CN102277215A

CN102277215A - 一种焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法及装置

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Publication number: CN102277215A
Application number: CN2011101955355A
Authority: CN
Inventors: 杨震东; 赵时红; 支红利
Original assignee: SHANGHAI INTERNATIONAL CONSTRUCTION ENGINEERING CONSULTING CO LTD
Current assignee: SHANGHAI INTERNATIONAL CONSTRUCTION ENGINEERING CONSULTING CO LTD
Priority date: 2011-07-13
Filing date: 2011-07-13
Publication date: 2011-12-14
Anticipated expiration: 2031-07-13
Also published as: CN102277215B

Abstract

本发明涉及的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法，包括焦炉煤气甲烷化反应步骤，其焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物经换热、节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。本发明还涉及该方法所使用的装置。本发明经过低温精馏直接生产液化天然气，无需再液化，可降低能耗，甲烷回收率为99％；本发明可以生产常压或一定压力等级的液化天然气；采用氮气增压膨胀、阶梯制冷，循环利用，更进一步降低了能耗。

Description

一种焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法及装置

技术领域

本发明涉及属于环境治理和能源生产领域，尤其涉及工业废气制备液化天然气技术领域，特别涉及一种焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法及装置。

背景技术

焦炉煤气是炼焦过程的副产物，我国焦化企业每年排放的焦炉气约为600亿立方米，其组成比较复杂，主要成分包括：H₂、CH₄、CO₂、CO、N₂、O₂、H₂O及其它烃类和硫化物等，通常焦炉煤气经预处理脱掉水、重烃和微量杂质，进入甲烷化单元处理，主要得到CH₄、H₂和N₂，其中甲烷约占混合气体的60％左右，制备液化天然气需要分离出更高浓度的甲烷气体，最终液化，制备液化天然气。

目前甲烷化后甲烷分离技术(主要是CH₄、H₂和N₂)有膜分离、变压吸附和低温精馏。膜分离技术操作简单、能耗少，但是分离效果比较差，变压吸附法难以分离CH₄和N₂，且投资费用高，而低温精馏技术可以直接分离出高纯度的甲烷。

液化天然气(LNG)是当今世界增长最快的一种能源，液化天然气的生产是为了解决天然气运输和存储问题。通常液化天然气多存储在温度为112K、压力为0.1MPa左右的低温储罐内，其密度为标准状态下甲烷的600多倍，体积能力密度为汽油的72％，十分有利于运输和存储。液化天然气还广泛用于天然气调峰装置上。由于液化天然气临界温度低，无法仅靠加压将其液化，天然气液化技术主要是冷却介质的选择和工艺流程配置，按工艺流程分：有单混合制冷工艺流程和双复迭式制冷工艺流程，氮气膨胀制冷循环流程工艺简单，设备数量少，装置占地面积小；丙烷/混合制冷工艺流程、工艺较复杂，设备数量多，装置占地面积较大。

目前国内有西南化工研究设计院申请的焦炉煤气制备液化天然气专利技术(CN101709238A)，其主要包括甲烷化反应、精馏分离和液化步骤。该专利申请采用先精馏分离出高纯度的甲烷气体，再液化，其普通精馏甲烷回收率仅为91.4％，而抽真空精馏甲烷回收率也只有97.1％。甲烷属于甲类危险物质，甲烷气体抽真空不仅对设备本身要求高，而甲烷抽真空一旦有泄漏，极易造成爆炸危险，该专利液化采用甲烷压缩、节流制冷，对压缩机防爆等级要求高，且液化过程还需要外界补充一部分冷量，才能到达液化的效果。而国外有关焦炉煤气制备液化天然气技术尚未见到报道。

因此，用焦炉煤气制备液化天然气就需要提供安全可靠长周期运行的工艺流程和提高液化天然气回收率的方法。

发明内容

本发明所要解决的技术问题之一在于针对焦炉煤气制备液化天然气所存在的问题而提供一种用低温精馏从焦炉煤气甲烷化后的混合物中直接生产液化天然气，无需再液化，经冷却、减压可以得到不同压力的液化天然气的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法，该方法也可从含有甲烷、氮气和氢气混合气中生产液化天然气，且可以有效的提高甲烷的回收率，通过采用氮气增压膨胀，合理分配膨胀量能有效减少氮气循环量，降低工艺能耗。

