol为代表,热法以聚乙二醇二甲醚法 Selexol速率模型将分离过程视为一个速率过程,取代了工艺最为著名。低温甲醇洗技术是20世纪50年平衡过程,基本假设是在塔板上气液相主体并不代由德国林德公司和鲁奇公司共同开发的一种气处于平衡状态,相平衡仅存在于气液相界面处。该体净化方法,目前全世界共有低温甲醇洗装置几模型直接用传质、传热速率方程表征传递过程,从十余套。低温甲醇洗工艺净化方法是一种典型的内在的传递过程机理来揭示精馏特性,避免使用物理吸收酸性组分的方法,其优点如下:吸收能级效率和等板高度(HETP)等难以确定的量,可更力大,可以同时脱除HS、CO2等多种有害组分;净准确预测塔内的浓度、流量和温度分布,为精馏分化度高,净化气体中含硫量小于0.000%,CO2含离过程的设计和模拟开辟了新的道路。本文以某量小于000%;吸收选择性好,低温时HS和CO2厂低温甲醇洗吸收塔实际生产数据为依据,采用在甲醇中的溶解度大吸收溶液的循环量小;甲醇非平衡级速率模型,并采用新的物性计算方法及的热稳定性和化学稳定性很好,吸收酸性气体后修正物性组分参数,准确地模拟了低温甲醇洗工不发生降解;在低温下甲醇黏度小,具有良好的传艺系统的吸收塔,为该系统的工艺模拟提供了重热和传质性能。低温甲醇洗工艺净化法被广泛应要的技术支持。用于以渣油或煤为原料的制氨以及城市煤气化等工业上,对该工艺的准确模拟对于实际工厂操作1非平衡级模型和设计至关重要。速率平衡过程视为质量和热量的速率传递过长期以来,化工分离设备的设计与模拟仍以程,双膜理论被考虑在气液相之间,平衡条件仅仅平衡级模型为主,通过板效率和等板高度对计算假设在它的界面处,膜中的质量和热量计算需考结果进行校正。而板效率和等板高度这些因素往虑板式塔或填料塔的特点、气液量负荷、不同的传往不能由理论方法确定,使得其用于实际操作和设计时受到很大限制“1985年 Kirshnarllurthy等收稿日期:201003-10;收到修改稿日期:2010-10-15。建立了在传质速率方程基础上的非平衡级速率模T艺专业在读横土,联系电话1198930mme型,并使用 Newon- RaphSon法进行求解,该方法具hoe中国煤化工CNMHG2010年第33卷递性质等8。非平衡级速率模型假设:①稳态操作;于计算传质传热系数和相间面积关系式的计算方②气相到达上一级前完全混合,液相为全混流;③法正确与否,是决定该塔模拟计算是否正确的关在相界面上气液两相达到相平衡;④在每一级塔键。模型中界面面积因子、热传递因子以及滞留比板上传质速率相等。其非平衡级速率模型建立如例因子需要不断地调整。本文对该吸收塔精馏过图1所示。程中的传质系数计算采用ACHE(1958)9关联式,传热系数计算采用 Chiltion and Collum0关联式相界面积计算采用 Scheffe and weiland关联式Tr2实际工况模拟气相液相21工艺流程典型的低温甲醇洗流程包括吸收塔、闪蒸罐、汽提塔和甲醇再生塔。其中吸收塔作为低温甲醇洗系统的核心设备,承担着脱除工艺气体中HSCO2的任务。变换气依次通过吸收塔的脱硫段和脱碳段,最终HS和CO2的摩尔分率可满足如下设图1非平衡级速率模型计控制指标:H2S含量小于0.00001%,CO2含量非平衡级速率模型对于板式塔或填料塔,认于0.001%。从吸收塔塔顶出来的净化气大部分去为它由一序列非平衡段组成。对每一非平衡段可甲醇合成或者氨合成,部分去城市煤气系统。以写出模型方程组如下吸收塔分为4段,最下段(B1)为脱硫段,其余物料平衡方程3段(B2、B3、B4)为脱碳段。在脱硫B1段原料气经气相F+VyH-V,+N=0(1)富含CO2的甲醇液(11号流股)洗涤,脱除HS液相F+Lx-Lx,+M=0COS和部分CO2等组分后进入脱碳B2段脱除传质速率方程CO2,进入脱碳段的气体不含硫,接着继续进入脱碳B3段进一步脱除CO2组分。从脱碳B3段顶部气相N∑6m(m-)mEN=0(3)出来仍含有部分CO2的气体再进入脱碳B4段,在脱碳B4段塔顶用贫甲醇液(4号流股)洗涤,净化液相N∑m(x-x,)x∑N=0(4)气(3号流股)由塔顶引出。吸收塔中间设有两个中膜界面汽液平衡方程:y-Kx=0(5)间冷却器(E1和E2),分别冷却富甲醇液5号和7号流股。该吸收塔如图2所示液膜能量平衡方程:Q-Q=0(6)气膜能量平衡方程:Q-Q=0界面摩尔分率归一化方程∑y-1=0,∑x-1=0(8)与传统平衡级模型不同,非平衡级速率模型将分离过程视为质量和热量的速率传递过程,并非平衡过程。该方法包含气液相传质传热平衡模B型、用于确定相间传递速率的气液相传质传热速率模型、表面气液平衡关系式和用于计算传质传热系数和相间面积的关系式。吸收塔流稈在采用非平衡级速率模型的计算中,气液相中国煤化工传质传热平衡模型、用于确定相间传递速率的气22原料气组CNMHG液相传质传热速率模型、表面气液平衡关系式、用进入该系统的原料气2号流股中,除含有N2和第5期杨亭等.基于非平衡级速率模型的低温甲醇洗吸收塔模拟研究H2之外,还含有CO、HO、HS和CO2等杂质。