CN103697660A - 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置及方法 - Google Patents
从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置及方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN103697660A CN103697660A CN201310715646.3A CN201310715646A CN103697660A CN 103697660 A CN103697660 A CN 103697660A CN 201310715646 A CN201310715646 A CN 201310715646A CN 103697660 A CN103697660 A CN 103697660A
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- heat exchanger
- cryogenic
- rectifying column
- fluid section
- gas
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Images
Landscapes
- Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
Abstract
本发明涉及一种从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的装置及方法。装置包括主换热器、混合冷剂压缩机制冷系统、脱氮精馏塔、脱氢精馏塔。方法包括混合冷剂循环过程、富甲烷气液化及分离过程，本发明采用三段板式混合制冷+双精馏塔工艺，双塔精馏所需冷量由深低温换热器提供，由于在中温换热器后设置低温冷剂分离罐，保证分离后的混合冷剂中异戊烷或异丁烷等组分含量很低，有效避免了在深低温换热器通道堵塞的问题。本发明所述工艺为采用单一混合工质压缩机制冷工艺，减少了一台冷剂压缩机的投资、且混合冷剂配比中异戊烷或异丁烷含量可较二段板式流程有较大的提高，与传统的两台混合冷剂压缩机制冷流程能耗要低，且操作简单、运行可靠性提高。
Description
技术领域
本发明涉及一种从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的装置及方法。
背景技术
制取富甲烷气较为常见的是焦炉煤气通过甲烷化反应来提高热值，使绝大部分一氧化碳、二氧化碳转化成甲烷，所得的合成气再经水洗涤脱油洗萘、脱硫后的净化后得到的甲烷体积分数为40～50%以上，另富含氢气和氮气。富甲烷气再经低温液化、低温精馏制备出LNG和富氢产品。
由于富甲烷气体中氢气含量较高，相应的液化分离温度较低，因而制取LNG较常规天然气需消耗较低冷量。传统的富甲烷气中制LNG和富氢气体装置采用两台冷剂压缩机，即在一台混合制冷压缩机基础上再增加一台氮气或氮气+甲烷混合工质压缩机，在中、低温段的热股介质的预冷和液化所需冷量由混合冷剂压缩机提供，精馏塔塔顶冷凝器所需冷量由氮气或氮气+甲烷混合工质压缩机提供，虽然避免了异戊烷或异丁烷等组分在深低温段凝固进而堵塞板翅式换热器通道的问题，但是却因为增加了一台氮气压缩机，设备投资增大，多运行一台机组，故障率增加，操作难度增大，且能耗偏高。
申请号为201210065876.5、名称为从富甲烷气中脱氢氮并生产液化天然气的工艺和装置的中国专利，申请号为201110291609.5、名称为从富甲烷气中脱氢气、氮气、一氧化碳并生产液化天然气的工艺的中国专利，这些现有技术在制冷效果、富甲烷气液化及分离效果等方面仍存在不足，单位能耗较高，而且对富氢气体制取不足，易造成浪费。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术中存在的上述不足，而提供一种设计合理、节能、成本低的从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的装置及方法。
本发明解决上述问题所采用的技术方案是：
一种从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的装置，包括主换热器、混合冷剂压缩机制冷系统、脱氮精馏塔、脱氢精馏塔；主换热器设置有中温换热器、低温换热器、深低温换热器；混合冷剂压缩机制冷系统中设置有混合制冷压缩机和分离罐；脱氮精馏塔的塔底设有再沸器，塔顶设有一号分离器；脱氢精馏塔塔顶设有二号分离器；
