富液
- 冶煉煙氣CO2 吸收劑再生技術綜述
學反應，形成吸收富液，將其從煙氣中脫除；二是再生，對吸收富液進行再生，得到的吸收劑循環(huán)利用。吸收劑的再生是保證系統(tǒng)循環(huán)運行的關鍵，然而再生過程存在能耗高、吸收劑易損失等缺點，嚴重制約工業(yè)應用。因此，本文對冶煉煙氣CO2吸收劑再生技術進行綜述，并指出其研究方向。1 堿性吸收劑種類根據(jù)堿性的強弱程度，堿性吸收劑可分為弱堿吸收劑和強堿吸收劑。弱堿吸收劑主要是胺類，如乙醇胺（MEA）、二乙醇胺（DEA）、N-甲基二乙醇胺（MDEA）等，用于吸收煙氣中CO2；強堿吸
中國資源綜合利用 2023年9期2023-10-13
- 微波動態(tài)解吸參數(shù)對堿式硫酸鋁再生的影響
明，對于堿鋁脫硫富液解吸，在堿鋁溶液鋁量為32 g/L、堿度35%時，脫硫率和解吸率能保持較高水平。高藝等[11]、張子敬等[12]研究了堿鋁解吸法脫硫技術在小型靜態(tài)體系下的脫硫和解吸性能，并通過交替循環(huán)脫硫解吸實驗考察了堿鋁再生的影響因素和能力。在此基礎上，馮宇等[13]對靜態(tài)體系下的堿鋁脫硫富液進行了解吸本征動力學研究，得到了解吸反應的活化能與指前因子，為堿鋁解吸法的基礎理論提供可靠的數(shù)據(jù)支撐。在對堿式硫酸鋁再生法脫硫的相關特性以及性能的研究過程中，實
科學技術與工程 2022年29期2022-11-16
- 海上氣田乙二醇再生塔脫水脫鹽研究
MEG稱作MEG富液，MEG富液通常使用乙二醇回收及再生系統(tǒng)（MRU）進行除雜，除雜后的MEG稱作MEG貧液，MEG貧液通過管線輸送至入口實現(xiàn)循環(huán)使用。目前，國內海上氣田的MRU全部由國外公司提供[1-3]，MRU包括脫烴預處理、脫水及脫鹽共3個單元。其中，MEG富液脫水、脫鹽流程主要包括傳統(tǒng)工藝、全脫水脫鹽工藝和分流脫鹽工藝[4-6]。傳統(tǒng)工藝僅能去除MEG富液中的水。分流脫鹽工藝對乙二醇進行了脫烴、脫水、脫鹽處理，工藝成熟，但設備復雜且占地面積大，使用
石油化工設備 2022年5期2022-10-12
- 旋流脫烴內件在富液處理中的應用
后吸收了硫化氫的富液須通過溶劑再生裝置進行再生，溶劑再生效果的好壞直接影響到上游裝置的脫硫效果，所以溶劑再生是胺液脫硫中最關鍵的一個部分[1]。上游裝置含硫氣體在脫硫吸收塔與富液接觸吸收脫硫時，會有一部分烴類氣體溶解吸收在脫硫富液中。溶解在富液中的烴類氣體需要在富液進入再生塔再生前去除，否則過多的烴類進入溶劑再生塔容易導致再生塔溶劑發(fā)泡，造成塔板堵塞，影響塔板效率和再生效果，嚴重時會導致裝置停工[2]。同時，輕烴與硫化氫等酸性氣一起進入下游硫磺回收裝置容易
山西化工 2022年4期2022-09-23
- 吸收方式對燃煤電廠模擬煙氣碳捕集的影響
及反應后吸收液（富液）組分變化情況（見圖1）。 吸收塔內徑60 mm，填料層分為四段，每段填料層高40 cm，散堆填料使用Φ4 ×4 mm 狄克松環(huán)，比表面積1700 m2/m3，空隙率95%，材質為316 L。圖1 吸收裝置示意圖吸收塔進出口CO2濃度通過煙氣分析儀（testo 350，精度±0.3% +讀數(shù)的1%）測得，CO2捕集率（ηCO2）定義如下：式中：cin、cout分別為吸收塔進、出口煙氣中CO2濃度，%；nin、nout分別為吸收塔進、出口
能源工程 2022年4期2022-08-30
- 離子液脫硫聯(lián)產(chǎn)高濃度SO2的技術改造及應用
高溫時將SO2從富液中解吸釋放出來，離子液可循環(huán)使用，解吸氣中φ（SO2）約99%（濕基）。通過技術改造，將離子液脫硫產(chǎn)出的解吸氣進行干燥提純后制備高濃度SO2氣體，作為還原劑用于硒還原工序，既滿足環(huán)保治理需求，又將硫資源轉化為高附加值產(chǎn)品，達到雙贏局面。2 工藝流程離子液脫硫聯(lián)產(chǎn)高濃度SO2裝置分為制酸尾氣脫硫單元、環(huán)集煙氣脫硫單元和高濃度SO2干燥單元，其工藝流程見圖1。圖1 離子液脫硫聯(lián)產(chǎn)高濃度SO2裝置工藝流程2.1 制酸尾氣脫硫單元冶煉煙氣制酸系
硫酸工業(yè) 2022年2期2022-05-06
- 秦山核電廠蓄電池組改進
特點，通常簡稱為富液電池。但該型式的蓄電池存在維護工作風險高（釋放氫氣、酸堿作業(yè)）、維護工作量大（需定期檢查比重、液位、補酸補水）、占用空間大（只能直立安裝）等缺點。而閥控密封式鉛酸蓄電池（valve regulated lead acid battery，簡稱VRLA電池）是在富液電池的基礎上發(fā)展來的，具有能量密度高、大電流性能好、維護工作量小、安裝方式靈活多樣（可疊層臥放）等特點。VRLA電池作為后備電源已經(jīng)成功地替代富液式蓄電池廣泛應用于商業(yè)UPS電
科技視界 2022年8期2022-04-09
- Ca(OH)2化學解吸固定TEA富液中的CO2
作為化學解吸劑與富液中的CO2發(fā)生碳酸化反應，從而達到CO2解吸的目的。解吸后得到的CO2貧液可重復利用，同時CO2被礦化固定[6-7]。相比傳統(tǒng)的熱解吸等方式，化學解吸法對溫度的要求較低，可大幅降低解吸能耗，還可節(jié)省后續(xù)CO2的運輸和封存成本。馬偉春等[7]在20 ℃條件下將Ca(OH)2作為化學解吸劑與乙醇胺(MEA)富液中的CO2發(fā)生碳酸化反應，富液的解吸率可達55.02%。Liu等[8]在50 ℃條件下利用CaO化學解吸劑對MEA吸收的CO2進行化
