冷冻氨脱碳机组流程仿真及其耦合方式优化

韩中合,白亚开,王继选

(1.华北电力大学 电站设备状态监测与控制教育部重点实验室,河北 保定 071003；2.河北工程大学 水电学院，河北 邯郸 056021)



冷冻氨脱碳机组流程仿真及其耦合方式优化

韩中合1,白亚开1,王继选2

(1.华北电力大学 电站设备状态监测与控制教育部重点实验室,河北 保定 071003；2.河北工程大学 水电学院，河北 邯郸 056021)

摘要:基于Aspen Plus建立火电厂及冷冻氨脱碳工艺(CAP)的仿真模型,并验证模型的正确性.冷冻氨脱碳工艺的仿真结果显示,二氧化碳捕集系统再生塔的热耗为1.26 GJ/(tCO2),氨气捕集系统再生塔的热耗为1.42 GJ/(tCO2).根据冷冻氨脱碳工艺的能耗特点提出3种二氧化碳捕集系统可能的疏水返回方案和3种氨气捕集系统疏水返回方案.结果显示,冷冻氨脱碳工艺与燃煤机组的最佳耦合方案以五号加热器入口作为碳捕集系统疏水的返回位置,以七号加热器入口作为氨气捕集系统疏水返回的位置.相对于原机组,最佳耦合方案下的脱碳机组的净输出功降低了127.17 MW、全厂热效率降低了7.44%、全厂标准煤耗增加了58.28 g/kWh,全厂热耗增加了1 705.80 kJ/kWh,与传统单乙醇胺(MEA)脱碳工艺类似.最佳耦合方案下,碳捕集率每提升5%,耦合系统的净输出功降低7.48 MW、全厂热效率降低0.44%、全厂标准煤耗增加4.09 g/kWh、全厂热耗增加119.58 kJ/kWh.

关键词：冷冻氨脱碳工艺(CAP)；再生能耗；耦合方案；热力学性能

目前,主要存在3种碳捕集技术,分别为以整体煤气化联合循环发电系统(integratedgasificationcombinedcycle,IGCC)为代表的燃烧前脱碳技术[1]、采用烟气再循环工艺的富氧燃烧技术[2]以及以化学吸收法和膜吸附技术为代表的燃烧后脱碳技术[3].其中,燃烧后脱碳技术易实施、新老电厂通用且技术较为成熟.其中,在燃烧后脱碳工艺中应用最多的是化学吸收法脱碳工艺,其按吸收工质的相态又可以分为以单乙醇胺(monoethanolamine,MEA)为代表的湿法脱碳[4]和以煅烧石灰石为代表的干法脱碳[5].MEA法脱碳是应用最多的脱碳工艺,但是该工艺存在很多缺陷：MEA溶液价格昂贵、在氧气和CO2的共同作用下易发生降解；具有较强的腐蚀性,只可在稀释到一定程度后使用,降低了MEA溶液可以达到的吸收能力；再生过程能耗巨大,可使电厂出力降低10%左右,发电成本也大幅度增加[6],这些因素严重阻碍了湿法脱碳技术的发展和应用.使用氨水作为碳捕集过程的吸收工质可以有效降低碳捕集过程再生能耗,且氨水与CO2混合物性质稳定,碳捕集系统再生塔可以采用较高的压力,氨水成本要远低于MEA成本,氨水的降解不产生有毒物质,因此氨水脱碳具有很大的应用前景[7].

