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含氧煤層氣液化HYSYS模擬及安全性分析

文檔作者：付陽李自力崔淦文檔來源：中國石油大學(華東)儲運與建筑工程學院		點擊數：	更新時間： 2025年03月15日
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第6期 付 陽等：含氧煤層氣液化HYSYS模擬及安全性分析 75
含氧煤層氣液化HYSYS模擬及安全性分析
付 陽，李自力 ，崔淦
(中國石油大學(華東)儲運與建筑工程學院，山東青島266580)
摘要：設計了一種混合制冷劑和氮節流共同制冷的含氧煤層氣液化精餾工藝，模擬結果顯示，該工藝可以較為徹底地去除
氮氣、氧氣等，對 (CH4)為40％的煤層氣進料，獲得LNG產品純度高達99．91％，甲烷回收率為97．12％，LNG生產能耗為
0．94kW·h／m3(sT)。對該工藝進行了爆炸安全性分析，表明煤層氣僅在精餾塔頂部有爆炸可能性。采用往精餾塔通人氮氣降低
塔內氧含量的方法來保證操作安全，并對通入氮氣的流量和位置進行了優化。結果表明從精餾塔內氣體中氧的物質的量分數
大于8％的最下層塔板處通入與煤層氣同流量的氮氣，對氧氣稀釋效果最好，在保證高純度LNG產品和甲烷回收率的同時，生
產能耗升高3O％。
關鍵詞：含氧煤層氣；液化；精餾；爆炸極限；氮氣稀釋；模擬
中圖分類號-TQ 028 文獻標識碼：B 文章編號：1001-9219(2015)06-75·05
我國煤層氣資源儲量豐富，常規開采過程中會
混入空氣，導致煤層氣中甲烷體積分數僅有20％-
75％左右，俗稱含氧煤層氣fI】。煤層氣的開發利用難
點和重點是脫除其中的氧氣。在目前的幾種脫氧技
術中，低溫分離法在較為徹底的脫除煤層氣中氧氣
的同時，還可以獲得高純度的LNG產品。對于低濃
度含氧煤層氣，還需要增加精餾工藝對煤層氣提
純，深冷精餾制備高純度LNG工藝已成為目前研
究的熱點。煤層氣液化過程中由于氧的存在而導致
氣體可能具有爆炸危險性，因此采取措施保證液化
流程的操作安全性尤為重要。
1 煤層氣液化流程及模擬
1．1 液化流程設計
針對某一典型的煤層氣氣源，設計了一種含氧
煤層氣液化工藝。該含氧煤層氣抽采出來后為微正
壓0．11MPa，溫度為4O℃ 。經過脫水、脫酸等處理
后，氣體組分僅含有甲烷、氮氣和氧氣。
設計的含氧煤層氣液化流程如圖1所示I2]。該
流程包括含氧煤層氣液化系統和制冷劑制冷系統。
在煤層氣液化系統中，煤層氣首先經過兩級壓縮機
收稿日期：2015-04．13；基金項目：國家科技重大專項大型油
氣田及煤層氣開發(2008ZX05017—04一叭)，中央高校基本科
研業務費專項資金資助(15CX06071A)；作者簡介：付陽
(1990·)，男，碩士研究生，研究方向為油氣儲運腐蝕與安全，
電郵1197468325@qq．COIII； 聯系人：李自力，男，博士生導
師，電郵lizili@upc．edu．CI1。
C—l和C一2壓縮至高壓，然后經過兩級水冷器將溫
度冷卻至初始溫度。煤層氣通過換熱器LNG．100降
溫后，再通過水冷器E一3為精餾塔T-IO0底部再沸
器提供熱量，從E一3出來的煤層氣經過換熱器
LNG-101再次降溫后，進入精餾塔T-100精餾，初步
脫除雜質氣體實現煤層氣的液化。精餾塔底部再沸
器出來的液態煤層氣首先返回換熱器LNG一101過