動力工程學報 2022年3期2022-04-01
- 國外某銅鈷礦銅電積液除油工藝應用分析
銅萃取系統(tǒng)的電積富液經(jīng)過溶液池儲存與澄清后，首先泵送至前端電富液儲槽中經(jīng)過凝聚吸附，然后由泵送至末端雙介質過濾器進行深層除油，除油后的富液與電積貧液在電積液槽中調配濃度后再泵送至各電積槽內，其兩段除油過程中的有機相都可回收利用。其工藝流程如圖1所示。圖1 現(xiàn)場工藝流程該工藝具有以下特點：1）通過減少進入電積系統(tǒng)中的有機相，提升了陰極板表觀質量與美觀度，減少了貼水；2）通過減少電積液中被氧氣降解的量，減少了電積貧液返回萃取系統(tǒng)的有機相小分子數(shù)量，從而有利于減
有色冶金設計與研究 2022年1期2022-03-21
- 超重力吸收與批式解吸工藝結合用于乙醇胺(MEA)- 乙醇溶液沼氣脫碳的研究
高溫降解，且由于富液在反應器中的停留時間較短從而導致解吸不徹底。批式解吸工藝則可以自由控制解吸時間，解吸時間的延長能夠有效地提高解吸程度，從而降低吸收過程的溶液用量。出于經(jīng)濟性考慮，實際沼氣脫碳應用中必須做到MEA的循環(huán)利用，因此富液解吸過程是極為重要的環(huán)節(jié)，而目前大部分的化學吸收脫碳研究都集中在吸收方面，針對解吸的研究較少。用于MEA化學吸收脫碳的吸收傳質設備以傳統(tǒng)塔器為主，但傳統(tǒng)塔器占據(jù)空間大、投資成本高、傳質效率不高。超重力反應器(RPB)是一種強化
北京化工大學學報（自然科學版） 2022年1期2022-03-13
- 天然氣脫碳胺液再生能耗分析
制再生程度、調整富液吸收容量、調節(jié)胺液循環(huán)量等方法降低了再生能耗[5-9]。也有研究者通過實驗對不同配方胺液的再生性能進行了研究，探究了CO2負載、初始解吸速率和胺液配比等因素對再生能耗的影響[10-16]，但大多以靜態(tài)再生方式研究胺液本身的性能，難以反映工業(yè)中動態(tài)再生過程的能耗變化，且通過表觀的再生能耗變化難以分析出影響胺液再生性能的內在機理。因此，建立胺液動態(tài)再生實驗裝置，分析再生過程中不同熱能消耗的變化規(guī)律是當前探究胺液再生機理的有效手段之一。本文基
天然氣化工—C1化學與化工 2022年1期2022-03-08
- 冶煉煙氣制酸尾氣脫硫裝置的優(yōu)化
。吸收SO2后的富液暫存于脫硫塔底，通過富液泵輸送，經(jīng)酸性氣富液換熱器、貧/富液換熱器升溫至95 ℃左右進入再生塔再生。富液在再生塔內解吸SO2，自流進入再沸器，通過蒸汽加熱的方式進一步解吸成貧液。再生塔底的貧液通過貧液泵輸送經(jīng)貧/富液換熱器、貧液冷卻器降溫后進入溶液槽，再通過溶液泵輸送至脫硫塔重新吸收SO2。再生塔解吸出的SO2隨蒸汽由再生塔頂引出，經(jīng)過酸性氣富液換熱器、酸性氣冷卻器冷卻后去氣液分離器，SO2氣體返回制酸系統(tǒng)制硫酸，冷凝液通過泵送回再生塔
硫酸工業(yè) 2021年11期2022-01-26
- 一種吸收劑再生設備及再生方法
的方式脫除吸收劑富液中的二氧化碳，屬于節(jié)能環(huán)保技術領域。將吸收了二氧化碳的富液采用加壓泵送入再生塔上部的膜催化反應器的管程，在中空纖維膜的內表面活性組分的催化下及低壓蒸汽提供熱量的條件下，富液分解為二氧化碳和吸收劑。解吸后的富液由設置在閃蒸再生塔頂?shù)臏p壓閥減壓至常壓，二氧化碳從溶液中解吸并通過氣液分布器進入閃蒸再生塔，其中閃蒸二氧化碳氣體由設置在閃蒸再生塔頂?shù)脑偕鷼夤芫€排出塔外，貧液經(jīng)填料層后由閃蒸再生塔底的貧液管線送出塔外。本發(fā)明與現(xiàn)有熱再生方式相比，具
能源化工 2021年5期2021-12-27
- 基于膜空氣吹掃技術的農(nóng)業(yè)溫室增施CO2研究
O2吸收劑溶液(富液)的再生能耗高，其可占總系統(tǒng)能耗的60%以上[14]，從而造成CO2分離成本高[15]。對于更易受成本影響的沼氣CO2分離而言[16]，降低富液再生能耗成為關鍵。因此，如將富液作為CO2載體，將富液的CO2再生過程延伸到農(nóng)業(yè)溫室，與溫室的CO2氣肥增施系統(tǒng)結合，就可以將吸收劑富液的再生能耗轉嫁到農(nóng)業(yè)溫室運營中，進而降低沼氣提純成本。采用上述方式還能為農(nóng)戶節(jié)省CO2成本，同時增施系統(tǒng)還能部分替代溫室的增溫設備以及內通風設備，可進一步降低溫
農(nóng)業(yè)機械學報 2021年11期2021-12-07
- 海上平臺乙二醇再生工藝研究與應用
物主要是MEG 富液中的乳化液，在經(jīng)過MEG 再沸爐中的高溫條件下，在100 ℃左右其乳化液破乳裂解后，原油和膠質組分形成黑色粘稠狀物資，生成重烴組分。其且有粘度高、凝固點高的特性，容易污染系統(tǒng)和堵塞管線。3.4 乙二醇再生工藝分析當井口或海底管道注入了水化物抑制劑MEG，生產(chǎn)液到達中心平臺后，自段塞流捕集器分離出來的生產(chǎn)水中將富含MEG 的富液首先與來自MEG 再生器的MEG 進行換熱，降低再生后MEG 的溫度，同時起到預熱富液的作用。富液進入MEG 閃
