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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(xué)(華東)儲(chǔ)運(yùn)與建筑工程學(xué)院		點(diǎn) 擊數(shù)：	更新時(shí)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(xué)(華東)儲(chǔ)運(yùn)與建筑工程學(xué)院，山東青島266580)
摘要：設(shè)計(jì)了一種混合制冷劑和氮節(jié)流共同制冷的含氧煤層氣液化精餾工藝，模擬結(jié)果顯示，該工藝可以較為徹底地去除
氮?dú)狻⒀鯕獾?，?duì) (CH4)為40％的煤層氣進(jìn)料，獲得LNG產(chǎn)品純度高達(dá)99．91％，甲烷回收率為97．12％，LNG生產(chǎn)能耗為
0．94kW·h／m3(sT)。對(duì)該工藝進(jìn)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?dú)饨档?
塔內(nèi)氧含量的方法來保證操作安全，并對(duì)通入氮?dú)獾牧髁亢臀恢眠M(jìn)行了優(yōu)化。結(jié)果表明從精餾塔內(nèi)氣體中氧的物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)
大于8％的最下層塔板處通入與煤層氣同流量的氮?dú)?，?duì)氧氣稀釋效果最好，在保證高純度LNG產(chǎn)品和甲烷回收率的同時(shí)，生
產(chǎn)能耗升高3O％。
關(guān)鍵詞：含氧煤層氣；液化；精餾；爆炸極限；氮?dú)庀♂專荒M
中圖分類號(hào)-TQ 028 文獻(xiàn)標(biāo)識(shí)碼：B 文章編號(hào)：1001-9219(2015)06-75·05
我國煤層氣資源儲(chǔ)量豐富，常規(guī)開采過程中會(huì)
混入空氣，導(dǎo)致煤層氣中甲烷體積分?jǐn)?shù)僅有20％-
75％左右，俗稱含氧煤層氣fI】。煤層氣的開發(fā)利用難
點(diǎn)和重點(diǎn)是脫除其中的氧氣。在目前的幾種脫氧技
術(shù)中，低溫分離法在較為徹底的脫除煤層氣中氧氣
的同時(shí)，還可以獲得高純度的LNG產(chǎn)品。對(duì)于低濃
度含氧煤層氣，還需要增加精餾工藝對(duì)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(diǎn)。煤層氣液化過程中由于氧的存在而導(dǎo)致
氣體可能具有爆炸危險(xiǎn)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(shè)計(jì)
針對(duì)某一典型的煤層氣氣源，設(shè)計(jì)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(jīng)過脫水、脫酸等處理
后，氣體組分僅含有甲烷、氮?dú)夂脱鯕狻?
設(shè)計(jì)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(tǒng)和制冷劑制冷系統(tǒng)。
在煤層氣液化系統(tǒng)中，煤層氣首先經(jīng)過兩級(jí)壓縮機(jī)
收稿日期：2015-04．13；基金項(xiàng)目：國家科技重大專項(xiàng)大型油
氣田及煤層氣開發(fā)(2008ZX05017—04一叭)，中央高校基本科
研業(yè)務(wù)費(fèi)專項(xiàng)資金資助(15CX06071A)；作者簡(jiǎn)介：付陽
(1990·)，男，碩士研究生，研究方向?yàn)橛蜌鈨?chǔ)運(yùn)腐蝕與安全，
電郵1197468325@qq．COIII； 聯(lián)系人：李自力，男，博士生導(dǎo)
師，電郵lizili@upc．edu．CI1。
C—l和C一2壓縮至高壓，然后經(jīng)過兩級(jí)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(jīng)過換熱器
LNG-101再次降溫后，進(jìn)入精餾塔T-100精餾，初步
脫除雜質(zhì)氣體實(shí)現(xiàn)煤層氣的液化。精餾塔底部再沸
器出來的液態(tài)煤層氣首先返回?fù)Q熱器LNG一101過
冷，然后經(jīng)過節(jié)流閥VLV一1節(jié)流至常壓進(jìn)入儲(chǔ)罐
V-2儲(chǔ)存，少量氣態(tài)產(chǎn)品通過儲(chǔ)罐呼吸閥排出；精餾
塔頂部流出的氣態(tài)雜質(zhì)首先經(jīng)過冷凝器LNG．103