冷，然后經過節流閥VLV一1節流至常壓進入儲罐
V-2儲存，少量氣態產品通過儲罐呼吸閥排出；精餾
塔頂部流出的氣態雜質首先經過冷凝器LNG．103
深度降溫冷凝，然后進入分離器V-1，液態雜質通過
泵P一1循環進入精餾塔內實現二次精餾，氣態雜質
則依次返回換熱器LNG．102、LNG．101、LNG一10o冷
卻其中的煤層氣及制冷劑，達到回收冷量、節能降
耗的目的。
制冷劑制冷系統中，液化系統的冷量由氮節流
制冷和混合制冷劑節流制冷兩種方式提供。氮節流
制冷循環系統中，氮氣首先經過四級壓縮機C一3、C．
4、C一5、C-6和水冷器壓縮至高壓常溫，然后依次通
過換熱器LNG-100、LNG一101、LNG一102降溫冷卻至
液氮狀態，經過節流閥VLV．2節流降壓降溫，通過
LNG一103為精餾塔冷凝器提供冷量，然后依次通過
換熱器LNG一102、LNG．101、LNG．100為其提供冷量
后恢復為常溫流到壓縮機增壓，完成氮節流制冷循
環。
混合制冷劑制冷循環系統中，混合制冷劑首先
通過兩級壓縮機C-7、C一8和水冷器壓縮至高壓常
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第6期 付 陽等：含氧煤層氣液化HYSYS模擬及安全性分析 77
刻變化。煤層氣中甲烷濃度可能穿過爆炸極限而導
致氣體具有爆炸可能性，故應對液化流程進行安全
性分析翻。
2．1 爆炸極限計算公式
影響爆炸極限的因素有很多，如初始溫度、壓
力以及氣體組分等。常溫常壓下，甲烷在空氣中的
爆炸極限x(CH4)為5％-15％。當煤層氣的成分是甲
烷與空氣的混合物時，考慮溫度和壓力的影響，煤
層氣的爆炸極限計算公式為 ：
u=[wcI~4+20．6(1gp+1)][1+8x 104(f．25)1 (1)
L=Lc~[1·8x 10 (t-25)】 (2)
式中： 特定溫度和壓力下的爆炸上限 ，％；UcH4- 常
溫常壓下的爆炸上限，％；￡．特定溫度和壓力下的爆
炸下限，％ ；Lc 一常溫常壓下的爆炸下限，％；p一壓力，
MPa；￡．溫度，℃。
煤層氣液化過程中發生相變時，氣體組分會發
生改變。當甲烷所處的氣體環境中氮氣和氧氣比大
于空氣中氮氣和氧氣比時，甲烷所處的氣體環境為
缺氧狀態，爆炸極限范圍減小。混合氣體可看作被
惰性氣體稀釋的燃氣與空氣的混合物嘲。根據
Extended Le Chatelier公式[63，考慮溫度和壓力的影
響，煤層氣的爆炸極限計算公式如式(3)、(4)。
u = lOOxt一
。-001
(100 - U~
+0．
．,)x
ool
,
X
n~
+2o．6(1gJ口+1)l[1+8x10一 (f一25)] (3)
J
： ￡坐 ! 二 蘭 ： 二 f41
Xl一0．00187xi LcH4 一
式中：計稀釋煤層氣中甲烷的物質的量分數，％ ；凡 一
與1tool甲烷發生燃燒反應所需的氧氣的物質的
量，tool； ．m．稀釋煤層氣中其余氣體(除甲烷外)的物
質的量分數， ．m=1一ct，％；其余符號的意義同式(1)、
(2)。
當甲烷所處的氣體環境中氮氣和氧氣比小于
空氣中氮氣和氧氣比時，甲烷所處的氣體環境為富
氧狀態，爆炸極限范圍增大。此時，考慮溫度和壓力
的影響，煤層氣爆炸極限計算公式為陰：
【，：l二 +2o．6(1gP+1)l×l+8~10-4(，一25)](5
L： 5．344x2+3．614x3
0 982 ×『l-8×10 【，-25)] (6) ． 7矗+X L 、 j ?
式中： ：．煤層氣中氮氣的物質的量分數，％； s一煤層
氣中氧氣的物質的量分數，％；其余符號的意義同式
(1)、(2)。
2．2 爆炸極限分析
2．2．1 壓縮過程(物流1-5)
壓縮過程中煤層氣始終為氣態，氣體組分未發
生改變，x(CH4)保持40％不變。壓縮機C一2出口處煤
層氣的溫度和壓力達到最大，根據爆炸極限規律，
爆炸極限范圍最廣。計算得到甲烷理論爆炸極限范
圍為x(CH4)=4．58％～34．11％。故在壓縮過程中，煤層
氣中甲烷濃度始終高于爆炸上限，不存在爆炸可能
性。
2．2．2 液化過程(物流5-8)
在換熱器LNG一101中煤層氣開始發生相變。根
據HYSYS模擬結果和爆炸極限理論計算公式，得
出了換熱器中氣體組分及爆炸極限與溫度的變化
關系曲線，如圖1所示。可以看出，雖然隨著煤層氣
的液化，氣相組分中的甲烷濃度大幅度下降，但是
由于溫度的降低爆炸上限也會大幅度下降。整個液
化過程氣相中的甲烷濃度始終在爆炸上限以上，故
在換熱器LNG-101中煤層氣無爆炸可能性。
100
80．
6O
0 40
20
O
一162．0
。． 一爆炸上阻^
枷爆炸下限^
函≥未：二=== ===
． 158．0 ．154．0 ．150．0 -146．0
T ℃
圖2 液化過程中爆炸極限與甲烷含量的關系
2．2．3 精餾過程(物流8~9)
換熱器LNG一101液化后的煤層氣直接進入精
餾塔T-100內進行精餾提純，另外精餾塔內煤層氣
來源還有出口雜質氣體通過換熱器LNG一103冷凝
后回流的部分液態煤層氣。
精餾塔內不同塔板上，煤層氣中的甲烷、氮氣
和氧氣組分之間相互換熱，甲烷由于沸點較高逐漸
發生相變，最終變成液態產品流到塔底部，而雜質
氮氣和氧氣則從塔頂部流出。利用HYSYS對精餾
塔進行模擬，得到塔內不同塔板上氣體組分含量的
變化如圖3所示。從圖3可以看出，不同塔板上，氮
氣和氧氣比始終小于空氣中兩者之比，故精餾塔內
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78 天然氣化工(c1化學與化工) 2015年第40卷
始終處于富氧狀態。利用甲烷爆炸極限理論計算公
式(5)、(6)，得到精餾塔內氣體組分及爆炸極限與
不同塔板的變化關系曲線，如圖4所示(塔板由上
到下編號)。第1l塊塔板表示塔底再沸器。可以看
出，從塔底冷凝器到第6塊塔板之間，氣相中的甲
烷濃度遠遠大于爆炸上限，無爆炸可能性。從第6
塊塔板開始，氣相中的甲烷濃度大幅度降低，而爆
炸上限理論值也開始緩慢下降，到第2塊塔板，氣
相中的甲烷濃度仍稍大于爆炸上限。但是在第1塊
塔板上，氣相中的甲烷濃度降至最低，已經低于塔
頂工況下的甲烷爆炸下限，證明在第l塊塔板和第
2塊塔板中間，氣體中的甲烷濃度已經穿過爆炸極
限區間，此處氣體具有爆炸可能性。由此可見，精餾
塔內第1塊和第2塊塔板中間氣體甲烷濃度在爆
炸極限范圍內，導致精餾塔頂部存在爆炸危險。
100
80
60
＼
40
20
0
一～ CH
一N，
O，
0 2 4 6 8 l0 l2
塔板位置
圖3 精餾塔內不同塔板上氣相組分的變化
lOO：
80
60
、
I 40
2O
OO
一 ^
鼉炸下限
～ 1
的量分魏^
塔板位置
圖4 精餾塔內不同塔板上氣相中甲烷含量與爆炸極限的
變化
2．2．4 冷凝器回流過程(物流9-11)
精餾塔頂雜質氣體流出后需要經過換熱器
LNG．103冷凝回流以提高甲烷回收率。塔頂流出的
雜質氣體甲烷含量小于塔頂工況下爆炸下限。經過
換熱器LNG一103冷凝后，甲烷爆炸下限由于溫度的
降低而增大。HYSYS模擬得到物流10氣相組分(即
物流11)中x(ctt,)僅為0．86％ ，遠低于爆炸下限，故
氣體無爆炸可能性。
2．2．5 冷量回收過程(物流1 1-14)
分離器V一1出來的雜質氣體依次通過換熱器
LNG一102、LNG一101、LNG一100，將冷量傳遞給換熱器
后降至常溫狀態。在這個過程中，雜質氣體始終為
氣態，氣體組分未發生改變，x(CH4)保持為0．86％，
遠低于爆炸下限，氣體安全。
2．3 安全措施
2．3．1 安全措施
通過上述分析可知，煤層氣液化流程中壓縮、
液化及冷量回收等階段，甲烷濃度始終在爆炸上限
以上或爆炸下限以下，沒有爆炸危險性。只有在精
餾階段精餾塔頂部氣相中甲烷濃度會穿過爆炸極
限，導致氣體具有爆炸可能性。因此要使含氧煤層
氣在整個流程中沒有爆炸危險性，就要采取安全措
施保證精餾塔頂部氣相中甲烷濃度在爆炸極限范
圍之外。
甲烷爆炸極限的影響因素主要有溫度、壓力和
氣體組分等。在煤層氣液化流程工藝參數基本確定
的情況下，溫度和壓力參數難以發生很大的變化，
所以要從氣體組分人手，改變煤層氣中的氣體組分
含量。目前，針對煤層氣液化工藝的安全方法是通
過控制煤層氣中的氧氣濃度低于爆炸所需最小氧
濃度或甲烷濃度在爆炸極限范圍之外實現的，主要
有煤層氣預脫氧、塔底產品產量控制和氣體中添加
阻燃氣體N 三種方式[gl。煤層氣預脫氧需要單獨的
脫氧裝置，預算昂貴；塔底產品產量控制會從精餾
塔塔頂流出較多氮氣，影響甲烷回收率和LNG產
量[91。甲烷發生爆炸需要足夠多的氧氣，Coward爆炸
三角形理論【1q認為甲烷在空氣中發生爆炸所需的最
小x(o2)為10％左右，當 (O2)低于10％時，不論甲烷
濃度如何變化，始終不會發生爆炸，考慮到壓力和
溫度的變化，精餾塔頂氣體爆炸最小x(02)可以取為
8％。氣體中添加阻燃氣體的安全工藝就是通過向精
餾塔內通入N 稀釋煤層氣，使得精餾塔頂氣相中
x(02)降至8％以下，精餾塔處于安全狀態【llI 。精餾
塔頂雜質氣體中甲烷含量較高，冷量回收后可以送
回制氮裝置實現氮循環利用。本文利用向精餾塔內
通入阻燃氣體一Nz的方法來保障液化流程的安全操
作。
2．3．2 爆炸可能性分析
精餾塔內通入N 的量和通入N 對應的塔板位
置對于精餾塔內氧濃度的影響效果差別很大。該流
程模擬的煤層氣流量為Q。 =40000mS／h，進入精餾塔
的煤層氣溫度為．150~C，壓力為0．5MPa，精餾塔塔
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第6期 付 陽等：合氧煤層氣液化HYSYS模擬及安全性分析 79
板數為1O，煤層氣從精餾塔中部進料。假設通入的
N 溫度、壓力與精餾塔入口煤層氣相同，為一150~C、
0．5MPa。
從精餾塔進料處(第5塊塔板)通入N2，HYSYS
模擬得到未通入N：以及通入N 量分別為Q =
40000、50000、60000、80000、200000m3／h時精餾塔
內氣相組分中氧氣濃度隨塔板數的變化情況，如圖
5所示。從圖中可以看出，未通入N 時，精餾塔內氧
氣濃度從塔頂至塔底逐漸降低。其中，第7塊塔板
至塔頂間x(o2)大于8％。從第5塊塔板處通人N
后，塔頂至第5塊塔板問氧氣濃度下降很大，但第5
塊塔板至塔底間氧氣濃度下降緩慢。隨著通入氮氣
量逐漸增大，精餾塔內氧氣濃度下降的趨勢很緩
慢，特別是第6塊塔板，x(o2)始終在10％以上。分析
可能原因，精餾塔第5塊塔板處通入氣態Nz后往
頂部流動，對于第5塊塔板至塔頂間氣體直接起到
稀釋作用，故氧氣濃度下降很快。第5塊塔板至塔
底問氣體無法靠N 直接稀釋，只能依靠介質問傳
熱達到平衡，故氧氣濃度下降很緩慢。模擬得到當
從精餾塔進料處通入N 的量達到Q =200000m3／h
時，整個精餾塔內氣體組分中 (02)才全部降至8％
以下，此時通入的N 流量是原料氣流量的5倍。
；
15
H 10
5
通過上面得出的結論，N 對于精餾塔通入處塔
板至塔頂間氧氣稀釋作用明顯。故選擇從第7塊塔
板處通入N2，HYSYS模擬得到未通入N2以及通入
N2量分別為p =30000、40000、50000、80000m3]h時
精餾塔內氣相組分中氧氣含量隨塔板數的變化情
況，如圖6所示。從圖中可以看出，通人N 量為
30000m3]h時，塔頂至第7塊塔板間氧氣濃度迅速
下降，除第1塊塔板上x(O2)稍微大于8％以外，其余
均在8％以下；第7塊塔板至塔底間氧氣濃度下降
不明顯，但由于本身氧氣含量很低， (02)也均在8％
以下。為了確保精餾塔的安全性，設定第7塊塔板
上通入的N2流量為40000m3／h，此時精餾塔內氣體
組分中 (O2)均在8％以下，氣體無爆炸可能性。冷量
回收階段，雜質氣體中x(CH4)為2．7％ ，x(O2)為7％ ，
甲烷濃度不在爆炸極限范圍內，最小氧濃度也不
夠，氣體安全無爆炸可能性。
35
30
25
：
2O
15；
0 2 4 6 8 10 l2
塔板位置
圖6 不同塔板上氣相中氧氣物質的量分數隨N2流量的變化
2．3-3 流程性能
根據模擬計算結果，針對表l中的含氧煤層氣
氣源，采用從精餾塔第7塊塔板通入Q =40000m3／h
的N 的方法，可以確保整個液化流程不存在爆炸
危險性，操作安全可靠。在此條件下，采取安全措施
后， 塔底產品純度為99．89％ ， 甲烷回收率為
92．35％，LNG單位產品生產能耗為1．23kW·h／m 。與
采取安全措施前液化流程模擬結果相比，塔底產品
純度基本保持不變；由于塔底LNG產量稍有下降，
甲烷回收率有所減小，但在可接受范圍內；由于精
餾塔內通人跟原料氣同流量的N2，塔頂冷凝器負荷
增大，總生產能耗增大了30％。雖然甲烷回收率降
低，生產能耗增大，但是能使液化流程工藝處于安
全狀態。
3 結論
(1)針對某典型低濃度含氧煤層氣氣源設計了
一種混合制冷劑和氮氣節流同時制冷的液化精餾
工藝流程，能在精餾塔進料為一150℃ 、0．5MPa的條
件下，較徹底地脫除氮氧等雜質氣體，最終獲得的
LNG產品純度為99．91％，其中氧氣體積分數僅為
0．09％，甲烷回收率高達97．12％。精餾塔再沸器和
冷凝器能量取自液化系統本身，雜質氣體冷量回收
利用，降低整個裝置能耗，LNG單位產品生產能耗
僅為0．94kW·h／f1．3。
(2)對設計的液化精餾流程進行了爆炸危險性
分析。結果表明，煤層氣在壓縮、液化、冷凝回流和
冷量回收階段安全可靠，僅 (下轉第82頁)
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82 天然氣化工(C 化學與化工) 2015年第40卷
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Abstract：By setting waste heat boiler on the high temperature chimney of the primary reforming furnace to generate saturated
medium pressure steam to replace the superheated medium pressure steam in the process system and optimizing the production
process，energy saving and emission reduction were achieved，which brought economic and environmental benefits to the plant．
Keywords：methanol plant；primary reform ing；flue gas；waste heat boiler
÷ }_{·}_{·}岫{·}．{·}_{·}_{·}_{·}_{·}-{·}_{·} ·}_{·}_{·}_{·}_{·} ·}-{·}_{·}_{·}_{·}_{·}_{·}_{·}_{·} ·} ·}_{·}_弓·}_{·} ·}．{·}_{·}_{·}_{·}÷ }_{·}÷ }_暑·} ·}_{·}_{·} ·}_{·} ·}_
(上接第79頁)
在精餾過程中在精餾塔頂部有爆炸可能性。可以采 [4] 嚴銘卿，廉明樂．天然氣輸配工程【M]．北京：中國建筑工
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HYsYS simulation and security analysis for liquefaction process of oxygen-contained coal-bed methane
FU Yang。LI Zi． CU／Gan
(CoHege of Pipeline and Civil Engineering，China University of Petroleum，Qingdao 266580，China)
Abstract：An oxygen·contained coal—bed methane(CBM)liquefaction rectification process using mixed refrigerant and nitrogenthrottle
refrigeration was designed and simulation computation ws made with HYSYS．Results showed that for CBM wi￡h methane
mole fraction of 40％ ，the nitrogen and oxygen could be completely removed by this process，and LNG purity could reach 99．91％
with a methane recovery of 97．1 2％，while LNG production energy consumption was 0．94 kW·h／m fSTP)．Explosion safety analysis of
this process indicated that the explosion probability exists only in the top of rectifying column．Introducing N2 into the rectifying
column to reduce the oxygen concentration was adopted to ensure safe operation，and N2 flow rate and entering plate position were
optimized．Results showed that it’s best to introduce N2 in the same quantity of CBM into the rectifying column from the bottom plate
in which oxygen mole fraction was over 8％．by which the energy consumption increased by 30％ to produce high pure LNG product
in high recovery of methane．
Keywords：oxygen·-contained coal··bed methane；liquefaction；rectification；explosion limit；nitrogen dilution；simulation

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