半貧液工藝再生過程閃蒸及能耗模擬優(yōu)化

唐建峰，劉云飛，張媛媛，范明龍，楊明浩，田汝峰

(1.中國石油大學(華東) 儲運與建筑工程學院，山東 青島 266580；2.中海石油氣電集團有限責任公司 技術研發(fā)中心，北京 100027；3.中海石油(中國) 有限公司湛江分公司，廣東 湛江 524057)

中國對天然氣開發(fā)利用的步伐不斷加快，脫碳工藝是天然氣預處理工藝中的關鍵步驟[1]，脫碳效率高、工藝簡單的多元混合胺法是目前天然氣脫碳領域運用最為廣泛的技術之一。由傳統(tǒng)工藝流程改造而來、采用二段吸收-二段再生的半貧液工藝[2]，主要應用在某些原料氣碳含量高而凈化氣脫碳效果要求不高的場合，該工藝犧牲醇胺溶液再生效果，在滿足天然氣凈化要求的前提下最大限度地節(jié)能降耗。再生塔內(nèi)的CO2釋放過程則為該工藝中的主要耗能部分，該過程能耗約占整個天然氣胺法脫碳工藝操作流程能耗的60%[3]。因此對再生過程的研究具有較大的應用價值，可助力企業(yè)實現(xiàn)高效低耗生產(chǎn)。

已有研究人員利用HYSYS軟件對再生過程中的閃蒸和能耗進行模擬和相關探究。姜大威[4]針對松南氣田胺法脫碳工藝，分析了其閃蒸原理，歸納得到閃蒸過程醇胺溶液狀態(tài)變化規(guī)律。崔凱燕[5]以普光氣田為例，利用HYSYS軟件建立脫酸模型，分析了參數(shù)對凈化、閃蒸及再生效果的影響。謝文科等[6]對榆林某天然氣處理廠進行了閃蒸罐的工藝改造，在確保閃蒸罐排液功能的同時消除了超壓安全隱患。田文爽等[7]通過HYSYS軟件對某天然氣陸上終端工藝脫碳裝置進行研究，對工藝中的貧液、半貧液流量及閃蒸壓力等參數(shù)進行優(yōu)化。韓鵬飛等[8]利用HYSYS軟件對某活化N-甲基二乙醇胺(MDEA)半貧液工藝從活化劑配比、半貧液分流比、進料溫度等方面進行分析研究，模擬結(jié)果為工藝實際應用提供一定的參考。還有研究者結(jié)合脫碳工藝，從不同角度對再生能耗進行了詳細而全面的研究[9-12]，并提出了具體的節(jié)能措施。

筆者基于天然氣半貧液脫碳過程建立HYSYS模型，模擬探究閃蒸過程CO2釋放量的影響參數(shù)，以優(yōu)化閃蒸過程，同時結(jié)合整個裝置的原料氣凈化效果對半貧液工藝再生塔內(nèi)的CO2再生過程進行探究，明確工藝參數(shù)對再生能耗的影響。

1 天然氣胺法脫碳半貧液工藝模型的建立及驗證

基于天然氣胺法脫碳半貧液工藝建立HYSYS模型，針對半貧液工藝全流程進行模擬，根據(jù)貧液、半貧液工藝的特點以及原料氣的氣質(zhì)條件選擇acid gas物性包，其可實現(xiàn)MDEA+哌嗪(PZ)+H2O混合醇胺溶液的流程模擬，在該醇胺溶液組分下的熱力學模型解決方案中選擇K-Eisenberg模型。之后對工藝模型中的原料氣組成、塔器及各工藝參數(shù)進行設置，建立符合工廠實際處理流程的天然氣胺法脫碳半貧液工藝HYSYS模型。

1.1 原料氣組分

選取某天然氣半貧液脫碳工廠處理過程中的原料氣中CO2含量最高時的氣體組分，作為半貧液HYSYS模型中所設定的原料氣成分。該原料氣的具體組分占比如表1所示。

表1 天然氣胺法脫碳半貧液工藝的原料氣組分Table 1 Composition of feed gas in natural gas decarburization semi-lean solution process x/%

1.2 模型主要工藝參數(shù)

天然氣脫碳工藝在實際運行中原料氣處理量及基本工藝參數(shù)如表2所示。

表2 天然氣胺法脫碳半貧液工藝模型主要工藝參數(shù)Table 2 Main process parameters of the natural gas decarburization semi-lean solution process model

