CN103773525A - 液化天然气的制造方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供一种液化天然气的制造方法，是以焦炉气为主原料的液化天然气的制造方法，包括：气体精制工序、甲烷化工序以及液化工序；其中，将在所述甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，将所述甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上。根据本发明能够减少压缩机的动力消耗。并且，能够降低气体精制工序中的脱硫工艺步骤的运行压力，显著抑制脱硫工艺步骤中发生甲烷化，能够解决在脱硫工艺步骤中因发生甲烷化反应而引起异常发热的问题，从而不需要采取通过使脱硫后的气体循环而稀释原料气体或者设置冷却装置等的措施。
Description
技术领域
本发明涉及一种以焦炉气（COG）为主原料的液化天然气（LNG）的制造方法，特别涉及对通过以焦炉气为主原料的甲烷化反应得到的合成天然气（SNG）进行液化来制造液化天然气的方法。
背景技术
以往，作为以焦炉气为主原料的液化天然气（LNG）的制造方法，一般使用通过以CO、CO2、氢为原料的甲烷化反应来生成合成天然气，其后进行液化得到液化天然气这样的方法。例如，专利文献1（CN101597527A）中公开了一种利用焦炉气制取液化天然气的方法，是向焦炉气加入CO2等碳源后，用鼓风机升压至0.3MPaG左右，经初步净化后，用压缩机升压至5MPaG左右。然后，经深度脱硫工序等工序，将甲烷浓度增至80%以上后，用酸性气体吸收塔除去CO2和水分（因CO2和水分会在液化工序中因凝固而引起堵塞，所以必须除去），然后经液化工序生产LNG。碳源的投入量根据原料气体中的H2、CO、CO2的体积分率以满足（H2-3CO）/CO2≈4的量来决定。
然而，以往的方法中存在如下问题：LNG的液化工序中，需要使原料气体压力为3～5MPaG左右，所以一般在甲烷化反应前升压至3～5MPaG左右。这是因为进行原料气体的压缩则可期待在甲烷化工序中以平衡状态进行甲烷化反应的效果。但其中并没考虑到甲烷化反应的原料气体中的摩尔数的降低，存在压缩机的动力出现不必要的消耗这种问题。
具体而言，甲烷化工序中进行以下反应。
CO+3H2→CH4+H2O
CO2+H2→CO+H2O
其结果，在使水冷凝后进行回收的情况下，对于CO到甲烷而言，是从4摩尔减少至1摩尔的反应，对于从CO2到甲烷而言，在表观上其进行CO2+4H2→CH4+2H2O这样的反应，因此，是从5摩尔减少至1摩尔的反应。因此，甲烷化工序中压力不断减少，与其相伴地需要不断地提高压力，由此，存在压缩机的动力出现不必要的消耗这种问题。
另外，通过将甲烷化工序中的运行压力设定为较高而可期待提高甲烷化工序中的甲烷生成率的效果，但这样则同时也会诱发在甲烷化工序前的精制工序中的最后工艺步骤---脱硫过程中发生甲烷化反应，由此，脱硫过程中发生异常发热的危险增加。其结果，为了抑制异常发热带来的影响，需要采取通过使脱硫后的气体循环而稀释原料气体或者设置冷却装置等的对策。
并且，对于LNG化而言，制造的LNG的量越多越好，但与此同时存在液化工序中存在的副产物不凝性气体的发热量过低，若回送到焦炉的富煤气加热系统，将致使加热焦炉的富煤气热值过低，难以满足焦炉加热要求。例如，专利文献1的方法中，甲烷的LNG化率为95%的液化工序中存在的副产物不凝性气体的发热量为2780×4.18kJ/m3，这种热值过低的不凝性气体若混入加热焦炉的富煤气，加热焦炉的煤气热值将难以达到3500×4.18kJ/m3以上的要求。
发明内容
鉴于上述问题，本发明的目的在于，提供一种以焦炉气为主原料的液化天然气的制造方法，其通过将在甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，将甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上，从而能够减少压缩机的动力消耗。并且，能够降低甲烷化工序之前的精制工序中的最后工艺步骤---脱硫过程的运行压力，显著抑制脱硫过程中发生甲烷化，能够解决脱硫过程中因发生甲烷化反应而引起异常发热的问题，从而不需要采取通过使脱硫后的气体循环而稀释原料气体或者设置冷却装置等的措施。再有，通过将液化工序中副产的不凝性气体的发热量（LHV）维持在可直接用作焦炉的燃料的条件，从而能够以较少的运行成本制造尽可能多的LNG。