混合制冷压缩机出口与分离罐的进料口接通；分离罐的液体出口、中温换热器的热流体段、中温换热器的冷流体段依次接通，分离罐的气体出口、中温换热器的热流体段、低温冷剂分离罐的进料口依次接通；低温冷剂分离罐的液体出口、低温换热器的热流体段、低温换热器的冷流体段依次接通，低温冷剂分离罐的气体出口、低温换热器的热流体段、深低温换热器的热流体段、深低温换热器的冷流体段、低温换热器的冷流体段、中温换热器的冷流体段依次接通；中温换热器的冷流体段与混合制冷压缩机入口接通；这部分结构构成了混合制冷剂的循环线路；
中温换热器的热流体段、低温换热器的热流体段、再沸器的热介质通道、深低温换热器的热流体段、脱氢精馏塔的进料口依次接通；脱氢精馏塔的气体出口、深低温换热器的热流体段、二号分离器的进料口依次接通；二号分离器的液体出口与脱氢精馏塔的回流液入口接通，二号分离器的气体出口、深低温换热器的冷流体段、低温换热器的冷流体段、中温换热器的冷流体段依次接通；脱氢精馏塔塔底的液体出口与脱氮精馏塔的进料口接通；脱氮精馏塔塔底的液体出口与再沸器的进料口接通，再沸器的出料口与深低温换热器的冷流体段接通；脱氮精馏塔的气体出口、深低温换热器的冷流体段、一号分离器的进料口依次接通；一号分离器的液体出口与脱氮精馏塔的回流液入口接通，一号分离器的气体出口、深低温换热器的冷流体段、低温换热器的冷流体段、中温换热器的冷流体段依次接通；这部分结构构成了富甲烷气液化及分离线路。
本发明所述的中温换热器、低温换热器、深低温换热器均为板翅式换热器。
一种采用上述装置从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的方法，包括混合冷剂循环过程、富甲烷气液化及分离过程；
混合冷剂循环过程：混合冷剂进入混合制冷压缩机，冷却后的混合冷剂经分离罐分成气、液两相冷剂，气、液两相冷剂分别进入中温换热器冷却；液相冷剂经中温换热器冷却后节流返回中温换热器提供冷量；气相冷剂经中温换热器冷却后进入低温冷剂分离罐，经低温冷剂分离罐分成气、液两股流体后分别进入低温换热器；其中液相流体经低温换热器冷却后节流返回低温换热器提供冷量，气相流体经低温换热器冷却后，再进入深低温换热器进一步冷却后节流依次返回深低温换热器和低温换热器为换热器提供冷量；在低温换热器和深低温换热器换热后的多股混合冷剂流体，在中温换热器前汇合成一股流体后进入中温换热器，为中温换热器再提供冷量，最终返回混合冷剂压缩机入口，再次压缩，形成混合冷剂循环；
富甲烷气液化及分离过程：净化后的富甲烷气送入主换热器，依次经过中温换热器和低温换热器，被冷却到-105～-125℃后进入脱氮精馏塔的再沸器，作为再沸器的热源，同时被再沸器进一步冷却，此后返回深低温换热器被冷却到-135～-155℃后进入脱氢精馏塔进行精馏；脱氢精馏塔塔顶气体进入深低温换热器，进一步冷却到-165～-175℃，再进入脱氢精馏塔塔顶的二号分离器进行气液分离；二号分离器分离出的液体返回脱氢精馏塔作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体节流后返回主换热器，依次经过深低温换热器、低温换热器、中温换热器被回收冷量，复温后作为富氢产品；脱氢精馏塔塔底的液体经节流后送入脱氮精馏塔精馏，精馏后脱氮精馏塔塔底馏出液为-135～-145℃的LNG，塔底馏出液返回深低温换热器进行过冷至-160～-170℃，节流后送入LNG储罐；脱氮精馏塔塔顶的气体返回深低温换热器冷却到-165～-175℃，再进入一号分离器进行气液分离，分离出的液体返回脱氮精馏塔作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体返回主换热器，依次经过深低温换热器、低温换热器、中温换热器被回收冷量，复温后返回作为富氮产品。
本发明所述的混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷、氮气混合而成。
本发明所述的混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异丁烷、氮气混合而成。
本发明与现有技术相比，具有以下优点和效果：
1、本发明采用三段板式混合制冷+双精馏塔工艺，双塔精馏所需冷量由深低温换热器提供，由于在中温换热器后设置低温冷剂分离罐，保证分离后的混合冷剂中异戊烷或异丁烷等组分含量很低，有效避免了在深低温换热器通道堵塞的问题。因此本发明所述工艺为采用单一混合工质压缩机制冷工艺，减少了一台冷剂压缩机的投资、且混合冷剂配比中异戊烷或异丁烷含量可较二段板式流程有较大的提高，与传统的两台混合冷剂压缩机制冷流程能耗要低，且操作简单、运行可靠性提高、单位产品能耗低。
2、由于富甲烷气中组分的变化，精馏所需的最低温度冷量会有所变化，本发明采用三段板式混合制冷工艺可较大范围的调整混合冷剂配比，以降低单位产品液化所需能耗，同时能保证深低温换热器通道不会出现堵塞问题。