本发明所要解决的技术问题之二在于提供一种实现上述方法的装置。

本发明所要解决的技术问题可以通过以下技术方案来实现：

作为本发明第一方面的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法，包括焦炉煤气甲烷化反应步骤，其特征在于，所述焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物经换热、节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

在本发明的一个优选实施例中，所述换热包括焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物与氮气进行换热的第一次换热步骤和经过第一次换热步骤换热后的甲烷化混合物直接进入精馏塔的塔底再沸器，作为再沸器热源的第二次换热步骤，经过第二次换热步骤换热后的甲烷化混合物经节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

在该优选实施例中，在所述第二次换热步骤后增加一经过第二次换热步骤换热后的甲烷化混合物与氮气进行换热的第三次换热步骤，经过第三次换热步骤换热后的甲烷化混合物经节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

在该优选实施例中，所述纯度大于99.5％常压液化天然气LNG经过与氮气的第四次换热步骤后送出。

在该优选实施例中，所述第一次换热步骤在第一换热装置中进行。

所述第三次换热步骤和第四次换热步骤同时在第二换热装置中进行。

在本发明的另外一个优选实施例中，所述换热包括焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物与氮气进行换热的第一次换热步骤和经过第一次换热步骤换热后的甲烷化混合物直接进入精馏塔的塔底再沸器，作为再沸器热源的第二次换热步骤，经过第二次换热步骤换热后的甲烷化混合物经过一分离步骤分离成甲烷化混合物液体和甲烷化混合物气体，经过分离步骤分离的甲烷化混合物液体经节流后与和甲烷化混合物气体一起直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

在该优选实施例中，所述分离步骤分离后的甲烷化混合物气体经过一膨胀步骤膨胀后与分离步骤分离的甲烷化混合物液体一起直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

在该优选实施例中，在所述第一次换热步骤与第二次换热步骤之间，增加一经过第一次换热步骤换热后的甲烷化混合物与氮气换热的第一次子换热步骤，经过第一次子换热步骤换热后的甲烷化混合物直接进入精馏塔的塔底再沸器进行第二次换热步骤。

所述第一次子换热步骤和第四次换热步骤同时在第二换热装置中进行。

所述第一换热装置和第二换热装置的至少一台氮气增压机提供，所述氮气增压机由氮气膨胀机驱动，所述氮气增压机送过来的氮气依次经过第一换热装置和第二换热装置换热冷却、节流后，进入精馏塔顶部的冷凝蒸发器，蒸发制冷，使精馏塔的塔顶含H2和N2混合气冷却回流，回流的塔顶含H2和N2混合气依次经过第二换热装置和第一换热装置复热后送出，作为工厂燃气；经过冷凝蒸发器蒸发制冷后的氮气依次回流至第二换热装置和第一换热装置复热，经过第一换热装置复热后的氮气经压缩机压缩到一定压力后送至氮气增压机增压，供循环使用。

在本发明中，所述氮气增压机送过来的氮气在送入第一换热装置和第二换热装置之前，分出一部分送入氮气膨胀机，以驱动氮气膨胀机，经氮气膨胀机膨胀后的氮气与回流至第二换热装置和第一换热装置的氮气混合进行复热。

在上述优选实施例中，在所述第一换热装置和第二换热装置均为板翅式换热器。

作为本发明第二方面的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的装置，包括至少一台第一换热装置和一台第二换热装置以及一套精馏塔，所述第一换热装置上设置有第一氮气入口、第一氮气出口、第一甲烷混合物入口和第一甲烷混合物出口，第二换热装置上设置有第二氮气入口、第二氮气出口、第二甲烷混合物入口、第二甲烷混合物出口、第二液化天然气入口和第二液化天然气出口，所述精馏塔的塔底设置有塔底再沸器和第一液化天然气出口，精馏塔中部设置有入口，精馏塔顶部设置有废气排放口；所述第一换热装置上的第一氮气入口通过管线接氮气，第一换热装置上的第一氮气出口通过管线接所述第二换热装置上的第二氮气入口，所述第二换热装置上的第二氮气出口排出换热后的氮气；所述第一换热装置上的第一甲烷混合物入口接甲烷化装置的甲烷混合物出口，第一换热装置上的第一甲烷混合物出口与所述塔底再沸器的入口通过管线连接，所述塔底再沸器的出口通过管线与所述第二换热装置上的第二甲烷混合物入口连接，第二换热装置上的第二甲烷混合物出口通过管线以及第一节流阀与所述精馏塔中部的入口连接，所述精馏塔塔底的第一液化天然气出口通过管线与所述第二换热装置上的第二液化天然气入口连接，第二换热装置上的第二液化天然气出口通过管线及减压阀与液化天然气低温储槽连接，经过精馏塔精馏后的废气由精馏塔顶部的废气排放口排放。

