乙醇胺捕集燃煤烟气二氧化碳工艺模拟

张亚萍

（山西铁道职业技术学院，山西太原 030000）

使用乙醇胺溶液捕集燃煤烟气中二氧化碳（CO2）是一项可利用的技术，在国内外均有很多实验与研究，但这套装置操作费用大，特别是再生塔中再沸器耗能巨大，限制了大规模商业应用［1-2］。本实验运用基于稳态化工模拟的流程模拟软件Aspen Plus 对某电厂400 MW 机组产生的烟气脱碳系统进行建模和仿真，优化捕集工艺过程，有效地指导装置设计和实际运行。

1 乙醇胺捕获CO2工艺流程

胺法脱碳典型流程如图1 所示，流程系统主要由两大设备组成，吸收塔和再生塔。乙醇胺水溶液和烟气中CO2在吸收塔内发生化学反应，CO2被吸收，系统采用循环回路，吸收后的富液在再生塔内加热得到再生，返回吸收塔循环使用。

图1 胺法脱碳工艺流程Fig.1 Process flow of CO2 capture by organic amine

烟气经脱硫脱硝后进入吸收塔底部，与塔顶流下的贫乙醇胺溶液逆流接触，乙醇胺捕获了混合气中的CO2，生成可溶性盐，净化后的烟气由塔顶排空，富胺液物流经泵加压和贫富液换热器进入再生塔解吸再生［3-4］。再生塔中，塔底再沸器产生的热量促使反应逆向进行，富乙醇胺溶液经加热使CO2解吸出来。解吸出的CO2经塔顶冷凝器，将水蒸气回流，得到高纯度气体，干燥压缩用于储存和运输［5］。富胺液再生后成为贫液，这时的贫液温度较高，需与吸收塔底的富液进行热交换，再经冷却器降温，送至吸收塔顶部循环吸收。

2 胺法脱碳模型建立的条件

2.1 物性方法选择

流程模拟软件Aspen Plus具有一套完备的物性系统，数据库中包括诸如纯组分、电解质水溶液、固体等各类数据模型，收集了几十种汽液平衡与液液平衡数据，可满足用户各种物性体系的计算模拟［6］。在Aspen Plus 中，乙醇胺（MEA）吸收CO2的主要反应过程见表1。

乙醇胺溶液捕获CO2过程选用ELECNRTL［7-8］模型计算电解质系统的热力学数据。ELECNRTL是电解质NRTL的活性系数模型，被Aspen Plus推荐用于模拟电解质溶液，气相物性数据通过Redlich-Kwong状态方程计算［9］。

2.2 流程模拟假设

由于乙醇胺吸收CO2过程发生很多化学反应，为减少模拟过程的复杂性，在模拟中做出以下几点假设。

1）乙醇胺回收CO2的过程，易与O2、CO2等发生化学降解与热降解，导致部分吸收剂丧失脱碳能力。MEA 与O2作用，先降解为过氧化物，再进一步氧化为氨基乙酸等；与CO2主要生成恶唑烷酮等［10］。因此溶剂中必须加入抗氧化剂，中断降解反应的进行。本实验模拟用到的胺溶液中不含抗氧剂，因此模拟过程不考虑乙醇胺液的氧化降解问题。

2）传统的胺法回收CO2存在设备腐蚀问题，主要由胺液与CO2反应生成的氨基甲酸盐及化学降解产物引起，吸收液中必须加入缓蚀剂以抑制腐蚀的发生。故本模拟过程也不考虑乙醇胺液对设备的腐蚀问题。

3）烟气经除尘和脱硫脱硝，主要成分为CO2、O2、N2、H2O，含有少量未完全脱除的SO2。

4）为简化模拟，工艺中不包括气体压缩及运输等过程。

2.3 单元操作模块的选取

乙醇胺捕集烟气CO2过程所用到的模块见表2，RateFrac 可模拟多级汽液精馏操作，其模拟的是实际的塔板，而不是经过平衡的理想模型，吸收塔和再生塔均可用这种模型，使模拟结果更接近操作情况［11-12］。

表2 模拟计算过程的单元操作模型Table 2 Unit operation models in simulation process

3 MEA捕集CO2工艺模拟

基于MEA 在工业脱碳应用的普遍性，本实验选取MEA 溶液模拟吸收与解吸流程，先进行单独的吸收塔和再生塔模拟，再对循环物流整合模拟。

3.1 单独的吸收塔模拟

单独的吸收塔模型流程图如2 所示，表3 与表4 分别列出了吸收塔中各流股参数和模块输入参数。

由表3～4 可知操作条件：吸收温度选择40 ℃，吸收塔操作压力为常压，LEANIN为MEA进料流股，由于在循环回路中，LEANIN 为再生塔底的贫MEA物流，而富MEA不可能完全再生，因此进料MEA中还含有CO2，CO2与MEA 的物质的量比称为贫液负荷，记为αlean。贫液负荷取决于再生塔底富液的再生程度，富液再生程度越大，塔底贫液含CO2量越少，αlean也越小［13］，实验选取αlean为0.28。结合图2和表3可知，FLUEGAS为烟气进料流股，其中CO2物质的量分数为0.184，GASOUT 为净化气流股，RICHOUT为富MEA流股。