原料气组成见表1。表1原料气组组成(摩尔分数),%温度/K压力/MPanol. h- CHOHH,2647.616152.662.422.5223物性计算方法选择经验进行估测。非平衡级速率模型的模拟避免了物性计算方法是否恰当,直接影响到计算结这些不确定的因素,直接计算相流动接触间的质果的精确,进而影响模拟结果的准确性。针对本量、热量传递。该模型的模拟远比平衡级模型要复文低温甲醇洗系统吸收塔的特点,发现传统平衡杂,需要提供相应塔的结构数据,并且可以同时进级模型采用PSRK物性方法计算的其吸收塔体系行塔的水力学计算。其流程建立的单元操作模型有诸多误差,比如液相密度、焓以及相平衡。本文见表3。在对吸收塔采用非平衡级速率模型的同时,采用表3非平衡级速率模型中用到的单元操作模块新的物性计算方法并通过修正其物性组分参数13来计算其蒸汽压、液相密度和相平衡。然后以工厂塔板数提供的实际生产数据(见表2)为依据,将塔底1号塔板类型扁平泡罩扁平泡罩扁平泡罩齿形泡罩塔径/mm24502450流股的模拟结果与实际生产数据做对比,从而确泡罩直径/定吸收塔模拟的物性计算方法。塔板型式单流道双流道双流道双流道表21号流股的模拟结果与实际数据对比溢流堰高/mm1号流股计算值物性计算方法实际值2.5模拟结果PSRK新物性2660通常教硏室在对低温甲醇洗系统的模拟硏究采压力/MPa76177617用ⅣSRK物性方法及传统平衡级模型,与其他方法密度/kgm相比,模型结果与实际值较吻合214,但也存在一黏度/g0.0040.006定的误差。因此,在教研室原来模拟研究的基础热力学导热系数/W·m2k10.3940.1500.147上,本文继续研究探讨,能否采用其新物性方法和表面张力/mN·m18.06518.20117.829非平衡级速率模型模拟,使其模拟结果与实际生从表2可以看出,采用新物性计算方法,塔底产数据的误差更小。对吸收塔(图2)的模拟研究1号流股的温度偏差008%,密度偏差3.31%,黏中,本文建立了两种模型,模型Ⅰ为吸收塔Bl度偏差333%,热力学导热系数偏差204%;而采B2、B3段釆用新物性计算方法和非平衡级速率模用PSRK物性方法的计算值与实际数据相比,其结型,B4段由于其贫甲醇溶液(4号流股)的进料温果相差很大,如温度偏差0.19%,密度偏差度为-57.7℃,而该塔的塔压为75.5MPa,因此属于14.38%,黏度偏差83.3%,热力学导热系数偏差非常典型的高压低温体系,所以该段仍采用PSRKl6803%。因此,从采用新物性计算方法和PSRK物性方法和非平衡级速率模型;模型Ⅱ为吸收塔物性分别计算出的流股结果与实际值的比较可以全流程(包括B1、B2、B3、B4段)全采用PSRK物性看出,采用新物性计算方法得出的流股密度、黏方法和传统平衡级模型进行模拟研究度、导热系数以及表面张力值同实际值非常吻合,通过采用新的物性计算方法并优化物性组分说明该新物性计算方法相对于PSRK物性方法更参数以及模型参数,将该模型Ⅰ应用到吸收塔适合低温甲醇洗体系计算。的模拟中,得岀各个流股和该塔的模拟计算结果24非平衡级速率模型的单元操作模块将其模拟结果与模型Ⅱ的计算结果及实际生产数在传统平衡级模型的模拟计算中,常需要应据对比,结果如表A听用板效率和HETP等因素来评价板式塔和填料塔从表4可见中国煤化工0、H,O的性能。而对于板效率和理论级当量高度这些因HS的组成含量CNMHG算结果素来说,往往没有理论的方法来确定,只能靠实际非常相近,并且两种计算结果与实际值都能很好2010年第33卷地吻合。而对于流股的温度、流量和流股中其他组为0.08%、温度偏差为0.2K、CO2纯度偏差为分含量来说,两种模型的计算结果存在一定的差0.15%;塔顶气相流率(3号物流)偏差为0.09%、温距。而模型Ⅰ的计算结果同实际生产数据非常吻度偏差为0.1K、H2纯度偏差为0.08%;侧线11号合,模型Ⅱ的计算结果同实际值相差较大。采用模物流流率偏差为0.2%、温度偏差为0.3K、CO2纯型Ⅱ计算时,除塔底物流1号流股和塔顶净化气3度偏差为0.52%;侧线7号物流流率偏差为号流股的计算值与实际值很接近外,其余流股的0.02%、温度偏差为36K、CO2纯度偏差为1.32%;计算值与实际值都有一定的差距,如塔段循环物侧线5号物流流率偏差为θ.08%、温度偏差为3.9流5号和7号流股数据与实际值相差较大,特别K、CO2纯度偏差为3.25%。并且,由表2可以得知是流股中组分CO2的含量。采用模型Ⅰ对流股的密度、黏度、导热系数等物性采用模型Ⅰ对低温甲醇洗的吸收塔进行模拟值进行模拟计算时,其结果与实际值也都符合良计算,各流股的温度、压力、流量以及关键组分的好。这说明模型Ⅰ充分反应了该实际工况,并证明摩尔组成值都与实际值非常吻合。例如,由模型Ⅰ模型Ⅰ对低温甲醇洗的模拟是可行的,为后续低得计算结果,吸收塔塔底液相流率(Ⅰ号物流)偏差温甲醇洗系统流程模拟奠定了基础。