作为本发明第二方面的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的装置，包括至少一台第一换热装置和一台第二换热装置、一套精馏塔和一套分离装置，所述第一换热装置上设置有第一氮气入口、第一氮气出口、第一甲烷混合物入口和第一甲烷混合物出口，第二换热装置上设置有第二氮气入口、第二氮气出口、第二甲烷混合物入口、第二甲烷混合物出口、第二液化天然气入口和第二液化天然气出口，所述精馏塔的塔底设置有塔底再沸器和第一液化天然气出口，精馏塔中部设置有液体入口和气体入口，精馏塔顶部设置有废气排放口；所述分离装置包括一分离罐和一台气体膨胀机，所述分离罐的顶部设置有气体出口，分离罐的底部设置有液体出口，分离罐的中部设置有物料入口；所述第一换热装置上的第一氮气入口通过管线接氮气，第一换热装置上的第一氮气出口通过管线接所述第二换热装置上的第二氮气入口，所述第二换热装置上的第二氮气出口排出换热后的氮气；所述第一换热装置上的第一甲烷混合物入口接甲烷化装置的甲烷混合物出口，第一换热装置上的第一甲烷混合物出口通过管线与所述第二换热装置上的第二甲烷混合物入口连接，第二换热装置上的第二甲烷混合物出口通过管线与所述塔底再沸器的入口连接，塔底再沸器的出口通过管线与所述分离罐中部的物料入口连接，分离罐底部的液体出口通过管线以及第一节流阀与所述精馏塔中部的液体入口连接，分离罐顶部的气体出口通过管线与气体膨胀机的入口连接，气体膨胀机的出口通过管线与所述精馏塔中部的气体入口连接；所述精馏塔塔底的第一液化天然气出口通过管线与所述第二换热装置上的第二液化天然气入口连接，第二换热装置上的第二液化天然气出口通过管线及减压阀与液化天然气低温储槽连接，经过精馏塔精馏后的废气由精馏塔顶部的废气排放口排放。

在本发明所述的装置中，还包括并联运行的第一氮气增压机、第二氮气增压机和第三换热装置，并且在所述第一换热装置上设置有第一氮气回流入口和第一氮气回流出口，在所述第二换热装置上设置有第二氮气回流入口和第二氮气回流出口，在所述精馏塔的塔顶设置有冷凝蒸发器；所述第一氮气增压机由第一氮气膨胀机驱动，第二氮气增压机由第二氮气膨胀机驱动，第一、第二氮气增压机上的入口接氮气，第一、第二氮气增压机上的出口通过管线接第三换热装置的入口，第三换热装置的出口通过管线接第一换热装置的第一氮气入口，连接在第一换热装置的第一氮气入口上的管线通过第一支管与所述第一氮气膨胀机的入口连接，第一氮气膨胀机的出口通过第二支管与第一换热装置上的第一氮气回流入口连接；连接在第二换热装置的第二氮气入口上的管线通过第三支管与所述第二氮气膨胀机的入口连接，第二氮气膨胀机的出口通过第四支管与第二换热装置上的第二氮气回流入口连接；第二换热装置上的第二氮气回流出口通过管线与第一换热装置上的第一氮气回流入口连接；所述第二换热装置上的第二氮气出口通过管线以及节流阀与所述冷凝蒸发器的入口连接，冷凝蒸发器的出口通过管线与所述第二换热装置上的第二氮气回流入口连接。

在本发明所述装置中，还包括一压缩机和第四换热装置，所述第一换热装置上的第一氮气回流出口通过管线接所述压缩机的入口，所述压缩机的出口接第四换热装置的入口，第四换热装置的出口通过管线与所述第一、第二氮气增压机上的入口连接。

在本发明所述的装置中，在所述第一换热装置上设置有第一废气入口、第一废气出口，所述第二换热装置上设置有第二废气入口、第二废气出口，所述精馏塔顶部的废气排放口通过管线与所述第二换热装置上的第二废气入口连接，第二换热装置上的第二废气出口通过管线与所述第一换热装置上的第一废气入口连接，第一换热装置上的设置有第一废气出口接工厂燃气。