附图说明
图1为本发明实施例的结构示意图。
具体实施方式
下面结合附图并通过实施例对本发明作进一步的详细说明，以下实施例是对本发明的解释而本发明并不局限于以下实施例。
参见图1，本发明从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的设备，包括主换热器、混合冷剂压缩机制冷系统4、脱氮精馏塔6、脱氢精馏塔9。本发明从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的方法，包括混合冷剂循环过程、富甲烷气液化及分离过程。
主换热器设置有中温换热器1、低温换热器2、深低温换热器3这三段板翅式换热器。
混合冷剂压缩机制冷系统4中设置有混合制冷压缩机11和分离罐12。
脱氮精馏塔6的塔底设有再沸器7，塔顶设有一号分离器8。
脱氢精馏塔9塔顶设有二号分离器10。
富甲烷气液化及分离线路：中温换热器1的热流体段、低温换热器2的热流体段、再沸器7的热介质通道、深低温换热器3的热流体段、脱氢精馏塔9的进料口依次接通；脱氢精馏塔9的气体出口、深低温换热器3的热流体段、二号分离器10的进料口依次接通；二号分离器10的液体出口与脱氢精馏塔9的回流液入口接通，二号分离器10的气体出口、深低温换热器3的冷流体段、低温换热器2的冷流体段、中温换热器1的冷流体段依次接通；脱氢精馏塔9塔底的液体出口与脱氮精馏塔6的进料口接通；脱氮精馏塔6塔底的液体出口与再沸器7的进料口接通，再沸器7的出料口与深低温换热器3的冷流体段接通；脱氮精馏塔6的气体出口、深低温换热器3的冷流体段、一号分离器8的进料口依次接通；一号分离器8的液体出口与脱氮精馏塔6的回流液入口接通，一号分离器8的气体出口、深低温换热器3的冷流体段、低温换热器2的冷流体段、中温换热器1的冷流体段依次接通。
富甲烷气液化及分离过程：净化后的富甲烷气通过管道送入主换热器，依次经过中温换热器1和低温换热器2，被返流的低压混合冷剂冷却到-105～-125℃后进入脱氮精馏塔6的再沸器7，作为再沸器7的热源，同时被再沸器7的液体进一步冷却，此后返回深低温换热器3被返流混合冷剂冷却到-135～-155℃后进入脱氢精馏塔9中部进行精馏；脱氢精馏塔9塔顶气体通过管路进入深低温换热器3，进一步冷却到-165～-175℃，再通过管路进入脱氢精馏塔9塔顶的二号分离器10进行气液分离；二号分离器10分离出的液体返回脱氢精馏塔9作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体节流后返回主换热器，依次经过深低温换热器3、低温换热器2、中温换热器1被回收冷量，复温后返回作为富氢产品。脱氢精馏塔9塔底的液体经节流后送入脱氮精馏塔6精馏，精馏后脱氮精馏塔6塔底馏出液为-135～-145℃的LNG，塔底馏出液返回深低温换热器3进行过冷至-160～-170℃，节流后送入LNG储罐；脱氮精馏塔6塔顶的富氮气体返回深低温换热器3冷却到-165～-175℃，再通过管路进入一号分离器8进行气液分离，分离出的液体返回脱氮精馏塔6作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体返回主换热器，依次经过深低温换热器3、低温换热器2、中温换热器1回收冷量，复温后返回作为富氮产品。
混合冷剂循环线路：混合制冷压缩机11出口与分离罐12的进料口接通；分离罐12的液体出口、中温换热器1的热流体段、中温换热器1的冷流体段依次接通，分离罐12的气体出口、中温换热器1的热流体段、低温冷剂分离罐5的进料口依次接通；低温冷剂分离罐5的液体出口、低温换热器2的热流体段、低温换热器2的冷流体段依次接通，低温冷剂分离罐5的气体出口、低温换热器2的热流体段、深低温换热器3的热流体段、深低温换热器3的冷流体段、低温换热器2的冷流体段、中温换热器1的冷流体段依次接通；中温换热器1的冷流体段与混合制冷压缩机11入口接通。
混合冷剂循环过程：混合冷剂出冷箱后进入混合制冷压缩机11，冷却后的混合冷剂经分离罐12分成气、液两相冷剂，气、液两相冷剂分别通过管路进入中温换热器1冷却；液相冷剂经中温换热器1冷却后节流返回中温换热器1提供冷量；气相冷剂经中温换热器1冷却后通过管路进入低温冷剂分离罐5，经低温冷剂分离罐5分成气、液两股流体后分别通过管路进入低温换热器2；其中液相流体经低温换热器2冷却后节流返回低温换热器2提供冷量，气相冷剂流体经低温换热器2冷却后，再通过管路进入深低温换热器3进一步冷却后节流依次返回深低温换热器3和低温换热器2为换热器提供冷量；在低温换热器2和深低温换热器3换热后的多股混合冷剂流体，在中温换热器1前汇合成一股流体通过管路进入中温换热器1，为中温换热器1再提供冷量，最终返回混合冷剂压缩机11入口，再次压缩，形成混合冷剂循环。
