堿洗塔設計淺析

劉長旭 唐 濱

福陸中國工程建設有限公司 （上海 201210）

乙烯裂解氣中的酸氣主要是指CO2、H2S 和其他氣態硫化物。這些酸性氣體的帶入和生成，對裂解氣的進一步加工危害較大。H2S 含量高會嚴重腐蝕設備，還會使裂解氣脫水操作所用的分子篩壽命縮短，使脫炔烴操作所用的鈀催化劑中毒。CO2在深冷低溫操作的設備中結成干冰堵塞設備和管道，阻礙生產。酸性氣體雜質對乙烯下游產品合成也會有危害，例如乙烯低壓聚合時，CO2和硫化物會破壞低壓聚合催化劑的活性，乙烯高壓聚合時，CO2在循環乙烯中累積，會降低乙烯分壓，從而影響聚合速率和聚乙烯的相對分子質量。基于上述原因，在分離裂解氣之前首先要脫除其中的酸性氣體。

裂解氣中的酸性氣含量（物質的量分數）為0.2%～0.4%，一般要求將裂解氣中的H2S和CO2分別脫至10-6以下。

工業上通常選擇物理吸收法或化學反應和吸收相結合的方法。本研究針對堿洗法脫除酸性氣體進行分析和介紹。

1 設計依據

堿洗法是用NaOH 溶液洗滌裂解氣，在洗滌過程中NaOH 與裂解氣中的酸性氣體發生化學反應，生成的碳酸鹽和硫化物溶于廢堿中，從而達到脫除酸性氣的目的。反應式見式（1）、式（2）。

從反應的熱力學因素來看，反應的平衡常數都很大，傾向于完全生成產物。在平衡產物中，CO2、H2S的分壓實際上可以降低到10-6級別。對比CO2、H2S和NaOH 的反應速率，后者的反應速率比前者快得多，所以整個反應過程的速率受CO2與NaOH 反應的控制。在進行堿洗塔設計時，主要考慮CO2與NaOH 的反應而可以忽略H2S 與NaOH 的反應，或者綜合考慮總酸氣（CO2+H2S）。

由于堿洗過程中CO2吸收過程的擴散傳質阻力在液膜，通過查閱一些文獻，證實堿洗過程CO2的濃度和流量對擴散影響比較小，而堿液濃度對CO2的擴散影響比較大，隨著NaOH 濃度的增大，CO2在液相中的擴散會加速進行，所以要從理論上研究反應速率和濃度的關系比較困難。開發一個理論的設計方法費時、費力，可以先開發一個比較省力又實用的設計方法，即在收集多個乙烯裝置堿洗塔設計數據（當然這些數據已得到生產裝置的檢驗）的基礎上，整理出一個簡捷可靠的計算方法。

（1）收集多個乙烯裝置堿洗塔設計數據，計算堿液的“平均酸氣（CO2）負荷”，得到“每立方米堿液吸收的CO2量”的數據。當然，需要按不同操作壓力分別計算。具體見表1。

（2）在堿洗塔中，新鮮堿液的加入量應該等于凈化裂解氣中所含總酸氣需要的堿液量，由于實際過程中總酸氣含量不是很高，所以通常補充的新鮮堿液的量不是很多。新鮮堿液如果一次通過堿洗塔會使得整塔的堿液濃度較低，為了保證裂解氣的凈化要求，需要較多的塔板數。為解決上述問題，在實際設計中對于一個新設計的堿洗塔，其段數按3 段設計，這也是近年各專利商的一致做法，即“強、中、弱堿三段堿洗”。在統計和整理出已有乙烯裝置“總酸氣負荷”的基礎上，確定一個可以使用的“總酸氣負荷”值，在設計新的堿洗塔時，按該值計算三段堿洗總堿液量，再按統計平均值分配1，2，3 段的堿液量，各段堿液的濃度按統計平均值確定；新鮮堿液質量分數通常為10%，中堿段的堿液質量分數通常為7%，弱堿段的堿液質量分數通常為2%。典型堿洗塔流程見圖1。

表1 典型專利商堿洗塔設計數據

（3）在當前普遍采用三段堿洗情況下，確定使用三段堿洗，各段堿液的質量分數和用量以及水洗段的水量參照已有裝置的統計數據。通過對堿洗塔塔板參數的分析，發現堿液的循環量是基于經驗的塔板圍堰的高度來保證酸氣和堿液的接觸時間，通過經驗的堰流強度計算出各段堿液的循環量。

（4）塔徑由氣速（參照已有裝置的統計數據）決定（裂解氣量已定），塔高由塔板數確定。

2 設計要點

2.1 堿洗溫度

增加洗滌塔的操作溫度有利于減少所需塔板數量。然而，雖然升高洗滌塔的溫度有利于降低塔高，但是洗滌塔溫度不能過高，否則將導致裂解氣中重烴的聚合，聚合物會堵塞設備和管道，影響裝置的正常操作。另外，熱堿溫度高于50 ℃時會腐蝕設備。因此，堿洗塔的溫度通常控制在40 ℃左右。

