低浓度煤层气液化精馏塔运行工况分析

肖 露

(1.瓦斯灾害监控与应急技术国家重点实验室，重庆 400037； 2.中煤科工集团重庆研究院有限公司，重庆 400037)

煤层气是吸附于煤炭颗粒表面或游离于煤层孔隙中的伴生气体，其主要成分是甲烷。在采煤过程中，煤层气通常作为副产品，由水环真空泵预先抽出，根据其浓度及下游需求决定是否利用。据统计，全世界煤层气的资源总量约为2.4×1014m3[1]，可作为常规燃气资源的可靠补充，而天然气在世界能源结构中所占的比重正逐渐提高[2-5]。

我国煤层气资源量巨大，居世界第3位，储量达3.68×1013m3。据相关资料统计，2018年我国煤矿井下煤层气产量130亿m3，利用量53亿m3，利用率较低，只有41%。主要原因是井下抽采管路布置复杂且距离较大，抽采过程处于负压状态，大量空气会被吸入管路及其他管件，浓度低且含氧，利用困难且经济性差。另外，煤层气中的甲烷属温室气体，排空后对大气中的臭氧造成较大的破坏[6]，温室效应比较严重[7-8]。若能将煤层气提纯并加以利用，则具有环保和节能的双重价值[9]。

理论上，煤层气的提纯方法主要有膜法[10]、变压吸附法[11]、低温精馏法等[12-13]。低温精馏法主要在精馏塔内将煤层气中的氧和氮同时除去，因工艺原理简单，常应用于深度除去氮、氧和其他无机成分等。该方法可将低浓度煤层气液化并同时浓缩，制成液化天然气(LNG)。由于甲烷液化后的体积将缩小为液化前的1/600[14]，方便将其运输到离煤矿较远的城市，从而使燃料资源得到充分利用。

1 低浓度煤层气深冷液化工艺流程

低浓度煤层气深冷液化工艺主要包括原料气压缩与净化、液化与分离过程[16]，其中液化与分离过程在冷箱内同时完成。冷箱是本工艺的核心设备，内部主要安装有多股流板翅式[17]换热器组、低温节流装置、气液分离器和精馏塔等。

低浓度煤层气液化装置的工艺流程图如图1所示。净化后的原料气已被去除其中的水、CO2、H2S等杂质，露点可达-70 ℃，可以看作是甲烷、氧、氮 3种 组分的混合气体，依次进入Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ级板翅式换热器降温。板翅式换热器有煤层气与混合冷剂两个介质通道[18]，制冷剂通过板翅式换热器与精馏塔顶冷凝器为原料气提供冷量。换热器的冷量用于将煤层气预冷至-172 ℃以下，使之由气相变成气液两相流体；冷凝器中的冷量主要用于组分的分离，尽可能使塔顶尾气中的甲烷被冷凝。

图1 低浓度煤层气深冷液化装置工艺流程图

气体精馏[19]的原理是：精馏塔底的液体在加热过程中，饱和蒸气压高的组分被蒸发成气体向上逸散；塔顶冷凝器内的物质在冷却过程中，饱和蒸气压低的组分被冷凝并回流至精馏塔。低温状态下的煤层气(气液两相)进入精馏塔，气相自下而上流动，液相自上而下流动，两相间进行物质与能量的传递。向下流动的液相被向上流动的气相加热，饱和蒸气压高的组分(氧、氮)被蒸发后转化为气相；而向上流动的气相被冷却，其中饱和蒸气压低的组分(甲烷)被冷凝。于是，塔顶流出的气体中含甲烷极少，而塔底可得到LNG，甲烷纯度可达99.5%以上。

2 原料气甲烷浓度对精馏塔负荷的影响

低浓度煤层气深冷液化装置的能耗主要包括原料气压缩过程中的电耗、净化干燥过程中的再生能耗，以及冷箱液化与分离过程中的制冷功耗。其中液化与分离过程主要在板翅式换热器和精馏塔中进行，精馏塔的负荷主要来自于塔顶冷凝器和塔底再沸器。

塔顶冷凝器一般也被做成2股流体的板翅式换热器，热流体侧为含有痕量甲烷成分的氮氧尾气，温度比塔顶气相的露点温度略低，实验中控制在约 -181.5 ℃，向冷剂放出热量，自身中的甲烷被冷凝。冷流体侧为混合冷剂，主要成分为氮和甲烷等轻组分(重组分已被前端气液分离器分离)，温度约为 -183 ℃。塔底再沸器的功能是塔底液体通过吸收热量，将其中的痕量氮、氧成分蒸发，从而制取纯度合格的LNG产品。塔底的温度约为塔底混合液体在操作压力下的泡点温度，实验中控制在约-146 ℃。再沸器的热侧流体为未充分冷却的混合冷剂，入口温度为-122 ℃。

根据原始实验数据，利用SIMSCI软件核算不同甲烷浓度的煤层气对精馏塔负荷的影响，计算原料气处理规模为30万m3/d(标准状态下，以下类同)。甲烷浓度(甲烷体积分数，下同)的变化范围为 24%～60%，其余组分为氧气、氮气。其中氧气、氮气的组成按空气的比例设定，精馏塔的理论塔板数设定为15，第5块板为进料位置。通过计算得到不同甲烷浓度对精馏塔的影响，如图2所示。

图2 精馏塔负荷随原料气甲烷浓度的变化情况

由图2可以发现：随着原料气甲烷浓度的增大，冷凝器负荷(绝对值)不断减小，而再沸器负荷不断增大。计算显示，当原料气甲烷浓度增大时，氮氧尾气中的甲烷浓度有微量的上升。