為實現(xiàn)半貧液工藝的準確模擬，在HYSYS模型中將吸收塔分為主吸塔和精吸塔兩部分，采用Absorber模塊進行模擬，將再生塔分為汽提塔及加熱再沸塔兩部分。根據(jù)實際工藝填料類型以及填料高度換算HYSYS中的板式塔理論塔板數(shù)為30，故設定吸收塔和再生塔的上下塔理論塔板數(shù)各為15。貧、富液換熱器則用于貧液的冷卻及富液的預熱過程，采用Heat Exchanger模塊進行設置，用于模擬兩股物流的熱量交換過程，此處采用簡捷計算模型，采用默認的換熱器結(jié)構及幾何結(jié)構數(shù)據(jù)對其進行簡化。半貧液從再生塔中部抽出，經(jīng)分流后在吸收塔中部第16塊塔板處進入。

根據(jù)表1、表2中的數(shù)據(jù)以及簡化設定，利用HYSYS軟件建立醇胺法脫碳半貧液工藝流程模型，其示意圖如圖1所示。

1—Feed gas;2—Lean solution;3/4—Semi-lean solution;5—CO2 emission;E—Heat exchanger;P-100—Reflux pump;P-101—Lean solution pump;P-102—Semi-lean solution pump;P-103—Semi-lean solution reflux pump;T-100—Absorption column;T-101—Regeneration tower upper tower;T-102—Regeneration tower lower tower;V-101—Flash tank;V-102—Semi-lean solution tank;V-103—Gas-liquid separation tank;V-104—Reflux tank圖1 半貧液工藝HYSYS模型Fig.1 HYSYS model of semi-lean solution process

1.3 模型準確性驗證

將半貧液脫碳工藝模型中各物流參數(shù)模擬值與工廠天然氣胺法脫碳半貧液工藝中分散控制系統(tǒng)(DSC)實測值進行對比，以驗證所建模型的準確性，對比結(jié)果如表3所示。

由表3可知，模型計算得到的各工藝參數(shù)模擬值與工廠DSC實測值較為接近，且相對誤差均小于3%，可以認為所建立的半貧液工藝HYSYS模型較為準確。

表3 天然氣胺法脫碳半貧液工藝參數(shù)的工廠控制系統(tǒng)實測值與模型模擬值的對比驗證Table 3 Comparison and verification of factory control system measurement value and the model simulation value of natural gas decarburization semi-lean solution process parameters

2 天然氣胺法脫碳半貧液工藝再生過程閃蒸模擬結(jié)果

原料氣中部分烴類和CO2氣體在高壓吸收過程也會物理溶解在醇胺溶液中，隨著醇胺溶液富液經(jīng)減壓閥降至1000 kPa以下后進入閃蒸罐，物理溶解于富液中的CO2會在閃蒸罐內(nèi)析出；同時，由于醇胺溶液吸收CO2實為含氣體的可逆化學反應，壓力的降低也會導致化學反應平衡的移動，上述2種作用疊加后導致一部分的CO2在閃蒸罐內(nèi)釋放。在所建模型的基礎上，探究天然氣胺法脫碳半貧液工藝中的閃蒸壓力、吸收酸氣負荷(二氧化碳/N-甲基二乙醇胺摩爾比，n(CO2)/n(Amine)，下同)、吸收塔壓力以及吸收塔富液出塔溫度等參數(shù)的變化對閃蒸過程CO2釋放量的影響，以確定不同操作參數(shù)對于閃蒸過程CO2釋放量的影響。

2.1 閃蒸壓力對閃蒸過程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分數(shù)為35%時，控制模擬條件中吸收壓力3300 kPa、吸收酸氣負荷0.65、吸收塔富液出塔溫度358.15 K，調(diào)整閃蒸壓力在400～800 kPa之間變化，得到不同閃蒸壓力下閃蒸過程CO2釋放量的變化如圖2所示。

圖2 閃蒸壓力(pFF)對閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.2 Effects of flash pressure (pFF)on CO2 emission (qRF)from flash evaporation xCO2=35%;pA=3300 kPa;n(CO2)/n(Amine)=0.65;TER=358.15 K