化工管理 2021年31期2021-11-17
- 基于離子交換的乙二醇富液脫鹽實驗研究
附劑，開展乙二醇富液吸附脫鹽實驗研究。乙二醇富液接近中性，且無腐蝕性，其中陽離子主要是 Na+、Ca2+，陰離子主要為 Cl-，因此選擇工業(yè)上通用、低價的D001、D201、D113和D301樹脂,探討其吸附熱力學模型。1 實驗部分1.1 試劑與儀器鹽酸、乙二醇、氯化鈉、氯化鈣、硝酸銀、氫氧化鈉、乙二胺四乙酸二鈉均為分析純；D001陽樹脂、D113陽樹脂、D201陰樹脂、D301陰樹脂均為工業(yè)級，其主要物化特性見表1。表1 離子交換樹脂的主要特性Table
應用化工 2021年8期2021-09-22
- 硫磺貧富液二級換熱器故障分析與措施
劑再生裝置二級貧富液換熱器已服役7年，期間停工大修了一次，管束重新做了一次外防腐。裝置在運行過程中，發(fā)現(xiàn)富液流量過大。檢修發(fā)現(xiàn)該換熱器管束涂層脫落、換熱管斷裂，泄漏嚴重。1.1 工藝流程本裝置采用的甲基二乙醇胺作為吸收液，其正常的濃度控制在30%～32%，富液為吸收了酸性氣的氨液，貧液為已釋放酸性氣的氨液。如圖1所示，系統(tǒng)來的富液(富含H2S)經(jīng)富液過濾器過濾和二級貧富液換熱器換熱至65 ℃后，進入富液閃蒸罐脫除其中的氣態(tài)烴。底液經(jīng)過富液泵加壓后到一級貧富
化工管理 2021年24期2021-09-10
- 半貧液工藝再生過程閃蒸及能耗模擬優(yōu)化
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構及幾何結構數(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
石油學報（石油加工） 2021年5期2021-09-04
- 基于蒸汽壓縮-分流的電廠煙氣CO2捕集過程模擬優(yōu)化
卻可以增加吸收劑富液的吸收容量，降低貧液流量，再沸器能耗降低了2.84%。在以質量分數(shù)為30%的乙醇胺(MEA)為吸收劑的碳捕集傳統(tǒng)工藝流程中，解吸塔頂部排出的混合氣(100 ℃左右)中含有近50%的水蒸氣，采用直接冷卻的處理方式不僅會造成高品質能量的浪費，還會增大循環(huán)冷卻水的需求量。為了能有效回收該部分熱量，楊暉等[9]基于富液分流工藝，提出并對比了3種改進方法，結果表明以MEA為吸收劑時，熱負荷與冷負荷分別降低了15.65% 和34.41%。Zhang
動力工程學報 2021年7期2021-07-17
- MEA法碳捕集工藝再生塔能耗優(yōu)化
,以進入再生塔的富液的溫度為決策變量,對再生塔能耗進行優(yōu)化,得出參數(shù)變化時的最佳能耗,并進行案例對比分析,驗證所述優(yōu)化方法的有效性。1 再生塔單位能耗機制模型單乙醇胺法碳捕集工藝流程如圖1所示。電廠煙氣在水洗塔中清潔處理后,經(jīng)壓縮機加壓發(fā)生吸收反應。反應后的煙氣自吸收塔塔頂排出回流至煙道,塔底排出CO2富液。CO2富液經(jīng)貧富液換熱器升溫后從塔頂進入再生塔中完成富液的乙醇胺再生[14],其中再沸器提供CO2解吸所需的熱量。圖1 碳捕集工藝流程Fig.1 Pr
中國石油大學學報（自然科學版） 2021年2期2021-05-25
- 哌嗪活化N-甲基二乙醇胺半貧液脫碳工藝配方優(yōu)選及參數(shù)優(yōu)化
中貧液、半貧液、富液進行綜合分析，才能從根本上把握半貧液工藝下的胺液特性，開發(fā)出適合半貧液脫碳工藝的高效節(jié)能的胺液配方，實現(xiàn)裝置的優(yōu)化運行。因此，筆者針對某工廠半貧液脫碳工藝，采用吸收再生實驗方法對系統(tǒng)中的貧液、半貧液吸收CO2性能及富液解吸CO2性能進行綜合分析，優(yōu)選適用于半貧液工藝的PZ活化MDEA胺液配方，同時對優(yōu)選出的配方通過模擬進行運行參數(shù)優(yōu)化，優(yōu)化脫碳裝置運行，為工廠應用提供依據(jù)。1 半貧液脫碳工藝流程半貧液脫碳工藝流程[15]中原料天然氣經(jīng)過
石油學報（石油加工） 2020年4期2020-09-27
- 減壓膜蒸餾法含硫甲基二乙醇胺溶液再生研究
較低。但脫硫后的富液再生是嚴重的問題，大量的含硫富液若不及時處理，將會污染環(huán)境?，F(xiàn)階段一般采用高溫減壓蒸餾再生法進行處理，但該方法存在能耗高、投資成本高、再生率低等缺點。減壓膜蒸餾(VMD)是近年來興起的一種將傳統(tǒng)減壓蒸發(fā)技術和膜相結合的新型脫硫工藝。由于膜的下游處于負壓(抽真空)狀態(tài)，使得膜兩側的壓差較大，增強傳質能力；且膜組件具有較大的單位膜面積，可大大增加脫硫效率。利用減壓膜蒸餾對含硫MDEA溶液進行脫硫再生處理，可提高溶液再生率和降低再生能耗。本實
工業(yè)安全與環(huán)保 2020年9期2020-09-23
- 乙二醇再生與回收的再生工藝參數(shù)優(yōu)化