氨水脱碳工艺根据进吸收塔烟气的温度可以分为常温法和低温法,低温法脱碳工艺以Alstom公司的冷冻氨脱碳工艺(chilledammoniaprocess,CAP)为代表.关于氨水脱碳的研究,一方面集中在氨气逃逸控制上.马双忱等[8-9]通过选取各类添加剂降低氨气逃逸率,并且取得了一定的成果.宋卉卉[10]分析了有机添加剂和金属添加剂对氨气逃逸抑制的效果.另一方面是对氨法脱碳能耗的分析.杨阳等[11]研究显示不考虑氨气逃逸的控制氨法脱碳系统的能耗为2.09GJ/tCO2.Qin等[12]的结果显示氨法脱碳过程的再生能耗无法达到理论上的最小值26.88kJ/(molCO2).Darde等[13]的结果显示氨水脱碳能耗为2.05GJ/tCO2.Jilvero等[14-15]则得出氨水脱碳能耗为2.5GJ/tCO2；张民楷等[16-19]对常温氨法脱碳系统能耗进行了研究和优化,提出了改进建议.另有学者分析了脱碳工艺对电厂运行性能的影响,如Versteeg等[20]对氨水脱碳机组进行了分析,结果显示脱除率在90%下,脱碳成本为73 $/tCO2,脱除率在95%下,脱碳成本为88 $/tCO2.杨阳等[11]的研究则显示氨水脱碳会使机组发电效率降低4%～6%.

本文通过研究冷冻氨法脱碳工艺与热力系统的耦合方式，建立火电厂及冷冻氨脱碳工艺的仿真模型,选取脱碳机组的最佳耦合方案.

1燃煤机组仿真模型

燃煤机组的仿真是研究氨法脱碳工艺与其耦合的基础,基于AspenPlus建立国产N600-24.2/566/566型超临界机组的仿真模型.该超临界机组采用一次中间再热、三缸四排汽,额定功率为600MW,额定主蒸汽流量为1 700.5t/h.回热系统由3个高压加热器、4个低压加热器和1个除氧器构成,除氧器采用滑压运行,疏水逐级自流,如图1所示,该机组的主要参数如图中标注所示.

图1　600 MW超临界机组热力系统结构图Fig.1　Structure diagram of 600 MW super critical thermal system

1.1锅炉模型

锅炉的运行可以简单总结为燃料在炉膛内燃烧产生高温烟气,燃烧释放的热量通过烟气传给工质.使用“RGibbs”模块来模拟煤的燃烧过程,由于“AspenPlus”不能处理非常规固体的相平衡和化学平衡(如：煤),必须先把煤分解为具有相同质量和热量的碳氢化合物、纯净元素以及灰分组成的常规物流混合物.因此,首先使用“RYield”模块对煤进行分解,分解时产生的反应热通过热量流与“RGibbs”模块连接,以保证系统的热量平衡.使用“SSplit”模块来模拟排渣过程,分离过程完成后,渣直接从系统排出,烟气则进入下面的流程.锅炉中换热系统的模拟将锅炉的换热简化为加热给水和再热蒸汽和烟气预热冷空气,分别采用“MHeatX”模块和“HeatX”模块来进行模拟,整个锅炉模型的流程如图2所示.

图2　燃煤锅炉简化模型Fig.2　Simplified model of coal fired boiler

在建模过程中,通过控制排烟中氧气的体积分数来达到控制过量空气系数的目的,忽略锅炉中各处漏气造成的过量空气系数的改变.过量空气系数和排烟中氧气的体积分数可以通过下式进行换算：

(1)

式中：α为过量空气系数,φ(O2)为排烟中氧气的体积分数.

设定排烟中φ(O2)=5%,则通过式(11)可以求得此时的过量空气系数为1.312 5.锅炉的设计参数如表1所示,设定这些参数就可以满足锅炉部分仿真的要求.其中,D0为过热蒸汽流量,p0为过热蒸汽压力,t0为过热蒸汽温度,Drh为再热蒸汽流量,prh,in为再热蒸汽进口压力,prh,out为再热蒸汽出口压力,trh,in为再热蒸汽进口温度,trh,out为再热蒸汽出口温度,tf为给水温度,tfg为空预器出口烟温.

表1　设计工况下锅炉的主要参数

煤炭种类的选择对本文仿真结果中烟气组成的影响很大,所选煤种的主要组成如表2所示.其中，Qdaf.gr为干燥无灰基高位发热量.AspenPlus可以通过非常规组分(Nonconventional)来模拟煤的各种特性,煤渣也采用相同的处理方法.

