一种基于浮式LNG的预处理和液化流程模拟

曹文胜黄星 鲁雪生

（1集美大学机械与能源工程学院，福建 厦门361021；2 School of Engineering and Informatics，University of Bradford，West Yorkshire，Bradford BD7 1DP，UK；3上海交通大学制冷与低温工程研究所，上海200240；4福建省能源清洁利用与开发重点实验室，福建 厦门361021；5福建省清洁燃烧与能源高效利用工程技术研究中心，福建 厦门361021）

引 言

海洋中的天然气资源十分丰富，随着对海上深水气田的不断开发，新型油气田生产装置浮式液化天然气船 （FLNG，又称LNG－FPSO）的发展越来越受到重视［1］。预计2018年全球将有10余项大中型FLNG项目规划投产，主要集中在亚太地区，包括澳大利亚的 Prelude FLNG （3.5Mt·a－1），马来西亚的PFLNG1Sarawak （1.2Mt·a－1）和PFLNG2Sabah （1.5Mt·a－1），印度尼西亚的Abadi FLNG等。FLNG总产能预计至2020年将占全球新增 LNG 总产能的17%［2－3］。

我国的油气资源十分丰富，据预测，在总面积近2×106km2的南海海域中，天然气总地质储量约为16×109m3。尤其是南海153.7×104km2的深水海域，具有较大的油气资源潜力，其油气资源总量约占我国油气总资源量的1／3，开发前景辽阔［4］。虽然我国有着丰富的海上油气资源，但是其开发和利用仍处于起步阶段。

天然气的预处理和液化是天然气利用前的两个关键环节。而预处理是海上浮式LNG生产的首要环节，其净化效果对后续液化流程的运行产生直接影响［5］。目前，陆上LNG装置的预处理和液化工艺已经相当成熟，然而浮式LNG生产平台由于受到海上复杂海况的限制，其工艺的选择及设备的布置与陆上有很大的差别，目前该项技术研究仍处于起步阶段［6］。海上浮式天然气液化是一项繁杂的系统性工程，对工艺及装置有着特殊的要求，具有安全性高、波浪晃动影响小、安装空间有限、设备布局复杂等特点［7］。因此，符合岸上LNG工厂的液化流程一般不能满足此需求，在设计液化工艺时，尤其要考虑海上作业环境 （如海上风浪）对分离过程的影响［8］。

海上天然气开发是未来能源利用的重点领域。本文的主要工作是研究适合于海上浮式LNG生产平台的预处理与液化流程，为今后的海上天然气利用提供参考和借鉴。

1 变压吸附 （PSA）预处理

天然气中的原料气预处理方法主要有吸收法、膜分离法、变压吸附法。其中吸收法由于装置占地面积大，且存在溶剂随船体晃动的问题，不利于安全性，因此不适合海上作业。膜分离法由于吸附膜价格昂贵，不利于经济性，且膜性能不稳定，需要与其他工艺联用，也不适合海上作业。考虑到海上作业的特殊环境，选择工艺流程简单、安全性高、自动化程度较高的变压吸附分离法 （PSA）作为浮式LNG预处理流程的工艺方法。天然气原料气中含有多种杂质，本研究主要针对杂质中的CO2和N2进行变压吸附法的去除。

变压吸附过程中，选择活性炭作为CO2的吸附剂，这是由于在活性炭吸附剂中运用的是平衡分离原理，吸附性能CO2＞CH4＞N2，被吸附的是CO2气体。采用分子筛作为N2杂质的吸附剂，这是由于在分子筛吸附剂中采用的是动力学效应，而N2扩散速率远大于CH4扩散速率，因此被吸附的是N2。由于在两层吸附剂中溢出的都是CH4产品气，这就使得CH4可以在基本保持吸附压力的情况下连续输出，省去抽真空步骤，节省了动力过程的费用。

1.1 数学模型

采用 Aspen One V7.1版 本 中 的 Aspen Adsorption模块，该模块是Aspen Tech公司专门为模拟吸附过程而开发的。为简化计算，做如下假设：

（1）模拟过程中的气体为理想气体，采用理想气体状态方程；

（2）采用线性推动法 （LDF）作为动力学模型；

（3）采用Langmuir吸附等温线模型；

（4）忽略床层轴向及径向物质扩散、浓度、温度、压力变化；

（5）采用Ergun Equation动量平衡方程计算床层压力；

（6）颗粒相传质以孔扩散模型表示。

假设气相和固相之间只存在对流传质，传质阻力以线性推动力描述，用一个总的传质系数MTC来表示阻力相，传递过程中没有积累，传递速率与吸附速率相等，则其模型由Langmuir吸附等温线方程进行描述［9］