所述第一换热装置和第二换热装置均为板翅式换热器。

由于采用了如上的技术方案，本发明经过低温精馏直接生产液化天然气，无需再液化，可降低能耗，甲烷回收率为99％；本发明可以生产常压或一定压力等级的液化天然气；采用氮气增压膨胀、阶梯制冷，循环利用，更进一步降低了能耗。

附图说明

图1为本发明实施例1和2的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的装置的流程示意图。

图2为本发明实施例3的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的装置的流程示意图。

具体实施方式

为了使本发明的技术手段、创作特征、达成目的与功效易于明白了解，结合实施例进一步阐述本发明。

实施例1

参见图1，图中所示的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的装置，包括两台氮气增压机ZP01、ZP02、两台氮气膨胀机X01、X02、两台换热器E03、E04、两台板翅式换热器E01、E02、一台压缩机P01以及一套精馏塔T01，在板翅式换热器E01上设置有氮气入口011、氮气出口012、甲烷混合物入口013、甲烷混合物出口014、氮气回流入口015、氮气回流出口016、废气入口017、废气出口018，在板翅式换热器E02上设置有氮气入口021、氮气出口022、甲烷混合物入口023、甲烷混合物出口024、氮气回流入口025、氮气回流出口026、废气入口027、废气出口028、液化天然气入口029和液化天然气出口029a，精馏塔T01的塔底设置有塔底再沸器T011和液化天然气出口T012，中部设置有入口T013，精馏塔顶部设置有废气排放口T014和冷凝蒸发器T015。

氮气增压机ZP01、ZP02的出口通过管线11、12并联后再通过管线10接换热器E03的入口，换热器E03的出口通过管线13接板翅式换热器E01上的氮气入口011，同时管线13分出一支管14接氮气膨胀机X01的入口，氮气膨胀机X01驱动氮气增压机ZP01。板翅式换热器E01上的氮气出口012通过管线15接板翅式换热器E02上的氮气入口021，同时管线15分出一支管16接氮气膨胀机X02的入口，氮气膨胀机X02驱动氮气增压机ZP01。

板翅式换热器E02上的氮气出口022通过管线17以及节流阀17a接冷凝蒸发器T015的入口，冷凝蒸发器T015的出口通过管线18接板翅式换热器E02的氮气回流入口025，氮气膨胀机X02的出口通过支管19接管线18。板翅式换热器E02的氮气回流出口026通过管线20接板翅式换热器E01的氮气回流入口015，氮气膨胀机X01的出口通过支管19a接管线20。板翅式换热器E01的氮气回流出口016通过管线21接压缩机P01的入口，压缩机P01的出口通过管线22接换热器E04的入口，换热器E04的出口通过管线23接氮气增压机ZP01、ZP02的入口。

由甲烷化装置过来的甲烷混合物COG通过管线24接板翅式换热器E01的甲烷混合物入口013，甲烷混合物出口014通过管线25接塔底再沸器T011的入口，塔底再沸器T011的出口通过管线26接板翅式换热器E02的甲烷混合物入口023，板翅式换热器E02的甲烷混合物出口024通过管线27以及节流阀28接精馏塔T01中部的入口T013，精馏塔T01底部的液化天然气出口T012通过管线29接板翅式换热器E02上的液化天然气入口029，板翅式换热器E02上的液化天然气出口029a通过管线30以及减压阀接液化天然气低温储槽。

精馏塔T01顶部的废气排放口T014通过管线31接板翅式换热器E02上的废气入口027，板翅式换热器E02上的废气出口028通过管线32接板翅式换热器E01的废气入口017，板翅式换热器E01的废气出口018接工厂燃气。

本实施例甲烷化装置送过来的甲烷混合物COG成分：CH4、63.76％，N2、7.65％，H2、28.59％，T＝40℃，P＝30bar

经过两台氮气增压机ZP01、ZP02增压后的氮气，在进入板翅式换热器E01前分两股，一股通过管线13直接进入板翅式换热器E01，另一股通过支管14直接进入氮气膨胀机X01进行膨胀。经板翅式换热器E01换热的氮气，分两股，一股通过管线15直接进入板翅式换热器E02，另一股通过支管16进入氮气膨胀机X02进行膨胀，氮气膨胀机X01、X02分别驱动氮气增压机ZP01、ZP02。

