40000Nm3h變換氣MDEA法脫碳車間工藝設(shè)計含2張CAD圖
40000Nm3h變換氣MDEA法脫碳車間工藝設(shè)計含2張CAD圖,nm3h,換氣,mdea,脫碳,車間,工藝,設(shè)計,cad
一種解決用MDEA水溶液吸收CO2模型的新方法
鐘戰(zhàn)鐵，李偉，施耀，何鋒和周明華
中國，杭州310027，浙江大學(xué)，環(huán)境工程系
摘要 拍攝方法和差分方法被用于用MDEA水溶液吸收CO2的數(shù)模擬。這表明，這些方法可用于穩(wěn)態(tài)模型，該模型可以用帶有兩個邊界值的微分代數(shù)方程表示。這個方法不僅使獲得MDEA系統(tǒng)濃度分布成為可能，而且還揭示了CO2表面濃度對增強因子的影響。有了這個數(shù)值模擬，多組分?jǐn)U散和反應(yīng)的傳質(zhì)過程能得到更好的理解。
1 引言
像用醇胺吸收CO2和用堿溶液吸收H2S之類的化學(xué)吸收廣泛應(yīng)用于工業(yè)。有必要使用傳質(zhì)速率模型，這可以采用著名模型，滲透和表面更新理論的形式，來預(yù)測化學(xué)反應(yīng)對吸收過程的影響。然而，一般反應(yīng)方程的模型常伴隨有非線性普通或偏微分方程。由于很難得到它們的解析解，數(shù)值解就認(rèn)為是不尋常的。佩里和皮福德，科里斯等和費斯泰赫等，研究了有關(guān)計劃涉及一個反應(yīng)模型的數(shù)值方法。格拉斯卡克和羅謝爾，翰格威徹等和林克等通過使用代碼DASSL和DDASSL得到了多組分?jǐn)U散和反應(yīng)的解決方案。然而，這些代碼有些局限性。例如，他們只能用于初值問題，以及需要嚴(yán)格的方程形式。
用MDEA水溶液吸收CO2是一個典型的伴有多組分反應(yīng)的傳質(zhì)過程。模型理論的基礎(chǔ)上，這個過程可以表示為帶有兩點邊界值的微分代數(shù)方程組。雖然那個模型被認(rèn)為是一個簡單的模型之一，但要解決這個問題是不容易的。為了獲得描述這種傳質(zhì)速率模型的可行方法，在這個文件中用兩個不同的數(shù)值方法來解決這個問題。
2 用MDEA吸收CO2的模型
CO2溶于一個三級醇胺—MDEA的水溶液時會發(fā)生如下反應(yīng)【5】
(1)
(2)
(3)
(4)
(5)
因為在模擬條件下水合氫離子的濃度很低，所以反應(yīng)（5）可以忽略不計。為方便起見，對化學(xué)物質(zhì)的濃度表示為：cl=[CO2]，c2=[MDEA]，c3=[MDEAH+]，c4=[HCO3-]，c5=[OH-] 和 c6=[CO32-]。液體體積濃度表示為(i=1,2,3,…,6)。這樣，可得到下面的方程。
所有碳（從CO2）守恒：
（6）
所有MDEA守恒：
（7）
電中性平衡：
（8）
所有的反應(yīng)處于平衡狀態(tài)
（9）
表 1 MDEA系統(tǒng)的模擬參數(shù)
參數(shù)
方程
溫度范圍，K
參考
k1
k1=4.01×108×e-5400/T
293—353
Ko and Li[9]
k2
lg k2=13.635-2895/T
273—313
Pinsent et al.[10]
K5
lgK5=8909.483-142613.6/T+
4229.195lgT+9.7384T-0.0129638T2
+1.15068×10-5T3-4.602×10-9T4
293—573
Oloffson and Hepler[11]
K2
lg (K2K5)=179.648+0.019244T-
67.341lgT-7495.441/T
293—523
Simulated from the data of Read[12]
K3
lg(K3K5)=6.498-0.0238T-2902.4/T
293—323
Danckwerts and Sharma[13]
K4
lg(K4K5)=14.01+0.018T
298—333
Barth et al.[14]
K1
K1=K2/K4
293—323
DMDEA
DMDEA=1.739×10-9μ-0.569842T
Hagewiesche
et al.[5]
(10)
(11)
前兩個反應(yīng)的反應(yīng)速率都有限，其如下：
(12)
(13)
下面的方程描述擴散/反應(yīng)過程：
CO2守恒
(14)
所有碳（來自CO2）守恒
(15)
所有MDEA守恒
(16)
電中性平衡
(17)
假設(shè)快反應(yīng)（3）和（4）處于平衡態(tài)
(18)
(19)
用來描述模型的是方程（14）—（19），以及以下兩個邊界條件：
在 y=yL 處， （20）
在y=0處 ，假定沒有氣相傳質(zhì)阻力，則
（i=2,3，…，6）， （21）
一些模型參數(shù)的表達式見表1。
一氧化二氮類比方法用來估算二氧化碳在MDEA水溶液中的溶解度（H1）及擴散系數(shù)（D1）[15]。MDEA溶液的粘度可從Al-Ghawas等[5]的工作中得到，而且假定其他物質(zhì)的離子擴散系數(shù)等于MDEA的[5]。
在T=318K時，由格拉斯卡克和拉羅謝爾[4]得到的參數(shù)用來比較我們的結(jié)果與由代碼DASSL獲得的結(jié)果 [4] 。
3 模型的數(shù)值解
3.1 射擊方法
射擊是一種已被廣泛使用于邊界值問題的方法之一[16]，我們可以通過引入變量V = [v1，v2，v3]T把二階微分方程（14）和（15）降為一階的，而微分方程（16）和（17）可以轉(zhuǎn)化為帶有邊界條件的代數(shù)方程。因此，這個模型可以表示為：
(22)
對于給定值(在y=yL 處的V值)，我們能通過解初值問題得到W*（在y=0處的W值）。因為W*取決于X，因此必須求出方程（23）的X解以使方程（22）滿足邊界條件方程（20）和（21）。
(23)
以上方程可以通過牛頓方法解得
,k=0,1,2… (24)
其中是的雅可比矩陣，其元素可近似表示為：
(25)
這些過程可以用圖1給出的Matlab R12來完成。該模型采用射擊法的解決方法如圖2所示。
圖 1 用射擊方法模擬的流程圖
圖 2 用模擬理論方法得到的MDEA系統(tǒng)濃度分布
3.2 差分法
我們把區(qū)間[0,yL]劃分為N部分以對微分方程進行離散。
，
或（j=1,2，…，N） (26)
方程（22）可在第j個點轉(zhuǎn)化為相應(yīng)的微分方程，如果C的衍生物由方程式（26）所取代，邊界條件如下：
(27)
因此，因此，我們有（9×N+9）個可用牛頓法求解的代數(shù)方程。當(dāng)二氧化碳濃度分別為0.3mol/m3和3.0mol/m3時，一些化學(xué)物質(zhì)的濃度分布由圖3給出。可以發(fā)現(xiàn)在相同條件下由射擊方法和差分方法得到的結(jié)果相當(dāng)吻合。
圖 3 兩界面處CO2濃度分布