由圖2可知，隨著閃蒸壓力的降低，CO2釋放量遞增且增加幅度逐漸變大。當閃蒸壓力大于600 kPa時，閃蒸壓力的變化對閃蒸過程CO2釋放量影響較小，CO2釋放量均在10～20 kmol/h之間變化，且其下降幅度逐漸變小。當閃蒸壓力小于600 kPa時，閃蒸過程中CO2釋放量較大，且隨著閃蒸壓力不斷減小，CO2釋放量呈現(xiàn)大幅增長趨勢。醇胺溶液吸收CO2的過程為可逆化學反應，且其中含有氣相CO2，壓力的變化對其化學反應平衡具有較大的影響，所以當吸收塔出塔酸氣負荷一定的情況下，閃蒸過程CO2釋放量的增大減少了再生塔內(nèi)的富液再生負擔，從而起到降低能耗的效果。因此，建議調(diào)整工藝中閃蒸壓力不大于600 kPa。

2.2 吸收酸氣負荷對閃蒸過程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分數(shù)為35%時，控制吸收壓力3300 kPa、閃蒸壓力600 kPa、吸收塔富液出塔溫度358.15 K，調(diào)整吸收酸氣負荷n(CO2)/n(Amine)在0.5～0.8之間變化，得到吸收酸氣負荷對閃蒸過程中CO2釋放量的影響如圖3所示。

圖3 吸收酸氣負荷(n(CO2)/n(Amine))對閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.3 Effects of acid gas absorption load (n(CO2)/n(Amine)) on CO2 emission (qRF)from flash evaporation xCO2=35%;pA=3300 kPa;pFF=600 kPa;TER=358.15 K

由圖3可知，隨著吸收酸氣負荷的增大，CO2釋放量逐漸增加且增長幅度逐漸變大。當吸收酸氣負荷n(CO2)/n(Amine)由0.5變化至0.8時，其閃蒸過程的CO2釋放量由4.92 kmol/h突增至172.5 kmol/h。分析可知，增強氣-液傳質(zhì)過程使混合胺液在吸收塔內(nèi)盡量吸收飽和，吸收塔出塔胺液的酸氣吸收負荷維持在較大值，以發(fā)揮閃蒸過程的作用，起到間接降低能耗的作用。當吸收酸氣負荷n(CO2)/n(Amine)大于0.65時，較小的吸收酸氣負荷增加量便會使閃蒸過程CO2釋放量有較大的增長。因此，建議調(diào)整工藝中吸收酸氣負荷n(CO2)/n(Amine)不小于0.65。

2.3 吸收壓力對閃蒸過程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分數(shù)為35%時，控制閃蒸壓力600 kPa、吸收塔富液出塔溫度358.15 K、吸收酸氣負荷n(CO2)/n(Amine)=0.65，調(diào)整吸收壓力在2900～4300 kPa之間變化，考察不同吸收壓力下閃蒸過程中CO2釋放量的變化如圖4所示。

圖4 吸收壓力(pA)對閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.4 Effects of the absorption pressure (pA)on CO2 emission (qRF)from flash evaporation xCO2=35%;n(CO2)/n(Amine)=0.65;pFF=600 kPa;TER=358.15 K

由圖4可知，隨著吸收壓力的逐漸增大，閃蒸過程的CO2釋放量呈現(xiàn)線性增長。天然氣胺法脫碳的吸收壓力主要取決于所處理的原料氣的壓力，醇胺溶液吸收CO2的反應為質(zhì)子傳遞的快速化學反應，原料氣壓力升高，氣體中CO2的分壓也相應升高，從而增加了富液中的CO2含量。對圖4的模擬結(jié)果分析可知，在控制閃蒸壓力為600 kPa下，在2900～4300 kPa范圍內(nèi)增大吸收壓力，閃蒸罐內(nèi)富液的CO2溶解度的變化不大，其曲線變化趨勢是由于吸收壓力的升高導致吸收塔出塔富液口與閃蒸罐之間的壓力差增大，進而使閃蒸過程CO2釋放量呈現(xiàn)線性增長趨勢。

2.4 吸收塔富液出塔溫度對閃蒸過程CO2釋放量的影響

在原料氣中CO2摩爾分數(shù)為35%時，控制閃蒸壓力600 kPa、吸收壓力3300 kPa、吸收酸氣負荷n(CO2)/n(Amine)=0.65，調(diào)整吸收塔富液出塔溫度在341.15～363.15 K之間變化，得到富液出塔溫度對閃蒸過程CO2釋放量的影響如圖5所示。