上述过程的混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷、氮气或者甲烷、乙烯、丙烷、异丁烷、氮气混合而成。
以上所述的各换热器的热流体段中的流体接收冷量，温度降低；冷流体段中的流体提供冷量，温度升高，该概念为本领域的公知常识。
实施例1：
混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷和氮气混合而成。混合冷剂循环过程：混合冷剂出冷箱后在0.25MPa下进入混合制冷压缩机11，被压缩至3.8MPa并冷却后进入分离罐12被分成气、液两相冷剂，气、液两相冷剂分别通过管路进入中温换热器1冷却到-40℃；液相冷剂经中温换热器1冷却后节流返回中温换热器1提供冷量；气相冷剂经中温换热器1冷却后通过管路进入低温冷剂分离罐5，经低温冷剂分离罐5分成气、液两股流体后分别通过管路进入低温换热器2；其中液相流体经低温换热器2冷却后节流返回低温换热器2提供冷量，气相冷剂流体经低温换热器2冷却后，再通过管路进入深低温换热器3进一步冷却到-175℃、节流到0.3MPa后依次返回深低温换热器3和低温换热器2为换热器提供冷量；在低温换热器2和深低温换热器3换热后的多股混合冷剂流体，在中温换热器1前汇合成一股流体通过管路进入中温换热器1，为中温换热器1再提供冷量，复温至37℃后最终返回混合冷剂压缩机11入口，再次压缩，形成混合冷剂循环。
实施例2：
混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异丁烷和氮气混合而成。混合冷剂循环过程：混合冷剂出冷箱后在0.20MPa下进入混合制冷压缩机11，被压缩至3.4MPa并冷却后进入分离罐12被分成气、液两相冷剂，气、液两相冷剂分别通过管路进入中温换热器1冷却到-50℃；液相冷剂经中温换热器1冷却后节流返回中温换热器1提供冷量；气相冷剂经中温换热器1冷却后通过管路进入低温冷剂分离罐5，经低温冷剂分离罐5分成气、液两股流体后分别通过管路进入低温换热器2；其中液相流体经低温换热器2冷却后节流返回低温换热器2提供冷量，气相冷剂流体经低温换热器2冷却后，再通过管路进入深低温换热器3进一步冷却到-173℃、节流到0.27MPa后依次返回深低温换热器3和低温换热器2为换热器提供冷量；在低温换热器2和深低温换热器3换热后的多股混合冷剂流体，在中温换热器1前汇合成一股流体通过管路进入中温换热器1，为中温换热器1再提供冷量，复温至37℃后最终返回混合冷剂压缩机11入口，再次压缩，形成混合冷剂循环。
实施例3：
富甲烷气液化及分离过程：净化后的富甲烷气通过管道送入主换热器，依次经过中温换热器1和低温换热器2，被返流的低压混合冷剂冷却到-120℃后进入脱氮精馏塔6的再沸器7，作为再沸器7的热源，同时被再沸器7的液体进一步冷却，此后返回深低温换热器3被返流混合冷剂冷却到-155℃后进入脱氢精馏塔9中部进行精馏；脱氢精馏塔9塔顶气体通过管路进入深低温换热器3，进一步冷却到-172℃，再通过管路进入脱氢精馏塔9塔顶的二号分离器10进行气液分离；二号分离器10分离出的液体返回脱氢精馏塔9作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体节流后返回主换热器，依次经过深低温换热器3、低温换热器2、中温换热器1被回收冷量，复温后返回作为富氢产品。脱氢精馏塔9塔底的液体经节流后送入脱氮精馏塔6精馏，精馏后脱氮精馏塔6塔底馏出液为-140℃的LNG，塔底馏出液返回深低温换热器3进行过冷至-163℃，节流后送入LNG储罐；脱氮精馏塔6塔顶的富氮气体返回深低温换热器3冷却到-172℃，再通过管路进入一号分离器8进行气液分离，分离出的液体返回脱氮精馏塔6作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体返回主换热器，依次经过深低温换热器3、低温换热器2、中温换热器1回收冷量，复温后返回作为富氮产品。
实施例4：
富甲烷气液化及分离过程：净化后的富甲烷气通过管道送入主换热器，依次经过中温换热器1和低温换热器2，被返流的低压混合冷剂冷却到-120℃后进入脱氮精馏塔6的再沸器7，作为再沸器7的热源，同时被再沸器7的液体进一步冷却，此后返回深低温换热器3被返流混合冷剂冷却到-150℃后进入脱氢精馏塔9中部进行精馏；脱氢精馏塔9塔顶气体通过管路进入深低温换热器3，进一步冷却到-172℃，再通过管路进入脱氢精馏塔9塔顶的二号分离器10进行气液分离；二号分离器10分离出的液体返回脱氢精馏塔9作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体节流后返回主换热器，依次经过深低温换热器3、低温换热器2、中温换热器1被回收冷量，复温后返回作为富氢产品。脱氢精馏塔9塔底的液体经节流后送入脱氮精馏塔6精馏，精馏后脱氮精馏塔6塔底馏出液为-140℃的LNG，塔底馏出液返回深低温换热器3进行过冷至-163℃，节流后送入LNG储罐；脱氮精馏塔6塔顶的富氮气体返回深低温换热器3冷却到-172℃，再通过管路进入一号分离器8进行气液分离，分离出的液体返回脱氮精馏塔6作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体返回主换热器，依次经过深低温换热器3、低温换热器2、中温换热器1回收冷量，复温后返回作为富氮产品。
