地下煤氣化合成氣的脫碳提氫耦合工藝探討

王 濤，史世杰，曾麗瑤，羅 珊，周振華，丁 鋒，王召民，高繼峰

（1. 中石化中原石油工程設(shè)計(jì)有限公司 河南 鄭州 451000；2. 中石化石油工程建設(shè)有限公司，北京 100020）

面對(duì)當(dāng)前能源發(fā)展趨勢(shì)，我國(guó)制定了雙碳戰(zhàn)略目標(biāo)[1-5]。其中氫能是一種清潔無污染、燃燒熱值高、來源和用途廣泛、適應(yīng)大范圍儲(chǔ)能且能量密度大的可再生二次能源，已成為我國(guó)實(shí)現(xiàn)能源結(jié)構(gòu)轉(zhuǎn)型的重要載體。《氫能產(chǎn)業(yè)發(fā)展中長(zhǎng)期規(guī)劃(2021—2035 年)》明確了氫能在我國(guó)能源的戰(zhàn)略地位、發(fā)展目標(biāo)和應(yīng)用體系等，制定了氫能產(chǎn)業(yè)中長(zhǎng)期發(fā)展的路線，這也為氫能產(chǎn)業(yè)發(fā)展提供了良好的契機(jī)[6-10]。結(jié)合我國(guó)“富煤”的資源賦存特點(diǎn)、制氫技術(shù)成熟度與成本等因素影響，煤制氫技術(shù)相較于光伏制氫、風(fēng)力發(fā)電制氫、生物質(zhì)制氫及核能和熱化學(xué)制氫等其他主要制氫技術(shù)具有明顯的技術(shù)和成本優(yōu)勢(shì)。

煤炭地下氣化（Underground coal gasification，UCG）技術(shù)是將底層中的煤炭資源進(jìn)行有控制的燃燒，在煤的熱作用下生成H2、CH4等可燃合成氣的技術(shù)[11-13]。但目前地下煤合成氣利用仍以熱電聯(lián)產(chǎn)為主，如發(fā)電、民用燃?xì)獾龋Y源利用率低，缺少商品天然氣、聯(lián)合循環(huán)發(fā)電、CO2驅(qū)油、氫能、化工原料和儲(chǔ)氣庫(kù)等產(chǎn)業(yè)鏈布局。此外，地下煤合成氣的組分極其復(fù)雜，含CO2和H2，同時(shí)還含有煤焦油等黏度較大的重組分，無切實(shí)可行且具有經(jīng)濟(jì)性的處理工藝。因此，地下煤合成氣的利用應(yīng)根據(jù)工程所在地的市場(chǎng)需求情況確定地面工程處理工藝及產(chǎn)品，將目標(biāo)產(chǎn)品進(jìn)行分離，獲得H2、液化天然氣（LNG）和液態(tài)CO2等，以實(shí)現(xiàn)經(jīng)濟(jì)效益最大化。地下煤合成氣的處理難度較大，采用單一的天然氣或合成氣凈化處理技術(shù)（如低溫精餾、溶劑吸收、吸附和膜分離等）無法直接分離各組分，因此，可采用兩種或多種處理工藝相結(jié)合的耦合處理工藝以分離得到目標(biāo)產(chǎn)品。

本文針對(duì)工況復(fù)雜的地下煤合成氣的組分特點(diǎn)提出基于膜分離技術(shù)的耦合提氫工藝，首先采用兩級(jí)膜分離工藝將合成氣中的CO2/H2與CH4分離得到CO2/H2混合氣，隨后采用醇胺吸收法將CO2/H2混合氣分離，制得高純度H2，最終實(shí)現(xiàn)合成氣中的H2回收。整個(gè)工藝流程使用HYSYS流程模擬軟件進(jìn)行模擬，經(jīng)過多種工藝技術(shù)的對(duì)比，最終確定最佳的適合地面工程處理的工藝技術(shù)路線。

1 UCG技術(shù)及路線設(shè)計(jì)

1.1 UCG技術(shù)

煤炭地下氣化是氣化劑與煤層發(fā)生反應(yīng)的過程[14]，其主要反應(yīng)示意圖見圖1，氣化過程可分為氧化、還原和干燥干餾3個(gè)反應(yīng)區(qū)。氣化劑（以純O2為主）注入到井下后遇到煤層燃燒，反應(yīng)生成大量CO2并釋放大量反應(yīng)熱，直至氣流中O2含量（物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)，下同）接近0。隨著氣流的流動(dòng)，CO2與熾熱的煤層和水繼續(xù)發(fā)生還原反應(yīng)生成H2、CH4等，該反應(yīng)為吸熱反應(yīng)。反應(yīng)持續(xù)進(jìn)行，干餾干燥區(qū)的煤層在熱作用下釋放出熱解煤氣。經(jīng)過氣化反應(yīng)后，地下的煤炭資源轉(zhuǎn)變?yōu)橐訦2、CH4為主的合成氣，實(shí)現(xiàn)了煤炭資源的清潔利用，氣化后的灰渣留在地下也一定程度上也緩解了傳統(tǒng)開采方式造成的采空區(qū)地面沉降或塌陷等問題。

圖1 煤炭地下氣化主要反應(yīng)示意圖Fig. 1 Schematic diagram of main reactions of underground coal gasification

1.2 UCG產(chǎn)品方案

基于UCG 技術(shù)生產(chǎn)的合成氣含有H2、CH4和CO2，經(jīng)適當(dāng)處理后可用于燃?xì)獍l(fā)電、制合成氨、制合成二甲醚、制純氫和天然氣等[15]。地下煤合成氣目前仍多用于熱電聯(lián)產(chǎn)，但地下煤合成氣中含有大量高附加值氣體如H2、CH4，因此該方式的經(jīng)濟(jì)效益偏低[16]，可以依據(jù)地下煤合成氣的組分特點(diǎn)及工程所在地的市場(chǎng)需求情況確定合適的地面工程處理工藝路線及產(chǎn)品方案，對(duì)其進(jìn)行深度處理、凈化分離以得到高附加值產(chǎn)品，如H2、LNG和液態(tài)CO2等，最大程度地回收和節(jié)約能量，降低裝置能耗，優(yōu)化技術(shù)路線，實(shí)現(xiàn)經(jīng)濟(jì)效益最大化。

1.3 UCG路線設(shè)計(jì)

目前低溫精餾、溶劑吸收、吸附和膜分離工藝都是天然氣或合成氣凈化處理的常見技術(shù)，其中膜分離工藝的流程簡(jiǎn)單、能耗較低、所需設(shè)備的建造成本低且占地面積小、易與其他處理工藝聯(lián)用形成耦合處理工藝，可實(shí)現(xiàn)較好的氣體凈化效果，具有良好的發(fā)展和應(yīng)用前景[17]。但是煤炭地下氣化形成的合成氣具有來氣壓力高、組分復(fù)雜（含CH4、H2和CO2等）的特點(diǎn)，采取單一的氣體處理工藝無法得到目標(biāo)產(chǎn)品，易造成資源的浪費(fèi)。因此，本文采用膜分離+溶劑吸收法耦合工藝處理地下煤合成氣，最終得到H2、液態(tài)CO2和LNG。耦合處理工藝既集成了單一技術(shù)的優(yōu)勢(shì)，又彌補(bǔ)了各自技術(shù)上的不足，是更為高效的合成氣處理工藝。

地下煤合成氣深度處理工藝路線見圖2，由煤炭氣化而成的合成氣夾帶著大量的煤焦油、含粉塵雜質(zhì)和水首先進(jìn)入到預(yù)處理單元進(jìn)行凈化，凈化后的合成氣（主要成分是CO2、H2和CH4）隨后進(jìn)入膜分離單元進(jìn)行分離處理。由于商業(yè)膜分離組件的H2/CO2分離因子一般不超過10，H2與CO2在聚合物中的滲透速率相近無法實(shí)現(xiàn)直接分離[18]，因此，設(shè)計(jì)本系統(tǒng)中合成氣經(jīng)過膜分離單元后分成兩股，一股為CO2/H2混合氣，另一股為以CH4主的脫碳?xì)?。CO2/H2混合氣隨后經(jīng)過醇胺吸收單元脫除CO2回收H2，CO2則經(jīng)過增壓、脫水和液化等工藝后形成液態(tài)CO2產(chǎn)品，脫碳?xì)饨?jīng)過脫CO、脫N2和液化工藝后形成LNG產(chǎn)品。綜上，地下煤合成氣經(jīng)過本系統(tǒng)的處理可得到多種產(chǎn)品，能最大化本項(xiàng)目的經(jīng)濟(jì)效益。

圖2 地下煤合成氣深度處理工藝路線Fig. 2 Deep treatment process routes of underground coalsynthesis gas

2 膜分離單元設(shè)計(jì)

2.1 膜分離技術(shù)

膜分離技術(shù)通過氣體分子在壓力的驅(qū)動(dòng)下通過膜孔的速率不一從而實(shí)現(xiàn)氣體分離[19-21]。CO2優(yōu)先滲透膜分離過程見圖3，煤合成氣（含CH4、H2和CO2）的氣體分子進(jìn)入到膜分離單元后，在壓力差和濃度差的作用下先后滲透過膜，由于滲透速率的差異，H2與CO2在滲透測(cè)富集，而CH4則在截留側(cè)富集，可實(shí)現(xiàn)CH4和H2/CO2的分離。此外，膜材料是膜分離技術(shù)的核心，氣體分離膜主要分為無機(jī)膜和高分子膜兩大類。其中，高分子膜材料具有廉價(jià)、易制備及機(jī)械性能好等特點(diǎn)，被廣泛的應(yīng)用在氣體分離領(lǐng)域。根據(jù)不同的生產(chǎn)實(shí)際情況，將膜材料組裝成各種膜組件。工業(yè)上應(yīng)用于天然氣脫碳、提氫系統(tǒng)的膜組件常采用螺旋卷式膜組件（裝填密度：200～800 m2/m3）及中空纖維式膜組件（裝填密度：500～9000 m2/m3） 。相比之下，中空纖維式膜組件具有更大的單位體積膜面積和更高的裝填密度，被廣泛用于大規(guī)模膜法工業(yè)應(yīng)用中。目前，高分子材料的氣體分離膜占據(jù)約90%的氣體膜分離市場(chǎng)，如聚砜（PSF）、醋酸纖維素（CA）、聚二甲基硅氧烷（PDMS）和聚酰亞胺（PⅠ）等。針對(duì)地下煤合成氣的來氣溫度高、壓力大的特點(diǎn)，本文選用分離選擇性好、耐壓且熱穩(wěn)定性極佳的PⅠ中空纖維膜組件用于地下煤合成氣膜分離單元的模型構(gòu)建，不同氣體在膜中的滲透速率如表1所示[22]。由表1，兩種中空纖維膜組件的材料雖然均為PⅠ，但兩種膜的適用溫度和分離性能不同，根據(jù)其差異分別用作CO2選擇膜和H2選擇膜。

表1 不同氣體在膜中的滲透速率Table 1 Permeation rates of different gases in membranes

圖3 CO2優(yōu)先滲透膜分離過程示意圖Fig. 3 Schematic diagram of CO2 preferential permeable membrane separation process

2.2 膜分離單元模型構(gòu)建

工藝模擬的氣體參數(shù)取自于某地下煤氣化項(xiàng)目[23]，地下煤合成氣的組成如表2 所示。本文使用Aspen HYSYS V10 對(duì)膜分離工藝處理地下煤合成氣的過程進(jìn)行模擬，模擬過程中采用Peng-Robinson狀態(tài)方程，膜分離模型采用Membrane Unit v3.0a。

表2 地下煤合成氣的組成Table 2 Composition of underground coal synthesis gas

本文的設(shè)計(jì)路線為合成氣先經(jīng)過膜分離單元后實(shí)現(xiàn)CH4和CO2/H2的分離，CO2/H2混合氣后在經(jīng)過醇胺吸收單元后分別進(jìn)行回收，最終得到脫碳?xì)猓–O2含量＜ 3%）、液態(tài)CO2和H2產(chǎn)品。其中，膜分離單元的膜組件1為H2選擇膜（PⅠ，150 ℃），膜組件2、3 為CO2選擇膜（PⅠ，35 ℃）。已知地下煤合成氣的來氣壓力高（3.35 MPa）、溫度高（＞ 200 ℃），合成氣的高來氣壓力可為膜分離單元提供推動(dòng)力，合成氣的溫度也可通過余熱回收后調(diào)整至膜分離單元的最佳工作溫度，由此可見膜分離技術(shù)能很好的匹配地下煤合成氣的分離工藝需求。

兩級(jí)膜分離工藝流程見圖4，調(diào)整合成氣的進(jìn)膜溫度為150 ℃，合成氣首先經(jīng)過一級(jí)膜分離單元的膜組件1 分離出大部分H2，物流1 中CH4含量為30.04%，CO2含量為57.25%，H2含量為0.83%，物流1經(jīng)過空冷器換熱后得到物流3，物流3中CH4含量為0.84%，CO2含量為36.31%，H2含量為62.25%。為了降低H2的損失率，合成氣繼續(xù)進(jìn)入到膜組件2中，得到的滲透氣物流2與物流4一同進(jìn)入到二級(jí)膜分離單元繼續(xù)分離，脫碳凈化氣中CO2含量≤ 3%，滿足我國(guó)對(duì)管輸天然氣中CO2含量的要求（GB 17820—2012《天然氣》）。合成氣經(jīng)過膜組件3后，得到了粗CO2氣體（CO2含量為93.30%）和CO2/H2混合氣（CO2含量為40.38%，H2含量為59.46%），基本實(shí)現(xiàn)了CO2/H2與CH4的分離，H2回收率為99.95%。由于膜組件均是以氣體的壓力為動(dòng)力不需要能耗，本系統(tǒng)中的能耗由壓縮機(jī)產(chǎn)生，經(jīng)計(jì)算為0.297 kW·h/m3。

圖4 兩級(jí)膜分離工藝流程Fig. 4 Two stage membrane separation process flow

3 醇胺吸收單元設(shè)計(jì)

3.1 醇胺吸收脫碳工藝

醇胺吸收法的脫碳工藝成熟，可根據(jù)原料氣中的酸氣含量和脫除深度進(jìn)行調(diào)整，適用范圍極廣[24]。該工藝主要包括：一乙醇胺法（MEA）法、二乙醇胺法（DEA）法和甲基二乙醇胺法（MDEA）法等。相較于MEA 和DEA，MDEA 分子中沒有活潑的氫原子，故化學(xué)穩(wěn)定性好，其水溶液的發(fā)泡傾向和腐蝕性均低于伯胺和仲胺水溶液。此外，MDEA法具有酸氣負(fù)荷高、容易再生和溶劑降解量小的特點(diǎn)，已成為最常用脫碳的技術(shù)[25]。本文中為了回收合成氣中的H2，將上述得到的CO2/H2混合氣通過醇胺吸收法進(jìn)行進(jìn)一步的處理，醇胺吸收脫碳提氫過程使用Aspen HYSYS V10 進(jìn)行模擬，模擬過程中采用酸性氣體化學(xué)溶劑（Acid gas-chemical solvent）物性方法。

傳統(tǒng)的MDEA 脫碳工藝見圖5，原料氣進(jìn)入吸收塔與塔內(nèi)的胺液發(fā)生反應(yīng)形成富液，并從底部流出，凈化氣從吸收塔塔頂排出。隨后，富液經(jīng)閃蒸、換熱后進(jìn)入再生塔，CO2從再生塔塔頂解吸，貧液則再次進(jìn)入吸收塔循環(huán)使用。該方法雖然能實(shí)現(xiàn)的CO2脫除，但胺液的循環(huán)量大、再生能耗高，因此需進(jìn)行工藝改進(jìn)。

圖5 傳統(tǒng)MDEA脫碳工藝Fig. 5 Traditional MDEA decarbonization process

改進(jìn)后的MDEA 脫碳工藝見圖6，CO2/H2混合氣首先進(jìn)入吸收塔，在吸收塔中自下而上的與吸收劑逆流接觸，混合氣中的CO2被吸收劑吸收從塔底流出，凈化氣從塔頂排出，經(jīng)閃蒸后得到H2。經(jīng)過多級(jí)閃蒸的富胺液解吸出部分CO2，貧液則分為兩部分，一部分進(jìn)入再生塔進(jìn)行再生，另一部分則繼續(xù)回到吸收塔中對(duì)CO2/H2混合氣進(jìn)行預(yù)吸收。該工藝可有效地降低胺液的循環(huán)量和胺液的再生能耗，提高來氣的脫碳效率。

圖6 改進(jìn)后的MDEA脫碳工藝Fig. 6 Improved MDEA decarbonization process

3.2 醇胺吸收脫碳工藝的吸收劑優(yōu)選

單一MDEA吸收劑的性能不足，造成胺液循環(huán)量較大，可通過溶劑的篩選與開發(fā)來降低醇胺吸收脫碳工藝的能耗。本文采取在MDEA 溶液中添加吸收活化劑哌嗪（PZ）、DEA 和MEA 等來提高吸收劑的吸收能力，活化劑在吸收CO2過程中符合“穿梭”機(jī)理（圖7）。當(dāng)CO2進(jìn)入吸收塔后，活化劑快速與CO2發(fā)生反應(yīng)，以胺基甲酸根離子的形式溶解在溶液中，之后將CO2傳遞給MDEA并轉(zhuǎn)化為自由胺繼續(xù)吸收CO2，這種“一來一往”的擴(kuò)散，構(gòu)成了“穿梭”狀態(tài)[26]。

圖7 “穿梭”機(jī)理示意圖Fig. 7 Schematic diagram of “shuttle” mechanism

本文中吸收劑的配比（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）為0.03%的活化劑（PZ、DEA和MEA）+ 0.42% MDEA + 0.55% H2O，使用Aspen HYSYS 軟件對(duì)CO2/H2混合氣（溫度40 ℃、壓力3.35 MPa）的醇胺吸收脫碳工藝進(jìn)行優(yōu)化，通過調(diào)整吸收劑的配方，確定最佳的醇胺吸收脫碳工藝技術(shù)路線。

吸收劑循環(huán)量與CO2吸收總量的關(guān)系曲線見圖8，CO2吸收總量隨著吸收劑循環(huán)量的增大而增大，當(dāng)循環(huán)量增大至一定程度時(shí)，CO2吸收總量達(dá)到飽和，表明CO2/H2混合氣中的CO2被全部吸收。當(dāng)吸收劑循環(huán)量為0～100 m3/h 時(shí)，PZ + MDEA 吸收劑的CO2吸收總量最大，并且CO2吸收總量達(dá)到飽和時(shí)所需的PZ + MDEA 吸收劑循環(huán)量最小。由此可知，相較于DEA + MDEA、MEA + MDEA吸收劑，PZ + MDEA 吸收劑有著最佳的吸收能力。造成吸收能力差異的原因是PZ 分子中的氨基氮原子多于DEA、MEA，其與CO2的反應(yīng)程度更大。

圖8 吸收劑循環(huán)量與CO2吸收總量的關(guān)系曲線Fig. 8 Relationship curves between circulating amount of absorbent and total amount of CO2 absorption

吸收劑循環(huán)量與凈化氣中CO2含量的關(guān)系曲線見圖9，凈化氣中CO2的含量隨著吸附劑循環(huán)量的增大而減小，當(dāng)凈化氣中CO2含量為0時(shí)，表明CO2/H2混合氣中的CO2被全部吸收。當(dāng)凈化氣中CO2含量約為 3%時(shí)，吸收劑對(duì)應(yīng)的循環(huán)量由大到小依次為：DEA + MDEA、MEA + MDEA 和PZ + MDEA，再次印證了PZ + MDEA吸收劑與CO2的反應(yīng)能力更強(qiáng)，在滿足凈化氣管輸要求下最大限度的降低了循環(huán)量，有利于降低成本、節(jié)約能耗并提高項(xiàng)目的經(jīng)濟(jì)性。

圖9 吸收劑循環(huán)量與凈化氣中CO2含量的關(guān)系曲線Fig. 9 Relationship curves between circulating amount of absorbent and CO2 content in purified gas

吸收劑與CO2反應(yīng)后形成的富液進(jìn)入再生塔，經(jīng)過再生的貧液再次循環(huán)至吸收塔，但重沸器則會(huì)產(chǎn)生大量再生能耗。重沸器熱負(fù)荷與貧液中CO2含量的關(guān)系曲線見圖10，隨著重沸器熱負(fù)荷的增加，貧液中CO2含量降低，吸收劑的再生程度增加。相同的酸氣負(fù)荷下，DEA + MDEA 吸收劑相較于MEA + MDEA、PZ + MDEA 吸收劑更容易再生，DEA + MDEA吸收劑的再生熱負(fù)荷最小。

圖10 重沸器熱負(fù)荷與貧液中CO2含量的關(guān)系曲線Fig. 10 Relationship curves between heat load of reboilers and CO2 content in lean solution

胺液的再生過程中，再生溫度過高不僅會(huì)導(dǎo)致吸收劑的降解變質(zhì)，而且會(huì)引起塔底溫度上升造成塔底熱負(fù)荷增大。根據(jù)SY/T 0011—2007《氣田天然氣凈化廠設(shè)計(jì)規(guī)范》的規(guī)定，基于MDEA 法的脫碳工藝中的重沸器溫度應(yīng)低于127 ℃。重沸器再生溫度與CO2解吸率的關(guān)系曲線見圖11，CO2解吸率隨著再生溫度的增大而逐步增大。在保證一定的CO2解吸率下，使用PZ + MDEA吸收劑所需的重沸器的再生溫度最低，顯示出PZ + MDEA吸收劑的良好性能。綜上所述，PZ + MDEA 吸收劑相較于DEA + MDEA、MEA + MDEA 吸收劑來說，具有最佳的吸收性能，且使用該吸收劑可有效降低再生能耗，有利于提升項(xiàng)目的經(jīng)濟(jì)性。

圖11 重沸器再生溫度與CO2解吸率的關(guān)系曲線Fig. 11 Relationship curves between reboiler regeneration temperature and CO2 resolution rate

3.3 醇胺吸收脫碳工藝的提氫結(jié)果

通過模擬試驗(yàn)數(shù)據(jù)可看出，當(dāng)部分胺液作為半貧液重新進(jìn)入吸收塔的下半部后，半貧液和酸性濃度較高的氣體接觸，兩段吸收保證了脫碳處理的凈化度。同時(shí)，僅有部分富胺液完全再生成貧液，再生熱負(fù)荷隨著半貧液回流量的增大而先減小后增大，當(dāng)半貧液回流量為30%時(shí)，再生熱負(fù)荷最小，為20710 kW。最終得到的H2純度（物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)）≥ 99%。滿足對(duì)工業(yè)氫純度的要求（GB/T 3634.1—2006《氫氣第1 部分：工業(yè)氫》）時(shí)，吸收劑的回流量為30%，再生塔底熱負(fù)荷最低。該部分的能耗由再生塔頂回流泵（泵2）、貧液提升泵（泵1）、貧胺液回流泵（泵3）、半貧液增壓泵、再生塔重沸器、凈化氣冷卻器（空冷器1）、再生塔頂冷卻器（空冷器3）、貧胺液冷卻器（空冷器5）、半貧液冷卻器（空冷器4）和閃蒸氣冷卻器（空冷器2）等設(shè)備產(chǎn)生，通過計(jì)算可得到該部分的綜合能耗為0.341 kW·h/m3。

4 耦合工藝校驗(yàn)分析

因膜分離+醇胺吸收脫碳工藝暫無工業(yè)界數(shù)據(jù)提供校對(duì)，本文采取文獻(xiàn)中[23-26]的技術(shù)參數(shù)分別對(duì)醇胺吸收單元和一級(jí)膜分離單元進(jìn)行校驗(yàn)，以保障模擬分析的準(zhǔn)確性。一級(jí)膜分離單元的模擬數(shù)據(jù)以大連歐科膜技術(shù)工程有限公司所提供的膜處理技術(shù)參數(shù)為基礎(chǔ)（表3）。經(jīng)計(jì)算得，模擬所得滲透氣流量和CO2含量與廠家數(shù)據(jù)的相對(duì)偏差分別為3.62%和0.86%；模擬所得滲余氣流量和CO2含量與廠家數(shù)據(jù)的相對(duì)偏差分別為3.89%和0.89%。同理，以已有的的醇胺吸收單元數(shù)據(jù)[23]為基礎(chǔ)進(jìn)行模擬，模擬后的脫碳?xì)釩O2含量為6.815%與該文獻(xiàn)數(shù)據(jù)7.051%接近，相對(duì)偏差為3.34%（表4）。以上實(shí)驗(yàn)結(jié)果證明了膜分離單元和醇胺吸收單元的可靠性，可基于此模型開展進(jìn)一步的模擬實(shí)驗(yàn)。通過膜分離+溶劑吸收耦合工藝的處理，地下煤合成氣最終轉(zhuǎn)換為脫碳凈化氣、純CO2和工業(yè)級(jí)H2，提高了項(xiàng)目的經(jīng)濟(jì)價(jià)值，具有較大的應(yīng)用潛力。

表3 一級(jí)膜分離單元的模擬數(shù)據(jù)和廠家數(shù)據(jù)對(duì)比Table 3 Comparison of simulation data and manufacturer data of primary membrane separation unit

表4 醇胺吸收單元的模擬數(shù)據(jù)和文獻(xiàn)數(shù)據(jù)對(duì)比Table 4 Comparison of simulation data and literature data of alcohol amine absorption unit

5 結(jié)論

本文采用膜分離+溶劑吸收耦合的處理方法實(shí)現(xiàn)了地下煤合成氣的CO2脫除和H2提純，其中二級(jí)膜分離系統(tǒng)中凈化氣的CO2含量≤ 3%，實(shí)現(xiàn)了CO2/H2混合氣與CH4的分離，該步驟的能耗為0.297 kW·h/m3。隨后采用醇胺吸收法回收H2，通過優(yōu)化工藝并篩選吸收劑，確定了PZ + MDEA 作為吸收劑的部分富胺液回流的脫碳工藝方案。經(jīng)過處理后，H2純度≥ 99%，該步驟的能耗為0.341 kW·h/m3。綜上，本研究根據(jù)地下煤合成氣的組分特點(diǎn)設(shè)計(jì)出最佳的處理工藝路線及產(chǎn)品方案（如H2、LNG和液態(tài)CO2等），可最大限度地回收和節(jié)約能量，降低裝置能耗，優(yōu)化技術(shù)路線，實(shí)現(xiàn)經(jīng)濟(jì)效益最大化。