压力水洗法沼气脱碳研究范文

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《可再生能源杂志》2016年第一期

摘要：

采用PROII8.0电解质模型模拟了压力水洗法沼气脱碳单元的运行成本和CH4回收率，要求净化气CO2浓度<3.0%，CH4收率>96%。通过改变进口浓度、吸收塔理论板数、吸收压力、吸收温度、闪蒸压力和再生气-液比，模拟对运行成本和收率的影响。结果表明：高理论板数、低温、高压、高闪蒸压力有利于降低运行成本。吸收压力为0.8MPa，吸收温度为5℃，闪蒸压力为0.35MPa时，沼气压力水洗脱碳单元的运行成本为14.4分/m3，CH4回收率可以达到98.4%。

关键词：

沼气净化；低温水；吸收；模拟

经过脱硫后的沼气，需要脱除CO2，然后脱水，最后压缩到25MPa后，才能作为车用燃气被罐装、输送，提供给用户使用[1]，[2]。沼气脱碳工艺的方法众多，选择合适的路线是降低生产成本和提高CH4收率的关键[3]。压力水洗法是利用CO2和CH4在水中溶解度的差异，选择性地溶解大部分CO2和少量甲烷，然后在闪蒸塔内回收大部分溶解的CH4，吸收液通过常压解吸再生后循环使用[4]，[5]。水洗法的优点是不需要再生蒸汽，适合沼气生产厂的特点；生产过程环保，不消耗化学试剂，几乎无污染物排放，CH4回收率可以达到96%以上[6]，[7]。目前，压力水洗法、变压吸附法和膜分离法是欧洲工业化使用最多的沼气脱碳方法。脱碳单元的成本主要集中在沼气的一级压缩机、增压离心泵、制冷机、再生风机等设备的电能消耗上。影响这些设备的工艺条件包括沼气初始CO2浓度、吸收塔理论板数、吸收压力、吸收温度、闪蒸压力、再生气-液比等。本文通过模拟工艺条件的改变，核算单个设备的电功率，从而获得脱碳单元的电耗、生产成本和CH4收率。通过研究，有利于确定最佳的沼气脱碳工艺生产条件，指导工业生产。

1压力水洗沼气脱碳工艺

本研究中脱碳单元工艺流程简图如图1所示。从脱硫单元出来的沼气，与闪蒸解吸气混合后进入一级压缩机，将气体升压到一定的压力，以便增大在水中的溶解度。然后进入水吸收塔底部，塔顶部喷淋水，经过多次相平衡后，沼气中的大部分CO2和少量CH4被水溶解，带出吸收塔。吸收液进入闪蒸塔，经过一级压力释放，将溶解的大部分CH4和部分CO2解吸出来，进入压缩机前混合器，回收大部分CH4。闪蒸后的吸收液，依靠自身压力进入解吸塔顶部，释放到常压。解吸塔底部用罗茨风机鼓入新鲜空气，将吸收液中残留的大部分CO2解吸出来。经过吸收、解吸和增压后，吸收液温度升高，需要制冷机降温，以便循环使用。脱碳后的沼气，CO2体积浓度降低到3.0%以下，可以直接进入下一级脱水单元，最后二次压缩到250kg后灌装和输送。

2压力水洗过程模拟

2.1设计依据进料条件如表1所示，沼气按100m3/h流量计算。经过压缩机增压和冷却后，沼气温度按40℃计算。模拟过程中输入的设备效率如表1所示。设计要求：吸收塔出口气体中CO2体积浓度<3%，CH4体积浓度>96%，CH4回收率>96%。对于沼气处理量为100m3/h的中试脱碳装置，吸收塔塔径约为400mm，可以使用散堆填料或规整填料。考虑克服管路阻力和输送高度，离心泵的出口压力要比吸收压力高0.2MPa。工业电价按0.75元/kWh计算运行成本。本文主要计算工艺条件改变对设备功率的影响，不考虑设备与外界热交换损失冷量造成的功率增加。影响沼气脱碳过程的因素主要有：进口CO2体积浓度、吸收塔理论板数、吸收压力、吸收温度、闪蒸压力和再生空气-吸收液体积比（简称再生气-液比）。模拟条件如表2所示。当改变一个条件时，其它条件固定不变（表3），以便获得单个条件对能耗和收率的影响规律。