因為可以由CO2濃度分布得到，所以我們根據(jù)方程（28）在圖5中表明CO2界面濃度對提高因子（E）的影響。
(28)
其他濃度分布也由來自格拉斯卡克等參數(shù)得到了。圖4和5顯示了這個工作和DASSL給出的結(jié)果之間很好的一致性。
圖 4 CO2界面濃度對MDEA系統(tǒng)的影響
4 結(jié)論
（1）在相同條件下，由射擊法和差分法得到的濃度分布吻合的很好。而且CO2界面濃度對提高因子的影響與格拉斯卡克等給出的一樣。這些結(jié)果表明射擊法和差分法都可用來解決這個嚴(yán)格模型。而且他們提供了一個可靠的方式來理解MDEA水溶液吸收二氧化碳。然而，有必要進一步實驗以確定是否膜模型能相當(dāng)合理地代表吸收過程。
（2）射擊法和差分法都得到非線性代數(shù)方程組。這表明，當(dāng)使用牛頓方法時，任意初值對這些方程的穩(wěn)定性影響很大。然而，我們可以使用改良牛頓法，或選擇合適的微分方程和步驟，以減少在某些情況下對初始值的依賴。
（3）對于一個非穩(wěn)態(tài)模型（），像這樣的離散方法可用來把非穩(wěn)態(tài)模型變?yōu)榉€(wěn)態(tài)模型。從某種意義上說，這篇文章中討論的方法可能會揭示對于以滲透和表面更新論為基礎(chǔ)的模型德新見解。
名稱表
ci 物質(zhì)i的液相濃度，mol·m-3
CO2的界面濃度，mol·m-3
Di 物質(zhì)i在MDEA水溶液中的擴散系數(shù)，m2·s-1
E 增強因子
H1 CO2的亨利常數(shù)，Pa·m3·mol-3
h 溶液中的距離步驟
Ki 反應(yīng)i的平衡常數(shù)
ki 反應(yīng)i的速率常數(shù)，m3·mol-1
液相傳質(zhì)系數(shù)，m2·s-1
L MDEA水溶液的CO2含量，mol·mol-1
[MDEA]total MDEA的總濃度，mol·m-3
N 區(qū)間[0,yL]上的點數(shù)
單元表面積上吸收速率，mol·m2·s
p1 CO2的分壓，Pa
Ri 反應(yīng)i的反應(yīng)速率，mol·m3·s-1
T 絕對溫度，K
t 時間，s
y 距離變量
y/yL 距界面的因次距離
一階微分算子，
2 二階微分算子，
ε 給定的精度
τ 步驟時間，s
μ MDEA溶液的粘度，Pa·s
40000Nm3/h變換氣MDEA法脫碳車間工藝設(shè)計
摘要：本設(shè)計首先綜述了國內(nèi)外合成氣脫碳工藝及其發(fā)展前景。在對各種脫碳工藝進行詳細(xì)比較的基礎(chǔ)上，選擇使用活化MDEA法脫除變換氣中的CO2。脫碳后的富液通過熱水蒸氣再生后回收利用。在物料衡算和熱量衡算的基礎(chǔ)上，進行了主體設(shè)備吸收塔的設(shè)計、輔助設(shè)備選型以及車間布置等，完成了40000Nm3/h變換氣脫碳工段工藝設(shè)計。另外還繪制了主體設(shè)備圖、工藝流程圖及車間布置圖。最后，對整個工藝方案進行了經(jīng)濟、環(huán)保和安全評估，該工藝設(shè)計經(jīng)濟合理，達到了節(jié)能、降耗、減排的要求。
關(guān)鍵詞：變換氣，MDEA，脫碳，工藝設(shè)計
The process design of decarburization from the 40000Nm3 / h shift gas
Abstract：Firstly, domestic synthetic gas decarburization process and its development prospects are represented. By a detailed comparison of various decarburization processes , The method of MDEA is chosen to absorb CO2 form shift gas. The rich fluid after goes through the thermal vapor for recycling, generating CO2 meanwhile. Based on the material balance and heat balance , the design of the main equipment, auxiliary equipment selection and facility layout are done. Then 40000Nm3 / h shift gas decarburization section in process design is completed. Additionally, the map of main equipment, process flow diagrams and plant layout are achieved. Finally, the economic, environmental and safety assessments of the whole process show that the process design achieves energy conservation and emission reduction requirements.
Keywords: the shift gas, MDEA, decarburization, process design
目 錄
1 緒論 1
1.1 脫碳技術(shù)概況 1
1.2 脫碳方法 2
1.2.1 變壓吸附法 2
1.2.2 溶劑吸收法 2
1.3 MDEA法脫碳 2
1.3.1 溶劑的物理性質(zhì) 3
1.3.2 脫碳機理 3
1.3.3 脫碳工藝總述 5
1.3.3.1 改良（多胺）MDEA法脫碳工藝特點 5
1.3.3.2 幾種脫碳方法的對比 6
2 設(shè)計方案 6
2.1 傳統(tǒng)脫碳工藝流程 7
2.2 流程的比較與選擇 7
3 主要設(shè)備的設(shè)計計算 8
3.1 脫碳吸收塔的設(shè)計 9
3.1.1 工藝參數(shù) 9
3.1.2 吸收劑有關(guān)性質(zhì) 9
3.1.3 物料衡算 10
3.1.4 熱量衡算 11
3.1.4.1 QG1的計算 11
3.1.4.2 QL2的計算 12
3.1.4.3 QS的計算 12
3.1.4.4 QG2的計算 12
3.1.4.5 QL1的計算 13
3.1.4.6 TL1的計算 13
3.1.5 設(shè)備計算 13
3.1.5.1 設(shè)備選擇 13
3.1.5.2 確定塔徑 13
3.1.5.3 計算壓降 15
3.1.5.4 計算填料層高度 15
3.2 閃蒸槽的設(shè)計 19
3.2.1 工藝參數(shù) 19
3.2.2 物料衡算 19
3.2.3 熱量衡算 19
3.2.3.1 進料液所帶熱量QF的計算 19
3.2.3.2 出槽氣體所帶熱量QD的計算 20