从板翅式换热器E02出来的氮气通过管线17并通过节流阀17a节流至一定压力后进入冷凝蒸发器T015，从冷凝蒸发器T015出来的氮气与通过支管19送过来的经氮气膨胀机X02膨胀到一定压力的氮气混合，送入板翅式换热器E02中。经板翅式换热器E02复热后的氮气与通过支管19a送过来的经氮气膨胀机X01膨胀到一定压力的氮气混合，送入板翅式换热器E01中复热。经板翅式换热器E01复热后通过管线21送入压缩机P01压缩，经压缩机P01压缩后的氮气通过管线22送入换热器E04换热后，再通过管线23送入氮气增压机ZP01、ZP02循环使用。

甲烷混合物COG送入板翅式换热器E01中经板翅式换热器E01换热后，通过管线25进入塔底再沸器T011进行换热，经板翅式换热器E01换热后的甲烷混合物作为精馏塔T01再沸器热源，为精馏塔T01提供热量，进一步冷却自身。经塔底再沸器T011冷却后的气体通过管线26进入板翅式换热器E02进一步冷却，冷却后的气体通过管线27并经节流阀28节流进入精馏塔T01运行，精馏塔T01的塔底出来的是液化天然气LNG，塔底液化天然气通过管线29送入板翅式换热器E02，经板翅式换热器E02进一步冷却并减压至1.5bar，得到纯度为99.5％、压力为1.5bar的液化天然气，输入低温储槽。塔顶出来的主要是含H2和N2混合气通过管线31送入板翅式换热器E02中，经板翅式换热器E02换热后，再通过管线32送入板翅式换热器E01中，经板翅式换热器E01换热后送工厂燃气。

本实施例的精馏塔T01的甲烷回收率在99％以上，该工艺生产液化天然气的能耗为0.93KWh/Nm³。

实施例2

整个装置的流程图参见图1，该实施例中甲烷化装置送过来的甲烷混合物COG成分：CH4、63.76％，N2、7.65％，H2、28.59％，T＝40℃，P＝30bar。

甲烷混合物COG送入板翅式换热器E01中经板翅式换热器E01换热后，通过管线25进入塔底再沸器T011进行换热，经板翅式换热器E01换热后的甲烷混合物作为精馏塔T01再沸器热源，为精馏塔T01提供热量，进一步冷却自身。经塔底再沸器T011冷却后的气体通过管线26进入板翅式换热器E02进一步冷却，冷却后的气体通过管线27并经节流阀28节流进入精馏塔T01运行，精馏塔T01的塔底出来的是液化天然气LNG，塔底液化天然气通过管线29送入板翅式换热器E02，经板翅式换热器E02进一步冷却并减压至4bar，得到纯度为99.5％、压力为4bar的液化天然气，输入低温储槽。塔顶出来的主要是含H2和N2混合气通过管线31送入板翅式换热器E02中，经板翅式换热器E02换热后，再通过管线32送入板翅式换热器E01中，经板翅式换热器E01换热后送工厂燃气。

实施例3

参见图2，图中所示的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的装置，包括两台氮气增压机ZP01、ZP02、两台氮气膨胀机X01、X02、两台换热器E03、E04、两台板翅式换热器E01、E02、一台压缩机P01、一套分离罐T02、一台气体膨胀机X03以及一套精馏塔T01，在板翅式换热器E01上设置有氮气入口011、氮气出口012、甲烷混合物入口013、甲烷混合物出口014、氮气回流入口015、氮气回流出入口016、废气入口017、废气出口018。在板翅式换热器E02上设置有氮气入口021、氮气出口022、甲烷混合物入口023、甲烷混合物出口024、氮气回流入口025、氮气回流出入口026、废气入口027、废气出口028、液化天然气入口029和液化天然气出口029a，精馏塔T01的塔底设置有塔底再沸器T011和液化天然气出口T012，中部设置有液体入口T013和气体入口T016，精馏塔顶部设置有废气排放口T014和冷凝蒸发器T015，分离罐T02的顶部设置有气体出口T021，底部设置有液体出口T022，中部设置有物料入口T023。

板翅式换热器E02上的氮气出口022通过管线17和节流阀17a接冷凝蒸发器T015的入口，冷凝蒸发器T015的出口通过管线18接板翅式换热器E02的氮气回流入口025，氮气膨胀机X02的出口通过支管19接管线18。板翅式换热器E02的氮气回流出口026通过管线20接板翅式换热器E01的氮气回流入口015，氮气膨胀机X01的出口通过支管19a接管线20。板翅式换热器E01的氮气回流出口016通过管线21接压缩机P01的入口，压缩机P01的出口通过管线22接换热器E04的入口，换热器E04的出口通过管线23接氮气增压机ZP01、ZP02的入口。