2.2模拟方法采用PROII8.0流程模拟软件和Electrolyse系统中的SourWater数据包，选择SW04电解质模型，用于模拟CO2，H2S等酸性气体在水中的溶解平衡。气体压缩和输送，采用PR模型。

3模拟结果

3.1沼气CO2体积浓度的影响由于发酵原料和过程的不同，沼气中的CO2体积浓度为0.2～0.4。通过改变进口体积浓度，模拟需要的吸收液流量、运行成本和CH4回收率，结果如图2所示。由于沼气和吸收液是逆流接触，所以出口吸收液中的CO2体积浓度与沼气中CO2体积浓度呈线性相关，即沼气中CO2体积浓度越高，吸收液中CO2体积浓度相应增高，表现为吸收液用量只是随沼气中CO2体积浓度增高而轻微增加。沼气的净化成本从13.4分/m3少量增加到14.8分/m3，但是由于CH4含量的减少，会造成每立方米净化气运行成本的显著增加。由于吸收液量变化不大，对应的CH4收率无显著变化，基本维持在98.4%左右。

3.2吸收塔理论板数的影响增加吸收塔的理论板数，可以使气液接触更充分，提高吸收率，减少吸收液的用量。当理论板数为2块时，需要25m3/h的吸收液流量；当理论板数增加到4块时，吸收液用量降到12.5m3/h。从图3可见，相应的沼气净化成本从19.1分/m3降低到14.4分/m3。再增加理论板数时，对吸收液流量的降低量不再显著。研究表明，理论板数为4块时，已经能够达到比较好的逆流接触，且不会显著增加吸收塔的高度。此外，理论板数越多，CH4损失越少，CH4收率从理论板数为2块时的95.1%，增加到理论板数为7块时的99.2%。

3.3吸收温度的影响CO2在水中的溶解度随温度增加而降低，水对CO2的选择性溶解随温度降低而增加，因而，低温有利于吸收和分离CO2。图4的模拟结果表明，吸收温度为5~25℃时，沼气运行成本从14.4分/m3增加到17.8分/m3。CH4回收率从98.4%降低到97.9%。与常温脱碳相比，低温脱碳需要增加制冷成本，水用量却大幅度下降，离心泵的能耗下降幅度大于制冷增加的能耗。因而，采用低温压力水洗脱碳有利于减少设备投资和降低运行成本。

3.4吸收压力的影响当CO2分压较低时，其在水中的溶解度几乎成一条直线，说明增大CO2分压，能够减少吸收液用量。模拟结果如图5所示，当吸收压力为0.2MPa（闪蒸压力为0.15MPa）时，沼气运行成本最低（11.2分/m3）。原因是沼气的一级压缩负荷下降，不用将大量CO2增压到0.8MPa的压力，节省了压缩二氧化碳消耗的能量。但是，低压吸收，需要增大吸收液用量，会溶解更多CH4从解吸塔排放，使CH4收率下降。离心泵的流量和设备尺寸需要增大。综合考虑，0.8MPa压力可以作为比较经济的吸收条件。

3.5闪蒸压力的影响吸收液携带部分CH4，需要闪蒸回收，闪蒸压力是关键。从图6可以看出，当闪蒸压力从0.5MPa降低到0.2MPa后，CH4回收率从97.2%上升到99.6%。但是，低压闪蒸，造成更多的CO2解吸，重新进入吸收塔吸收，使沼气能耗从14分/m3增加到16.2分/m3，并且增大了设备负荷。选用0.35MPa的闪蒸压力比较经济，沼气能耗和CH4回收率分别为14.4分/m3和98.4%。3.6再生气-液比的影响吸收液在解吸塔顶泄压后，塔底空气进行吹脱CO2。由于低温水和常温空气接触后，温度略微升高会增加制冷机负荷。当再生气-液比达到20时，沼气运行成本增加到15.1分/m3。再生气-液比对CH4回收率几乎无影响（图7）。当再生气-液比从20降低到3时，吸收液残留的CO2体积浓度从1×10-6增加到60×10-6，不利于贫液的循环吸收。因此，选择10作为比较合适的再生气-液比。

