CN103644706B - 一种液化天然气及高纯氮联产方法 - Google Patents

Abstract

一种液化天然气及高纯氮联产方法，其技术要点是：天然气原料的进料管中的天然气经换热器热段换热后进入重烃分离罐，在重烃分离罐内脱除重烃后进入换热器冷段换热液化；液化后的天然气料液进入脱氮精馏塔再沸器，出脱氮精馏塔再沸器后返回换热器冷段，换热后进入脱氮精馏塔精馏段，精馏段的氮气在脱氮精馏塔塔内上升浓缩，然后经塔顶离开脱氮精馏塔进入冷凝器，冷凝后进入回流液分离罐，由回流液分离罐排出后的液氮进入换热器冷段为天然气的液化提供冷量，然后由换热器冷段复出后得到高纯度氮气；天然气在脱氮精馏塔内浓缩后然后塔底部通入换热器冷段，节流后通入液化天然气储罐。其生产液化天然气质量高、效率高，并能同时生产高纯度的氮气。

Description

一种液化天然气及高纯氮联产方法

技术领域

本发明涉及气体液化系统技术领域，特别是一种液化天然气及高纯氮联产方法。

背景技术

目前天然气液化装置建设数量呈逐年递增的趋势，由于天然气中有不同含量的氮气存在，天然气在液化过程中对氮气的分离是必要的环节。天然气液化装置分离高纯度氮气是节能型天然气液化系统的发展趋势。难点是分离高纯氮气设备的开发及分离需要冷量的提供方式，解决不好会增加系统的投入及增大系统的功耗，造成装置氮气分离不彻底。本装置通过多次流程计算论证及对低温精馏塔的设计改进，提高氮气提取纯度，满足排放要求并可作为产品外销。本装置的研发成功，提高产品性能，增加了装置的产品品种数量，提高企业市场竞争力。

常规天然气中均含有氮元素，随着天然气的分布区域不同其含量也不相同，含量少的可不到1%,含量多的超过10%，液化天然气中随着氮含量的增加，天然气热值减少，系统液化功耗增加。如果分离不彻底，排放氮气中的天然气，即会造成天然气提取率的降低，同时带来温室气体（天然气的放空），不符合节能减排的环保理念。目前在天然气中制取氮气的纯度大概为75%左右，本装置通过自身分离出高纯氮气满足了天然气液化装置本身需要氮气的要求，避免了制氮设备运行带来的费用。而且高纯氮气还可根据实际情况，作为产品销售。

发明内容

本发明的目的是提供一种液化天然气及高纯氮联产方法，从根本上解决了上述问题。其生产液化天然气质量高、效率高，并能同时生产高纯度的氮气，具有极高的经济价值。

本发明的目的是这样实现的：该液化天然气及高纯氮联产方法，所述方法在天然气液化联产高纯氮设备中进行，天然气液化联产高纯氮设备包括压缩机、换热器、脱氮精馏塔、制冷剂分离罐、液化天然气储罐，其技术要点是：所述天然气液化联产高纯氮设备还包括重烃分离罐、脱氮精馏塔再沸器、冷凝器、回流液分离罐，脱氮精馏塔包括位于上部的精馏段及位于下部的提留段，精馏段内设有若干塔板；制冷剂分离罐包括第一至第三制冷剂分离罐，换热器包括换热器热段、换热器冷段；

压缩机的进料管与制冷剂原料进料管相连，压缩机的出料管与换热器热段的进料管相连，换热器热段的出料管分别与天然气原料的进料管、重烃分离罐的进料管、第一制冷剂分离罐的进料管、第三制冷剂分离罐的进料管、制冷剂原料进料管相连；

重烃分离罐的出料管分别与换热器冷段的进料管、重烃出料管相连；第三制冷剂分离罐的出料管与换热器热段的进料管相连，第一制冷剂分离罐的出料管与第二制冷剂分离罐的进料管相连，第二制冷剂分离罐的出料管与换热器冷段的进料管相连；

换热器冷段的出料管分别与第三制冷剂分离罐的进料管、液化天然气储罐的进料管、脱氮精馏塔再沸器、脱氮精馏塔精馏段的进料管、纯氮出料管相连；脱氮精馏塔再沸器的出料管与换热器冷段的进料管相连；脱氮精馏塔提留段的出料管换热器冷段的进料管相连，脱氮精馏塔精馏段的出料管与冷凝器的进料管相连，冷凝器的出料管与回流液分离罐的进料管相连；回流液分离罐的出料管分别与换热器冷段的进料管、脱氮精馏塔精馏段的进料管相连；

