MDEA脫碳裝置優化改造流程

馬文亮

(云南解化清潔能源開發有限公司解化化工分公司，云南 開遠 661600)

合成氨生產過程中，當需要脫除的二氧化碳的溫度較高時，為了更好地利用原料氣攜帶的熱量，根據原料氣組分及雜質情況可采用熱法吸收工藝。常用的熱法吸收工藝有本菲爾熱鉀堿吸收和MDEA吸收[1]。

本菲爾熱鉀堿于20世紀50年代由美國碳聯公司開發應用，采用碳酸鉀水溶液加活化劑DEA作為吸收劑，在較高溫度下吸收是為了增加碳酸氫鉀的溶解度，并可用較濃的碳酸鉀溶液來提高吸收能力。脫碳系統采用苯菲爾催化熱鉀堿時，苯菲爾溶液對設備有強烈的腐蝕性[2]。 60年代發現，碳酸鉀溶液中添加某些活化劑，可以加速CO2的吸收速度。同時采用加入某些緩蝕劑(如V2O5)的方法來降低設備的腐蝕速率。該法在操作上的一個重要的問題是溶液一旦起泡，吸收塔和再生塔阻力明顯增加，嚴重時則發生攔液、泛塔等事故。該工藝流程簡單，但脫碳凈化度較低(一般凈化氣中CO2質量分數在0.3%～0.5%)，溶液循環量大，溶液循環電耗高，再生熱耗高，溶液水汽共存區域容易產生結晶影響裝置長周期穩定運行[3]。

MDEA脫碳工藝于20世紀70年代由德國巴斯夫開發。80年代末，國內以南化院為代表的相關研究單位消化吸收了國外技術，并開發了添加不同活化劑的MDEA(醇胺)脫碳工藝。例如，MDEA+DEA、MDEA+DIPA或MDEA+復合型活化劑(DEA+DIPA)等。通過多年生產實踐表明，MDEA脫碳法凈化度高(0.1%以內)，熱能耗低，腐蝕性小，溶液穩定，不降解，流程簡單，氫氮氣溶解損失少，吸收壓力范圍廣[4]。

1 公司裝置現狀及存在的問題

1.1 脫碳裝置現狀

云南解化清潔能源開發有限公司解化化工分公司合成氨采用魯奇固定加壓氣化工藝，該氣化過程煤氣含有甲烷組分，通過液氮洗裝置和PSA裝置分離后產生富甲烷氣體。富甲烷氣通過甲烷轉化裝置轉化為一氧化碳、氫氣和二氧化碳，通過中變裝置和低變裝置將一氧化碳轉化成氫氣。因變換氣溫度高達 220 ℃，原設計為更好地利用變換氣攜帶熱量，采取熱法脫碳工藝。公司目前有3套并聯運行的脫碳裝置，其中2套為本菲爾—熱鉀堿脫碳裝置(618和大塔裝置)，一套為MDEA脫碳裝置。各裝置處理能力見表1。

表1 公司三套熱法脫碳的處理能力

1.2 現有脫碳裝置存在的問題

618、大塔脫碳裝置采用傳統本菲爾—熱鉀堿脫碳工藝，受技術限制脫碳效果較差，凈化氣中CO2質量分數在0.3%～0.4%，增加了后續甲烷化的負荷及氨合成中惰性氣體的數量，影響后工序的運行。

2 MDEA脫碳裝置流程優化及Aspen模擬分析

2.1 裝置流程優化設計思路

MDEA脫碳裝置優化設計思路如下：

1)為充分利用變換氣的熱量，新增了1臺廢鍋、1臺汽提再生塔變換氣煮沸器，3臺變換氣冷卻器。

2)為充分利用半貧液的熱量，新增了1臺半貧富液換熱器(板式換熱器)。

3)為充分利用工藝介質的低位熱，新增了7臺高效表面蒸發式空冷器(噴淋+空冷的方式)，用工藝冷凝液來噴淋冷卻。由于水汽蒸發，冷凝液得到提濃。

4)大幅降低半貧液的吸收溫度(由 104 ℃ 降低至 55 ℃)，提高了半貧液的吸收能力，從而降低了貧液的循環量，使再生所需熱量大幅降低，用變換氣所含熱量就足夠。

2.2 裝置優化流程配置

流程配置見圖1。低變后的變換氣匯集后，進入新增廢鍋管程。取消原激冷水淬冷降溫方法，廢鍋副產 0.6 MPa 低壓蒸汽。將變換氣溫度由 223 ℃ 預計降至 165 ℃。變換氣出廢鍋后分為2股，分別為汽提塔再沸器和常壓解析塔再沸器提供熱源后溫度降低至 115 ℃，之后與出吸收塔釜富液在原料氣換熱器V101/102/103中換熱，進一步為MDEA系統提供熱量，然后進入原料空冷器V104/105/106被濕空氣預計冷卻至 40 ℃，進入氣液分離器進行氣液分離，分離后的變換氣進入吸收塔。在吸收塔中與胺液進行熱質交換，貧胺液由吸收塔頂噴淋，半貧液由中部噴淋，經過與胺液的熱質交換后，原料氣中的CO2被胺液吸收脫除，脫除CO2的氣體為凈化氣，由吸收塔頂采出，之后分2股，經水冷器降溫至 40 ℃，經氣液分離后送至下游。凈化氣中CO2質量分數約 1000 mg/kg。吸收CO2后的胺液為富液，由吸收塔釜采出。