此外，需要说明的是，本说明书中所描述的具体实施例，其零、部件的形状、所取名称等可以不同，本说明书中所描述的以上内容仅仅是对本发明结构所作的举例说明。
Claims (5)
1.一种从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的装置，其特征在于：包括主换热器、混合冷剂压缩机制冷系统、脱氮精馏塔、脱氢精馏塔；主换热器设置有中温换热器、低温换热器、深低温换热器；混合冷剂压缩机制冷系统中设置有混合制冷压缩机和分离罐；脱氮精馏塔的塔底设有再沸器，塔顶设有一号分离器；脱氢精馏塔塔顶设有二号分离器；
混合制冷压缩机出口与分离罐的进料口接通；分离罐的液体出口、中温换热器的热流体段、中温换热器的冷流体段依次接通，分离罐的气体出口、中温换热器的热流体段、低温冷剂分离罐的进料口依次接通；低温冷剂分离罐的液体出口、低温换热器的热流体段、低温换热器的冷流体段依次接通，低温冷剂分离罐的气体出口、低温换热器的热流体段、深低温换热器的热流体段、深低温换热器的冷流体段、低温换热器的冷流体段、中温换热器的冷流体段依次接通；中温换热器的冷流体段与混合制冷压缩机入口接通；
中温换热器的热流体段、低温换热器的热流体段、再沸器的热介质通道、深低温换热器的热流体段、脱氢精馏塔的进料口依次接通；脱氢精馏塔的气体出口、深低温换热器的热流体段、二号分离器的进料口依次接通；二号分离器的液体出口与脱氢精馏塔的回流液入口接通，二号分离器的气体出口、深低温换热器的冷流体段、低温换热器的冷流体段、中温换热器的冷流体段依次接通；脱氢精馏塔塔底的液体出口与脱氮精馏塔的进料口接通；脱氮精馏塔塔底的液体出口与再沸器的进料口接通，再沸器的出料口与深低温换热器的冷流体段接通；脱氮精馏塔的气体出口、深低温换热器的冷流体段、一号分离器的进料口依次接通；一号分离器的液体出口与脱氮精馏塔的回流液入口接通，一号分离器的气体出口、深低温换热器的冷流体段、低温换热器的冷流体段、中温换热器的冷流体段依次接通。
2.根据权利要求1所述的从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的装置，其特征在于：所述的中温换热器、低温换热器、深低温换热器均为板翅式换热器。
3.一种采用权利要求1或2所述的装置从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的方法，其特征在于：包括混合冷剂循环过程、富甲烷气液化及分离过程；
混合冷剂循环过程：混合冷剂进入混合制冷压缩机，冷却后的混合冷剂经分离罐分成气、液两相冷剂，气、液两相冷剂分别进入中温换热器冷却；液相冷剂经中温换热器冷却后节流返回中温换热器提供冷量；气相冷剂经中温换热器冷却后进入低温冷剂分离罐，经低温冷剂分离罐分成气、液两股流体后分别进入低温换热器；其中液相流体经低温换热器冷却后节流返回低温换热器提供冷量，气相流体经低温换热器冷却后，再进入深低温换热器进一步冷却后节流依次返回深低温换热器和低温换热器为换热器提供冷量；在低温换热器和深低温换热器换热后的多股混合冷剂流体，在中温换热器前汇合成一股流体后进入中温换热器，为中温换热器再提供冷量，最终返回混合冷剂压缩机入口，再次压缩，形成混合冷剂循环；
富甲烷气液化及分离过程：净化后的富甲烷气送入主换热器，依次经过中温换热器和低温换热器，被冷却到-105～-125℃后进入脱氮精馏塔的再沸器，作为再沸器的热源，同时被再沸器进一步冷却，此后返回深低温换热器被冷却到-135～-155℃后进入脱氢精馏塔进行精馏；脱氢精馏塔塔顶气体进入深低温换热器，进一步冷却到-165～-175℃，再进入脱氢精馏塔塔顶的二号分离器进行气液分离；二号分离器分离出的液体返回脱氢精馏塔作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体节流后返回主换热器，依次经过深低温换热器、低温换热器、中温换热器被回收冷量，复温后作为富氢产品；脱氢精馏塔塔底的液体经节流后送入脱氮精馏塔精馏，精馏后脱氮精馏塔塔底馏出液为-135～-145℃的LNG，塔底馏出液返回深低温换热器进行过冷至-160～-170℃，节流后送入LNG储罐；脱氮精馏塔塔顶的气体返回深低温换热器冷却到-165～-175℃，再进入一号分离器进行气液分离，分离出的液体返回脱氮精馏塔作为回流液为精馏塔的精馏提供冷量，分离出的气体返回主换热器，依次经过深低温换热器、低温换热器、中温换热器被回收冷量，复温后返回作为富氮产品。