U）可除去MEG富液中的烴、酸氣、水和鹽雜質，從而得到滿足往入純度要求的MEG貧液，實現(xiàn)MEG的循環(huán)使用［1-2］。本文重點研究MRU中的再生脫水流程，對MRU中再生脫水單元的工作流程進行了簡介，采用Aspen Plus對其進行參數(shù)優(yōu)選，，采用Plus中的DSTWU進行簡捷設計并確定了相關參數(shù)，然后使用RadFrac對再生脫水進行嚴格模擬與優(yōu)化，本研究為MRU中再生脫水中再生塔設計奠定一定基礎。1 MRU再生單元設計1.1 MRU再生單元的工作原理經(jīng)預處理
云南化工 2020年7期2020-08-12
- 有機胺脫硫系統(tǒng)熱能回收技術探討
程見圖1。有機胺富液通過貧/富液換熱器和解吸后的貧液進行換熱升溫，回收解吸后貧液的熱量。升溫后的富液進入解吸塔，在解吸塔中上升二次蒸汽的作用下完成富液的解吸。解吸二次蒸汽進入塔頂冷凝器冷凝降溫，含有高純度SO2的不凝氣經(jīng)氣液分離后，送入液體SO2制備工序。圖1 有機胺脫硫解吸工藝流程2 有機胺脫硫系統(tǒng)熱量回收技術2.1 解吸二次蒸汽再熱富液一般來說，經(jīng)過貧/富液換熱器后富液的溫度可達到約90 ℃，使富液再次升溫至泡點（約102 ℃）的溫度差ΔT≈12 ℃，
硫酸工業(yè) 2020年5期2020-07-21
- 基于二次回歸正交組合設計的MDEA脫硫工藝參數(shù)優(yōu)選
氣凝液。 再經(jīng)貧富液換熱器預熱后進入再生塔， 利用重沸器的熱量實現(xiàn)胺和酸性氣體的分離。酸性氣體從塔頂流出，貧胺則從塔底排出。 貧胺經(jīng)過空冷器冷卻，再由泵將低溫貧胺的壓力提升至吸收塔壓力，低溫貧胺流入吸收塔的頂部，胺液沿吸收塔向下流動，同時完成對酸性氣體的吸收。圖1 醇胺法脫硫工藝流程1.2 HYSYS模型的建立國內某日處理200萬m3天然氣的天然氣凈化裝置， 其原料氣氣質組成如表1所示。 原料氣壓力為7.5MPa，溫度為25℃。表1 天然氣氣質組成MDEA
天然氣化工—C1化學與化工 2020年3期2020-07-18
- 吸收法處理有機尾氣技術研究
系統(tǒng)，吸收塔底部富液（吸收劑和環(huán)己烷混合物）經(jīng)泵送至解吸蒸餾塔以實現(xiàn)吸收劑與環(huán)己烷的分離，解吸塔底貧液（主要成分為吸收劑，含少量環(huán)己烷）送回吸收塔循環(huán)使用，解吸塔頂環(huán)己烷粗品送至回收塔，在回收塔內持續(xù)加入純水以實現(xiàn)環(huán)己烷—水體系的共沸蒸餾，最終回收含少量水的環(huán)己烷可經(jīng)油水分離后回到氧化工序作為原料使用。3 結果與討論3.1 吸收溫度對吸收效果的影響為研究吸收溫度對尾氣吸收效果的影響，試驗探索在控制吸收劑流量為11 m3/h 和吸收塔內氣液吸收溫度分別為11
環(huán)境保護與循環(huán)經(jīng)濟 2020年4期2020-06-08
- 對二甲苯裝船油氣回收裝置運行分析
流動，貧液吸收，富液進罐V310，由泵輸送到罐區(qū)，吸收機理為“相似相容”原理。圖1 回收裝置流程1.2 使用效果該油氣回收裝置使用后，裝船油氣污染基本消除，周邊環(huán)境改善明顯，裝船速度由180t/h提高到280t/h，提高了裝船效率，運行數(shù)據(jù)逐漸優(yōu)化：《大氣污染物綜合排放標準》（GB 16297—1996）規(guī)定，二甲苯油氣允許排放濃度≤90mg/m3，《儲油庫大氣污染物排放標準》（GB 20950—2007）規(guī)定，油氣處理效率≥95%，本裝置兩項指標均優(yōu)于該
建材與裝飾 2020年12期2020-05-11
- 真空膜蒸餾再生MDEA 脫碳富液過程優(yōu)化
的MDEA 脫碳富液。若MDEA 脫碳富液處置不當，不僅會因廢棄而增加生產(chǎn)成本，還會對環(huán)境造成嚴重危害。國內外大多采用汽提法對MDEA 脫碳富液進行處理，該方法能耗高、投資大，雖然很多人嘗試進行一定的工藝改進，但是收效不大，如胡捷［4］對汽提工藝的改進，張峰榛等［5］對雙塔汽提工藝的改進。真空膜蒸餾（VMD）技術是將膜技術與蒸餾過程相結合的一種新型膜分離技術，與汽提法相比，具有能耗低、操作簡單、投資較少等優(yōu)點［6-7］；目前在海水和苦咸水淡化［8-9］、廢
石油化工 2020年3期2020-04-28
- 溶劑再生裝置操作異常波動分析及對策
混合富胺液(簡稱富液)，富液主要是吸附H2S后的脫硫溶劑，裝置采用的脫硫溶劑為甲基二乙醇胺(MDEA)，溶劑質量分數(shù)按20%～45%控制，正常情況下質量分數(shù)控制在35%。MDEA的堿性隨溫度的升高而降低，在低溫時弱堿性的MDEA能與H2S結合生成胺鹽，在高溫下胺鹽能分解成H2S和MDEA。塔底貧胺液(貧液)H2S質量濃度小于1 g/L[1]。富液和貧液組成見表1。2號溶劑再生裝置的原則流程見圖1。來自裝置外的富液先經(jīng)過濾器過濾、貧富液一級換熱器加熱后進入富
石油煉制與化工 2020年4期2020-04-21
- 煙氣CO2捕集熱能梯級利用節(jié)能工藝耦合優(yōu)化
進入冷凝器與從貧富液換熱器換熱后的富液進行換熱，使富液達到更高的溫度，進而降低系統(tǒng)再生能耗；分流解吸節(jié)能工藝的引入主要是利用分流器將富液進行分流，一部分分流后的富液進入貧富液換熱器，因分流后熱富液流量減少，從而使得熱富液的溫度更高，更有利于解吸塔內解吸反應的進行，另一分流的冷富液與解吸塔頂蒸汽進行換熱后再進入解吸塔，這樣不僅減少了解吸塔頂蒸汽冷卻水用量而且降低了系統(tǒng)再生能耗；分布式換熱節(jié)能工藝的引入主要是利用串聯(lián)的兩個貧富液換熱器來提高富液溫度，促進解吸塔