1.2汽轮机模型

使用“Compr”模块来模拟该燃煤机组中的汽轮机.为了简化仿真过程,不以汽轮机的级组作为汽轮机子系统的划分标准,而是以汽轮机的8个抽汽口为分界线将汽轮机分为了9个部分.在以上的划分标准下,汽轮机末级汽轮机由于有湿蒸汽的存在,不可以直接采用“Compr”模块来进行模拟,而是采用“Heater”模块来进行模拟,流程中的小汽机也采用相同的方法进行处理.为了简化仿真过程,本研究考虑汽轮机各类漏汽对机组运行性能的影响.

机组中汽轮机的仿真相对锅炉较为简单,该机组在THA工况下各抽汽口的抽汽压力如图1所示.各个抽汽口的温度通过等熵效率进行求解(不采用图1给定值),变工况采用弗留格尔公式[21]确定各个抽汽口的压力,添加回热系统热平衡相关的设计规定来确定汽轮机组各个抽汽口的抽汽量.

表2　煤的主要组成分析

1.3其他设备仿真模型

模块HeatX较为复杂,用HeatX模块来模拟各级回水加热器会使仿真模型不易收敛,因此用2个Heater模块来模拟回水加热器,即将回水加热器分解为1个冷加热器和1个热加热器.冷加热器用于模拟蒸汽和疏水的放热过程,热加热器用于仿真给水的温升过程,通过热流保持能量的平衡.

汽轮机各个抽汽口的抽汽过程实际上是将汽轮机出口的蒸汽分为两部分：一部分进入下一个汽轮机模块汽轮机,另一部分进入回热加热器,这一过程采用Fsplit模块.抽汽与疏水同时在给水换热器中换热可以看作抽汽与疏水的混合,采用Mixer模块.凝汽器采用HeatX模块,冷却工质采用25 ℃的水.给水泵、凝结水泵均采用Pump模块,除氧气采用Mixer模块,水蒸汽性质采用IAPWS-95,非水蒸汽的气相成分采用SRK物性方法,该600MW超临界机组的整体流程如图3所示.

注：为了加快迭代过程的收敛,将给水在进入锅炉前断开并设置了初始参数.图3　热力系统Aspen Plus仿真流程图Fig.3　Simulation flowsheet of power plant in Aspen Plus

1.4模型的验证

为了验证仿真模型的正确性,将仿真所得各个抽汽口的抽汽量与实际机组各个抽汽口的抽汽量进行对比,如表3所示.其中，Q为各段蒸汽的流量，σ为仿值的相对误差.

表3AspenPlus仿真结果与实际机组对比

Tab.3ComparisonbetweensimulationresultsfromAspenPlusanddatafrompowerplant

项目Q/(t·h-1)实际值仿真值σ/%主蒸汽1700.51700.50一段抽汽116.3114.11.92二段抽汽142.8140.91.36三段抽汽71.571.70.24四段抽汽89.490.31.01五段抽汽41.342.11.94六段抽汽24.924.51.61七段抽汽45.646.11.10八段抽汽82.983.20.36排汽1085.81087.70.18

从表3的对比可以看出,通过AspenPlus仿真得到的机组各个抽汽口的抽汽量与实际机组的误差在2%以内,满足本文对热力系统运行性能分析的需求.

利用以上仿真模型得到,该600MW超临界机组出空预器时烟气中含氮气体积分数为73.76%、氧气的体积分数为4.99%、水蒸汽的体积分数为7.73%、二氧化碳的体积分数为12.60%.

2冷冻氨脱碳流程仿真及能耗分析

2.1冷冻氨法脱碳机理

冷冻氨法脱碳工艺可以明显降低二氧化碳捕集系统吸收塔塔顶氨气的体积分数,这是由于在较低温度下吸收CO2增强了吸收反应中碳酸铵盐和碳酸氢铵盐之间的反应,降低了吸收塔顶部氨蒸汽的分压,从而使氨气的逃逸大幅度的降低[20].在ALSTOM冷冻氨法脱碳工艺[22]基础流程的基础上,本文提出一种类似的冷冻氨法脱碳工艺流程.

冷冻氨法脱碳与MEA法脱碳的基本原理类似,在较低温度(0～20 ℃)下,氨水贫液在吸收塔内吸收烟气中的CO2,变为氨水富液.再生塔内再沸器的加热使氨水富液释放CO2,通过压缩得到高纯度的CO2,在整个流程中涉及到的化学反应主要有6种,分别如下式所示：

2H2O↔H3O++OH-,

(2)

(3)

(4)

(5)

(6)

(7)

2.2流程简述

电厂产生的烟气进入脱碳设备时大概在60 ℃,且已经进行脱氮和脱硫,直接使用本文仿真结果中空气预热器出口的烟气来进行模拟显然不合理.因此本文对仿真所产生的烟气成分进行处理,利用SSplit模块去除烟气中的NO、SO2和CO,并且采用Heater模块使烟气降温到60 ℃进入碳捕集系统吸收塔.

冷冻氨法脱碳工艺分为2个子系统,分别为二氧化碳捕集系统和氨气捕集系统.二氧化碳捕集系统如图4所示,燃煤机组产生的烟气通过压缩机加压、烟气冷却器冷却冷却、接触式冷却器进一步冷却到10 ℃,最后从底部进入二氧化碳捕集系统吸收塔.同样被冷却到10 ℃的氨水贫液从吸收塔的塔顶进入吸收塔吸收烟气中的CO2,产生的氨水富液从吸收塔的塔底流出经富液泵和贫富液热交换器从塔顶进入二氧化碳捕集系统再生塔.再生塔内氨水富液被加热,从塔顶释放吸收的CO2,在塔底产生氨水贫液,分离出来的CO2通过加压最后储藏起来.塔底产生的氨水贫液通过贫富液交换器和贫液冷却器最终返回吸收塔,完成一个循环.

图4　二氧化碳捕集系统基本流程图Fig.4　Basic process of CO2 capture system

需要注意的是,很多研究指出,将氨气捕集系统回收的氨直接与贫富液冷却器后的氨水贫液混合,但是这会造成所回收的氨气中热量的大量浪费[13-20].为此,本文将回收的氨蒸汽通过加压操作后与氨水富液汇合从塔顶进入再生塔,降低了碳捕集系统再生CO2过程的能耗,回收了氨蒸汽中的热量.

虽然冷冻氨脱碳工艺大大降低了二氧化碳捕集系统吸收塔塔顶氨气的逃逸率,但是二氧化碳捕集系统吸收塔塔顶的排烟中仍含有大量的氨气,为了进一步降低排烟中氨气的逃逸率,需在二氧化碳捕集系统吸收塔塔顶增设氨气捕集系统.如图5所示,从二氧化碳捕集系统吸收塔塔顶排出的烟气进入氨气捕集系统,在氨气捕集系统吸收塔内与低浓度的氨水溶液接触吸回收烟气中的氨气,使排烟中氨气的浓度低于10ppm[20].吸收了氨气的氨水富液从氨气捕集系统吸收塔塔底流出,通过贫富液热交换器进入氨气捕集系统再生塔,在再生塔内通过再沸器的加热,从塔顶回收氨气并返回碳捕集系统.释放了氨气的氨水贫液从再生塔塔低流出,经过贫富液热交换器并被冷却后,返回吸收塔完成循环.

图5　氨气捕集系统流程图Fig.5　Flowsheet of ammonia capture process

2.3仿真模型的搭建

采用AspenPlus自带的物性包来仿真冷冻氨法脱碳工艺流程,该物性包通过SRK方程计算气相成分性质、非随机双液体模型方程(non-randomtwoliquid,NRTL)来计算溶液性质,NH3、CO2、N2、O2被设为亨利组分,关于该模型准确性的讨论可以参考文献[23].吸收塔、再生塔和接触式冷却装置在仿真中均采用平衡模型,采用平衡模型虽然降低了仿真过程的精确性,但是平衡模型将每一级看做相平衡降低了分析难度,对于冷冻氨脱碳的初步仿真已经足够了.在本文所述的仿真流程中,二氧化碳捕集系统和氨气捕集系统中各个设备所采用的模块及其设置分别如表4和5所示,这些参数的设置参照文献[20].

表4二氧化塔捕集捕集系统采用的模块和设置

Tab.4Parameterssetandmodulesusedincarboncapturesystem

设备模块操作条件烟气压缩机Compr出口0.14MPa,等熵效率0.72烟气冷却器Heater忽略压降,出口温度25℃接触式冷却器Radfrac5层塔板,出口0.12MPa,10℃吸收塔Radfrac20层塔板,压力0.12MPa富液泵Pump出口2MPa,等熵效率0.8贫富液热交换器热段Heater冷端温差5℃,忽略压降贫富液热交换器冷段Heater冷端温差5℃,忽略压降再生塔Radfrac压力2MPa,忽略压降混合器Mixer绝热混合贫液冷却器1Heater出口25℃,忽略压降贫液冷却器2Heater出口10℃,忽略压降再生气分离器Flash2温度40℃,忽略压降

表5氨气捕集系统所采用的模块和基线设置

Tab.5Modulesandbaselinecaseusedinammoniacapturesystem

设备模块操作条件吸收塔Radfrac5层塔板,压力0.12MPa富液泵Pump出口0.14MPa,等熵效率80%贫富液热交换器冷段Heater冷端温差5℃,忽略压降贫富液热交换器热段Heater冷端温差5℃,忽略压降贫液泵Pump出口0.14MPa,等熵效率0.8再生塔Radfrac5层塔板,压力0.12MPa混合器Mixer绝热混合贫液冷却器Heater出口40℃,忽略压降

2.4冷冻氨法脱碳工艺能耗分析

冷冻氨法脱碳工艺相对于常温法脱碳工艺来说,需要增加制冷设备来冷却系统中的氨水溶液和烟气.当冷却温度较低时,这部分能耗十分巨大,因此冷冻氨法脱碳工艺的冷却功是系统中不可忽略的一部分.通过制冷系数来估算冷却功,其表达式如下：

(8)

式中：COP为制冷系数,取为8；Qcol为冷却工质吸收的冷量；Wcol为所求的冷却功.

冷却功由冷却烟气的冷却功和冷却氨水溶液的冷却功两部分组成,其中冷却氨水溶液的冷却功占冷却功的绝大部分.除了冷却功之外,氨水法脱碳过程与其他脱碳过程类似也涉及到烟气压缩过程的压缩功、溶液升压输送过程的泵功以及再沸器的热耗.其中再沸器热耗由两部分构成:一部分为CO2再生过程的热耗,另一部分为氨水再生过程的热耗.

根据AspenPlus的仿真结果得到的冷冻氨法脱碳流程中各部分能耗如表6所示.表中,Ppum为泵功,Pgas为烟气输送功,t1为二氧化碳捕集系统再沸器温度,Qreb,1为二氧化碳捕集系统再沸器热耗,t2为氨气捕集系统再沸器温度,Qreb,2为氨气捕集系统再沸器热耗.

表6冷冻氨法各主要能耗

Tab.6Mainenergyconsumptioninchilledammoniaprocess(CAP)GJ/(tCO2)

项目脱碳机组项目脱碳机组Wcol0.14Qreb,11.26Ppum0.04t2/℃104.79Pgas0.05Qreb,21.42t1/℃128.29——

从表6的仿真结果中可以看出,二氧化碳捕集系统再沸器和氨气捕集系统再沸器的热耗分别是1.26和1.42GJ/(tCO2),两者的能耗之和为2.68GJ/(tCO2),与其他学者的仿真和实验结果相近,部分学者的仿真结果如表7所示.其中，Qreb为再沸器能耗，w(HN3)为氨水质量分数，α为系统中的贫液负荷.

表7氨法脱碳系统再生能耗文献值

Tab.7Regenerationenergyconsumptioninchilledammoniaprocessfrompapers

文献Qreb/(GJ·(tCO2)-1)w(NH3)/%αJilvero等[14-15]2.5026.0—杨阳[11]2.09——Valenti等[26]2.4620.00.25Kothandaraman等[27]2.4017.0～31.00.40Darde等[13]2.537.80.33

本文采用平衡级模型,关于脱碳工艺仿真更为精确的模型为Rate-Based模型,文献[24]通过Rate-Based模型的分析结果显示冷冻氨法脱碳过程热耗为3.40GJ/(tCO2),而文献[25]基于Rate-based模型的分析结果显示能耗更大为4.8～6.7GJ/(tCO2).本文的平衡级模型分析结果要明显低于Rate-Based模型的分析结果.平衡级法认为离开吸收塔某一级的气相和液相温度、压力相等,组成互成相平衡关系.Rate-Based模型采用传递动力学速率,能真实反应吸收塔内的吸收过程.平衡级模型可以说是一个理想模型,而Rate-Based模型的计算结果受到塔的种类、填料类型、工艺水平等因素的共同影响,反映实际脱碳工艺的吸收效果和能耗.文献[24]、[25]的分析结果显示,氨水脱碳工艺能耗较大(其实两者结果也相差较大),这只能说明在其所述的工艺水平下能耗较大,并不能认为通过改进氨水脱碳工艺、增加填料高度等无法降低其能耗水平.平衡级模型计算结果反映的可能不是实际过程的能耗,但是给出了理想情况下能达到的能耗.本章探讨氨水脱碳工艺的能耗特性或者其可行性,采用平衡级模型比Rate-Based模型可能会更具有参考价值.

3耦合方案

由于冷冻氨法脱碳工艺由二氧化碳捕集系统和氨气捕集系统两部分构成,需从燃煤电厂抽取2股不同参数的蒸汽分别为2个系统供热.根据仿真结果,二氧化碳捕集系统再沸器内工质的温度为128.29 ℃,设置再沸器内换温差为10 ℃,则所需饱和蒸汽的压力为0.34MPa.从图1中所标注的热力系统各部分的参数可知,仅有机组的5段及5段以前的抽气参数满足要求.根据能量的梯级利用原则使用机组的5段抽气是最理想的抽气方式,另外氨水不存在高温下降解和腐蚀的问题,不用考虑对引出蒸汽的减温过程,简化了集成系统的结构.

对于氨气捕集系统,根据上文的仿真结果可知,氨气捕集系统再沸器内工质的温度为104.79 ℃,同样设置换热温差为10 ℃,则所需饱和蒸汽的压力为0.17MPa,机组的6段及6段以前的抽气满足蒸汽参数的要求,按照能量的梯级利用原则使用六段抽气是最理想的抽气方式.

二氧化碳捕集系统和氨气捕集系统疏水返回回热系统的位置对耦合系统的运行性能有很大的影响,本文根据2股疏水和回热系统各股给水的参数特点为2股疏水分别提出了3种返回方式((a)、(b)、(c)),具体如图6所示,二氧化碳捕集系统疏水返回回热系统的位置为(a)、(b),氨气捕集系统疏水返回回热系统的位置为(1)～(3).

热力系统耦合冷冻氨法脱碳工艺后,机组进入变工况运行,本文在对机组变工况运行进行模拟时保持主蒸汽流量不变.这种假设保证机组燃煤量基本稳定,从而造成机组所产生的烟气流量及其组成的基本恒定,加快了这个复杂热力系统的收敛速度.

脱碳机组和原级组的全厂热效率ηcp均可以通过下式进行计算：

(9)

式中：We为机组的净输出功,bin为机组的燃煤量,Qcoal为机组所燃煤种的低位发热量.

根据系统的全厂热效率可以确定该系统的全厂标准煤耗bs：

(10)

机组的全厂热耗qcp通过下式进行求取：

(11)

4结果分析

4.1耦合方式的选取

基于AspenPlus计算冷冻氨法脱碳工艺与该燃煤机组热力系统在不同耦合方案下的净输出功,结果如图7所示.由计算结果可知,仅从二氧化碳捕集系统疏水返回方式来看,方案(b)为最佳返回方案.在方案(b)的条件下,氨气捕集系统采用位置(2)时机组的净输出功最大为437.67MW,为最优方案,采用位置(1)时的机组净输出功与其十分接近.因此,二氧化碳捕集系统的疏水从热力系统的五号加热器入口返回回热系统、氨气捕集系统的疏水从七号加热器入口返回回热系统时耦合系统的净输出功最高为最佳集成方案.表8列出了方案“(b)(2)”下机组的各类热力学性能指标,并与不添加碳捕集设备的原机组进行对比.表中,Pele为电厂消耗电功率.从表8中可以看出,在最优耦合方案下,相对于原机组,脱碳机组的净输出功降低了127.17MW、全厂热效率降低了7.44%、 全厂标准煤耗增加了58.28g/kWh,全厂热耗增加了1 705.80kJ/kWh,这些结果与MEA脱碳工艺对燃煤机组的影响相近.

图7　不同耦合方案下机组的净输出功Fig.7　Net output of carbon capture plant with different coupling methods

Tab.8Comparisonofthermalperformancebetweencarboncaptureplantwithoptimumcouplingmethodandoriginalplant

项目We/MWPele/MWηcp/%bs/(g·kWh-1)qcp/(kJ·kWh-1)原机组564.8435.1643.51282.688273.9600最佳脱碳机组437.6759.7736.07340.969979.7556

注：以上结果已去除厂用.

4.2捕集率对机组运行性能的影响

在前面的分析及热力系统集成方式的优化过程中机组的碳捕集率固定在85%,为了分析捕集率对脱碳机组热力性能的影响,计算捕集率分别为60%～90%的脱碳机组的热力性能.捕集率的变动会改变二氧化碳捕集系统和氨气捕集系统再沸器的能耗.如图8所示为捕集率变动对2种能耗的影响.图中,Qreb为再沸器热耗,QCO2为二氧化碳捕集系统再沸器能耗,QNH3为氨气捕集系统再沸器能耗,ηCap为机组的碳捕集率.

图8　再沸器热耗随碳捕集率的变化趋势Fig.8　Reboiler heat consumption varies with capture rate

由图8中的结果可知,碳捕集系统再沸器的热耗随碳捕集率的增高呈先增大后降低的趋势,氨气捕集系统的变化趋势则刚好相反.这是因为捕集率的提升一方面使二氧化碳捕集系统中氨水溶液的循环量大幅度增大,增大了二氧化碳捕集系统再生塔所需热耗；另一方面氨气捕集系统塔顶返回的蒸汽量也大量增加造成碳捕集系统再生塔所需热量降低,导致碳捕集系统的再沸器热耗呈现先增大后减小的趋势.在氨气捕集系统中,捕集率的提高增大了塔顶氨气的逃逸率,逃逸率越高氨气的捕集能耗越低(这与CO2的捕集类似,CO2的体积分数越高,捕集过程能耗越小),另一方面逃逸率的增大需增加吸收氨气的低浓度氨水溶液的流速,从而增大再生过程的能耗,所以氨气捕集系统的能耗呈现先降低后增大的趋势.

在对冷冻氨法脱碳工艺能耗影响分析的基础上,以碳捕集系统捕集率为自变量,分析了碳捕集系统捕集率的变动对机组发电效率和发电标准煤耗的影响,结果如图9所示.其中,ηe为脱碳机组的发电效率,bs,cp为碳捕集机组的标准发电煤耗.从分析结果的具体数值上来看,冷冻氨法脱碳机组的发电效率随碳捕集率的增大,降低速度逐渐增大,但不是很明显；冷冻氨法脱碳机组的发电效率随碳捕集率的增大,提高速度逐渐增大,趋势也不是很明显.总体上来看,冷冻氨法脱碳机组的发电效率与发电煤耗在本文所讨论的范围内(捕集率在60%～90%)基本上呈线性关系.碳捕集率每提升5%,脱碳机组全厂热效率平均降低0.43%、全厂标准煤耗平均增加4.13g/kWh.

图9　碳捕集率对脱碳机组热力性能的影响Fig.9　Influence of carbon capture rate on thermal performance of carbon capture unit

5结论

(1) 本研究建立了600MW燃煤机组和冷冻氨法脱碳工艺的仿真模型,并验证了模型的正确性.结果表明：二氧化碳捕集系统再沸器的热耗为1.26GJ/(tCO2),氨气捕集系统再沸器的热耗为1.42GJ/(tCO2).

(2) 提出了冷冻氨法脱碳工艺与燃煤机组耦合的可行方案,选取了最佳方案.最佳耦合方案为五号加热器入口作为二氧化碳捕集系统疏水的回流位置、七号加热器入口作为氨气捕集系统疏水回流的位置.

(3) 在最优耦合方案下,相对于原机组,脱碳机组的净输出功降低了127.17MW、全厂热效率降低了7.44%、全厂标准煤耗增加了58.28g/kWh,全厂热耗增加了1 705.80kJ/kWh.碳捕集率每提高5%,脱碳机组全厂热效率会降低0.43%、全厂标准煤耗会增加4.13g/kWh.

(4)MEA法脱碳工艺虽然对机组热耗需求较大,但是不需要冷冻功,且冷冻氨法脱碳工艺设备成本较MEA法脱碳工艺要高很多,通过技术经济学方法合理对比MEA法和冷冻氨法脱碳工艺是未来的研究重点.

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DOI:10.3785/j.issn.1008-973X.2016.03.014

收稿日期：2015-10-22.

基金项目：国家自然科学基金资助项目(51076044,51306059);中央高校基本科研业务专项资金资助项目(13XS38).

作者简介：韩中合(1964-)，男，教授，博导，从事热力设备状态监测与故障诊断和两相流计算与测量研究.ORCID：0000-0001-6772-2591. E-mail:zhonghe_han@163.com

中图分类号：TK 11

文献标志码：A

文章编号：1008-973X(2016)03-09-0499

Simulationofchilledammoniaprocessbasedcarboncapturepowerplantandoptimizationofcouplingmethod

HANZhong-he,BAIYa-kai

(1.Key Laboratory of Condition Monitoring and Control for Power Plant Equipment, North China Electric Power University, Baoding 071003,China; 2.College of Water Conservancy and Hydropower, Hebei University of Engineering, Handan 056021, China)

Abstract:The simulation model of chilled ammonia process (CAP) and power plant were established and verified by using Aspen Plus. Simulation results show that the energy consumption of the reboiler in CO2 capture process is 1.26 GJ/(tCO2) and the energy consumption of the reboiler in ammonia capture process is 1.42 GJ/(tCO2). Three returning methods for draining from CO2 capture system and three returning methods for drain from ammonia capture system to the power plant were proposed and optimized. Results show that the drain from the CO2 capture process returning to the inlet of the fifth heater and the draining from the ammonia capture process returning to the inlet of the seventh heater are the condition of optimum coupling methods. Under the condition of optimum coupling method, the net output of the power plant decreases by 127.17 MW and the overall thermal efficiency decreases by 7.44%, the overall standard coal consumption of the power plant increases by 58.28 g/kWh and the overall heat consumption increases by 1 705.80 kJ/kWh, similar to the conventional mono ethanol amine (MEA) based carbon capture. Under the optimum coupling method, when carbon capture rate of the power plant increases by 5%, the net output of the power plant decreases by 7.48 MW, the overall efficiency decreases by 0.44%, the overall standard coal consumption increases by 4.09 g/kWh and the overall heat consumption increases by 119.58 kJ/kWh．

Key words:chilled ammonia process (CAP); regeneration energy; coupling method; thermal performance