天然气原料的进料管中的天然气经换热器热段换热后进入重烃分离罐，在重烃分离罐内脱除重烃后进入换热器冷段换热液化；液化后的天然气料液在温度-89℃~-115℃、绝压5.0MPa时进入脱氮精馏塔再沸器，出脱氮精馏塔再沸器后返回换热器冷段，换热后在温度-144℃、绝压1.36MPa时进入脱氮精馏塔精馏段，精馏段的氮气在脱氮精馏塔塔内上升浓缩至温度-161.4℃、绝压1.35MPa，然后经塔顶离开脱氮精馏塔进入冷凝器，冷凝后进入回流液分离罐，由回流液分离罐排出后的液氮进入换热器冷段为天然气的液化提供冷量，然后由换热器冷段复出后得到高纯度氮气；天然气在脱氮精馏塔内浓缩后通入塔底部换热器冷段，节流后通入液化天然气储罐。

本发明具有的优点及积极的技术效果是：脱氮精馏塔采用多级蒸馏，在一定绝压下，利用互溶液体混合物各组分的沸点或饱和蒸汽压不同，使轻组分（沸点较低或饱和蒸汽压较高的组分）气化，经多次部分液相气化和部分气相冷凝，使气相中的轻组分和液相中的重组分浓度逐渐升高，从而实现分离。利用高效的精馏塔，将天然气中的氮气分离，塔体为圆柱形，塔内间隔装有若干塔板。液体由精馏段上部进入流过每层塔板，气体由精馏段下部进入穿过每层塔板，每层塔板上有一定液层，以保持气液接触。在总体上气液呈逆流，在每块塔板上气液形成对流。比传统的制氮精馏塔具有更大的换热面积。

采用本发明的设备后，在满足天然气液化的同时，提高了液化天然气的品质，同时得到了高纯度氮气产品，既可作为液化天然气生产中的制冷剂，又可作为高纯氮外销。经计算，对于一套日产50万Nm3的天然气液化装置，减少氮气制取装置投入300万元，节约制单设备运行耗电200千瓦时，电费按照0.7元每千瓦时计算，每天可节省运行费用3360元，每年可为用户节约110万元。如果氮气可作产品外销，按0.5元/Nm3计算，按自身装置消耗200Nm3/h，则可外销1300Nm3/h，年销售额可达500万。综上所述，采用本发明的设备，不但提高了液化天然气的产品质量，并同时生产出高纯度氮气，提高了企业的市场竞争力。

附图说明

以下结合附图对本发明作进一步描述。

图1是本发明的工艺流程图；

图2是脱氮精馏塔的内部结构示意图。

图中序号说明：1换热器热段、2重烃分离罐、3换热器冷段、4脱氮精馏塔再沸器、5脱氮精馏塔、6第一制冷剂分离罐、7第二制冷剂分离罐、8第三制冷剂分离罐、9压缩机、10冷凝器、11回流液分离罐、12液化天然气储罐、13塔板。

具体实施方式

根据图1~2详细说明本发明的具体结构。该天然气液化联产高纯氮设备包括压缩机9、换热器、脱氮精馏塔5、制冷剂分离罐、液化天然气储罐12等部分。其中，天然气液化联产高纯氮设备还包括重烃分离罐2、脱氮精馏塔再沸器4、冷凝器10、回流液分离罐11，脱氮精馏塔5包括位于上部的精馏段及位于下部的提留段，精馏段内设有若干塔板13。制冷剂分离罐包括第一至第三制冷剂分离罐8，换热器包括换热器热段1、换热器冷段3。

压缩机9的进料管与制冷剂原料进料管相连，压缩机9的出料管与换热器热段1的进料管相连，换热器热段1的出料管分别与天然气原料的进料管、重烃分离罐2的进料管、第一制冷剂分离罐6的进料管、第三制冷剂分离罐8的进料管、制冷剂原料进料管相连。

重烃分离罐2的出料管分别与换热器冷段3的进料管、重烃出料管相连。第三制冷剂分离罐8的出料管与换热器热段1的进料管相连，第一制冷剂分离罐6的出料管与第二制冷剂分离罐7的进料管相连，第二制冷剂分离罐7的出料管与换热器冷段3的进料管相连。