化工進展 2020年2期2020-04-11
- 天然氣半貧液脫碳工藝三元胺液配方優(yōu)選
液工藝而言，由于富液再生過程利用汽提蒸汽余熱[10]，再生溫度較低，故其胺液篩選過程關注的重點與常規(guī)工藝有一定區(qū)別，除了胺液的吸收解吸性能以外，也應結合胺液的熱力學性能對其進行分析篩選，因此，在吸收劑選擇時，應綜合考慮吸收能力、解吸率、再生能耗等參數(shù)，在保證CO2凈化效果的同時，有效降低能耗和成本[11]。本研究基于某工廠PZ 活化MDEA 半貧液工藝[12]，在現(xiàn)有設備能力下進一步提升胺液性能，從降本增效的角度考慮，盡量減少胺液置換，故考慮在現(xiàn)有胺液配方
化工進展 2020年3期2020-04-01
- 酸性氣烴類含量對硫磺回收裝置的影響及對策
氣帶到再生裝置。富液閃蒸罐的閃蒸效果不好或不及時，將會造成酸性氣中烴類氣超標。硫磺裝置吸收塔過程氣中含有CO2，貧液吸收后進入再生系統(tǒng)，上游裝置脫硫氣中含有CO2。2 酸性氣中帶烴對硫磺回收的影響2.1 冷凝器管程及工藝管線堵塞酸性氣帶烴嚴重時，酸性氣燃燒需要過量的空氣，若制硫爐配風不及時，會造成烴類氣不完全燃燒造成析碳。制硫尾氣中存在的炭黑會依次經(jīng)過制硫爐、一級冷凝器、一級加熱器、一級反應器、二級冷凝器、二級加熱器、二級反應器、三級冷凝器、尾氣捕集器、尾
山東化工 2020年2期2020-02-15
- LNG槽車貧富液切換安全裝車動態(tài)模擬研究
收站內建有2 臺富液罐和2 臺貧液罐，裝車管線從LNG 儲罐罐內低壓泵出口直接到站外裝車單元區(qū)域，工藝流程如圖1所示。圖1 LNG裝車工藝流程簡圖Fig.1 LNG loading process flow diagramLNG槽車進站裝車前需在待裝區(qū)對預裝槽車的車輛狀況及安全附件進行檢查，確保車輛符合裝車條件。檢驗合格后進行過磅稱重，記錄槽車皮重，然后駛入指定裝車位，熄火并對車輛位置進行固定。站方工作人員進行靜電接地線、液相接口、氣相返回接口連接，確認槽
油氣田地面工程 2019年11期2019-12-13
- LNG儲罐貧富液混裝過程的動態(tài)研究
貧液（密度低）和富液（密度高）混合的儲存方式。本文結合國內已運行的某LNG接收站的貧富液接卸和儲存情況，采用數(shù)值模擬方式，動態(tài)研究了貧富液在混裝過程中分層情況，并給出混裝的操作建議，對LNG 接收站實現(xiàn)貧富液混裝和安全平穩(wěn)生產(chǎn)具有重要意義。曲順利等[3]建立了LNG 儲罐的翻滾模型，并利用Fluent 軟件，通過模擬儲罐的翻滾過程研究了儲罐的初始密度差、分層高度、儲罐罐容對LNG 翻滾的影響。孫福濤等[4]建立了大型LNG 儲罐分層及翻滾模型，考慮LNG
油氣田地面工程 2019年10期2019-11-12
- MVR 熱泵用于胺法捕集制氫馳放氣CO2 的能耗分析
充分反應后，變成富液并通過貧液泵輸送至貧富液換熱器與從解吸塔出來的貧液進行換熱，經(jīng)過換熱后的富液進入解吸塔進行解吸，解吸后的貧液由貧液泵輸送進入貧富液換熱器后經(jīng)過貧液冷卻器冷卻后回到吸收塔。圖1 傳統(tǒng)胺法捕集二氧化碳工藝流程MVR 熱泵馳放氣碳捕集工藝與傳統(tǒng)胺法捕集二氧化碳工藝流程不同的是來自吸收塔的富液通過富液泵輸送至貧富液換熱器與來自閃蒸塔的貧液進行換熱后再進入解吸塔解吸。而解吸塔底部的貧液經(jīng)過閃蒸罐閃蒸，產(chǎn)生二次蒸汽，此時貧液的顯熱轉化為蒸汽的潛熱，
云南化工 2019年6期2019-08-23
- 沼氣脫硫富液槽液位合理波動范圍分析
間，由于脫硫塔和富液槽液位控制效果不理想，使得富液槽中的液體經(jīng)常滿罐溢出，導致生產(chǎn)運行不穩(wěn)定、脫硫堿液的浪費、環(huán)境污染。脫硫塔和富液槽屬于雙容器串聯(lián)，若將貧液槽的堿液回流再考慮進去，脫硫塔和富液槽成了帶有流量循環(huán)式的雙容器串聯(lián)。目前已有的成果主要針對非流量循環(huán)式的雙容器串聯(lián)，常規(guī)的液位控制方式大多是液位直接調節(jié)，如文獻 [1]和文獻 [2]，也有模糊控制方式，如文獻 [3]。這些控制策略經(jīng)過生產(chǎn)實踐證明，要么液位波動太大，要么在PLC[4]中實現(xiàn)起來很困難
云南化工 2019年3期2019-05-28
- 高含硫天然氣集氣站三甘醇脫水工藝對比
離后外輸。三甘醇富液經(jīng)吸收塔塔底流出，經(jīng)過節(jié)流降壓及加熱后進入閃蒸罐，盡可能閃蒸出其中所溶解的烴類氣體。閃蒸氣可根據(jù)其組成進入燃料系統(tǒng)或灼燒爐等。閃蒸后的三甘醇富液經(jīng)過三級過濾后進入貧富液換熱器，以提高三甘醇進再生塔的溫度，經(jīng)過換熱，不僅提高了富甘醇進再生塔的溫度，也降低了貧甘醇進吸收塔的溫度，對于吸收、再生均有利。富甘醇在再生塔中提濃后經(jīng)過換熱，由泵打入吸收塔循環(huán)使用。1.2 工藝模擬采用HYSYS對國內天然氣氣田典型的三甘醇脫水工藝進行模擬，其中，氣田