2.2 堿洗壓力

提高堿洗塔的操作壓力有利于CO2的吸收，但是壓力過高會使裂解氣中重烴的露點升高，重烴在堿洗塔中冷凝。因此一般的堿洗操作壓力通常控制在 0.8～1.5 MPa。

2.3 吸收堿液濃度

提高堿液濃度有利于CO2的吸收，但是由于吸收速率直接受氣液相接觸面積的影響，增加濃度可以減少新鮮堿液加入量和排出量，為了不影響氣液相的良好接觸，需要增加循環次數，從而增加了操作費用。另外，堿液濃度的提高，還受Na2CO3在洗滌液中溶解度的限制。堿液濃度提高會降低Na2CO3的溶解度，一旦Na2CO3析出，會影響吸收的正常操作。因此為了保證堿洗塔的正常運行，通常選擇堿液質量分數為5%～10%。

堿液濃度確定后，就可以確定堿洗塔的尺寸。堿洗塔的塔板數取統計數據的大者（例如30 塊），水洗段一般是5 塊泡罩板，板間距取統計值，這樣可以確定總的塔高。在塔徑、塔高確定以后，結合操作壓力、溫度，就可以確定塔設計。該塔最好用板式塔，因為填料塔投資高，清除黃油也使操作費用大。

在流程設計中，需要考慮進入堿洗塔的裂解氣加熱到45 ℃左右，比前一段壓縮排出罐的溫度高3～5 ℃，以防止烴類在塔中吸收反應過程中的冷凝。裂解氣經過加熱后進入堿洗塔底部，在堿洗塔中自下而上流動，與從上部淋下來的堿液逆向接觸。同時為了捕集堿液，在堿洗塔上部會設置一個水洗段，凈化后的裂解氣從塔頂引出。廢堿液從塔底排出，進入脫氣槽，脫除溶解在廢堿液中的輕烴。廢堿液經過中和處理后排出他用。

即使在常溫操作條件下，裂解氣中的不飽和烴類仍然會發生聚合，產生的聚合物會累積在塔釜。通常這些聚合物為液體，但其與空氣接觸容易形成黃色固體，通常稱為“黃油”。黃油的形成可能造成堿洗塔塔釜和廢堿罐的堵塞，也給廢堿處理帶來麻煩。由于高的操作溫度會導致不飽和烴類的聚合，所以要選擇合適的堿洗塔操作溫度，在不導致烴類冷凝的基礎上盡量少地產生黃油。在實際的乙烯生產中，黃油的產生不能完全避免，黃油如果長時間不排除，會產生紅油。通常，黃油的產生量為每天幾桶，在設計中要考慮撇油器，在黃油生成之后盡快將其排出。

另外，在堿洗操作中需要避免氧氣的引入，所以塔頂的水洗段需要使用脫氧之后的鍋爐給水，同時堿液儲罐的設計要考慮氮封。此外，可以考慮加入黃油抑制劑來減少或抑制黃油的產生。在塔頂設計中，為了保證少的液體夾帶，可設置絲網除沫器。

3 設計實例

某MTO 裝置，堿洗進料和處理后產品要求見表2，堿洗塔設計尺寸見圖2。

表2 堿洗塔進出料物流表

圖2 某裝置堿洗塔詳細尺寸

依據上文中的常規設計要求，該堿洗塔只需處理CO2，但是通常CO2的吸收是堿洗速率的控制因素，所以堿液循環量和塔板的上清液層高要按照總酸氣負荷進行推算。在考慮上下游及裝置特點的情況下，選擇堿洗塔的操作溫度為45 ℃，其中堿洗段塔板數為30 塊（強、中、弱堿各10 塊塔板），水洗段為10 塊塔板。新鮮堿液質量分數為10%，中堿段的質量分數為7%，弱堿段堿液質量分數為2%。酸氣負荷為0.56%，依據以往項目經驗，選擇堿液循環量為22.5 m3/h，塔板上清液層高為100 mm，其余參數按照正常塔內件水力學參數選取。

設計后的堿洗塔于2015 年開車運行，截至目前，操作過程中沒有出現問題。

4 結語

堿洗塔設計很難從理論上選擇合適的傳質或者反應模型來計算，然而通過總結已知專利商數據，在充分理解堿洗塔設計要點的前提下，通過回歸出酸氣負荷來進行堿洗塔設計，省時省力。這個堿洗塔設計過程可以應用于乙烯工藝包開發，以及近些年的MTO 分離工藝包的開發。