由甲烷化装置过来的甲烷混合物COG通过管线24接板翅式换热器E01的甲烷混合物入口013，甲烷混合物出口014通过管线25接板翅式换热器E02的甲烷混合物入口023，甲烷混合物出口024通过管线29接塔底再沸器T011的入口，塔底再沸器T011的出口通过管线26接分离罐T02中部的物料入口T023，分离罐T02底部的液体出口T022通过管线27以及节流阀28接精馏塔T01中部的液体入口T013，分离罐T02底部的气体出口T021通过管线27a接气体压缩机X03的入口，气体压缩机X03的出口通过管线27b接精馏塔T01中部的气体入口T016。

精馏塔T01底部的液化天然气出口T012通过管线33接板翅式换热器E02上的液化天然气入口029，板翅式换热器E02上的液化天然气出口029a通过管线30以及减压阀接液化天然气低温储槽。

本实施例甲烷化装置送过来的甲烷混合物COG成分：CH4、63.76％，N2、7.65％，H2、28.59％，T＝40℃，P＝30bar。

从板翅式换热器E02出来的氮气通过管线17并经节流阀17a节流至一定压力后进入冷凝蒸发器T015，从冷凝蒸发器T015出来的氮气与通过支管19送过来的经氮气膨胀机X02膨胀到一定压力的氮气混合，送入板翅式换热器E02中。经板翅式换热器E02复热后的氮气与通过支管19a送过来的经氮气膨胀机X01膨胀到一定压力的氮气混合，送入板翅式换热器E01中复热。经板翅式换热器E01复热后通过管线21送入压缩机P01压缩，经压缩机P01压缩后的氮气通过管线22送入换热器E04换热后，再通过管线23送入氮气增压机ZP01、ZP02循环使用。

甲烷混合物COG送入板翅式换热器E01中经板翅式换热器E01和E02换热后，通过管线29进入塔底再沸器T011进行换热，经换热后的甲烷混合物作为精馏塔T01再沸器热源，为精馏塔T01提供热量，进一步冷却自身。经塔底再沸器T011冷却后的气体通过管线26进入分离罐T02进行汽液分离，汽液分离后的液体通过管线27并经节流阀28节流进入精馏塔T01，汽液分离后的气体通过管线27a送入气体膨胀机X03膨胀进入精馏塔T01与进入精馏塔T01的液体一起运行。精馏塔T01的塔底出来的是液化天然气LNG，塔底液化天然气通过管线33送入板翅式换热器E02，经板翅式换热器E02进一步冷却并减压至1.5bar，得到纯度为99.5％、压力为1.5bar的液化天然气，输入低温储槽。塔顶出来的主要是含H2和N2混合气通过管线31送入板翅式换热器E02中，经板翅式换热器E02换热后，再通过管线32送入板翅式换热器E01中，经板翅式换热器E01换热后送工厂燃气。

本实施例的精馏塔T01的甲烷回收率在99％以上，该工艺生产液化天然气的能耗为0.88KWh/Nm³。

以上显示和描述了发明的基本原理、主要特征和本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是说明本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明范围内。本发明要求保护范围由所附的权利要求书及其等同物界定。

Claims

1.焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法，包括焦炉煤气甲烷化反应步骤，其特征在于，所述焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物经换热、节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述换热包括焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物与氮气进行换热的第一次换热步骤和经过第一次换热步骤换热后的甲烷化混合物直接进入精馏塔的塔底再沸器，作为再沸器热源的第二次换热步骤，经过第二次换热步骤换热后的甲烷化混合物经节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，在该优选实施例中，在所述第二次换热步骤后增加一经过第二次换热步骤换热后的甲烷化混合物与氮气进行换热的第三次换热步骤，经过第三次换热步骤换热后的甲烷化混合物经节流后直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