石油與天然氣化工 2018年5期2018-11-02
- 深水多相混輸管輸量調整對乙二醇管理影響
對平臺上乙二醇貧富液的儲存和處理能力提出較高的要求。因此加強乙二醇貧液加注及富液再生的管理對管道的安全平穩(wěn)運行起著十分關鍵的作用。筆者擬就具有代表性的荔灣3-1氣田為例分析管輸量調整對乙二醇貧液加注及富液再生的影響。1 OLGA模型分析作為我國首個水深1500m的超深水氣田，荔灣3-1氣田在我國挺進深水、實施建設海洋強國戰(zhàn)略等方面具有顯著的技術先導和工程示范作用。針對深水氣田管道可能遇到的管輸量調整范圍，利用OLGA6.2多相流動態(tài)模擬軟件，對管輸量動態(tài)調
天然氣技術與經(jīng)濟 2018年3期2018-08-02
- 三甘醇脫水酸性組分分布研究
。吸收水的三甘醇富液自塔底流出，與再生塔頂部的水蒸氣換熱后進入三甘醇閃蒸罐，分離出被三甘醇溶液吸收的烴類氣體后，依次經(jīng)過三級過濾器，除去三甘醇溶液在吸收塔中吸收與攜帶的少量固體、液烴、化學劑及其它物質，以防止引起三甘醇溶液起泡、堵塞再生系統(tǒng)的精餾柱或使再沸器的火管結垢。過濾后的三甘醇溶液與貧液換熱后注入到再生塔中對富液進行提濃轉換為貧液，冷卻后由泵打入吸收塔循環(huán)使用。再生塔尾氣進入灼燒爐焚燒后排入大氣。圖1 常規(guī)三甘醇脫水工藝流程2 酸性組分在三甘醇脫水分
天然氣化工—C1化學與化工 2018年3期2018-07-17
- 蒸氨氨分解改為磷銨法生產(chǎn)氨水的實踐
收氨。含氨的磷銨富液送解吸塔解吸，塔底貧液經(jīng)換熱和冷卻后返回吸收塔，塔頂氨汽經(jīng)換熱和冷卻后得到產(chǎn)品氨水及液氨。圖1 蒸氨氨汽回收生產(chǎn)氨水及液氨流程圖1.2 生產(chǎn)方法首先通過酸堿反應，用磷酸一銨選擇性地與氨反應生成磷酸二銨，把氨從氨汽中吸收分離出來。接著利用磷酸二銨熱穩(wěn)定性差的特點，通過加熱把氨分解出來，冷凝冷卻得到氨水，氨水再經(jīng)精餾塔精餾得到99.8%液氨。1.3 工藝原理磷銨溶液中的鹽類主要以磷酸一銨（NH4H2PO4）和磷酸二銨（（NH4）2HPO4）
安徽化工 2018年3期2018-07-04
- 脫硫裝置貧富液換熱流程的改造
42）脫硫裝置貧富液換熱流程的改造俞 歡（南京金凌石化工程設計有限公司，江蘇南京 210042）通過對比現(xiàn)有同類脫硫裝置再生單元的貧富液換熱流程，發(fā)現(xiàn)采用二級換熱流程的富液入塔溫度比一級換熱后的富液入塔溫度高10℃，而蒸汽耗量下降了1.01t/h，循環(huán)水耗量減少了73t/h。經(jīng)過工藝改造實施后，采用二級換熱流程對降低脫硫裝置能耗和提高酸性氣收率都是十分有意義的。脫硫裝置；貧富液；二級換熱流程某脫硫裝置再生單元現(xiàn)有的貧富液（MDEA）換熱器采用的是一級換熱工
化工設計通訊 2017年12期2017-12-19
- 煤化工中低溫甲醇洗流程的模擬與改進
圖所示，兩股甲醇富液在中壓閃蒸之后，進入塔D102之前，分別設置閃蒸罐S104和S105，繼續(xù)閃蒸，通過控制這兩個閃蒸壓力，得到不同純度的CO2產(chǎn)品氣。圖2 改進流程設計圖詳細流程圖：從原流程中壓閃蒸罐S102和S103出來的不含硫甲醇富液L13和含硫甲醇富液L20繼續(xù)閃蒸釋放出更多的有效氣，分別經(jīng)減壓閥V103和V105進入閃蒸罐S104和S105。其中，從L13富液中閃蒸出來的不含硫氣體(G14)在回收其冷量后排空，從L20富液中閃蒸出來的含硫氣體(G
環(huán)球市場 2017年9期2017-05-02
- APC技術在300 t/h溶劑再生裝置的工業(yè)應用
溶劑，進入裝置經(jīng)富液過濾器(FI2204A/B)過濾后，與貧液經(jīng)貧富液二級換熱器(E2202A/B)換熱至65 ℃，進入富液閃蒸罐(V2201)，閃蒸出大部分溶解烴，再經(jīng)富溶劑泵(P2202A/B)加壓，并經(jīng)貧富液一級換熱器(E2201A/B)換熱至98 ℃，進入再生塔(T2201)，塔底由重沸器(E2205A/B)供熱，進行間接蒸汽加熱。1.貧液緩沖罐V2203 2.富液過濾器FI2204 3.貧富液二級換熱器E2202 4.地下溶劑罐V2208 5.貧
河南化工 2017年1期2017-03-08
- 醇胺法碳捕集工藝解吸塔能耗分析
系,如單位能耗隨富液(含CO2較多的溶液)溫度升高而減小,但當富液溫度超過拐點時則迅速上升,文中未能體現(xiàn)。筆者運用MESH方程建立解吸塔機制模型,在文獻[10]的基礎上增加塔頂溫度、富液進料流率和貧液溫度3個參數(shù)對單位能耗的影響分析,并確定貧液負載率等8個參數(shù)的參考設置范圍。1 MEA二氧化碳捕集工藝二氧化碳捕集與純化工藝過程主要的化學反應為二氧化碳吸收:(1)乙醇胺再生:CO2+2R-NH2.(2)如圖1所示,電廠的煙氣經(jīng)冷卻器冷卻后加壓進入吸收塔,在吸
中國石油大學學報（自然科學版） 2016年6期2017-01-17
- 三甘醇脫水裝置節(jié)能設計