深度降溫冷凝，然后進(jìn)入分離器V-1，液態(tài)雜質(zhì)通過
泵P一1循環(huán)進(jìn)入精餾塔內(nèi)實(shí)現(xiàn)二次精餾，氣態(tài)雜質(zhì)
則依次返回?fù)Q熱器LNG．102、LNG．101、LNG一10o冷
卻其中的煤層氣及制冷劑，達(dá)到回收冷量、節(jié)能降
耗的目的。
制冷劑制冷系統(tǒng)中，液化系統(tǒng)的冷量由氮節(jié)流
制冷和混合制冷劑節(jié)流制冷兩種方式提供。氮節(jié)流
制冷循環(huán)系統(tǒng)中，氮?dú)馐紫冉?jīng)過四級(jí)壓縮機(jī)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(tài)，經(jīng)過節(jié)流閥VLV．2節(jié)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(fù)為常溫流到壓縮機(jī)增壓，完成氮節(jié)流制冷循
環(huán)。
混合制冷劑制冷循環(huán)系統(tǒng)中，混合制冷劑首先
通過兩級(jí)壓縮機(jī)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(dǎo)
致氣體具有爆炸可能性，故應(yīng)對(duì)液化流程進(jìn)行安全
性分析翻。
2．1 爆炸極限計(jì)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(dāng)煤層氣的成分是甲
烷與空氣的混合物時(shí)，考慮溫度和壓力的影響，煤
層氣的爆炸極限計(jì)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(fā)生相變時(shí)，氣體組分會(huì)發(fā)
生改變。當(dāng)甲烷所處的氣體環(huán)境中氮?dú)夂脱鯕獗却?
于空氣中氮?dú)夂脱鯕獗葧r(shí)，甲烷所處的氣體環(huán)境為
缺氧狀態(tài)，爆炸極限范圍減小。混合氣體可看作被
惰性氣體稀釋的燃?xì)馀c空氣的混合物嘲。根據(jù)
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(jì)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(jì)稀釋煤層氣中甲烷的物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)，％ ；凡 一
與1tool甲烷發(fā)生燃燒反應(yīng)所需的氧氣的物質(zhì)的
量，tool； ．m．稀釋煤層氣中其余氣體(除甲烷外)的物
質(zhì)的量分?jǐn)?shù)， ．m=1一ct，％；其余符號(hào)的意義同式(1)、
(2)。
當(dāng)甲烷所處的氣體環(huán)境中氮?dú)夂脱鯕獗刃∮?
空氣中氮?dú)夂脱鯕獗葧r(shí)，甲烷所處的氣體環(huán)境為富
氧狀態(tài)，爆炸極限范圍增大。此時(shí)，考慮溫度和壓力
的影響，煤層氣爆炸極限計(jì)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?dú)獾奈镔|(zhì)的量分?jǐn)?shù)，％； s一煤層
氣中氧氣的物質(zhì)的量分?jǐn)?shù)，％；其余符號(hào)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(tài)，氣體組分未發(fā)
生改變，x(CH4)保持40％不變。壓縮機(jī)C一2出口處煤
層氣的溫度和壓力達(dá)到最大，根據(jù)爆炸極限規(guī)律，
爆炸極限范圍最廣。計(jì)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(fā)生相變。根
據(jù)HYSYS模擬結(jié)果和爆炸極限理論計(jì)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(guān)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(huì)大幅度下降。整個(gè)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(guān)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(jìn)入精
餾塔T-100內(nèi)進(jìn)行精餾提純，另外精餾塔內(nèi)煤層氣
來源還有出口雜質(zhì)氣體通過換熱器LNG一103冷凝
后回流的部分液態(tài)煤層氣。
精餾塔內(nèi)不同塔板上，煤層氣中的甲烷、氮?dú)?