由圖5可知，隨著吸收塔富液出塔溫度在調(diào)整范圍內(nèi)逐步升高，閃蒸過程CO2釋放量先升高后降低?；旌洗及啡芤何誄O2的反應為放熱反應，溫度較高不利于吸收反應的進行，導致醇胺溶液中酸氣負荷減小，由2.2節(jié)所述可知，酸氣負荷較低時不利于閃蒸過程的CO2釋放。同時對閃蒸過程分析可知，其通過醇胺溶液富液的瞬間減壓過程使得反應平衡向逆反應方向移動，同時其逆反應過程吸熱，而溫度較高有利于反應逆向移動，使得CO2更易從富液中釋放出來。分析圖5認為，在模擬所設定的工況下，當吸收塔富液出塔溫度高于353.15 K時，溫度升高對吸收酸氣負荷的負面影響大于對閃蒸過程的提升效果，導致閃蒸過程CO2釋放量隨著富液出塔溫度的升高而降低；當吸收塔富液出塔溫度低于353.15 K時，其溫度變化對閃蒸過程影響占主導作用。

圖5 吸收塔富液出塔溫度(TER)對閃蒸CO2釋放量(qRF)的影響Fig.5 Effects of the temperature (TER)of rich solution from absorption column on CO2 emission (qRF) from flash evaporation xCO2=35%;n(CO2)/n(Amine)=0.65;pA=3300 kPa;pFF=600 kPa

2.5 再生過程閃蒸CO2釋放量影響因素敏感性分析

為探究各工藝參數(shù)對閃蒸過程CO2釋放量的影響程度，通過利用各工藝參數(shù)作為自變量，閃蒸CO2釋放量為因變量進行敏感性分析。分析過程中，使自變量值與自變量初值的比值作為該項的比例因子，設每種變量初值對應比例因子為1。以自變量閃蒸壓力為例，自變量和因變量的比例因子計算如表4所示，各影響因素敏感性分析如圖6所示。

表4 不同閃蒸壓力下的自變量與因變量的比例因子Table 4 Proportion factors of independent variable and dependent variable under different flash pressures

由圖6可以看出，吸收酸氣負荷對閃蒸CO2釋放量的影響最大，吸收塔富液出塔溫度對閃蒸釋放CO2量的影響相對較小，且吸收壓力對閃蒸CO2釋放量的影響大于閃蒸壓力。因此，閃蒸CO2釋放量對各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序為吸收酸氣負荷、吸收塔富液出塔溫度、吸收壓力、閃蒸壓力。

3 天然氣胺法脫碳半貧液工藝再生過程能耗模擬結(jié)果

在天然氣脫碳半貧液工藝再生過程能耗模擬研究中，系統(tǒng)再生能耗的大小由再沸器負荷和CO2釋放量決定。通過改變再沸器溫度、半貧液分流比、再生塔富液進料溫度及醇胺溶液循環(huán)量等參數(shù)，借助再生CO2釋放量曲線，對系統(tǒng)再生能耗和原料氣凈化效果影響規(guī)律進行探究，同時對工藝參數(shù)的選取及工藝流程對其產(chǎn)生的影響進行分析。

3.1 再沸器溫度的確定

再沸器溫度為半貧液工藝中影響貧液、半貧液及富液酸氣負荷的關鍵因素之一，再沸器溫度在很大程度上決定了再沸器負荷的大小。通過所建立的模型，在383.15～390.15 K之間改變再沸器溫度，通過模擬得到其與再生能耗、原料氣凈化效果以及再生CO2釋放量的關系如圖7所示。

由圖7可知:當再沸器溫度低于387.15 K時，隨著再沸器溫度升高再生CO2釋放量及再生能耗增長幅度較??；當再沸器溫度超過387.15 K時，二者隨著溫度升高出現(xiàn)較為快速的增長。凈化氣中CO2含量則隨著再生溫度在變化區(qū)間內(nèi)升高呈現(xiàn)先降低后升高趨勢。在半貧液工藝中，當再沸器溫度升高時，由再生塔下塔供給上塔的汽提蒸汽溫度升高，導致由富液再生得到的半貧液出塔溫度升高；雖然汽提溫度升高可在一定程度上提升再生CO2釋放量，從而減少半貧液的酸氣負荷，使其循環(huán)容量有一定的增加，但由于再生得到的半貧液由再生塔中部出塔后未經(jīng)冷卻直接泵入吸收塔中部進行吸收過程，醇胺溶液吸收CO2的反應為放熱反應，半貧液溫度升高會起到抑制反應進行的效果。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中再沸器溫度為387.15 K。

3.2 貧液及半貧液分流比的確定

設定再沸器溫度為387.15 K，控制醇胺溶液循環(huán)量為43758 kmol/h，設定半貧液分流比在0.800～0.925之間，得到半貧液分流比與再生能耗、原料氣凈化效果及再生CO2釋放量關系如圖8所示。