在原料气流量、压力和温度等参数一定的情况下，原料气甲烷浓度增大，上升到塔顶的氧、氮的流量减小，相应被冷凝的氮氧气体也会减少，回流比减小，冷凝器负荷降低。同理，在原料气流量、压力和温度稳定的情况下，随着原料气甲烷浓度增大，精馏塔底再沸器需要被加热的液体流量增加，造成再沸器的负荷变大。

ST-SNE主要有三个步骤：首先计算高维空间中数据点间的二阶邻近距离并将距离转化为联合概率矩阵P，接着随机初始化低维空间中的数据分布并根据数据点间的欧氏距离生成联合概率矩阵Q，最后使用梯度下降法最小化P与Q之间的差异。

由于塔底流体成分一定(甲烷和痕量氮、氧)，压力确定后，达到平衡状态时的温度亦可确定。同理，塔顶流体成分为空气及痕量甲烷，温度亦可确定。实际操作中，如果温度偏离，需要通过节流阀的开度进行调节，只有温度达到要求，才能保证产品的纯度和回收率。因此可通过塔顶、塔底温度来控制产品的纯度和尾气甲烷浓度。

煤矿区提供的气源，甲烷浓度一般不稳定，因此在设计大型工业化装置时，应充分考虑设备在安装好以后为不可动状态，应能根据原料气甲烷浓度调节冷剂中轻、重组分的配比和流量，如设计流量调节阀，或者增加更方便的冷剂充装台，补充冷剂时在中央控制室用电脑控制，尽量减少系统的非稳态时间。

3 适宜回流比

由精馏原理可知，回流是精馏塔内气、液间传质过程得以连续稳定进行的必要条件，回流比是精馏塔设计与操作中不可或缺的参数。精馏塔所需的理论塔板数，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷都与回流比有关[20]。这意味着，精馏过程的投资费用和操作费用都与回流比的取值直接相关。因此对于一定的分离任务而言，选择适宜的回流比非常重要。

图3为本装置精馏塔的物料平衡图。图中F、D、W分别表示原料气液、塔顶氮氧尾气、塔底产品LNG的量，ZF、XD、XW表示各股流量相对应的轻组分的体积分数，V、V′分别表示精馏段、提馏段内上升气体流量，L、L′分别表示精馏段、提馏段内下降液体的流量。

图3 精馏塔的物料平衡图

对于连续操作的精馏塔，总的物料平衡式如下：

F=D+W

(1)

易挥发的轻组分物料平衡式如下：

FZF=DXD+WXW

(2)

塔顶再沸器的物料平衡式如下：

V=L+D

(3)

R=L/D，R即为回流比，表示经塔顶冷凝器冷凝后回到塔内的液体与塔顶采出量之比。

理论上，回流比越小，能耗越低，但需要的理论塔板数越多。当回流比减小到一定程度时，无论精馏塔有多少理论塔板，都不可能完成所设定的分离任务，也就是说塔底、塔顶产品纯度永远不会合格，这时的临界回流比即为最小回流比。最小回流比在精馏塔的设计中是十分重要的参数，根据经验乘以一定的系数可以得到正常操作时的回流比。通过计算，本装置精馏塔的最小回流比Rmin=0.269 2，最适宜回流比一般取Ropt=(1.2～2.0)Rmin。

根据本装置的实验数据，通过计算得出不同回流比对精馏塔理论塔板数和负荷的影响(以30万m3/d的规模计算，甲烷浓度40%)，结果见表1。

表1 回流比对精馏塔理论塔板数及负荷的影响

从表1可以看出，随着回流比的增大，理论塔板数不断减少，塔高降低，冷凝器、再沸器的负荷增大。增大回流比，既提高了精馏段的液气比，也提高了提馏段的气液比，均有利于精馏过程的传质。但是，增大回流比是以增大能耗为代价的，故回流比的选择又是一个经济问题(如图4所示)，即应在操作费用(能耗)和设备费用(塔板数及塔底传热面、冷凝器的传热面等)之间作出权衡。

(a)理论塔板数—回流比 (b)费用—回流比

最小回流比对应于无穷多塔板数，此时的设备费用无疑过大、不经济。适当增大回流比可显著降低塔板数，即降低设备费用。设备费用的明显下降能补偿能耗(操作费)的增加量。但当回流比增大过多，所需理论塔板数下降缓慢，此时塔板费用的减少将不足以补偿能耗的增长。此外，回流比的增大也将增大塔顶冷凝器和塔底再沸器的传热面积，设备费用反而随回流比的增大而有所上升。因此，存在一个总费用的最低点，与此对应的即为最适宜的回流比Ropt。一般最适宜回流比的数值范围是：Ropt=(1.2～2.0)Rmin。

4 结论

1)随着低浓度煤层气甲烷浓度的增高，精馏塔顶冷凝器负荷(绝对值)减小，塔底再沸器负荷增大，氮氧尾气中的甲烷浓度有微量的上升，需要向冷凝器补充足够的冷量，使塔顶氮氧尾气中的甲烷充分被冷凝并回流，以提高甲烷回收率。

2)回流比的选择是否合理直接影响低浓度煤层气精馏过程的投资费用和操作费用。回流比越大，理论塔板数越少，冷凝器和再沸器的负荷越大。存在一个最经济的回流比，实际设计时一般取最小回流比的1.2～2.0倍。