式中，qi为组分i的吸附量，mol·g－1；q＊i为组分i的饱和吸附量，mol·g－1；MTCi为组分i的传质系数，s－1。

等温线采用Langmuir模型［10］

式中，IPi为组分i等温线参数；pi为组分i的分压，Pa。

1.2 参数设置

气源采用简化的条件，见表1［11］。将吸附床分为两层，下层以活性炭为吸附剂，用以吸附分离CO2；上层以分子筛为吸附剂，用以吸附分离N2。

表1 简化的气源条件Table 1 Simplified gas supply condition

出于对变压吸附过程中能耗的考虑，设定吸附压力为1MPa，脱附压力为0.1MPa，温度为298.15K。吸附床下层活性炭吸附参数见表2［12］，上层分子筛吸附参数见表3［13］。

表2 下层活性炭吸附参数Table 2 Adsorption parameters of active carbon in lower layer

1.3 工艺流程

早期变压吸附为双塔流程，但是简单工艺流程产品组分的回收率低，产品气损失大。目前变压吸附过程以四塔流程或者多塔流程居多。随着塔数的增多，回收率增大的比率减少，成本增加，占地面积增大。本工艺借鉴典型的四塔变压吸附，由于每个吸附塔进行的变压吸附工艺相同，现以单塔作为模型，如图1所示。

表3 上层分子筛吸附参数Table 3 Adsorption parameters of molecular sieve in upper layer

图1 单塔变压吸附流程图Fig.1 Single column PSA flow chart

在Aspen Adsorption模拟吸附过程中，选用Dynamic模式，通过对模块参数的指令设定，利用软件中的循环控制器，调整各吸附步骤的控制时间（主要是控制阀门的开关进行），使床层出口气体纯度达到较高的值，同时观察床层压力和温度的变化对产品气纯度及回收率的影响，实现变压吸附过程的动态模拟。

1.4 结果分析

变压吸附过程中压力的变化情况如图2所示。设定过程时间为5600s。完成一个循环的时间约为800s。

图2 压力随时间的变化Fig.2 Change of pressure with time

图3 气体浓度随时间的变化Fig.3 Gas concentration change with time

变压吸附过程中3种气体的浓度随时间的变化如图3所示。随着变压吸附循环过程的进行，混合气中的CH4气体分数不断升高并被富集，CO2和N2则不断被吸附，浓度降低。前6个循环由于装置中存在残留空气导致吸附的不稳定，而在第7个循环后装置中的空气基本排出，吸附过程逐渐达到稳定，各气体浓度的变化不再明显。稳定时CH4浓度接近98% （mol），CO2浓度小于50mmol·kmol－1，N2浓度降低到2% （mol），达到净化标准，成功分离出CH4产品气。

图4表示在下层 （活性炭吸附层）中各组分气体浓度随吸附层高度的变化情况。随着吸附床层高度的增加，CO2在活性炭吸附层中逐渐被吸附，浓度降低，而N2与CH4的浓度从床层底部沿塔轴向上逐渐增大。该过程中成功分离了CO2杂质，未被分离的组分将在下一层中继续分离。

图5表示在上层 （分子筛吸附层）中各组分气体浓度随吸附层高度的变化情况。随着吸附层高度的增加，N2在分子筛层中逐渐被吸附，而CH4浓度则不断升高。该过程中N2浓度降低至0.1%（mol），成功获得CH4产品气。

通过对双层变压吸附过程的模拟，成功分离出了CH4产品气，其回收率达到91%，CO2与N2两种气体基本全部附着在吸附层，为后续的解析再利用提供良好的气源基础。四塔PSA工艺能耗低，与传统液体吸收净化方法相比，其全气体运行避免了液体吸收剂随波浪晃动的缺点，可以满足海上天然气预处理的要求。

2 CO2预冷空气膨胀液化流程

目前国际上主要的浮式LNG生产工艺为氮膨胀、混合冷剂、联级式。但是其中任何一种工艺都有其缺点，不能完全符合海上作业的要求。氮膨胀循环液化工艺制冷循环量大，制冷效果一般；混合制冷剂制冷工艺效率高，但是制冷剂工质为液体，其液体晃动的可能性降低了海上作业的安全性；联级式制冷工艺制冷效率最高，处理气量最大，但是其与混合制冷剂制冷工艺一样，存在液体制冷剂，并且装置占地面积大，海上适应性较差。表4［14］列举了主要的浮式LNG生产工艺。

图4 活性炭中气体浓度随床层高度的变化Fig.4 Change of gas concentration in activated carbon with height of bed

图5 分子筛中气体浓度随床层高度的变化Fig.5 Change of gas concentration in molecular sieve with height of bed

