李俐爽，林名楨，劉 星，魏夢婷，董欣雨，錢夢迪，陳相馳

（山東石油化工學院石油工程學院，山東 東營 257061）

目前我國每年排放的CO2總量為100 億t 左右，約占全球總排放量的1/4[1]，這給我國“碳中和”、“碳達峰”目標的實現(xiàn)帶來了巨大的壓力。碳捕集利用及封存技術（CCUS）是實現(xiàn)“雙碳”目標的重要技術手段之一[2-3]。CO2回收是CCUS 的重要組成部分，其中低溫分離技術廣泛應用于高濃度的CO2回收場合[4-6]。基于此，本文針對某一實際氣源組分，對CO2低溫液化裝置進行了詳細的設計與計算，以期對CO2低溫液化裝置的設計提供依據(jù)。

1 工藝原理

CO2的相態(tài)變化特性是實現(xiàn)二氧化碳氣體液化的理論依據(jù)。二氧化碳的三相點溫度為-56.6℃，壓力為0.52MPa；臨界溫度為31.2℃，臨界壓力為7.38MPa，具體見圖1?？梢姡僀O2在相態(tài)變化過程中會呈現(xiàn)5 種狀態(tài)，即固相、液相、氣相、密相和超臨界相，以及三相點和臨界點。CO2在這兩點之間的任何溫度下，均可以用加壓冷卻法實現(xiàn)液化，這是工業(yè)化液化二氧化碳的理論基礎。

圖1 純CO2 相態(tài)圖

2 工藝流程設計

2.1 基礎數(shù)據(jù)

表1是所使用的基本原料氣的成分組成。

表1 基本原料氣的組成

2.2 工藝流程設計

上游來的原料氣先進入塔底再沸器為其提供熱量，隨后進入預冷器，與塔頂冷凝器返回的不凝氣進行熱量交換，然后進入液化器進行進一步的冷凝液化。原料氣經過液化器之后，大約有80%的氣體被冷凝為液體，隨后混合流體進入閃蒸罐進行閃蒸分離。分離得到的液體進入提純塔提純，得到CO2濃度超過99%的液態(tài)產品，經過冷器過冷并節(jié)流后，輸送至注入系統(tǒng)。塔頂?shù)玫降牟荒龤膺M入塔頂冷凝器（內置式），冷卻后進入塔頂分離器（利用塔頂空間）進行氣液分離。分離得到的液體返回塔頂用于回流，氣體節(jié)流后與來自閃蒸罐節(jié)流后的氣體混合，為塔頂冷凝器提供冷量。不凝氣進行冷量回收后進入預冷器，為原料氣預冷再次提供冷量。經過2次冷量回收的不凝氣進入放空系統(tǒng)放空。

在整個裝置中，液化器、過冷器所需冷量由氨制冷系統(tǒng)提供，塔頂冷凝器所需冷量由不凝氣節(jié)流后提供，塔底再沸器所需熱量由原料氣自身攜帶的汽化潛熱提供。利用Aspen HYSYS 軟件對該工藝流程建模（圖2）。模擬過程中用到的單元模塊及其功能簡介見表2[7]。

圖2 CO2 低溫分餾工藝的模擬流程圖

表2 裝置單元模塊介紹

2.3 工藝參數(shù)的優(yōu)選

工藝參數(shù)的優(yōu)選是裝置設計的一個重要環(huán)節(jié)。本文通過研究關鍵指標隨工藝參數(shù)的變化情況，對工藝參數(shù)進行優(yōu)選。

2.3.1 指標參數(shù)的計算

以CO2回收率、單位能耗作為裝置參數(shù)調優(yōu)的關鍵指標，具體計算如下[8]。

1）CO2回收率按式(1)進行計算。

式中，η 為CO2回收率，%；Mp為放空氣中CO2的摩爾流量，kgmol·h-1；Ma為原料氣中CO2的摩爾流量，kgmol·h-1。

2）單位能耗按式(2)進行計算。

式中，Q為單位能耗，kWh·t-1；W為裝置總耗電量，kW；C為 CO2產品量，t·h-1。

2.3.2 參數(shù)計算

計算得到的CO2回收率和單位能耗，隨提純塔壓力、冷凝溫度、塔板數(shù)的變化關系如圖3 所示。通過分析CO2回收率及單位能耗的變化規(guī)律，綜合考慮裝置的設計壓力、制造成本等因素，最終確定提純塔壓力為3.5MPa，冷凝溫度為-20℃，塔板數(shù)為10塊。通過模擬進一步確定的裝置主要操作條件見表3。

圖3 CO2 回收率、單位能耗隨提純塔壓力、冷凝溫度及塔板數(shù)的變化情況

表3 主要操作條件

3 設備的選型與計算

根據(jù)工藝計算得到的最優(yōu)設計參數(shù)，對裝置中的設備進行選型與計算。該工藝流程涉及的設備主要有換熱器、精餾塔、閃蒸罐等。

3.1 提純塔

提純塔是該裝置中實現(xiàn)CO2分離的主要設備。根據(jù)塔內氣、液傳質構造的不同，可分為填料塔和板式塔。2 種塔的具體對比見表4。由表4 可知，填料塔具有結構簡單、處理能力大、阻力小、可采用耐腐材料制造等優(yōu)點，與板式塔相比，同等產能下的塔徑小、壓降低。由此確定提純塔選用填料塔。

表4 填料塔和板式塔的區(qū)別

塔徑按式(3)進行計算，填料層高度通過理論塔板數(shù)確定。最終計算所得的提純塔設計尺寸見表5。

表5 裝置設備一覽表

式中，D為塔徑，m；VS為氣相流量，m3·s-1；u為空塔氣速，m·s-1。

3.2 換熱器

換熱器也是工藝裝置的主要組成部分。根據(jù)換熱器的用處和特點，可選擇管殼式、繞管式和板式等。本工藝流程中，換熱器的傳熱面積可按式(4)進行計算，計算得到的各換熱器尺寸見表5。

式中，A為換熱器的傳熱面積，m2；Q為換熱器的熱負荷，W；ΔT為有效平均溫差，℃；k為總傳熱系數(shù)，W·(m2·K)-1。

3.3 閃蒸罐

考慮到流體的處理量及閃蒸罐的占地面積等，選用了立式閃蒸罐，其直徑可按式(5)進行計算。立式分離器的高度按照高徑比為3.5～5 的原則進行設計，最終確定的閃蒸罐的具體尺寸見表5。

式中，D為分離器的內徑，m；qV為標準狀態(tài)氣體流量，m3·h-1；Z為氣體壓縮因子，取0.9358；K1為立式分離器修正系數(shù)，取0.80。

4 結論

以某一確定氣源為例,對CO2低溫液化裝置進行了工藝流程設計，并利用HYSYS 軟件進行了裝置模型的搭建和模擬計算，確定了裝置的最優(yōu)設計參數(shù)，并在最優(yōu)設計參數(shù)的基礎上進行了設備的選型和計算。