由圖8可知，隨著半貧液分流比的增加，再生CO2釋放量呈現(xiàn)緩慢的線性減小趨勢，凈化氣中CO2含量逐步增加，CO2脫除效果變差，而再生能耗則先降低之后緩慢增加。對于再生塔內(nèi)的再生過程，固定貧液和半貧液總循環(huán)量一定，隨著半貧液分流比的增大，再生過程CO2釋放量不斷減小。而當貧液循環(huán)量降低時，在再生塔下塔與再沸器直接換熱汽提的醇胺溶液量減小，再沸器負荷隨之降低，因此單位CO2的再生能耗呈現(xiàn)先降低后緩慢升高的趨勢，曲線的低谷出現(xiàn)于半貧液分流比在0.85～0.90 之間。對于工藝凈化效果曲線，增加半貧液分流比直接導致貧液量降低，從而造成整個工藝的凈化效果呈逐步下降的趨勢。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中半貧液分流比為0.85。

3.3 再生塔富液進料溫度的確定

設定再沸器溫度為387.15 K、半貧液分流比為0.85，控制再生塔富液進料溫度在338.15～358.15 K之間變化，得到再生塔富液進料溫度與再生能耗、原料氣凈化效果及再生CO2釋放量的關系如圖9所示。

Ed—Regeneration energy consumption;xCO2—CO2 mole fraction;qRR—CO2 released by regeneration;r—Semi-lean solution split ratio;TR—Reboiler temperature;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column;qC—Circulation of amine solution圖8 半貧液分流比對再生過程的影響Fig.8 Effects of the semi-lean solution split ratio on regeneration(a)Ed vs.r;(b)xCO2 vs.r;(c)qRR vs.r TR=387.15 K;TRF=343.15 K;qC=43758 kmol/h

由圖9可知，隨著再生塔富液進料溫度由338.15 K升高至358.15 K，再生CO2釋放量呈線性增長趨勢，再生能耗則不斷降低。凈化氣中CO2含量變化隨著富液進料溫度的升高先降低，在343.15～348.15 K附近達到低谷后不斷增大，且進料溫度低時凈化效果較好。原因可能為：富液進料溫度越高，塔內(nèi)醇胺溶液提升到再沸溫度所需的熱量越小，使得再沸器熱負荷降低。同時整個再生塔內(nèi)溫度梯度的整體上移，增加了醇胺溶液的再生CO2釋放量，使得單位CO2的再生能耗進一步降低。當再生塔富液進料溫度較低時，導致出塔的半貧液溫度也隨之降低，由于吸收塔內(nèi)的CO2吸收為放熱過程，較低的吸收溫度有利于反應向正反應方向進行，增大了吸收塔內(nèi)的CO2吸收量，從而達到較好的凈化效果。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中再生塔富液進料溫度在348.15 K附近。

Ed—Regeneration energy consumption;xCO2—CO2 mole fraction;qRR—CO2 released by regeneration;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column;TR—Reboiler temperature;r—Semi-lean solution split ratio;qC—Circulation of amine solution圖9 再生塔富液進料溫度對再生過程的影響Fig.9 Effects of the rich solution feed temperature of regeneration column on regeneration(a)Ed vs.TRF;(b)xCO2 vs.TRF;(c)qRR vs.TRF TR=387.15 K;r=0.85;qC=43758 kmol/h

3.4 醇胺溶液循環(huán)量的確定

設定再生溫度387.15 K、半貧液分流比為0.85，控制再生塔富液進料溫度為348.15 K，調(diào)整系統(tǒng)中醇胺溶液循環(huán)量(即再生塔富液進料流量)在40000～50000 kmol/h之間變化，得到醇胺溶液循環(huán)量與原料氣凈化效果、再生CO2釋放量及再生能耗的關系如圖10所示。