4.如权利要求2所述的方法，其特征在于，所述纯度大于99.5％常压液化天然气LNG经过与氮气的第四次换热步骤后送出。

5.如权利要求2所述的方法，其特征在于，所述第一次换热步骤在一第一换热装置中进行。

6.如权利要求3所述的方法，其特征在于，所述第三次换热步骤和第四次换热步骤同时在第二换热装置中进行。

7.如权利要求1所述的方法，其特征在于，所述换热包括焦炉煤气甲烷化反应步骤得到的甲烷化混合物与氮气进行换热的第一次换热步骤和经过第一次换热步骤换热后的甲烷化混合物直接进入精馏塔的塔底再沸器，作为再沸器热源的第二次换热步骤，经过第二次换热步骤换热后的甲烷化混合物经过一分离步骤分离成甲烷化混合物液体和甲烷化混合物气体，经过分离步骤分离的甲烷化混合物液体经节流后与和甲烷化混合物气体一起直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

8.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述分离步骤分离后的甲烷化混合物气体经过一膨胀步骤膨胀后与分离步骤分离的甲烷化混合物液体一起直接进入精馏塔进行精馏而直接得到纯度大于99.5％常压液化天然气LNG。

9.如权利要求7所述的方法，其特征在于，在所述第一次换热步骤与第二次换热步骤之间，增加一经过第一次换热步骤换热后的甲烷化混合物与氮气换热的第一次子换热步骤，经过第一次子换热步骤换热后的甲烷化混合物直接进入精馏塔的塔底再沸器进行第二次换热步骤。

10.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述纯度大于99.5％常压液化天然气LNG经过与氮气的第四次换热步骤后送出。

11.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述第一次换热步骤在一第一换热装置中进行。

12.如权利要求10所述的方法，其特征在于，所述第一次子换热步骤和第四次换热步骤同时在第二换热装置中进行。

13.如权利要求2至12任一项权利要求所述的方法，其特征在于，所述第一换热装置和第二换热装置的至少一台氮气增压机提供，所述氮气增压机由氮气膨胀机驱动，所述氮气增压机送过来的氮气依次经过第一换热装置和第二换热装置换热冷却、节流后，进入精馏塔顶部的冷凝蒸发器，蒸发制冷，使精馏塔的塔顶含H2和N2混合气冷却回流，回流的塔顶含H2和N2混合气依次经过第二换热装置和第一换热装置复热后送出，作为工厂燃气；经过冷凝蒸发器蒸发制冷后的氮气依次回流至第二换热装置和第一换热装置复热，经过第一换热装置复热后的氮气经压缩机压缩到一定压力后送至氮气增压机增压，供循环使用。

14.如权利要求13所述的方法，其特征在于，所述氮气增压机送过来的氮气在送入第一换热装置和第二换热装置之前，分出一部分送入氮气膨胀机，以驱动氮气膨胀机，经氮气膨胀机膨胀后的氮气与回流至第二换热装置和第一换热装置的氮气混合进行复热。

15.如权利要求2至12任一项权利要求所述的方法，其特征在于，所述第一换热装置和第二换热装置均为板翅式换热器。

16.如权利要求13所述的方法，其特征在于，所述第一换热装置和第二换热装置均为板翅式换热器。

17.一种实现权利要求1所述的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法的装置，其特征在于包括至少一台第一换热装置和一台第二换热装置以及一套精馏塔，所述第一换热装置上设置有第一氮气入口、第一氮气出口、第一甲烷混合物入口和第一甲烷混合物出口，第二换热装置上设置有第二氮气入口、第二氮气出口、第二甲烷混合物入口、第二甲烷混合物出口、第二液化天然气入口和第二液化天然气出口，所述精馏塔的塔底设置有塔底再沸器和第一液化天然气出口，精馏塔中部设置有入口，精馏塔顶部设置有废气排放口；所述第一换热装置上的第一氮气入口通过管线接氮气，第一换热装置上的第一氮气出口通过管线接所述第二换热装置上的第二氮气入口，所述第二换热装置上的第二氮气出口排出换热后的氮气；所述第一换热装置上的第一甲烷混合物入口接甲烷化装置的甲烷混合物出口，第一换热装置上的第一甲烷混合物出口与所述塔底再沸器的入口通过管线连接，所述塔底再沸器的出口通过管线与所述第二换热装置上的第二甲烷混合物入口连接，第二换热装置上的第二甲烷混合物出口通过管线以及第一节流阀与所述精馏塔中部的入口连接，所述精馏塔塔底的第一液化天然气出口通过管线与所述第二换热装置上的第二液化天然气入口连接，第二换热装置上的第二液化天然气出口通过管线及减压阀与液化天然气低温储槽连接，经过精馏塔精馏后的废气由精馏塔顶部的废气排放口排放。