4.根据权利要求1所述的从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的方法，其特征在于：所述的混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异戊烷、氮气混合而成。
5.根据权利要求1所述的从富甲烷气中制取LNG和富氢产品的方法，其特征在于：所述的混合冷剂由甲烷、乙烯、丙烷、异丁烷、氮气混合而成。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201310715646.3A CN103697660B (zh) | 2013-12-23 | 2013-12-23 | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置及方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201310715646.3A CN103697660B (zh) | 2013-12-23 | 2013-12-23 | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置及方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN103697660A true CN103697660A (zh) | 2014-04-02 |
| CN103697660B CN103697660B (zh) | 2016-02-10 |
Family
ID=50359274
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN201310715646.3A Expired - Fee Related CN103697660B (zh) | 2013-12-23 | 2013-12-23 | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置及方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN103697660B (zh) |
Cited By (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN113883828A (zh) * | 2021-09-14 | 2022-01-04 | 成都深冷液化设备股份有限公司 | 一种利用混合冷剂制冷分离提纯甲酰氟的装置及方法 |
| CN114111217A (zh) * | 2021-11-30 | 2022-03-01 | 成都深冷液化设备股份有限公司 | 一种利用液氮洗制取lng及合成氨原料气的装置和方法 |
| CN114383382A (zh) * | 2021-12-10 | 2022-04-22 | 四川杰瑞恒日天然气工程有限公司 | Lng的制取系统及制取方法 |
| CN114576927A (zh) * | 2022-03-23 | 2022-06-03 | 山东钢铁集团日照有限公司 | 一种焦炉煤气制备lng深冷方法 |
| CN113883828B (zh) * | 2021-09-14 | 2024-05-14 | 四川蜀道装备科技股份有限公司 | 一种利用混合冷剂制冷分离提纯甲酰氟的装置及方法 |
Citations (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5782101A (en) * | 1980-11-05 | 1982-05-22 | Nippon Sanso Kk | Manufacturing of hydrogen using coke oven gas as raw material |
| EP0937679A1 (fr) * | 1998-02-20 | 1999-08-25 | L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude | Procédé et installation de production de monoxyde de carbone et d'hydrogène |
| CN101463281A (zh) * | 2007-12-17 | 2009-06-24 | 中国科学院理化技术研究所 | 焦炉煤气制取液化天然气的分离工艺和设备 |