3.2.3.3 出槽液體所帶熱量QW的計算 20
3.2.4 設(shè)備計算 20
3.2.4.1 高壓閃蒸槽的直徑 20
3.2.4.2 高壓閃蒸槽的長度 21
3.3 氣提塔的設(shè)計 21
3.3.1 工藝參數(shù) 21
3.3.2 物料衡算 22
3.3.3 熱量衡算 22
3.3.3.1 （QL2-QL1）的計算 22
3.3.3.2 （QG1-QG2）的計算 23
3.3.3.3 QS′的計算 23
3.3.4 設(shè)備計算 23
3.3.4.1 設(shè)備選擇 23
3.3.4.2 確定塔徑 23
3.3.4.3 計算壓降 24
3.3.4.4 計算填料層高度 25
3.4 冷卻器的設(shè)計 27
3.4.1 凈化氣冷卻器的設(shè)計 27
3.4.1.1 工藝參數(shù) 27
3.4.1.2 物料和熱量衡算 27
3.4.1.3 設(shè)備選型 27
3.4.2 氣提汽冷卻器的設(shè)計 28
3.4.2.2 物料和熱量衡算 28
3.4.2.3 設(shè)備選型 29
3.5 貧液泵的設(shè)計 29
3.5.1 泵的選型 29
3.5.2 泵的校核 29
3.6 氣液分離器的設(shè)計 30
4 輔助設(shè)備選型 31
4.1 吸收塔輔助設(shè)備的選型 31
4.1.1 支承板 31
4.1.2 液體分布器 31
4.1.3 除沫器 31
4.1.4 填料壓緊和限位裝置 32
4.1.5 流體進出管設(shè)計 32
4.2 吸收塔筒體厚度設(shè)計 33
4.3 封頭的設(shè)計選型 34
4.3.1 脫碳吸收塔封頭的工藝設(shè)計 35
4.3.2 高壓閃蒸槽的封頭 36
4.3.3 氣提塔的封頭 36
4.4 支座的選型 36
5 主要設(shè)備一覽表 37
6 車間布置設(shè)計 37
6.1 概述 37
6.2 車間布置的基本原則和要求 37
6.2.1 車間布置的基本原則 37
6.2.2 車間布置的要求 38
6.3 本設(shè)計的生產(chǎn)車間布置 40
7 經(jīng)濟核算 41
7.1 車間設(shè)備投入資金核算 42
7.2 固定資產(chǎn)投資 42
7.3 原料與動力費 42
7.4 車間人員編制 43
7.5 其他費用 43
7.6 成本估算 44
8 安全注意事項和系統(tǒng)的原始開車 44
8.1 防火措施 44
8.1.1 防止可燃物與空氣共存 44
8.1.2 溫度的控制 45
8.2 系統(tǒng)的原始開車 45
9 總結(jié) 46
參 考 文 獻 47
致 謝 49
1 緒論
1.1 脫碳技術(shù)概況[1,15]
二氧化碳是碳完全氧化的產(chǎn)物，是一種無色無味的氣體，水溶液呈酸性，對碳鋼具有腐蝕作用。在化工生產(chǎn)中，二氧化碳有時是生產(chǎn)其他化工產(chǎn)品的原料，比如它是生產(chǎn)尿素、碳氨、碳酸脂、飲料等的原料；有時它在生產(chǎn)過程中又是毒物，比如在合成氨工藝過程和氫裂解過程中，它對催化劑有毒害作用，燃料氣中二氧化碳含量過多會影響燃料熱值?？傊瑹o論是利用二氧化碳作為原料，還是要消除其毒副作用，都應(yīng)將其從它與其他氣體的混合氣中加以脫除分離出來才能實現(xiàn)，因此，二氧化碳的脫除具有十分重要的意義。
隨著合成氨工藝的發(fā)展，二氧化碳脫除法(以下簡稱脫碳)工藝也在不斷革新，經(jīng)過人們在生產(chǎn)實踐中長期的探索，脫碳工藝經(jīng)歷了由水洗物理吸收、有機類水溶液物理吸收到胺類水溶液化學(xué)吸收，又進入活化熱鉀堿液化學(xué)吸收的發(fā)展過程，近年來，活化胺類水溶液吸收研究又取得了長足的進步。最早使用的，也是最簡單的脫碳法是用水洗的方法，這種方法是一種純粹的物理吸收法，由于物理吸收法脫碳能耗高，處理后的氣體中二氧化碳含量較高，無法滿足人們的需要，因此，它已逐步被化學(xué)吸收法取代。50年代熱鉀堿液化學(xué)脫碳工藝已在工業(yè)上應(yīng)用，在熱鉀堿溶液中添加As2O3作為活化劑及緩蝕劑的G、V工藝，于60年代初發(fā)展成為最主要的氣體凈化工藝。但由于G、V液劇毒而受到環(huán)境保護的限制，在60年代中期后急劇衰落。在熱鉀堿液中添加胺類活化劑及釩酸鹽緩蝕劑的各種活化熱鉀堿脫碳法，如添加二乙醇胺、硼酸胺、氨基乙酸等的無毒G、V工藝，從60年代中期開始迅速發(fā)展，到70年代初己成為最主要的脫碳工藝，但它也存在不足：腐蝕性強，能耗高。80年代活化胺類脫碳法研究取得了很大成功，最典型的有巴斯夫(BASF)的aMDEA和道化學(xué)公司(DOWN)的SPECE—GAS，它們都具有無毒、無腐蝕，能耗低，凈化度高等優(yōu)點，成為現(xiàn)代脫碳工藝的新趨勢。脫除二氧化碳的方法較多，要根據(jù)工藝生產(chǎn)的實際情況進行合理選擇，以達到投資省，消耗低，效益高的目的。
1.2 脫碳方法
目前，工業(yè)上使用的脫碳方法主要有變壓吸附法和溶劑吸收法兩種。
1.2.1 變壓吸附法[2,14]
變壓吸附工藝，簡稱PSA，是利用變壓吸附的原理對氣體進行選擇性吸附的工藝?；瘜W(xué)品公司、英國ICI 公司、荷蘭KTI 公司、日本東洋工程公司等已經(jīng)在其開發(fā)的節(jié)能合成氨新工藝中采用PSA 脫碳技術(shù)。我國由于起步較晚，當(dāng)時PSA 技術(shù)的產(chǎn)品收率、程控閥門、吸附劑吸附分離性能等一系列問題尚在研究和探討中，直至90 年代才將其用于中小型合成氨裝置。
1.2.2 溶劑吸收法[3]
溶劑吸收法是最古老、成熟的脫碳方法，在工業(yè)中應(yīng)用較多，根據(jù)吸收機理分為物理吸收法、化學(xué)吸收法和物理—化學(xué)吸收法三類。
（1）物理吸收法：其原理是通過交替改變操作壓力和操作溫度來實現(xiàn)吸收劑對二氧化碳的吸收和解吸，從而達到分離處理二氧化碳的目的。適合于CO2分壓較高，凈化度要求低一些的情況下，再生時不用加熱，只需降壓或汽提予以再生，總能耗比化學(xué)吸收法低，但CO2回收率低一些，一般情況脫CO2前需將硫化物去除。典型的方法有：低溫甲醇洗Rectisol、N—甲基吡咯烷酮Purisol、碳丙—Fluor、聚乙二醇二甲醚Selexol法等。
（2）化學(xué)吸收法：使原料氣與化學(xué)溶劑在吸收塔內(nèi)發(fā)生化學(xué)反應(yīng)，二氧化碳進入溶劑形成富液，富液進入脫吸塔加熱分解出二氧化碳，吸收與脫吸交替進行，從而實現(xiàn)二氧化碳的分離回收。此法適合CO2分壓較低，凈化度要求高的情況下，但再生時需要靠加熱予以再生，熱能耗大。典型的方法有：一乙醇胺MEA、無毒脫碳法G—V、烷基醇胺、烷基醇胺的硼酸鹽、本菲爾、空間位阻胺法等。