由圖10可知，隨著醇胺溶液循環(huán)量的增大，再生過程CO2釋放量不斷增大，凈化氣中CO2含量不斷減小，凈化效果有較為明顯的提高。對于再生能耗，當醇胺溶液循環(huán)量小于46000 kmol/h時，單位CO2的再生能耗隨著富液流量變化并無較大波動。分析其原因認為：醇胺溶液循環(huán)量增大、半貧液分流比不變時，在再生塔下塔加熱再生的半貧液流量增大，使得再沸器負荷增大，而在醇胺溶液循環(huán)量增加的同時，再生過程CO2釋放量也相應增多，因此單位CO2再生所消耗的熱能并未隨著醇胺溶液循環(huán)量的增大而快速增加。而當醇胺溶液循環(huán)量增大到46000 kmol/h以上時，再生能耗出現(xiàn)了明顯的增長趨勢，由于再生條件(再沸器溫度和再生塔結(jié)構等參數(shù))的限制，醇胺溶液在再生塔內(nèi)的停留時間變短，再生反應CO2釋放量的增大趨勢變緩。結(jié)合再生能耗以及原料氣凈化效果的模擬結(jié)果，建議調(diào)整工藝中醇胺溶液循環(huán)量為46000 kmol/h。

3.5 再生過程能耗影響因素敏感性分析

為探究各影響因素對再生過程能耗的影響程度大小，以各影響因素作為自變量，再生過程能耗作為因變量進行敏感性分析。各影響因素敏感性分析結(jié)果如圖11所示。

由圖11可知，再沸器溫度對再生過程能耗影響最大，其次為醇胺溶液循環(huán)量，貧液及半貧液分流比和再生塔富液進料溫度對再生能耗影響相對較小，且貧液及半貧液分流比對再生能耗影響略大于再生塔富液進料溫度。因此，再生過程能耗對各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序為再沸器溫度、醇胺溶液循環(huán)量、貧液及半貧液分流比、再生塔富液進料溫度。

Ed—Regeneration energy consumption;xCO2—CO2 mole fraction;qRR—CO2 released by regeneration;qC—Circulation of amine solution;TR—Reboiler temperature;r—Semi-lean solution split ratio;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column圖10 醇胺溶液循環(huán)量對再生過程的影響Fig.10 Effects of the circulation of amine solution on regeneration(a)Ed vs.qC;(b)xCO2 vs.qC;(c)qRR vs.qC TR=387.15 K;TRF=348.15 K;r=0.85

4 結(jié) 論

利用HYSYS模擬軟件建立天然氣胺法脫碳半貧液工藝模型，探究工藝參數(shù)變化對閃蒸過程CO2釋放量、再生過程單位CO2再生能耗產(chǎn)生的影響，得到結(jié)論如下：

TR—Reboiler temperature;r—Semi-lean solution split ratio;TRF—Rich solution feed temperature of regeneration column;qC—Circulation of amine solution;f1—Proportion factor of independent variable;f2—Proportion factor of dependent variable圖11 再生能耗影響因素敏感性分析Fig.11 Sensitivity analysis of influencing factors of regeneration energy consumption

(1)對于閃蒸過程，CO2釋放量隨著閃蒸壓力升高呈現(xiàn)減小趨勢，壓力的變化對提升CO2釋放量的效果有限，當調(diào)整閃蒸壓力小于600 kPa時，高壓原料氣在進行凈化處理時閃蒸效果較好。吸收酸氣負荷對于閃蒸過程的影響較大，CO2釋放量隨著酸氣負荷變高呈現(xiàn)增大趨勢，吸收酸氣負荷(n(CO2)/n(Amine))在大于0.65時釋放效果明顯。CO2釋放量隨著吸收壓力升高呈現(xiàn)線性增長的趨勢。當吸收塔富液出塔溫度高于353.15 K時，CO2釋放量隨著富液出塔溫度的升高而降低；當吸收塔富液出塔溫度低于353.15 K時，其溫度變化對CO2釋放量影響占主導作用。

(2)再沸器溫度及再生塔富液進料溫度通過影響再生后半貧液出塔溫度以及半貧液酸氣負荷間接對凈化效果產(chǎn)生影響，同時直接影響再沸器負荷及再生過程CO2釋放量，導致再生能耗的變化。醇胺溶液循環(huán)量越大，原料氣凈化效果越好的同時再生能耗會有明顯增加。通過模擬研究發(fā)現(xiàn)：當再沸器溫度為387.15 K、半貧液分流比為0.85、富液進料溫度為348.15 K、醇胺溶液循環(huán)量46000 kmol/h時，在單位CO2的再生能耗較低的情況下，可較大程度地提升凈化效果。

(3)閃蒸CO2釋放量對各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序為吸收酸氣負荷、吸收塔富液出塔溫度、吸收壓力、閃蒸壓力；再生過程能耗對各操作參數(shù)的敏感性由大到小順序為再沸器溫度、醇胺溶液循環(huán)量、貧液及半貧液分流比、再生塔富液進料溫度。