和氧氣組分之間相互換熱，甲烷由于沸點(diǎn)較高逐漸
發(fā)生相變，最終變成液態(tài)產(chǎn)品流到塔底部，而雜質(zhì)
氮?dú)夂脱鯕鈩t從塔頂部流出。利用HYSYS對(duì)精餾
塔進(jìn)行模擬，得到塔內(nèi)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(nèi)
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78 天然氣化工(c1化學(xué)與化工) 2015年第40卷
始終處于富氧狀態(tài)。利用甲烷爆炸極限理論計(jì)算公
式(5)、(6)，得到精餾塔內(nèi)氣體組分及爆炸極限與
不同塔板的變化關(guān)系曲線，如圖4所示(塔板由上
到下編號(hào))。第1l塊塔板表示塔底再沸器?？梢钥?
出，從塔底冷凝器到第6塊塔板之間，氣相中的甲
烷濃度遠(yuǎn)遠(yuǎn)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(jīng)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(jīng)穿過爆炸極
限區(qū)間，此處氣體具有爆炸可能性。由此可見，精餾
塔內(nèi)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(nèi)，導(dǎo)致精餾塔頂部存在爆炸危險(xiǎn)。
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(nèi)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(nèi)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(zhì)氣體流出后需要經(jīng)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(zhì)氣體甲烷含量小于塔頂工況下爆炸下限。經(jīng)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(yuǎn)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(zhì)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(tài)。在這個(gè)過程中，雜質(zhì)氣體始終為
氣態(tài)，氣體組分未發(fā)生改變，x(CH4)保持為0．86％，
遠(yuǎn)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(xiǎn)性。只有在精
餾階段精餾塔頂部氣相中甲烷濃度會(huì)穿過爆炸極
限，導(dǎo)致氣體具有爆炸可能性。因此要使含氧煤層
氣在整個(gè)流程中沒有爆炸危險(xiǎn)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(shù)基本確定
的情況下，溫度和壓力參數(shù)難以發(fā)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(duì)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(shí)現(xiàn)的，主要
有煤層氣預(yù)脫氧、塔底產(chǎn)品產(chǎn)量控制和氣體中添加
阻燃?xì)怏wN 三種方式[gl。煤層氣預(yù)脫氧需要單獨(dú)的
脫氧裝置，預(yù)算昂貴；塔底產(chǎn)品產(chǎn)量控制會(huì)從精餾
塔塔頂流出較多氮?dú)?，影響甲烷回收率和LNG產(chǎn)
量[91。甲烷發(fā)生爆炸需要足夠多的氧氣，Coward爆炸
三角形理論【1q認(rèn)為甲烷在空氣中發(fā)生爆炸所需的最
小x(o2)為10％左右，當(dāng) (O2)低于10％時(shí)，不論甲烷
濃度如何變化，始終不會(huì)發(fā)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?xì)怏w的安全工藝就是通過向精
餾塔內(nèi)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(tài)【llI 。精餾
塔頂雜質(zhì)氣體中甲烷含量較高，冷量回收后可以送
回制氮裝置實(shí)現(xiàn)氮循環(huán)利用。本文利用向精餾塔內(nèi)
通入阻燃?xì)怏w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(nèi)通入N 的量和通入N 對(duì)應(yīng)的塔板位
置對(duì)于精餾塔內(nèi)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(jìn)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(shù)為1O，煤層氣從精餾塔中部進(jìn)料。假設(shè)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(jìn)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(shí)精餾塔
內(nèi)氣相組分中氧氣濃度隨塔板數(shù)的變化情況，如圖
5所示。從圖中可以看出，未通入N 時(shí)，精餾塔內(nèi)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?dú)?