4结论

采用PROII8.0电解质模型模拟了工艺条件对压力水洗沼气脱碳的影响。模拟结果表明，当吸收压力为0.8MPa、吸收温度为5℃、闪蒸压力为0.35MPa和再生气-液比为10，沼气CO2体积浓度为0.35，不考虑冷量损失时，沼气脱碳单元的运行成本为14.4分/m3，CH4回收率可以达到98.4%。压力水洗工艺清洁，不需蒸汽再生，适合沼气工厂采用，制备出的车用燃气可以减少化石能源的消耗。

参考文献：

[1]李艳，魏淼，贾红华，等．高压水洗沼气净化吸收塔的模拟研究[J]．可再生能源，2011，29（5）：71-74．

[1]LiYan，WeiMiao，JiaHonghua，etal.AspenPlussimulationonhighpressurewaterscrubbingabsorberforbiogaspurifying[J].RenewableEnergyResources，2011，29（5）：71-74.

[2]毛薛刚，徐慧芬，毛正余，等．二乙醇胺活化热钾碱脱碳塔模拟计算及优化[J]．现代化工，2007，27（2）：491-493．

[2]MaoXuegang，XueHuifen，MaoZhengyu，etal．SimulationofCO2removalprocesswithdiethanolaminje-promotedcarbonatesolvents[J]．ModernChemicalIndustry，2007，27（2）：491-493.

[3]孙剑，夏剑忠，施云海．MDEA—MEA混合醇胺脱硫脱碳的模拟计算[J]．化学反应工程与工艺，2007，23（3）：279-283．

[3]SunJian，XiaJianzhong，ShiYunhai.ModeIlingofH2SandC02insolutionofMDEA-MEA[J]．ChemicalReactionEngineeringandTechnology，2007，23（3）：279-283.

[4]孙姣，李果，陈振斌．沼气净化提纯制备车用燃气技术[J]．现代化工，2014，34（4）：141-146．

[4]SunJiao，LiGuo，ChenZhenbin.Biogaspurificationtechnologyforproducingvehiclegas[J].ModernChemicalIndustry，2014，34（4）：141-146.

[5]尹冰，陈路明，孔庆平．车用沼气提纯净化工艺技术研究[J]．现代化工，2009，29（11）：28-33．

[5]YinBing，ChenLuming，KongQingping.Researchonpurificationtechnologyforvehiclebiogas[J].ModernChemicalIndustry，2009，29（11）：28-33.

[6]陈祥，梁芳，盛奎川，等．沼气净化提纯制取生物甲烷技术发展现状[J]．农业工程，2012，7（2）：21-34．

[6]ChenXiang，LiangFang，ShengKuichuan，etal.Developmentofbiogaspurificationandupgradingtechnologiesforproducingbio-methane[J]．AgriculturalEngineering，2012，7（2）：21-34.

[7]甄峰，李东，孙永明，等．沼气高值化利用与净化提纯技术[J]．环境科学与技术，2012，35（11）：103-107．

[7]ZhenFeng，LiDong，SunYongming，etal.Highvalueapplicationandpurificationtechnologyofbiogas[J].EnvironmentalScience&Technology，2012，35（11）：103-107。

作者：孔望欣 王红卫 刘学军 黄 进 林绍杰 齐学振 卢美贞 单位：浙江医药股份有限公司 昌海生物分公司 浙江工业大学 化学工程学院 浙江省生物燃料利用技术研究重点实验室