| CN101967413A (zh) * | 2010-06-07 | 2011-02-09 | 杭州福斯达实业集团有限公司 | 采用单一混合工质制冷来液化天然气的方法和装置 |
| CN202432825U (zh) * | 2011-11-18 | 2012-09-12 | 新地能源工程技术有限公司 | 采用单一混合工质制冷液化天然气的装置 |
| CN103033025A (zh) * | 2011-09-30 | 2013-04-10 | 新地能源工程技术有限公司 | 从富甲烷气中脱氢气、氮气、一氧化碳并生产液化天然气的工艺 |
| CN203687517U (zh) * | 2013-12-23 | 2014-07-02 | 中空能源设备有限公司 | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置 |
-
2013
- 2013-12-23 CN CN201310715646.3A patent/CN103697660B/zh not_active Expired - Fee Related
Patent Citations (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5782101A (en) * | 1980-11-05 | 1982-05-22 | Nippon Sanso Kk | Manufacturing of hydrogen using coke oven gas as raw material |
| EP0937679A1 (fr) * | 1998-02-20 | 1999-08-25 | L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude | Procédé et installation de production de monoxyde de carbone et d'hydrogène |
| CN101463281A (zh) * | 2007-12-17 | 2009-06-24 | 中国科学院理化技术研究所 | 焦炉煤气制取液化天然气的分离工艺和设备 |
| CN101967413A (zh) * | 2010-06-07 | 2011-02-09 | 杭州福斯达实业集团有限公司 | 采用单一混合工质制冷来液化天然气的方法和装置 |
| CN103033025A (zh) * | 2011-09-30 | 2013-04-10 | 新地能源工程技术有限公司 | 从富甲烷气中脱氢气、氮气、一氧化碳并生产液化天然气的工艺 |
| CN202432825U (zh) * | 2011-11-18 | 2012-09-12 | 新地能源工程技术有限公司 | 采用单一混合工质制冷液化天然气的装置 |
| CN203687517U (zh) * | 2013-12-23 | 2014-07-02 | 中空能源设备有限公司 | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置 |
Cited By (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN113883828A (zh) * | 2021-09-14 | 2022-01-04 | 成都深冷液化设备股份有限公司 | 一种利用混合冷剂制冷分离提纯甲酰氟的装置及方法 |
| CN113883828B (zh) * | 2021-09-14 | 2024-05-14 | 四川蜀道装备科技股份有限公司 | 一种利用混合冷剂制冷分离提纯甲酰氟的装置及方法 |
| CN114111217A (zh) * | 2021-11-30 | 2022-03-01 | 成都深冷液化设备股份有限公司 | 一种利用液氮洗制取lng及合成氨原料气的装置和方法 |
| CN114111217B (zh) * | 2021-11-30 | 2024-05-14 | 四川蜀道装备科技股份有限公司 | 一种利用液氮洗制取lng及合成氨原料气的装置和方法 |
| CN114383382A (zh) * | 2021-12-10 | 2022-04-22 | 四川杰瑞恒日天然气工程有限公司 | Lng的制取系统及制取方法 |
| CN114576927A (zh) * | 2022-03-23 | 2022-06-03 | 山东钢铁集团日照有限公司 | 一种焦炉煤气制备lng深冷方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN103697660B (zh) | 2016-02-10 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN103697659B (zh) | 从富甲烷气中制取液化天然气和富氢产品的装置及方法 | |
