摘要：论述了天然气净化工艺中解吸塔温度的计算方法：模拟解吸塔运行过程，用化学吸收法计算吸收量，用物理相平衡法求解塔底、塔顶填料层温度。经与相同装置运行数据对比，相对误差约为0.2%，效果较好。
关键词：天然气净化；解吸塔温度；相平衡
Calculation of Temperatures of Desorption Tower in Natural Gas Purification Technology
FAN Xue-jun，DU Jian-mei，JIANG Jian-zhi，CHANG Yu-chun
Abstract：Calculation methods of temperatures of desorption tower in natural gas purification technology are expounded. The operation process of desorption tower is simulated. the absorption amount is calculated by chemical absorption method，and the temperatures of filling layers at the top and bottom of desorption tower are calculated by physical phase balance method. The relative error is about 0.2% compared with the operation data of the equivalent equipment，and a good effect is achieved.
Key words：natural gas purification；temperature of desorption tower；phase balance
天然气液化前的净化工艺包括脱硫、脱碳、脱水、脱汞等，其中以MEA等醇胺吸收原料天然气中的CO2、H2S是个复杂的物理、化学过程，计算较为复杂，难以计算准确。本文模拟解吸塔运行过程，用化学吸收法计算吸收量，用物理相平衡法求解塔底、塔顶填料层的温度，收到较好的结果，经与相同装置运行数据对比，相对误差约为0.2%。
1 已知条件
以MEA低酸富液为例，解吸塔温度计算模型见图1，图1中P(绝对压力)的单位为MPa，T的单位为K。
① 原料气酸气含量(体积分数)
CO2的体积分数为0.0015，H2S的体积分数为0.000005。
② 原料气流量
原料气体积流量为10417m3/h。
③ 解吸塔操作压力
解吸塔塔底绝对压力p3=0.15MPa，填料层阻力△p=0.006MPa，塔顶绝对压力p4=p5=0.144MPa。
④ 富液入塔温度
富液入塔温度T1=370K。
⑤ 排酸气温度
排酸气温度T5≈0.5(T1+T4)=375K。
⑥ 重沸器显热段末端压力
重沸器显热段末端绝对压力pc=0.1644MPa。
⑦ 吸收剂#p#分页标题#e#
吸收剂为MEA，其水溶液质量分数为15%。
2 入解吸塔富液组成
按MEA对CO2、H2S化学平衡吸收数据计算吸收量，再以填料最小湿润率要求作校核计算，取其大者。最后以Maddox平均数据计算贫液中CO2、H2S残留量，最终可得富液各组分流量及组成。H2O、MEA、CO2、H2S的流量分别为329.329、17.140、2.452、0.175kmol/h，其摩尔分数分别为0.943377、0.049099、0.007023、0.000501。
3 酸气含量分界定义
因富液中酸气含量是决定其泡点的首要因素，故此处按富液中酸气含量分为高、低酸2种富液。本文天然气液化是针对管输天然气及煤层气液化而言，其H2S含量均很低，故只以原料气中CO2含量作为富液酸气含量的分界线。
高酸富液：原料气中CO2摩尔分数＞0.8%；低酸富液：原料气中CO2摩尔分数≤0.8%。
4 模拟解吸塔运行过程计算塔底温度
冷富液自塔顶进入，依靠自重下降，热重沸器气化气自塔底进入，依靠自然对流而上升。二者在填料层中逆向流动，连续进行接触传热、传质过程。在解吸塔内自上而下温度、压力均在上升，然而由于温度升高梯度较大，相对而言压力升高梯度较小，方使解吸塔内的解吸过程得以持续顺利完成。
为便于计算，可将填料层的温度以线性规律等分成若干个温度段，同样以线性规律将流动阻力等分成若干段。
4.1 必要数据的初设值
可参照运行装置数据或按下述数据设定：
① 塔底温度
对于MEA溶液，T2=385.4K。
② 塔顶填料层
对于MEA低酸富液，T4=381.5K，CO2增加则T4下降；对于MEA高酸富液，T4=380K，CO2增加则T4下降。
③ 排酸气温度
对于MEA溶液，T5≈375K。
4.2 分段做相平衡计算求T2
① 分段
以MEA富液为例，△T=T#p#分页标题#e#2-T4=3.9℃，以0.1℃为步长，共分39段，每段流动阻力△p=0.00015MPa/段。
② 分段做相平衡计算
第1段：以入塔富液段作第1段p(1)、T(1)条件下相平衡计算，并以相平衡求得的气、液分率计算各组分的气、液相流量。
以入塔富液在p(1)、T(1)条件下相平衡的气相组成作塔顶p5=0.144MPa、T5=375K条件下的相平衡计算，并求出各组分的气、液相流量。
以入塔富液在本段p(1)、T(1)条件下相平衡的液相流量与其气相在p5、T5条件下相平衡结果计算的液相流量，以及重沸器气化气在本段的冷凝液流量混合相加，并求出三者混合后的摩尔分数，即为下段需解吸的富液组成。