（3）物理—化學(xué)吸收法：凈化度較高，總能耗介于化學(xué)吸收法與物理吸收法之間。典型的方法有：N—甲基二乙醇胺MDEA、環(huán)丁砜Sulfinol、三乙醇—常溫甲醇洗TEA—Amisol法等。
1.3 MDEA法脫碳
MDEA法屬于物理化學(xué)吸收法，是 20世紀(jì)70年代初西德巴斯夫(BASF)公司開發(fā)的一種以甲基二乙醇胺(MDEA)水溶液為基礎(chǔ)的脫CO2新工藝。近30年來，這種工藝已被成功地應(yīng)用于許多工業(yè)裝置。由于MDEA對CO2有特殊的溶解性。因而具有許多優(yōu)點，工藝過程能耗低。通過加入特種活化劑進一步改進該溶劑，開發(fā)了高效活性MDEA脫除CO2新工藝。這種工藝在投資和公用工程、物料消耗、費用等方面與其它脫CO2方法相比是經(jīng)濟的，具有很強的競爭性，該方法是當(dāng)今最低能耗的脫除CO2的方法之一。1971年西德的一個30萬t／a氨廠首次成功應(yīng)用。由于它的低能耗高效率，目前世界上已有近百個大型氨廠采用。我國近年來也在、寧夏、瀘天化、海南等年產(chǎn)量30萬噸級合成氨、45萬噸級合成氨廠引進了該工藝。[4～12]
1.3.1 溶劑的物理性質(zhì)[13]
MDEA (N-Methyldiethanolamine ) 即N—甲基二乙醇胺，分子式CH3-N (CH2CH2OH)2，分子量119. 2，沸點246～248 ℃, 閃點260 ℃，凝固點- 21℃，汽化潛熱519. 16 kJ ·kg-1，蒸發(fā)比熱1. 71 kJ ·(kg·K) – 1，能與水和醇混溶, 微溶于醚。在一定條件下，對CO 2 等酸性氣體有很強的吸收能力，而且反應(yīng)熱小，解吸溫度低，化學(xué)性質(zhì)穩(wěn)定，無毒，不降解。
工業(yè)上脫碳采用的MDEA 水溶液(40 %MDEA ) 沸點110～120 ℃, 凝固點- 5 ℃。
1.3.2 脫碳機理
由于工業(yè)上需要進行脫硫脫碳的原料氣類型十分復(fù)雜，常規(guī)的MDEA 水溶液不可能解決所有的矛盾。因此這里選擇改性MDEA溶劑，其實質(zhì)是以MDEA 水溶液為基礎(chǔ)，再在其中按不同的工藝要求加入各種活化劑，從而進一步改善MDEA溶劑的脫碳性能。
N－甲基二乙醇胺與CO2反應(yīng)如下：
（1-1）
（1-2）
（1-1）＋（1-2）式：
（1-3）
反應(yīng)受(1)控制，反應(yīng)（1-1）是CO2水化反應(yīng)，在25℃時反應(yīng)速度常數(shù)KOH=104L／（mol·s），[OH]=10-3～10-5mol。所以反應(yīng)(1-3)是很慢的反應(yīng)。
當(dāng)在MDEA溶液中加入少量的活化劑R2′NH時。吸收CO2反應(yīng)按下面的歷程進行：
R2NH+CO2 （1-4） （1-5）
（4）+（5）式：
（1-6）
反應(yīng)式（1-6）受反應(yīng)式（1-4）控制。反應(yīng)式（1-4）是二級反應(yīng)，在25℃時反應(yīng)速度常數(shù)KAM=104L／(mol·s), 加入1％～4％活化劑，其游離胺 []＞10-2mol。由此看出，反應(yīng)（1-4）的反應(yīng)速度大大快于反應(yīng)（1-1）。
=10～100
綜上所述，加入活化劑后改變了MDEA溶液吸收CO2的歷程。活化劑起了傳遞CO2的作用，加速了反應(yīng)速度?；罨瘎┰诒砻嫖樟薈O2，然后向液相(MDEA)傳遞了CO2，而活化劑又被再生。
從化學(xué)觀點來看，MDEA含有一個叔氮原子作為活性基團，這就意味這個溶液吸收CO2僅生成碳酸氫鹽，因此可以進行加熱再生，它的蒸汽消耗遠(yuǎn)比伯、仲胺與CO2生成頗為穩(wěn)定的氨基甲酸鹽進行加熱再生時低。
MDEA溶液的另一個重要性能表現(xiàn)在不同CO2分壓的等溫溶解度曲線上，CO2溶液等溫線見圖l-1。此曲線表明，它介于物理溶劑吸收與化學(xué)溶劑吸收之間，故稱MDEA溶液是一種“物理”化學(xué)吸收劑。如溶液中的MDEA濃度為4.28mol／L，溫度為70℃時，分壓為0.5MPa的CO2溶解度為57L／L，分壓為0.1MPa的CO2溶解度為27L／L。意味著差額△X=30L／L。利用這一特性，工藝流程中采用常壓閃蒸而使溶劑得到部分再生，從而減少整個工藝的再生熱能耗。
圖1-1 CO2溶液等溫線
而且在吸收過程中它對非極性氣體（例如：氫、氮、甲烷和高級烴類化合物）的溶解度低，因此，被凈化氣體的損失很少。
1.3.3 脫碳工藝總述 [14]
1.3.3.1 改良（多胺）MDEA法脫碳工藝特點
80年代末，90年代初，南化研究院開發(fā)了多胺法(改良MDEA)。該法與BASF開發(fā)的活化MDEA相似，但活化劑組成不同。
多胺法采用40％～50％甲基二乙醇胺(MDEA)水溶液中加入3％～4％的雙活化劑組成的多胺溶液，其溶液對C02具有物理—化學(xué)吸收的性能，該工藝不斷發(fā)展，顯示出如下特點：
（1）凈化度高，CO2可達0.0l％～0.1％；
（2）熱能耗低，對中型廠可達1254～1880kJ／Nm3CO2(300～450kcal／Nm3XO2)；
（3）可同時脫硫，變換氣含硫1～2g／Nm3，可脫至總硫<1×10-6；
（4）溶劑對碳鋼基本不腐蝕，裝置可用碳鋼結(jié)構(gòu)；
（5）溶液穩(wěn)定，不降解，溶劑蒸汽分壓低，溶劑損失50～l00g／tNH3；
（6）流程簡單，設(shè)備臺數(shù)少，投資少；
（7）H2、N2溶解量少閃蒸量少，損失少，CO2純度高，回收率高。
1.3.3.2 幾種脫碳方法的對比
在此選擇了典型的三種脫碳方法進行比較見表1-1：
表1-1 三種脫CO2方法的對比
改良熱堿法
NHD法
多胺法
操作指標(biāo)
吸收壓力，MPa
2.7
2.7
2.7
吸收溫度，℃
70
0～-5
55
原料氣中的CO2 ％
26～28
26～28
26～28
凈化氣中的CO2 ％
0.2
0.1
0.1
溶液吸收能力，Nm3/m3
20～24
21
20
消耗定額
蒸汽t/tNH3
2
0.1
0.7
電kWh/tNH3
70
120
50
水m3/tNH3
196
4.8
50
H2，N2損失Nm3/100Nm3CO2
12
20
6
化學(xué)藥品kg/t
0.4
0.3
0.1
投資估算，萬元（18萬t/a）
3500
6500
3000
從表1-1三種脫CO2方法的對比可知，用改良MDEA法最終凈化氣中CO2含量最少，電耗量最低，H2，N2損失都最少，每噸NH3的化學(xué)藥品也最少，最終投資估算最低，可見MDEA法有明顯優(yōu)勢。
綜上所述，MDEA法具有能耗低、氣體凈化度高、回收濃度高、溶劑損失小、溶液穩(wěn)定、揮發(fā)性低、對碳鋼設(shè)備基本無腐蝕等優(yōu)點，所以本設(shè)計采用MDEA法。
2 設(shè)計方案
2.1 傳統(tǒng)脫碳工藝流程