吸收塔釜采出的富液首先與來自常壓解析塔采出的部分半貧液換熱升溫，之后與變換氣進行換熱升溫，然后進入常壓閃蒸罐V103降壓閃蒸。閃蒸后富液經泵增壓后進入貧富液換熱器E113與汽提塔釜出來的貧液換熱后送入常壓解析塔頂部，閃蒸氣出的CO2氣體經空冷器E116冷卻送出界區。

常壓解析塔氣相進料為汽提再生塔塔頂的氣體，由下部進塔。另外，常壓解析塔塔釜設置一臺再沸器，由變換氣提供熱源，將富液初步汽提解析。經初步汽提后的富液變為半貧液由塔釜采出，半貧液分成兩股：一股經半貧液泵增壓后，經半貧富液換熱器E113、半貧液空冷器E114冷卻后，送入吸收塔；另外一股半貧液經泵加壓送入汽提再生塔，進一步再生，最終變為貧液由再生塔釜采出，貧液經貧液泵增壓后，逐級經貧富液換熱器E121和貧液空冷器E120冷卻后送入吸收塔頂。

考慮到廠區內循環水水質較差，被冷卻介質在 70 ℃ 以上時，結垢嚴重，影響裝置正常運行[5]。本方案考慮了采用空冷+加噴淋蒸發式冷卻方案。

本裝置充分利用原料氣自身熱量，正常運行中無需額外消耗蒸汽，從而最大程度的降低了能耗。

2.3 裝置優化流程配置全流程模擬分析

為預判流程工藝設計的可行性，采取化工流程模擬分析軟件Aspen plus進行分析。為了判斷Aspen plus程模擬分析的可靠性，已使用Aspen plus對現狀MDEA流程進了流程模擬，模擬結果與實際運行的情況進行對比驗證，具有較高的符合性。

本次MDEA裝置優化流程，通過Aspen plus程模擬情況如圖2。

根據Aspen plus全流程建模模擬優化結果，MDEA經過本次工藝流程優化后，系統壓力 1.6 MPa，出口凈化氣中CO2質量分數為 1000 mg/kg，處理能力最大可達 95000 m3/h，可滿足全部轉化氣的脫碳能力。同時，蒸汽用量由現 29 t 減少至 0 t/h，廢鍋副產 0.6 MPa 低壓蒸汽 6 t/h 并入外網。

3 MDEA裝置關鍵設備核算

公司MDEA裝置采用國內南化研究院工藝包，原化工部第二化學工程設計院設計，屬于國內較早期工程項目建設裝置。在對MDEA裝置關鍵設備進行能力計算分析時發現，裝置在塔器設備選型時有一定的設計余量，為裝置的技術優化擴能提供了基礎條件。

通過工藝流程優化及Aspen plus模擬分析，預測MDEA裝置最大可處理凈化氣為 95000 m3/h。針對現有MDEA裝置關鍵設備吸收塔、常壓塔及汽提塔進行最大負荷核算。

3.1 吸收塔核算

MDEA裝置吸收塔為立式，規格為Ф2200/3400×47615 mm，填料形式250Y，填料總高 28 m，對吸收塔進行了水力學校核。水力學校核情況如圖3、圖4。

由核算可知，按照原塔體尺寸及初步的填料方案，吸收塔的塔填料的泛點率在合適區域，運行參數遠離泛點率曲線，水力學核算可以滿足要求。

3.2 汽提再生塔核算

MDEA裝置汽提再生塔為立式，規格為Ф2200×32100 mm，填料形式為250Y，填料總高 14 m，對再生塔進行了水力學校核。水力學校核情況如圖5、圖6。

通過水力學核算可知，目前再生塔的運行參數已經接近上限，不宜再提高負荷。

3.3 裝置常壓塔核算

MDEA裝置常壓塔為立式，規格Ф2200/3800×31050 mm，填料為增強型聚丙烯階梯環Ф50×25×1.5，填料總高 12 m，水力學校核如圖7。

由核算可知，常壓塔的塔填料的泛點率在合適區域，運行參數遠離泛點率曲線，水力學核算可以滿足要求。

4 結語

通過Aspen plus對MDEA脫碳裝置優化節能改造全流程模擬，并對MDEA裝置塔器進行水力學校核，分析研究得出改造是可行的，節能效果明顯。

改造后運行1套MDEA裝置即可滿足脫碳系統要求，可停618和大塔脫碳裝置。

改造后用變換氣的熱能，主要為其中的蒸汽潛熱作為MDEA溶液再生的熱源，不僅可以節省大量的蒸汽，還可以在低變出口新增一臺低壓蒸汽廢鍋，同時能外供約 0.6 MPa 飽和低壓蒸汽，預期總計可以節約 35 t/h 的 0.6 MPa 蒸汽。

改造后凈化氣中二氧化碳質量分數降低到 1000 mg/kg 以下，送到甲烷化裝置的凈化氣可減少 180 m3/h 的二氧化碳氣體，甲烷化減少氫氣消耗 720 m3/h，并大幅減少合成氣惰性組分甲烷的含量。每年減少的氫氣消耗可多產合成氨約 2400 t。另外，由于甲烷含量降低，可提高合成氨的合成效率。