第2段：以上段计算所得的富液在本段p(2)、T(2)条件下作相平衡计算，并求得各组分气、液相流量。
以p(2)、T(2)条件下相平衡的气相组成作塔顶p5、T5条件下相平衡计算，并求得各组分气、液相流量。
以本段富液在p(2)、T(2)条件下相平衡的液相流量与其气相在p5、T5条件下相平衡结果计算的液相流量，以及重沸器气化气在本段的冷凝液流量混合相加，并求出三者混合后的摩尔分数，即为第3段需解吸的富液组成。对在p5、T5条件下相平衡中气相CO2物质的量作逐段累加计算。
……，如此逐段计算直至第n段。
第n段，以第n-1段计算所得的富液在本段p(n)、T(n)条件下作相平衡计算，并求得各组分气、液相流量。
以p(n)、T(n)条件下相平衡的气相组成作塔顶p5、T5条件下相平衡计算，并求得各组分气、液相流量。若排酸气中CO2累积量≥原料气中CO2含量，则解吸合格，终止计算。
以本段p(n)、T(n)条件下相平衡的液相流量与其气相在p5、T5条件下相平衡结果计算的液相流量，以及重沸器气化气在本段的冷凝液流量混合相加，并求出三者混合后的摩尔分数，此即为解吸合格的贫液组成，下落液体流出填料层，落入塔釜，温度不再升高，气化率为0，在塔底压力下的温度等于贫液的泡点，即所求的塔底温度T2。将T2与设定值相比较，误差小于规定值则为合格。
4.3 高、低酸富液的差异
高酸富液在低压解吸条件下入塔温度通常已高于泡点，故入塔便已在解吸。MEA低酸富液入塔温度低于泡点，故有较长温段富液只受热升温而不解吸，为此需先按各温度压力找泡点所在温段，此后各温段方有解吸过程。故低酸富液应分成升温段和解吸段，对于高酸富液均处于解吸段。#p#分页标题#e#
4.4 计算塔底温度负误差分析
① 第1段
此段是以入塔富液作解吸对象，实际上富液喷入塔即已与塔顶空间上升气流相遇，富液升温，上升气降温冷凝，冷凝液与入塔富液混合，故进入填料层第1段的富液组成并非入塔富液组成。
② 第2段
本文算法的富液未计算本段塔顶空间冷凝液。
③ 此下各温段均不包括与之相邻段以上的冷凝液，这些新冷凝液下落过程均将不断地发生升温、相变解吸过程。若将这些计入，则计算变得十分烦杂，然而收效并不大。
④ 为简化计算，计算中未计入重沸器气化气的冷凝液，由此将引起的绝对误差＜+0.5℃，相对误差约为0.10%～0.15%。
5 计算重沸器循环量
通过解吸塔热平衡方程求解重沸器循环量。
富液解吸需热量为：
ФⅠ=q2h2+q5’h5’-q1h1
重沸器供热量为：
ФⅡ=q(h3-h2)-q5”h5”
式中ФⅠ——富液解吸需热量，kW
q2——贫液去吸收塔流量，kmol/s，第n段相平衡给出
h2——贫液去吸收塔比焓，kJ/kmol，按塔底p2、T2计算
q5’——富液外排酸气流量，kmol/s，设定T5，由相平衡求得
h5’——富液外排酸气比焓，kJ/kmol，按设定p5、T5计算
q1——富液入塔流量，kmol/s
h1——富液入塔比焓，kJ/kmol，按入塔温度、压力计算
ФⅡ——重沸器供热量，kW
q——重沸器循环流量，kmol/s
h3——重沸器气化气入塔比焓，kJ/kmol，按入塔压力p3=p#p#分页标题#e#2、气化率为0.1计算
q5”——重沸器外排酸气流量，kmol/s，设定T5，由相平衡求得
h5”——重沸器外排酸气比焓，kJ/kmol，按设定p5、T5计算
当供需热量平衡，即ФⅠ=ФⅡ时，有：
式中q5”、h5”与待求量q相关，但由于q5”很小，仅约占q5(q5=q5’+q5”)的0.3%，q5”h5”也仅约占(q2h2-q1h1)的0.4%，将其略去，上式变成：
由于q是影响解吸塔解吸效果的首要因素，加之上述计算误差对塔底温度而言均为正误差，反映在热负荷上均是偏小的，另外计算中未计热损失，为可靠起见，计算出的q应乘以1.2的系数作为重沸器的循环量。
6 计算填料层顶的温度
通过塔顶空间热平衡计算来求解填料层顶的温度。
富液自入塔至填料层顶升温需热量为：
ФⅢ=q1(h1-h4)
塔顶填料层上升气冷凝放热量为：
ФⅣ=94(h4’-h5’)
式中ФⅢ——富液自入塔至填料层顶升温需热量，kW
h4——富液在填料层顶的比焓，kJ/kmol
ФⅣ——填料层顶上升气流冷凝放热量，kW
Q4——富液及重沸器气化气在填料层顶未凝
气流量之和，kmol/s
h4’——富液及重沸器气化气在填料层顶未凝气混合后，在p4、T4(气化率=1)下的比焓，kJ/kmol
h#p#分页标题#e#5’——富液及重沸器气化气在填料层顶未凝气混合后，在p5、T5下的比焓，kJ/kmol
h5’是在设定正条件下的比焓，由于塔顶空间小，且无填料，没有足够的换热条件，其换热不可能充分，则可判断T5必处于T1～T4范围，具体数据可参照运行装置估算，如无运行数据，可按下式设定。
T5=0.5(T1+T4)
上式中T4按ФⅢ、ФⅣ方程拟合曲线求交点的方法求取，ФⅢ、ФⅣ与死的关系见图2。若所求交点温度乃满足热平衡方程ФⅢ=ФⅣ，则T4即为填料层顶温度。
7 计算结果
将上述计算过程编程，按本文中给定的已知条件，计算结果如下。
塔底温度：T2=385.4K。
塔顶填料层温度T4=380.5K。
重沸器气化10.0%的入塔温度：T3=385.6K。
CO2解吸量：0.7693kmol/h。
贫液组成(摩尔分数)：
排出酸气流量：2.4758kmol/h。
酸气组成(摩尔分数)：
贫液出口流量：346.9125kmol/h。