底部排出的三甘醇富液與再生塔頂部的氣體換熱升溫，進入再生塔精餾柱升溫后，進閃蒸罐，閃蒸出富液中的烴類、CO2及H2S等氣體，閃蒸氣體進入灼燒爐摻入燃料氣燃燒后放空。閃蒸罐罐底的富液經(jīng)機械預過濾器、活性炭過濾器、機械后過濾器過濾出機械雜質和重烴類物質。富液進入再生塔底部的三甘醇緩沖罐的換熱盤管，與貧液換熱，升溫后進入再生塔再生。再生后的三甘醇貧液進入三甘醇緩沖罐與盤管內的富液換熱，再經(jīng)三甘醇冷卻器冷卻，由三甘醇循環(huán)泵增壓，進氣-貧液換熱器降溫后，進入三甘醇吸
石油化工應用 2016年12期2017-01-04
- 全焊接板式換熱器泄漏原因分析及整改措施
MDEA）貧液和富液熱交換，其運行好壞對脫硫脫碳系統(tǒng)有非常重要的影響，自從2009年12月第一天然氣處理廠投入生產(chǎn)運行以來，脫硫脫碳系統(tǒng)的8臺板式熱器經(jīng)常發(fā)生泄漏，并有逐步加大趨勢，不僅污染了生產(chǎn)現(xiàn)場環(huán)境，也會直接影響貧液和富液的換熱，進而影響到脫硫吸收塔的脫硫效果，甚至可能造成到H2S超標，嚴重影響脫硫脫碳裝置的正常平穩(wěn)運行。一、脫硫脫碳溶液系統(tǒng)工藝流程簡述MDEA貧液在脫硫吸收塔C-1101從上而下與原料天然氣從下而上進行逆流接觸，將原料氣中幾乎所有的
中國設備工程 2016年5期2016-11-29
- 脫硫系統(tǒng)溶劑再生塔操作波動分析及優(yōu)化
控制在2%以下，富液閃蒸罐壓力控制在0.30 MPa左右，乙醇胺過濾量調整到3 th，經(jīng)過調整，平穩(wěn)了脫硫系統(tǒng)的操作，保證了干氣和液化氣的產(chǎn)品質量，減少了乙醇胺的損耗。脫硫系統(tǒng) 再生塔 波動 優(yōu)化中原油田石油化工總廠的催化裂化裝置脫硫系統(tǒng)是與500 kta催化裂化裝置和250 kta汽油選擇性加氫裝置相匹配的氣體產(chǎn)品脫硫系統(tǒng)，包括干氣脫硫、液化氣脫硫和溶劑再生三部分。該工藝使用N-甲基二乙醇胺(MDEA)作為脫硫劑，不僅脫除干氣、液化氣中的含硫化合物，還脫
石油煉制與化工 2016年2期2016-04-11
- 逆流旋轉填料床中絡合鐵脫硫富液的再生研究
種操作參數(shù)對脫硫富液再生率的影響規(guī)律。并對比分析在相同操作條件下傳統(tǒng)再生裝置再生脫硫富液時，吸收-再生循環(huán)次數(shù)對脫硫液絡合劑降解率的影響，旨在得出逆流旋轉填料床絡合鐵脫硫富液再生工藝適宜的操作參數(shù)，為其工業(yè)化應用提供參考。1 實驗部分1.1 脫硫富液組成復配絡合鐵脫硫液有效組成為n(EDTA)∶n(HEDTA)∶n(Fe3+)=1∶4∶4，吸收 H2S 后生成脫硫富液，c(Fe2+L)=0.02mol/L～0.06mol/L，pH 值=8.5。1.2 檢測
天然氣化工—C1化學與化工 2015年1期2015-10-24
- 基于實驗的直接蒸氣再生CO2 系統(tǒng)模擬及優(yōu)化
得吸收完CO2的富液解析出CO2.然而這種再生方式的再生能耗也非常高，大大降低電廠的熱效率［5］.以質量分數(shù)30% 乙醇胺（MEA）溶液為例，利用傳統(tǒng)的再生塔，再生能耗在最優(yōu)化狀態(tài)下也能達到每千克CO23.2～4 MJ［6-7］，導致電廠機組供電效率下降大約10個百分點［8］.目前，對化學吸收法捕集CO2工藝的改進主要從新型吸收劑的開發(fā)和新工藝的研究2方面進行.在新型吸收劑開發(fā)方面，有學者研究氨水、相變吸收劑、氨基酸鹽等吸收劑的開發(fā)利用［9-11］.而再生
浙江大學學報（工學版） 2015年8期2015-08-10
- 新型CO2 直接蒸汽再生實驗和模擬研究
定，顯熱主要由貧富液換熱器的傳熱溫差決定，而蒸汽潛熱在這3部分能耗中最具有通過工藝流程優(yōu)化被大幅降低的潛力［13］.在CO2再生過程中，需要大量的水蒸氣來降低氣相中的CO2分壓，從而提高CO2再生的推動力.在傳統(tǒng)的再生工藝中，水蒸氣通過吸收液在再沸器中加熱蒸發(fā)得到，水蒸氣伴隨著CO2從再生塔頂流出，經(jīng)過冷凝與CO2分離，并回流到脫碳系統(tǒng)中以維持系統(tǒng)的水平衡.這一過程中，水蒸氣的大量潛熱都在冷凝過程中浪費了，同時冷凝過程消耗了大量的冷卻水.因此，筆者提出通過
動力工程學報 2015年11期2015-08-03
- 處理含硫、凝析油天然氣三甘醇脫水橇工藝優(yōu)化探討
正常運行。圖6 富液汽提工藝的三甘醇脫水橇工藝自控流程表2 模擬計算參考氣質情況（40 ℃，5.0 MPa）表3 模擬計算參考氣質情況（40 ℃，5.0 MPa）因此，建議增加高效原料氣過濾分離器，分離掉原料氣中攜帶的游離態(tài)液滴及固體雜質，減輕脫水橇的脫水負荷，防止大顆粒雜質和游離水帶入造成溶液污染、鹽結晶等問題。2.2 采用富液汽提工藝在三甘醇進入板式換熱器前增加一個三甘醇富液汽提塔。采用干天然氣節(jié)流降壓后作為汽提氣，通入富液汽提塔中，在富液進入換熱器前
石油化工應用 2014年8期2014-12-24
- 濕式氧化法脫硫中副鹽的產(chǎn)生及控制分析