表4 国际上主要浮式LNG生产工艺Table 4 International main floating LNG production processes

为了适应海上作业装置紧凑性高、安全性好、操作连续性强的特点，就需要结合各种天然气液化工艺的特点，通过流程的调整组合，根据模拟结果优选出最适合的工艺［15－20］。本文设计了一种新型CO2预冷空气膨胀液化流程作为浮式LNG天然气液化的工艺方法。采用HYSYS软件进行模拟计算。

2.1 模拟基础数据

模拟原料气组分来源以我国南海某气田的天然气组分为例：

（1）预处理后的天然气组成 （以摩尔分数计）为：甲烷89.9%、乙烷5.8%、丙烷2.2%、丁烷0.5%、 异 丁 烷 0.4%、 戊 烷 0.2%、 异 戊 烷0.2%、己烷0.2%、庚烷0.2%、氮气0.4%；

（2）天然气入口处压力为5MPa，温度为35℃；

（3）水冷却器压降为50kPa，出口温度为32℃；

（4）LNG的储存压力为0.2MPa；

（5）状态方程为Peng－Robinson；

（6）压缩机等熵效率设定为0.75，增压透平膨胀机等熵效率设定为0.8；

（7）忽略系统热损失。

2.2 液化流程及过程分析

CO2预冷空气膨胀液化流程如图6所示。液化流程分为3部分，分别是CO2预冷循环、空气膨胀制冷循环和天然气液化。天然气液化管路中，净化后的天然气依次通过LNG换热器exchanger 1和exchanger 2，降温至－141℃后，节流至0.2MPa的天然气储罐V1。挥发气BOG返回LNG换热器exchanger 2，以回收部分冷能。在CO2预冷循环中，CO2经过两级压缩降温节流至－45.64℃，为制冷剂与天然气预冷。

液化流程中的冷量由CO2预冷及空气膨胀制冷循环提供，空气制冷剂经过两级压缩中间水冷后，流经换热器exchanger 1冷却降温，经分流器分流成两股，其中一股经过膨胀机膨胀降至低温－138.3℃，与后续返流气共同为换热器exchanger 1提供冷量，另一股降温节流至－144.5℃，为LNG换热器exchanger 2提供冷量。流程中空气制冷剂及CO2预冷剂各状态点的参数见表5、表6。

表5 空气循环参数Table 5 Air cycle parameters

表6 CO2循环参数Table 6 CO2cycle parameters

图6 CO2预冷空气膨胀液化流程图Fig.6 CO2pre－cooling air expander cycle

由表5及表6可得，在预冷剂及制冷剂循环过程中，没有液体的产生，因此该工艺的安全性高。

2.3 结果分析

液化流程的性能参数见表7。LNG换热器1和2的冷热流体换热负荷－温度分布曲线如图7、图8所示。

图7 LNG exchanger 1的换热负荷－温度分布曲线Fig.7 Heat transfer load－temperature distribution curve in LNG exchanger 1

图8 LNG exchanger 2的换热负荷－温度分布曲线Fig.8 Heat transfer load－temperature distribution curve in LNG exchanger 2

从以上结果可以得出，新型CO2预冷空气膨胀式液化流程的液化效率为91%，单位产品能耗为0.85kW·h·m－3；对比于传统的丙烷预冷氮膨胀液化流程、双氮膨胀液化流程，该新型液化流程没有可燃液体丙烷的存在，并且省去了氮气的制取运输问题；流程简单易操作，装置占地面积小；流程中没有液体制冷剂的存在，安全性高；冷热流体间的换热温差较小；装置的比功耗稍高。海上天然气液化流程中功耗不是最重要的考虑因素，因此，该工艺流程适合于海上运行。

3 结 论

浮式LNG船体要求装置设备紧凑性高，安全性好，能够适应海上风浪导致的船体晃动。本文针对海上天然气利用前的两个重要环节，预处理和液化流程进行了模拟研究。

（1）变压吸附法由于占地面积小、装置紧凑性高、操作连续性强等特点，是最适合于海上作业的净化方法之一。

（2）将变压吸附中的吸附床分成两层，第一层活性炭去除CO2，第二层分子筛去除N2，通过模拟成功分离出了CH4产品气，回收率达91%，同时可以得到高纯度的CO2和N2。

（3）新型海上天然气液化工艺选择CO2作为预冷剂，选择空气作为液化制冷剂，通过模拟液化率为91%，单位产品能耗为0.85kW·h·m－3。该流程最大的特点是主流程中不含液态制冷剂，适合于海上晃动的LNG平台。

表7 液化流程性能参数Table 7 Liquefied process performance parameters

（4）原料气进气温度愈低，则流程能耗越低，可取深海中的低温海水对原料气进行冷却；CO2节流至－43～－48℃不会形成干冰。

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