MDEA法脫碳的工藝流程，歸納起來，大致有以下三種：
（1） 一段法流程：主要特點是一段吸收、一段再生。在吸收塔中無主吸段與精吸段之分，在再生塔中無常解段與汽提段之別，更無閃蒸裝置和渦輪機組。
（2）二段法流程：主要特點是兩段吸收、兩段再生。在吸收塔中設(shè)有主吸段與精吸段，在再生塔中設(shè)有常解段與汽提段。或者為了提高生產(chǎn)能力，把吸收塔和再生塔的兩段分開，各自成一塔。采用兩段法工藝的流程，其選吸壓力不盡相同，通常選吸壓力高于1.8MPa 時，廠家為了充分回收合成原料氣，添加了閃蒸裝置，為了充分回收能量，添加了渦輪機組。
（3）混合流程：通常是指脫碳和碳化的并聯(lián)流程或脫碳置于碳化前后的串聯(lián)流程，脫碳可以是一段法，也可以是兩段法。因該流程可以減輕碳化負(fù)荷，并有提高氨利用率的作用，故至今也有廠家采用。
2.2 流程的比較與選擇
針對以上三種流程，我們做如下簡評：
（1）對采用一段法流程，又要求凈化氣中CO2≤0.2%的企業(yè)來說，如果沒有太多的中低位余熱可供利用，勢必靠加大再生塔熱耗以滿足工藝要求。凈化指標(biāo)通常是靠耗用過量蒸汽控制合格的，如此會造成燃料煤或燃料天然氣的大量消耗，企業(yè)的生產(chǎn)成本因此增加不少。
（2）對多數(shù)采用的兩段法流程的企業(yè)來說，主體流程均采用BASF 工藝，輔助流程根據(jù)設(shè)計單位和企業(yè)自身實際情況而大同小異。該流程早已經(jīng)受生產(chǎn)的檢驗，認(rèn)為效果可令人滿意。
（3）對少數(shù)采用混合流程的企業(yè)來說，碳化和脫碳混合流程會因機泵使用過多，導(dǎo)致電量消耗大，此工藝下的脫碳流程多為一段法流程，又使得燃料消耗大，特別是脫碳置于碳化之后的流程，因CO2 是在低濃度下脫除，其噸氨蒸汽總耗量是最高的。[16]
通過比較，選擇二段法流程。其典型的工藝流程如圖2-1：
圖2-1 多胺法(改良MDEA)脫碳工藝流程
變換氣進入二段吸收塔的底部與下段的半貧液逆向接觸。氣相中的CO2大部分在下段被吸收。吸收塔上段是用總?cè)芤貉h(huán)量中較少的部分經(jīng)過汽提塔汽提、煮沸，溶液中只含很少的CO2的貧液，將氣體洗滌到要求的最終純度。凈化氣中夾帶的微量MDEA及活化劑，在塔的氣體出口處經(jīng)冷卻分離返回系統(tǒng)。吸收塔底部出來的富液先進人閃蒸罐，提前釋放溶液中溶解的H2、N2然后進常壓解吸塔。解吸后的半貧液大部分由泵打入吸收塔中部。少量的由常壓泵打人溶液換熱器與離開汽提再生塔的熱貧液進行換熱后進人汽提再生塔的上部。汽提再生塔頂部出來的熱的氣流(CO2及水蒸汽)進入常解塔，回收熱量加速溶液中CO2解吸。常解塔頂放出的CO2進入冷卻器與分離器，CO2再生氣去回收工段。汽提再生塔底部出來的熱貧液經(jīng)過溶液換熱器入冷卻器用泵打人吸收塔頂部[4]。
3 主要設(shè)備的設(shè)計計算
3.1 脫碳吸收塔的設(shè)計
3.1.1 工藝參數(shù)[17]
（1）入塔變換氣：流量40000Nm3/h，壓力1.7MPa，溫度78℃（351.15K），組成見表3-1。
表3-1 變換氣組成
組分
CO
CO2
H2
N2
CH4
含量（%）
3.0
26.0
55.7
14.8
0.5
（2）出塔凈化氣：溫度64.38℃（337.53K），CO2含量0.037%
（3）進貧液：60℃，CO2含量0.035%
（4）操作壓力：1.7MPa
3.1.2 吸收劑有關(guān)性質(zhì)[18,19]
活化MDEA法的吸收劑是添加有活化劑的MDEA水溶液，其中含MDEA50%（重量）、活化劑4%（重量）、水46%（重量）。MDEA和吸收劑的物性參數(shù)見表3-2、3-3。
表3-2 MDEA的物性參數(shù)
物性參數(shù)
物性參數(shù)
平均分子質(zhì)量
119.17
粘度
0.101Pas
密度
103kg/m3
蒸汽壓
＜1Pa（20℃）
凝固點
-21℃
汽化熱
17584.56J/mol(0.1MPa)
沸點
246～248℃
在水中的溶解度
無限量互溶
閃點
126.7℃
表3-3 吸收劑的物性參數(shù)
物性參數(shù)
物性參數(shù)
比熱容（CL）
3.5588J/(g·℃)
（40～120℃）
表面張力（σL）
4.0×10-2～5.0×10-2
（40～120℃）
粘度（μL）
1×10-3～6×10-3Pa·s（40～120℃）
對CO2的溶解度
57Nm3 /m3（70℃，總壓2.7MPa,分壓0.1～0.5MPa）
密度（ρL）
100kg/m3
（40～120℃）
摩爾質(zhì)量（ML）
67.865kg/kmol
擴散系數(shù)（DL）
0.9×10-9m2/s
(ML=0.5×119.17+0.46×18=67.865kg/kmol)
3.1.3 物料衡算[20]
（1） CO2溶于吸收劑時的相平衡常數(shù)m的計算
由表3-3的溶解度數(shù)據(jù)可知，標(biāo)況下:
氣相中CO2摩爾分?jǐn)?shù)：
y=0.5/2.7=0.185
液相中CO2物質(zhì)的量：
n(CO2)=57/22.4=2.54(kmol)
液相中MDEA物質(zhì)的量：
L，x2
G，y2
G，y1
吸收塔
L，x1
圖3-1 吸收塔示意圖
液相中水的物質(zhì)的量：
液相中CO2的摩爾分?jǐn)?shù)：
相平衡常數(shù)：
（2） 所需吸收液量的計算
如圖3-1所示：
進塔變換氣中CO2含量y1=0.26
出塔凈化氣中CO2含量y2=0.00037
進塔富液中CO2含量x2=0.00035
標(biāo)況下變換氣的體積流量：
VN=40000Nm3/h
變換氣的摩爾流量：
，在此取
LM=3.53×1786kmol/h=6305kmol/h
對全塔進行物料衡算：
GM(y1-y2)=LM(x1-x2)
則
=
故所需吸收液流量為6305kmol/h，出塔富液CO2含量為7.4%。
3.1.4 熱量衡算[21,22]
假設(shè)吸收塔為絕熱系統(tǒng)，對全塔進行熱量衡算：
QG1+QL2+Qs=QG2+QL1 （3-1）
式中： QG1—進塔變換氣所帶熱量，kJ/h；
QG2—出塔凈化氣所帶熱量，kJ/h；
QL1—出塔富液所帶熱量，kJ/h；
QL2 —進塔貧液所帶熱量，kJ/h；
Qs—CO2溶于MDEA吸收劑的溶解熱，kJ/mol。
3.1.4.1 QG1的計算
QG1= GM·CG1·(TG1-T0) (3-2)
式中： GM—變換氣的摩爾流量，kmol/h；
CG1—變換氣的摩爾熱容，J·mol-1·K-1；
TG1—變換氣的溫度，K；
T0—絕對溫度，273.15K。
變換氣各組分摩爾熱容與溫度的關(guān)系見表3-4。
表3-4 各組分摩爾熱容與溫度的關(guān)系Cp,m=a+bT+cT2（351.15K）
組分