| CN104513680B (zh) | 富甲烷气精馏脱氢氮并生产液化天然气的工艺和装置 | |
| CN202254637U (zh) | 煤制气甲烷化后气体深冷分离液化装置 | |
| CN102492505B (zh) | 一种两段式单循环混合制冷剂天然气液化工艺及设备 | |
| CN102748919A (zh) | 单循环混合冷剂四级节流制冷系统及方法 | |
| CN102620521B (zh) | 从富甲烷气中脱氢氮并生产液化天然气的工艺和装置 | |
| CN101858683A (zh) | 一种利用液氮冷能制取液化天然气的系统 | |
| CN102374754A (zh) | 从焦炉煤气中制取液态天然气及一氧化碳的设备及方法 | |
| CN102353233B (zh) | 煤制气甲烷化后气体深冷分离液化的工艺方法和装置 | |
| CN202813975U (zh) | 一种基于缠绕管式换热器的非常规天然气液化系统 | |
| CN103697661B (zh) | 从焦炉煤气中制取液化天然气和富氢产品的装置及方法 | |
| CN102435045A (zh) | 液氮洗涤净化合成气及其深冷分离回收lng装置 | |
| CN101709238B (zh) | 一种利用焦炉气制备液化天然气的方法 | |
| CN203513622U (zh) | 富甲烷气精馏脱氢氮并生产液化天然气的装置 | |
| CN106642988A (zh) | 利用液氮洗制取合成氨原料气和lng的系统 | |
| CN103542692B (zh) | 基于缠绕管式换热器的非常规天然气液化系统 | |
| CN103175380B (zh) | 低浓度煤层气含氧深冷液化制取lng装置 | |
| CN102653692B (zh) | 焦炉煤气制取液化天然气的方法 | |
| CN203687517U (zh) | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置 | |
| CN202297535U (zh) | 从富甲烷气中脱氢气、氮气、一氧化碳并生产液化天然气的装置 | |
| CN103697660B (zh) | 从富甲烷气中制取lng和富氢产品的装置及方法 | |
| CN213514662U (zh) | 一种小型火炬气制lng脱重烃装置 | |
| CN203310202U (zh) | 一种应用于基荷型天然气液化工厂的双混合冷剂液化系统 | |
| CN202382518U (zh) | 液氮洗涤净化合成气及其深冷分离回收lng装置 | |
| CN106500458B (zh) | 预冷式天然气液化工艺及系统 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C53 | Correction of patent of invention or patent application | ||
| CB02 | Change of applicant information |
Address after: 312400, Shaoxing, Zhejiang, Shengzhou Pukou street, 288 South Avenue, west two floor Applicant after: Zoko Energy Equipment Co., Ltd. Address before: 310051, room 1509, No. 2401 bin Sheng Road, Hangzhou, Zhejiang, Binjiang District Applicant before: Zoko Energy Equipment Co., Ltd. |
|
| COR | Change of bibliographic data |
Free format text: CORRECT: ADDRESS; FROM: 310051 HANGZHOU, ZHEJIANG PROVINCE TO: 312400 SHAOXING, ZHEJIANG PROVINCE |
|
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20160210 Termination date: 20171223 |
|
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |