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    地下煤氣化合成氣的脫碳提氫耦合工藝探討

    2024-02-02 12:19:22史世杰曾麗瑤周振華王召民高繼峰
    關(guān)鍵詞:醇胺貧液吸收劑

    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。

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