CO
CO2
H2
N2
CH4
26.537
26.75
26.88
27.32
14.15
7.6831
42.258
4.347
6.226
75.496
-1.172
-14.25
-0.3265
-0.9502
-17.99
Cp,m(J·mol-1·K-1)
28.82
38.55
28.21
29.17
35.96
進塔變換氣的熱容：
CG1=28.82×0.03+38.55×0.26+28.21×0.557+29.17×0.148+35.96×0.005
=31.1 （J·mol-1·K-1）
代入式（3-2）中得：QG1=1786×31.1×78=4.33×106（kJ/h）
3.1.4.2 QL2的計算
吸收劑的質(zhì)量流量：
L=6305×67.865=4.28×105（kg/h）
QL2=LCL(TL2-T0)=4.28×105×3.5588×60=9.14×107（kJ/h）
3.1.4.3 QS的計算
QS=G(x1-x2)qs=1786×103×(0.26-0.00037) ×56.94=2.64×107（kJ/h）
3.1.4.4 QG2的計算
凈化氣的組成及各組分的熱容見表3-5。
表3-5 凈化氣組成及各組分熱容
組分
CO
CO2
H2
N2
CH4
含量（%）
4.0693
0.0375
75.1284
20.0872
0.6776
Cp,m(J·mol-1·K-1)
28.77
38.32
28.17
29.13
35.52
CG2=28.77×4.0693%+38.320.0375%+28.17×75.1284%+29.13×20.0872%+35.52×0.6776%=28.44(J·mol-1·K-1)
QG2=G CG2(TG2-T0)=1786×28.44 ×64.38=3.27×106(kJ/h)
3.1.4.5 QL1的計算
QL1=L·CL·(TL1-T0)+GM·(x1-x2)·Cp,m(CO2)·(TL1-T0)
=4.28×105×3.5588×(TL1-273.15)+1786×(0.26-0.00037)×38.62(TL1-273.15) =1.541×106(TL1-273.15)(kJ/h) （3-2）
3.1.4.6 TL1的計算
將各量代入式（3-1）中：
4.33×106+9.14×107+2.64×107=3.27×106+1.54×106(TL1-273.15)
解得：TL1=350.28K=77.13℃
3.1.5 設(shè)備計算[23,24]
3.1.5.1 設(shè)備選擇
這里選擇填料塔。由于鮑爾環(huán)具有生產(chǎn)能力大，阻力低，效率高，操作彈性大等優(yōu)點，故塔中填料選擇金屬鮑爾環(huán)。其特性參數(shù)見表3-6。
表3-6 金屬鮑爾環(huán)的特性參數(shù)
環(huán)
外
徑
參
數(shù)
16mm
38mm
50mm
干填料因子 a/ε3（m-1）
299
153
131
濕填料因子φ(m-1)
400
130
140
比表面積at（m-1）
239
129
112.3
孔隙率ε （m3/ m3）
0.928
0.945
0.949
臨界表面張力σc（mN/m）
75
3.1.5.2 確定塔徑
（3-3）
式中： wF—泛點空塔氣速，m/s；
g—重力加速度，9.81m/s2；
a/ε3—干填料因子，m-1；
ρL，ρG—氣相及液相重度，kg/m3；
μL—液相的粘度，cP；
L，G—液相及氣相的質(zhì)量流量，kg/h；
變換氣的摩爾質(zhì)量：
MG=0.03×28+0.26×44+0.557×2+0.148×28+0.005×16=17.62（kg/kmol）
μL=2.25×10-3Pa·s=2.25cP
L=6305×67.865=4.28×105(kg/h) G=1786×17.62=3.15×104(kg/h)
先選擇外徑為38mm的鮑爾環(huán)，則a/ε3=153 m-1
將數(shù)據(jù)代入式（3-3）中：
解得：wF=0.267m/s
一般，操作氣速w=（0.6~0.8）wF
在此取w=0.7wF=0.7×0.267=0.187（m/s）
氣相體積流量：
塔徑：
圓整取DT=2.6m，符合填料環(huán)外徑和塔徑比,即取鮑爾環(huán)外徑為38mm可以。
3.1.5.3 計算壓降
液相重度校正系數(shù)ψ=ρ水/ρL=1000/1000=1
圖 3-2 填料層壓降的通用關(guān)聯(lián)圖
由圖3-2得：壓降ΔP=20mmH2O/m填料，符合常壓塔中壓降一般在15～50mmH2O/m填料的要求。
3.1.5.4 計算填料層高度
（1）求氣相總傳質(zhì)單元高度HOG
恩田等人的關(guān)聯(lián)式：
a、求潤濕表面的關(guān)聯(lián)式：
aw=at{1-exp[-1.45(σc/σ)0.75 ReL0.1 FrL-0.05 WeL0.2]} （3-4）
b、表示液相傳質(zhì)系數(shù)的關(guān)聯(lián)式：
（3-5）
c、表示氣相傳質(zhì)系數(shù)的關(guān)聯(lián)式：
（3-6）
式中： aw—單位體積填料層的潤濕面積，m2/m3；
at—單位體積填料層的總表面積，m2/m3；
σ—液體的表面張力，mN/m；
σc—填料材質(zhì)的臨界表面張力，mN/m。金屬填料的取75 mN/m；
kG， kL—氣相，液相傳質(zhì)系數(shù)，m/s；
C—常數(shù)，環(huán)形和鞍形取5.23；
G′，L′—氣相，液相流率，kg/(m2·h)；
MG，ML—氣相，液相摩爾質(zhì)量，kg/kmol；
P—壓力，atm；
dp—鮑爾環(huán)環(huán)徑，m；
μG，μL—氣相，液相粘度，Pa·s；
ρG，ρL—氣相，液相密度，kg/m3；
DG，DL—氣相，液相擴散系數(shù)，m2/s；
atdp—鮑爾環(huán)取5.9，其中dp是鮑爾環(huán)環(huán)徑；
恩田關(guān)聯(lián)式的適用范圍： 0.04＜ReL＜500；
1.2×10-8＜WeL＜0.027；
2.5×10-9＜FrL＜1.8×10-2；
0.3＜σc/σ＜2。
液體的質(zhì)量流速：
符合恩田關(guān)聯(lián)式的適用范圍。
代入式（3-4）中得：
aw=129×{1-exp[-1.45×1.710.75× 77.170.1 ×(6.4×10-3)-0.05 ×（8.89×10-5）0.2]}
=62.81（m2/m3）
代入式（3-5）中得：
kL=0.0051×29.288×0.02×2.034/35.649=4.944×10-4（m/s）=1.78（m/h）
則kLa=kLaw=1.78×62.81=111.8（h-1）
P=1.7MPa=16.78atm
μG=2.07×10-5 Pa·s
DG=5.5×10-5 m2/s