和其他氣體后形成富液進入富液槽，富液中富含HS-，在“888”脫硫催化劑的作用下， HS-發(fā)生析硫反應。有研究認為，大部分的析硫反應是在富液槽中完成的。HS-的析硫反應需要時間，為了提高HS-的析硫效果，必須確保富液槽有足夠的空間，即富液在富液槽中有足夠的停留時間。在2013年大修前，二化廠所用的富液槽容積偏小，富液停留時間不夠(3 min左右)；現(xiàn)在的富液槽容積擴大了近3倍，富液停留時間在10 min左右。另外，需防止富液走短路直接進入再生槽。二化廠在起
氮肥與合成氣 2014年8期2014-07-10
- 半水煤氣脫硫系統(tǒng)技改總結
生槽，中間未設置富液槽，導致脫硫液中懸浮硫及副鹽含量高。(4)脫硫催化劑的選擇問題。半脫系統(tǒng)先后使用過“888”催化劑、栲膠催化劑及DDS催化劑，種類繁多。由于管理不到位、操作人員對催化劑的認識程度不夠、沒能真正掌握催化劑的正確使用方法，不僅影響了生產(chǎn)，也增加了消耗。2 脫硫效率低原因分析(2)工藝指標控制。主要是對工藝指標的日常管控存在缺陷。操作人員對指標操作隨意性較大，管理部門考核沒有跟上，細節(jié)管理沒有到位。3 技改方案3.1 工藝方面(1)第一化肥廠
氮肥與合成氣 2014年2期2014-07-10
- 柳鋼焦化廠磷酸法氨回收工藝控制及故障分析
低，經(jīng)濟性好。但富液摩爾比升高，當超過1.8時，吸收過程中酸分將增加，對系統(tǒng)設備的腐蝕性加劇。(2)系統(tǒng)水平衡控制系統(tǒng)水平衡的目的是控制H3PO4濃度，磷酸酸度對溶液結晶點和密度有較大影響，密度減小，影響除油器的操作，密度升高，溶液結晶點升高，引起結晶堵塞。磷酸酸度為35%時，溶液結晶點升高到40℃。酸度為30%時，溶液相對密度為1.2～1.3，結晶點小于25℃。水平衡的控制主要是調節(jié)進入吸收塔中的貧液溫度，間接控制煤氣出口溫度。通過不同溫度下出口的煤氣帶
化工管理 2014年8期2014-02-02
- 化學吸收法CO2捕集解吸能耗的分析計算
究工作。在吸收劑富液熱再生過程中，一般采用水蒸氣來加熱富液，使其中的 CO2解吸出來，富液再生時所需的熱量也就是解吸CO2所需要的熱量。關于化學吸收法CO2捕集工藝解吸能耗的確定方法，主要有近似公式估算法、實驗測定法以及軟件模擬法。Sakwattanapong等[4]通過實驗測定了MEA及其混合溶液的再沸器熱負荷，給出了再沸器熱負荷與貧液和富液的負載、溶液的性質和濃度等過程參數(shù)的圖線關系[4]。并將再沸器解吸熱負荷分為三部分：解吸反應熱、將溶液加熱到再沸器
化工進展 2013年12期2013-08-02
- 乙二醇富液罐放空管線流程改造方案設計與分析
華 王子宇乙二醇富液罐放空管線流程改造方案設計與分析中國石油 塔里木油田分公司 王巨川 左萌萌 丁潤華 王子宇在凝析氣處理過程中，有一定數(shù)量的氣體會被排放至火炬系統(tǒng)燒掉，既浪費了資源，又污染了環(huán)境，不符合清潔生產(chǎn)的要求。在保證安全生產(chǎn)的前提下，采取相應的措施，盡可能減少放空，既增加了產(chǎn)量，又減少了二氧化碳等溫室氣體的排放，具有良好的經(jīng)濟效益、環(huán)境效益和社會效益。一、可行性分析1.現(xiàn)有流程。處理站在進行凝析氣低溫分離前，向其中加注乙二醇，以防止天然氣水化物的
河南科技 2012年14期2012-10-20
- 超重力旋轉填料床中檸檬酸鈉法煙氣脫硫
;解吸過程中吸收富液中檸檬酸濃度越低、吸收富液初始pH越低，SO2解吸率越高。填料床中檸檬酸鈉法脫硫的最佳工藝條件為:檸檬酸濃度1.0 mol/L，吸收液初始pH 4.5，填料床轉速700～900 r/min，液氣比5～7 L/m3。煙氣脫硫;超重力旋轉填料床;檸檬酸鈉法;解吸塔;吸收液;液氣比;廢氣處理煙氣中的SO2對生態(tài)環(huán)境危害巨大，長期以來濕法煙氣脫硫技術一直是治理SO2污染的主要技術手段［1］。傳統(tǒng)的煙氣脫硫工藝存在設備體積龐大、占地面積大、運行費
化工環(huán)保 2011年5期2011-12-08
- 氨水富液再生及再生液吸收特性的試驗研究
].其中,在氨水富液再生方面,Yeh等人[7]首先在半連續(xù)試驗臺上進行了氨水吸收CO2后富液解析CO2的試驗研究,通過加熱氨水吸收CO2形成的富液,以及對再生后的再生液進行循環(huán)吸收,研究了循環(huán)過程中吸收劑吸收能力的變化以及加熱再生的效果;同時,通過對碳酸氫銨、碳酸銨及其混合溶液的加熱再生,研究了不同溫度下氨法吸收CO2生成物的再生情況.Resnik等人[11]在填料塔中對氨水富CO2溶液進行加熱再生試驗,結果表明:隨著再生溫度從71.1℃升高到82.2℃,
動力工程學報 2011年2期2011-10-29
- NHD脫碳工藝的應用與改造
機、脫碳貧液泵和富液泵等，工藝流程如圖1。進脫碳塔的貧液為-5℃，在塔內吸收CO2過程中，CO2的溶解熱和氣體放熱使溶液溫度升高，出塔底的富液溫度升高，達7.2℃；富液經(jīng)氨冷器冷卻溫度降至2.5～3℃、壓力降至0.78 MPa后進入高壓閃蒸槽，閃蒸槽內壓力為0.736 MPa，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出來，從高壓閃蒸槽底部出來的溶液減壓進入低壓閃蒸槽；低壓閃蒸槽內壓力為0.077 MPa，此時有大部分溶解的CO2解吸出來。低壓閃蒸槽底部出來的溶
化工生產(chǎn)與技術 2010年6期2010-09-08