18.一种实现权利要求1所述的焦炉煤气低温精馏生产液化天然气的方法的装置，其特征在于，包括至少一台第一换热装置和一台第二换热装置、一套精馏塔和一套分离装置，所述第一换热装置上设置有第一氮气入口、第一氮气出口、第一甲烷混合物入口和第一甲烷混合物出口，第二换热装置上设置有第二氮气入口、第二氮气出口、第二甲烷混合物入口、第二甲烷混合物出口、第二液化天然气入口和第二液化天然气出口，所述精馏塔的塔底设置有塔底再沸器和第一液化天然气出口，精馏塔中部设置有液体入口和气体入口，精馏塔顶部设置有废气排放口；所述分离装置包括一分离罐和一台气体膨胀机，所述分离罐的顶部设置有气体出口，分离罐的底部设置有液体出口，分离罐的中部设置有物料入口；所述第一换热装置上的第一氮气入口通过管线接氮气，第一换热装置上的第一氮气出口通过管线接所述第二换热装置上的第二氮气入口，所述第二换热装置上的第二氮气出口排出换热后的氮气；所述第一换热装置上的第一甲烷混合物入口接甲烷化装置的甲烷混合物出口，第一换热装置上的第一甲烷混合物出口通过管线与所述第二换热装置上的第二甲烷混合物入口连接，第二换热装置上的第二甲烷混合物出口通过管线与所述塔底再沸器的入口连接，塔底再沸器的出口通过管线与所述分离罐中部的物料入口连接，分离罐底部的液体出口通过管线以及第一节流阀与所述精馏塔中部的液体入口连接，分离罐顶部的气体出口通过管线与气体膨胀机的入口连接，气体膨胀机的出口通过管线与所述精馏塔中部的气体入口连接；所述精馏塔塔底的第一液化天然气出口通过管线与所述第二换热装置上的第二液化天然气入口连接，第二换热装置上的第二液化天然气出口通过管线及减压阀与液化天然气低温储槽连接，经过精馏塔精馏后的废气由精馏塔顶部的废气排放口排放。

19.如权利要求17或18所述的装置，其特征在于，还包括并联运行的第一氮气增压机、第二氮气增压机和第三换热装置，并且在所述第一换热装置上设置有第一氮气回流入口和第一氮气回流出口，在所述第二换热装置上设置有第二氮气回流入口和第二氮气回流出口，在所述精馏塔的塔顶设置有冷凝蒸发器；所述第一氮气增压机由第一氮气膨胀机驱动，第二氮气增压机由第二氮气膨胀机驱动，第一、第二氮气增压机上的入口接氮气，第一、第二氮气增压机上的出口通过管线接第三换热装置的入口，第三换热装置的出口通过管线接第一换热装置的第一氮气入口，连接在第一换热装置的第一氮气入口上的管线通过第一支管与所述第一氮气膨胀机的入口连接，第一氮气膨胀机的出口通过第二支管与第一换热装置上的第一氮气回流入口连接；连接在第二换热装置的第二氮气入口上的管线通过第三支管与所述第二氮气膨胀机的入口连接，第二氮气膨胀机的出口通过第四支管与第二换热装置上的第二氮气回流入口连接；第二换热装置上的第二氮气回流出口通过管线与第一换热装置上的第一氮气回流入口连接；所述第二换热装置上的第二氮气出口通过管线接所述冷凝蒸发器的入口，冷凝蒸发器的出口通过管线与所述第二换热装置上的第二氮气回流入口连接。

20.如权利要求19所述的装置，其特征在于，还包括一压缩机和第四换热装置，所述第一换热装置上的第一氮气回流出口通过管线接所述压缩机的入口，所述压缩机的出口接第四换热装置的入口，第四换热装置的出口通过管线与所述第一、第二氮气增压机上的入口连接。

21.如权利要求19所述的装置，其特征在于，在所述第一换热装置上设置有第一废气入口、第一废气出口，所述第二换热装置上设置有第二废气入口、第二废气出口，所述精馏塔顶部的废气排放口通过管线与所述第二换热装置上的第二废气入口连接，第二换热装置上的第二废气出口通过管线与所述第一换热装置上的第一废气入口连接，第一换热装置上的设置有第一废气出口接工厂燃气。

22.如权利要求19所述的装置，其特征在于，所述第一换热装置和第二换热装置均为板翅式换热器。