代入式（3-6）中得
亨利系數(shù)
對于鮑爾環(huán)
(KGa)′=1.65 kGa=1.65×40.75=67.24
（2）求氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG
解析因子
=25.07
（3）求填料層高度及填料分段數(shù)
填料層高度Z=NOG·HOG=25.07×0.298=7.48m
液體沿填料層下流時往往有逐漸靠塔壁方向集中的趨勢，使總的傳質(zhì)效率大為降低，因此每隔一段距離，必須設(shè)置液體再分布器，以克服此現(xiàn)象。
F
D
W
圖3-3閃蒸槽示意圖
對于鮑爾環(huán)，每段高度Z0與塔徑DT之間的關(guān)系為：Z0=(5～10)DT。則每段高度最小值Z0,min=5DT=5×2.6=13（m）> Z=7.48m。
故該填料不需分段，也就不需要液體再分布器。
3.2 閃蒸槽的設(shè)計
3.2.1 工藝參數(shù)
如圖3-3所示：
操作壓力：0.75Mpa；
進槽富液流量：6305kmol/h；
進槽富液F溫度：77.13℃；
出槽氣體D溫度：76.4℃；
F與D流股的組成見表3-7。
表3-7 F、D組成
CO
CO2
H2
N2
CH4
LS
F（%）
0.1
7.4
2.4
0.37
0.21
89.52
D（%）
3.2
—
77.9
12.0
6.9
—
3.2.2 物料衡算[25]
∵F=6305kmol/h
∴W=6305×(0.074+0.8952)=6110.8(kmol/h)
D=F-W=6305-6110.8=194.2(kmol/h)
設(shè)液相產(chǎn)物占總加料F的分率為q，
則閃蒸槽的汽化率
3.2.3 熱量衡算[21]
由于閃蒸過程與外界無熱量交換，故它是一個等
焓過程，即：
QF=QD+QW （3-7）
式中： QF —進槽富液所帶熱量，kJ/h；
QD—出槽氣體所帶熱量，kJ/h；
QW—出槽富液所帶熱量，kJ/h；
3.2.3.1 進料液所帶熱量QF的計算
由式（3-2）得QF=1.541×106×77.13=1.2×108（kJ/h）
3.2.3.2 出槽氣體所帶熱量QD的計算
QD=Q顯+Q潛
式中： Q顯 —出槽混合氣體處于液相達到泡點時所帶熱量，kJ/h；
Q潛 —出槽混合氣體的蒸發(fā)潛熱，kJ/h；
（1） Q顯的計算
出槽氣體中各組分液態(tài)時的熱容和蒸發(fā)焓見表3-8
表3-8 D中各組分液態(tài)時熱容及蒸發(fā)焓
CO
H2
N2
CH4
Cp,m(J·mol-1·K-1)
46.10
45.12
46.65
57.40
ΔVHm(kJ/mol)
6.042
0.904
5.577
8.171
D流股的熱容
Cp,m=46.10×0.032+45.12×0.779+46.65×0.12+0.574×0.069=42.26(J·mol-1·K-1)
Q顯=nDCp,m(TD-T0)=194.2×42.66×76.4=6.27×105(kJ/h)
（2）Q潛的計算
Q潛=ΔVH(CO)+ΔVH(H2)+ΔVH(N2)+ΔVH(CH4)
=194.2×103×(6.042×0.032+0.904×0.779+5.577×0.12+8.171×0.069)
=4.14×105(kJ/h)
QD=6.27×105+4.14×105=1.04×106(kJ/h)
3.2.3.3 出槽液體所帶熱量QW的計算
QW=WMLCL(TW-T0)
=6110.8×67.865×3.5588(TW-273.15)=1.48×106(TW-273.15)
將各量帶入式（3-7）中：1.2×108=1.04×106+1.48×106(TW-273.15)
解得TW=76.8℃
3.2.4 設(shè)備計算
3.2.4.1 高壓閃蒸槽的直徑
直徑計算公式：
（3-8）
式中： D—單位時間二次蒸汽流量，kmol/h；
Vm—二次蒸汽的摩爾體積，m3/kmol；
uD—自由截面的二次蒸汽流速，m/s；
二次蒸汽的摩爾質(zhì)量：
MD=0.78×2+0.032×28+0.12×28+0.068×16=6.9(kg/kmol)
二次蒸汽的比容：
V0=Vm/MD=3.93/6.9=0.57(m3/kg)
將各量代入式（3-8）中：
經(jīng)圓整d為0.60m。
3.2.4.2 高壓閃蒸槽的長度
長度計算公式 ：
（3-9）
式中： DV—蒸汽體積流量，m3/s；
WV—富液體積流量，m3/s；
τ—閃蒸時間，s，一般在15～30s之間，現(xiàn)在取15s；
DV=DVm=194.2×3.93/3600=0.212(m3/s)
代入式（3-9）中：0.785×0.62h=（0.212+0.12）×15
解得h=17.6m 圓整h為18m。
G，y1
L，x1
L，x2
解吸塔
G，y2
圖3-4 解吸塔示意
3.3 氣提塔的設(shè)計
3.3.1 工藝參數(shù)[17]
如圖3-4所示：
操作壓力：0.15MPa；
進塔半貧液的流量：5791.8kmol/h；
進塔半貧液的溫度：97℃；
進塔水蒸汽的溫度：120℃；
出塔混合氣的溫度：106℃；
3.3.2 物料衡算[20]
如圖3-1所示：LM=5791.8 kmol/h，m=2.35，x1=2.3%，x2=0.035%，y2=0
一般
取
則GM=1.4×0.419×5791.8=3397.15 (kmol/h)
對全塔物料衡算：
GM（y1- y2）= LM（x1-x2）
代入數(shù)據(jù)：3397.5(y1-0)=5791.8×(2.3%-0.035%)
解得y1=0.0386
故所需蒸汽量為3397.5 kmol/h，出塔蒸汽中CO2含量為3.86%
3.3.3 熱量衡算[21]
假設(shè)解吸塔絕熱，能量守恒得：
QL1+QG2+QS′=QL2+QG1
式中： QG1—出塔混合氣所帶熱量，kJ/h；
QG2—進塔氣提氣所帶熱量，kJ/h；
QL1—進塔半貧液所帶熱量，kJ/h；
QL2 —出塔貧液所帶熱量，kJ/h。
QS′—CO2于MDEA吸收劑中的解吸熱，kJ/mol。
即：（QL2-QL1）+（QG1-QG2）-QS′= 0 （3-10）
3.3.3.1 （QL2-QL1）的計算
液相質(zhì)量流量：
L=LMML=5791.8×67.865=3.93×105(kg/h)
TL1=273.15+97=370.15(K)
Cp，m（CO2）= a+bT+cT2
=26.75+42.285×10-3×370.15-14.25×10-6×370.15
=40.53(J·mol-1·k-1)
QL1=LCL(TL1-T0)+LMx1Cp，m（CO2）(TL1-T0)
=(3.93×105×3.5588+5791.8×2.3%×40.53) ×97=1.36×108(kJ/h)
QL2=LCL(TL2-T0)=3.93×105×3.5588×(TL2-273.15)=1.4×106(TL2-273.15)