表4模拟结果与实际值对比模型I2660311160.65103360.0090.0010.0010.00际值26623109.10.6500.00模型Ⅱ26573110.70.6430.0110.0000.0000.0020.000模型I216.13970400000.0000.9530.0380000.0020.0000.0053966.60.0000.0000.95300370.0000.0020.0020.0000.006模型Ⅱ2160395320.0000.000.0000.005模型I2493482970.86实际值2532483380860.1260.0080.0000.0000.0030.000模型Ⅱ234.2446320932005200110.00100000.00000000.0030.001模型254.35431.90.7660.210.0ll0.0010.0000.0030.000际值250.75404.50.7700.2170.0090.0000.0000.0030.000模型Ⅱ25305104,20.81500010.0010.0000.0000.0000.0030.000模型I267.06314.106590.30.0090.0000.0020.000实际值2667631290.6600.3270.0090.0010.000.0000.0020.00模型Ⅱ263.8627590.6640.30.0010.0000.0000.0020.000模型I267.0306860.6590.3280.0090.0000.0000.0020266.73061.80.6600.3270.0090.00模型Ⅱ26383012.50.6640.3210.01100010.0000.0000.0000.0020.0003结论的借鉴意义。通过以上模拟分析,可得出以下结论3)和传统平衡模型模拟相比,采用非平衡级1)在流程模拟中,选择合适的物性方法是决速率模型模拟的计算求解和收敛难度增大。非平定模拟结果准确的关键。本文通过釆用新的物性衡级速率模型的模拟避免了使用平衡级模型中难计算方法并优化物性组分参数,使其液相密度、黏以准确计算的板效率和HETP,其模拟计算的精确度、导热系数以及相平衡的计算准确,从而建立了度和可靠性增加,调整参数比平衡级复杂,更接近低温甲醇洗系统的热力学模型实际工厂数据。2)实际工况的模拟表明:应用新的物性计算符号说明方法,采用优化参数后的非平衡级速率模型,低温中国煤化工甲醇洗系统吸收塔的模拟结果与实际值符合良aINCNMHG好,对低温甲醇洗后续系统的模拟和优化有很好k-传质系数,kmol/(mh第5期杨亭等.基于非平衡级速率模型的低温甲醇洗吸收塔模拟研究301L—液相流量,kmohmponent Separation Processes. AIChE J, 1985, 31(3)N一传质通量,kmo/h449~464K一相平衡常数6王峰,赵宁,李军平等.采用非平衡级模型模拟催化精馏过Q一热负荷,J/h程的研究.石油化工,2007,36(11):1128-1133气相流量,kmol/h7徐伟齐,汤志刚,周长城等.非平衡级模型用于SO2化学吸收过一液相摩尔分数程的模拟清华大学学报,2003,43(12):1616-16198 Al-Baghli NA, Pruess SA, Yesavage VF, et al. A Rate-based Mody一气相摩尔分数el for The Design of Gas Absorbers for The Removal of CO2 and上标H Using Aqueous Solutions of MEA and DEA. Fluid Phase E-L—液相quilibria,2001,185(1-2):3l-43V一气相9 AIChE Bubble Tray Design Manual: Prediction of fraction相界面Efficiency. American Institute of Chemical Engineers, New York下标i,m一组分10 Taylor R, Krishna R Multicomponent Mass Transfer. Wiley-Inter-塔板数science, New York, 199311 Scheffe rd, Weiland RH. Mass Transfer Characteristics of valve参考文献1杨谊,张述伟,陈晓峰.“煤代油”低温甲醇洗工艺流程改造方Trays. Ind. Eng. Chem. Res, 1987, 26(2): 228-23612关威,张述伟,管凤宝等.城市煤气低温甲醇洗系统净化工案的研究.大氮肥,2004,27(5):192~295模拟与改造研究.化肥设计,2006,44(6):17-212张述伟,胡乃平,王长英等.用低温甲醇洗净化不含硫原料气的3 Poling B, Prausnitz J. O Connell J. 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