图2 独立的吸收塔模型Fig.2 Model of single absorption tower

表3 吸收塔主要物流参数Table 3 The main stream parameters of absorption tower

吸收塔设备不需冷凝器和再沸器。关于进料约定，Above segment 是指在相邻塔级间引入物流，液体流0.000 065 股进入塔的第n级，气体流股进入上一级即n-1级，On segment 定义时，气液流股均进入指定级，因此FLUEGAS 进料位置应为Above segment 21或On segment 20（见表4）。

表4 吸收塔模块参数Table 4 Model parameters of absorption tower

单独的吸收塔模拟主要物流数据见表5。由表5可知，各流股温度、压力与入塔情况基本一致，LEANIN总物质的量流率为25.7 mol/s，MEA与CO2物质的量分数分别约为5.46×10-2与2.83×10-8，由于MEA与CO2的反应，MEAH+物质的量分数约为0.036，MEACOO-物质的量分数约为0.034；MEA也能吸收烟气中少量未脱除干净的SO2。净化气GASOUT中含少量MEA，物质的量分数为1.75×10-4，净化气中CO2物质的量流率为0.29 mol/s，原始烟气FLUEGAS中CO2物质的量流率为0.94 mol/s，则CO2回收率（θ）为：

表5 吸收塔主要流股数据Table 5 Main stream dates of absorption tower

烟气参数变化会影响CO2的脱除效果，在进料MEA参数与吸收反应条件不变的情况下，烟气体积流率增大，会导致烟气中CO2含量增加，CO2脱除率下降；烟气中CO2物质的量分数增大，烟气中CO2含量增加，同样也会导致CO2脱除率下降。

3.2 单独的解吸塔模拟

单独的解吸塔模型流程图见图3，表6为解吸塔中模块输入参数。由图3 可见，RICHIN 为富MEA进料流股，CO2OUT 为解吸得到的纯CO2流股，LEANOUT 为再生后的贫MEA 溶液，作为循环物流与吸收塔中LEANIN 流股相接。再生塔STRIPPER为一再沸汽提塔，塔底设有再沸器，产生的热蒸汽与RICHIN 流股逆流接触，CO2再生出来。塔顶设分凝器，塔顶蒸汽冷却后回流，将得到的再生气CO2收集储存。

图3 独立的解吸塔模型Fig.3 Model of single desorption tower

表6 解吸塔模块参数Table 6 Model parameters of desorption tower

解吸塔模拟主要物流数据见表7。解吸塔脱碳工艺指标是塔顶再生气CO2物质的量分数高于90%，本实验CO2OUT 中CO2物质的量分数为0.956，达到了设计要求。

表7 解吸塔主要流股数据Table 7 Main stream dates of desorption tower

3.3 泵与换热器模拟

MEA 捕获CO2流程中的泵与换热器模型如图4所示。

图4 泵与换热器模型Fig.4 Models of pump and heat exchanger

RICHOUT 为来自吸收塔的富MEA 溶液，经加压与换热，RICHIN 为送去解吸塔的富液，表8 为泵与换热器模块输入参数。

表8 泵与换热器模块参数Table 8 Model parameters of pump and heat exchanger

3.4 MEA吸收-解吸综合模拟

在单独的系统模型收敛的基础上，进行吸收-解吸的综合模拟，气液进料情况分别为：烟气流量为8.22 m3/min，其中CO2、N2、O2、H2O 物质的量分数分别为0.18、0.75、0.047、0.016，MEA 质量流量为2 311.3 kg/h，其中MEA物质的量分数为0.12。MEA捕集燃煤烟气中CO2的模拟结果为：CO2脱除率为69.3%，净化气中CO2物质的量分数为5.33×10-2，再生塔顶再生气CO2物质的量分数为0.956，基本达到了设计要求。

4 结论

1）使用Aspen plus对MEA吸收CO2过程进行模拟，入塔MEA总物质的量流率为25.7 mol/s，MEA与CO2物质的量分数分别为5.46×10-2和2.83×10-8；吸收完成后，净化气中含少量MEA，物质的量分数为1.75×10-4，CO2回收率为69.3%。2）对吸收富液再生过程进行模拟，塔顶再生气CO2物质的量分数为0.956。3）对MEA 吸收-解吸CO2过程进行综合模拟，得到净化气中CO2物质的量分数5.33×10-2，塔顶再生气CO2物质的量分数高于90%，基本达到了设计要求。