QL2-QL1=1.4 ×106 (TL2-273.15)- 1.36×108
3.3.3.2 （QG1-QG2）的計算
水蒸氣的熱容：Cp，m（水蒸汽）= a+bT+cT2
=30.204+9.933×10-3×370.15+1.117×10-6×370.15
=34.1(J·mol-1·k-1)
QG1-QG2=LM(x1-x2)Cp,m(CO2)(TGI-T0)+GMCp,m(水蒸汽)（TGI-TG2）
=5791.8×(2.3%-0.035%)×40.53×97+3397.5×34.1×(106-120) = (kJ/h)
3.3.3.3 QS′ 的計算
QS′=LM(x1-x2)qs′
=5791.8×103×(2.3%-0.035%)×(-56.94)=-7.47×106(kJ/h)
代入式（3-10）中：1.4 ×106 (TL2-273.15)- 1.36×108-1.1×106+7.47×106=0
解得：TL2=365.7K=92.6℃ 即出塔貧液溫度為92.6℃
3.3.4 設(shè)備計算[22]
3.3.4.1 設(shè)備選擇
同吸收塔，也選擇填料塔，填料也選鮑爾環(huán)。
3.3.4.2 確定塔徑
變換氣的摩爾質(zhì)量MG=18 kg / kmol
μL=2.25×10-3Pa·s=2.25cP
L=3.93×105kg/h G=3397.5×18=6.1×104(kg/h)
先選擇外徑為38mm的鮑爾環(huán)，則a/ε3=153 m-1
將數(shù)據(jù)代入式（3-3）中：
解得wF=2.26m/s
一般，操作氣速w=（0.6~0.8）wF
在此取w=0.7wF=0.7×2.26=1.58（m/s）
氣相體積流量：
塔徑：
圓整取DT=4.2m，符合填料環(huán)外徑和塔徑比,即取鮑爾環(huán)外徑為38mm可以。
3.3.4.3 計算壓降
液相重度校正系數(shù)ψ=ρ水/ρL=1000/1000=1
由填料層壓降的通用關(guān)聯(lián)圖得：壓降ΔP=27.5mmH2O/m填料，符合常壓塔中壓降一般在15～50mmH2O/m填料的要求。
3.3.4.4 計算填料層高度
（1） 求氣相總傳質(zhì)單元高度HOG
液體的質(zhì)量流速
符合恩田關(guān)聯(lián)式的適用范圍。
代入式（3-4）中得：
aw=at{1-exp[-1.45(σc/σ)0.75 ReL0.1 FrL-0.05 WeL0.2]}
=129×{1-exp[-1.45×1.60.75× 27.150.1 ×(8.2×10-4)-0.05 ×（1.02×10-5）0.2]}
=43.5（m2/m3）
代入式（3-5）中得：
kL=0.0051×18.6×0.02×2.034/35.649=1.1×10-4(m/s)=0.39m/h
kLa=kLaw=0.39×43.5=17.0（h-1）
p=0.15MPa=1.48atm
μG=1.3×10-5 Pa·s
DG=1.1×10-5 m2/s
代入式（3-5）中得：
亨利系數(shù)：
對于鮑爾環(huán)：(KGa)′=1.65 KGa=1.65×60.58=99.96[kmol/(m3·h·atm)]
（2）求氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG
解析因子
=7.73
（3）求填料層高度及填料分段數(shù)
填料層高度Z=NOG·HOG=7.73×1.66=12.8(m)
液體沿填料層下流時往往有逐漸靠塔壁方向集中的趨勢，使總的傳質(zhì)效率大為降低，因此每隔一段距離，必須設(shè)置液體再分布器，以克服此現(xiàn)象。
對于鮑爾環(huán)，每段高度Z0與塔徑DT之間的關(guān)系為：Z0=(5～10)DT。則每段高度最小值Z0,min=5DT=5×2.6=13（m）> Z=12.8m
故該填料不需分段，也就不需要液體再分布器。
3.4 冷卻器的設(shè)計[26]
3.4.1 凈化氣冷卻器的設(shè)計
冷卻器
水，t2
凈化氣
T1
凈化氣
T2
水，t1
圖3-5 冷卻器示意圖
3.4.1.1 工藝參數(shù)
如圖3-5所示：
凈化氣進口溫度T1：64.38℃；
凈化氣出口溫度T2：40℃；
冷卻水進口溫度t1：10℃；
冷卻水出口溫度t2：26℃；
操作壓力：1.7MPa。
3.4.1.2 物料和熱量衡算
凈化氣平均溫度為：
(64.38+40)/2=59.19℃=325.34K
凈化氣組成及各組分熱容見表3-9。
表3-9 凈化氣組成及各組分熱容（325.34K）
組分
CO
H2
N2
CH4
含量(%)
4.07
75.13
20.09
0.71
Cp,m(J·mol-1·K-1)
28.91
28.32
29.26
36.53
凈化氣熱容：
Cp,m（凈化氣）=28.92×4.07%+28.32×75.13%+29.26+36.53×0.71%
=28.6(J·mol-1·K-1)
總換熱量：
Q=GM(1-26%)Cp,m(凈化氣)（T1-T2）
=1786×(1-26%)×28.6×（64.38-40）=9.2×105（kJ/h）
3.4.1.3 設(shè)備選型
冷熱流體逆流流動，則對數(shù)平均溫差為：
總傳熱系數(shù)K取200kJ/(m2·h·K)
傳熱面積：
取安全系數(shù)為1.2，則所需傳熱面積：
A=1.2A計=1.2×37.6=45.1(m2)
又操作壓力為1.7Mpa
故選型冷卻器
3.4.2 氣提汽冷卻器的設(shè)計
冷卻器
水，t2
氣提汽
T1
氣提汽
T2
水，t1
圖3-6 冷卻器示意圖
如圖3-6所示：
氣提汽進口溫度T1：69.25℃；
氣提汽出口溫度T2：40℃；
冷卻水進口溫度t1：10℃；
冷卻水出口溫度t2：28℃；
操作壓力：0.12MPa。
3.4.2.2 物料和熱量衡算
氣提汽平均溫度為：
(69.25+40)/2=54.6℃=327.75K
氣提汽組成及各組分熱容見表3-10。
表3-10氣提汽組成及各組分熱容（327.75K）
組分
CO2
H2O
含量(%)
62
38
Cp,m(J·mol-1·K-1)
33.58
39.07
氣提汽熱容：
Cp,m(氣提汽)=28.92×4.07%+28.32×75.13%+29.26+36.53×0.71%
=28.6(J·mol-1·K-1)
總換熱量：
Q=ngCp,m(氣提汽)(T1-T2)
=752×37.0×（69.25-40）=8.14×105（kJ/h）
3.4.2.3 設(shè)備選型
冷熱流體逆流流動，則對數(shù)平均溫差為：
總傳熱系數(shù)K取200kJ/(m2·h·K)
傳熱面積：
取安全系數(shù)為1.2，則所需傳熱面積：
A=1.2A計=1
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