量逐漸增大，精餾塔內(nèi)氧氣濃度下降的趨勢(shì)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(tài)Nz后往
頂部流動(dòng)，對(duì)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(zhì)問傳
熱達(dá)到平衡，故氧氣濃度下降很緩慢。模擬得到當(dāng)
從精餾塔進(jìn)料處通入N 的量達(dá)到Q =200000m3／h
時(shí)，整個(gè)精餾塔內(nèi)氣體組分中 (02)才全部降至8％
以下，此時(shí)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(jié)論，N 對(duì)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(shí)
精餾塔內(nèi)氣相組分中氧氣含量隨塔板數(shù)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(shí)，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(shè)定第7塊塔板
上通入的N2流量為40000m3／h，此時(shí)精餾塔內(nèi)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(zhì)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(nèi)，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(zhì)的量分?jǐn)?shù)隨N2流量的變化
2．3-3 流程性能
根據(jù)模擬計(jì)算結(jié)果，針對(duì)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(gè)液化流程不存在爆炸
危險(xiǎn)性，操作安全可靠。在此條件下，采取安全措施
后， 塔底產(chǎn)品純度為99．89％ ， 甲烷回收率為
92．35％，LNG單位產(chǎn)品生產(chǎn)能耗為1．23kW·h／m 。與
采取安全措施前液化流程模擬結(jié)果相比，塔底產(chǎn)品
純度基本保持不變；由于塔底LNG產(chǎn)量稍有下降，
甲烷回收率有所減小，但在可接受范圍內(nèi)；由于精
餾塔內(nèi)通人跟原料氣同流量的N2，塔頂冷凝器負(fù)荷
增大，總生產(chǎn)能耗增大了30％。雖然甲烷回收率降
低，生產(chǎn)能耗增大，但是能使液化流程工藝處于安
全狀態(tài)。
3 結(jié)論
(1)針對(duì)某典型低濃度含氧煤層氣氣源設(shè)計(jì)了
一種混合制冷劑和氮?dú)夤?jié)流同時(shí)制冷的液化精餾
工藝流程，能在精餾塔進(jìn)料為一150℃ 、0．5MPa的條
件下，較徹底地脫除氮氧等雜質(zhì)氣體，最終獲得的
LNG產(chǎn)品純度為99．91％，其中氧氣體積分?jǐn)?shù)僅為
0．09％，甲烷回收率高達(dá)97．12％。精餾塔再沸器和
冷凝器能量取自液化系統(tǒng)本身，雜質(zhì)氣體冷量回收
利用，降低整個(gè)裝置能耗，LNG單位產(chǎn)品生產(chǎn)能耗
僅為0．94kW·h／f1．3。
(2)對(duì)設(shè)計(jì)的液化精餾流程進(jìn)行了爆炸危險(xiǎn)性
分析。結(jié)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(zhuǎn)第82頁)
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82 天然氣化工(C 化學(xué)與化工) 2015年第40卷
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W aste heat recovery from steain reforming furnace flue gas of a 600kt／a methanol plant
LI Jun，ZENG Fan-ping,YANG Jia-bin
(Qinghai Zhonghao Natural Gas Chemical Co．，Ltd．，Geermu 8 1 6000，China)
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
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(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(yán)銘卿，廉明樂．天然氣輸配工程【M]．北京：中國建筑工
取精餾塔內(nèi)通人阻燃?xì)怏wN2的方法來確保流程的 業(yè)出版社，2005·
操作安全性。 [51 Kondo S，Takizawa K，Takahashi A，et al·Extended Le
(3)精餾塔內(nèi)氣體中 (O2)超過8％的最下層塔 ch 。1i。r’s f0冊(cè)“l(fā) for rb?！癲i0xid。dilu i?！?c 。n
板處通入N 對(duì)氧含量的稀釋 果最好。本文模擬 [6] fl
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y , 2006,
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的液化流程，在精餾塔第7塊塔板處通入跟進(jìn)料煤 一 ch
t。li。 ， f0nn l itmg。 dil ti。 畦 t。 th。
層氣相同溫度、壓力和流量Q =40000m3／h的N2，可 flammability limits Fire Safety J，
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以保證精餾塔內(nèi)氣相組分中氧含量始終在爆炸所 f7] 鄧驥，諸林，肖婭，等．含氧煤層氣液化流程安全性分析
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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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