换热器冷段3的出料管分别与第三制冷剂分离罐8的进料管、液化天然气储罐12的进料管、脱氮精馏塔5再沸器4、脱氮精馏塔精馏段的进料管、纯氮出料管相连。脱氮精馏塔再沸器4的出料管与换热器冷段3的进料管相连。脱氮精馏塔5提留段的出料管换热器冷段3的进料管相连，脱氮精馏塔5精馏段的出料管与冷凝器10的进料管相连，冷凝器10的出料管与回流液分离罐11的进料管相连。回流液分离罐11的出料管分别与换热器冷段3的进料管、脱氮精馏塔5精馏段的进料管相连。

当天然气在重烃分离罐2内脱除重烃后，进入换热器冷段3，换热液化。此时的液化天然气纯度较低，仍含有少量氮气，料液经过脱氮精馏塔再沸器4，此时的温度为-89℃~-115℃、绝压5.0MPa，为其提供热源，为精馏操作提供一定量连续上升的蒸气气流。随后出脱氮精馏塔再沸器4进入换热器冷段3继续换热，料液再次进入脱氮精馏塔精馏段，此时的温度为-144℃、绝压1.36MPa，轻组分（氮气）在塔内逐渐浓缩，离开脱氮精馏塔5塔顶后的温度为-161.4℃、绝压为1.35MPa。冷凝进入分离罐11，一部分液氮（纯度99.9%）作为馏出液，因其温度很低，再次进入换热器冷段3为天然气的液化提供冷量，复温出冷箱后，作为高纯度氮气销售。另一部分液氮（纯度99.9%）被送入脱氮精馏塔5内作为回流液。回流液用于补充塔板13上的轻组分，使塔板13上的液体组成保持稳定，保证脱氮精馏塔5内精馏操作持续稳定地进行。而重组分（LNG）在塔底浓缩后，在换热器冷段3中换热过冷液化，节流后通入LNG储罐12。

本发明所涉及的Nm3是指标准立方米，其中N是指标准状态，即温度20℃绝压1标准大气压，标准立方米为工业上气体流量的常用表示方法。

Claims (1)

1.一种液化天然气及高纯氮联产方法，所述方法在天然气液化联产高纯氮设备中进行，天然气液化联产高纯氮设备包括压缩机、换热器、脱氮精馏塔、制冷剂分离罐、液化天然气储罐，其特征在于：所述天然气液化联产高纯氮设备还包括重烃分离罐、脱氮精馏塔再沸器、冷凝器、回流液分离罐，脱氮精馏塔包括位于上部的精馏段及位于下部的提留段，精馏段内设有若干塔板；制冷剂分离罐包括第一至第三制冷剂分离罐，换热器包括换热器热段、换热器冷段；

压缩机的进料管与制冷剂原料进料管相连，压缩机的出料管与换热器热段的进料管相连，换热器热段的出料管分别与天然气原料的进料管、重烃分离罐的进料管、第一制冷剂分离罐的进料管、第三制冷剂分离罐的进料管、制冷剂原料进料管相连；

重烃分离罐的出料管分别与换热器冷段的进料管、重烃出料管相连；第三制冷剂分离罐的出料管与换热器热段的进料管相连，第一制冷剂分离罐的出料管与第二制冷剂分离罐的进料管相连，第二制冷剂分离罐的出料管与换热器冷段的进料管相连；

换热器冷段的出料管分别与第三制冷剂分离罐的进料管、液化天然气储罐的进料管、脱氮精馏塔再沸器、脱氮精馏塔精馏段的进料管、纯氮出料管相连；脱氮精馏塔再沸器的出料管与换热器冷段的进料管相连；脱氮精馏塔提留段的出料管换热器冷段的进料管相连，脱氮精馏塔精馏段的出料管与冷凝器的进料管相连，冷凝器的出料管与回流液分离罐的进料管相连；回流液分离罐的出料管分别与换热器冷段的进料管、脱氮精馏塔精馏段的进料管相连；

天然气原料的进料管中的天然气经换热器热段换热后进入重烃分离罐，在重烃分离罐内脱除重烃后进入换热器冷段换热液化；液化后的天然气料液在温度-89℃~-115℃、绝压5.0MPa时进入脱氮精馏塔再沸器，出脱氮精馏塔再沸器后返回换热器冷段，换热后在温度-144℃、绝压1.36MPa时进入脱氮精馏塔精馏段，精馏段的氮气在脱氮精馏塔塔内上升浓缩至温度-161.4℃、绝压1.35MPa，然后经塔顶离开脱氮精馏塔进入冷凝器，冷凝后进入回流液分离罐，由回流液分离罐排出后的液氮进入换热器冷段为天然气的液化提供冷量，然后由换热器冷段复出后得到高纯度氮气；天然气在脱氮精馏塔内浓缩后通入塔底部换热器冷段，节流后通入液化天然气储罐。