本发明的目的是通过如下的发明实现的。
一种液化天然气的制造方法，其特征在于，是以焦炉气为主原料的液化天然气的制造方法，包括：
气体精制工序，是对以焦炉气为主原料的气体进行精制的工序，
甲烷化工序，是对经上述气体精制工序而得的气体进行甲烷化的工序，以及
液化工序，是对经上述甲烷化工序而得的合成天然气进行液化的工序；
其中，将在上述甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，将上述甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上。
根据本发明，将在上述甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，由于气体精制工序和甲烷化工序中的压力损失，甲烷化工序的出口压力会降低到0.3～1.7MPaG左右。此外，将上述甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上。也就是，通过直至甲烷化工序使压力保持尽可能地低，从甲烷化工序后升压至所需要的压力，由此能够减少压缩机的动力消耗。并且通过降低甲烷化工序之前的精制工序中的最后工艺步骤---脱硫过程的运行压力，能够抑制脱硫过程中因发生副反应即甲烷化反应而引起异常发热，从而不需要采取通过使脱硫后的气体循环而稀释原料气体或者设置冷却装置等措施。从以往的经验来看，通过使气体精制工序入口压力为2MpaG以下，可以抑制异常发热。此外，如果气体精制工序入口压力小于1MPaG，则为了减少设备和配管中的压力损失，需要将设备和配管的尺寸加长到设计优化值以上的尺寸。这样一来会导致设备成本的上升，因此，从经济的角度考虑，优选气体精制工序入口压力为1MPaG以上。综合以上考虑，本发明中气体精制工序入口压力为1.0～2.0MPaG。
本发明中，气体精制工序和前述甲烷化工序中产生的压力损失△P为0.3～1.0MPaG。此范围是出于对设备和配管尺寸的设计优化值以及对甲烷化工序中甲烷化反应的影响的考虑而设定的。
从实际应用中的设备数量和配管长度考虑，如果压力损失小于0.3MPaG，则需要将设备、配管、控制阀等的尺寸设计得非常大，这样一来会导致建设费用过多，从经济方面考虑，是不优选的。另一方面，由于气体精制工序入口压力被限制在1.0～2.0MPaG，如果将压力损失设定为1.0MPaG以上，则会产生很多不良影响，比如会使甲烷化工序的压力降低，从而会抑制甲烷化反应的进行，或者会使甲烷化工序后设置的第2压缩工序中压缩动力增加等，因此，也是不优选的。
本发明的液化天然气的制造方法中，优选将在上述液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上，并将该不凝性气体输送到焦炉，混入加热焦炉的富煤气中，作为焦炉燃料使用。其中，上述调整优选是通过将供给到上述液化工序中的合成天然气中的甲烷总量的5%以上的部分混合到不凝性气体而进行的。
或者，上述调整优选是通过设置对上述合成天然气中的氢进行选择性分离的氢分离工序而进行的。并且，上述氢分离工序是通过设置选自变压吸附装置（PSA）和膜分离装置中的至少一种而进行的。
根据本发明，液化工序中副产的不凝性气体的发热量将维持在可回送到焦炉的富煤气加热系统，用作焦炉的燃料的条件，从而能够以较少的运行成本制造尽可能多的LNG。
并且，通过将供给到上述液化工序中的合成天然气中的一定量的甲烷向不凝性气体混合，从而使液化工序中副产的不凝性气体的发热量维持在可直接用作焦炉的燃料的条件，由此能够减少从外部导入新的燃料，降低运行费用。
并且，通过利用H2PSA、膜分离装置等的可选择性除去氢的装置，能够从不凝性气体中减少成为降低发热量的重要因素的氢。并且，这样则还能够减少液化工序中向不凝性气体混合的甲烷量，所以，一边能够提高LNG的产量一边可将不凝性气体直接用作焦炉燃料。
由此，本发明的以焦炉气为主原料的液化天然气的制造方法，能够减少压缩机的动力消耗。并且，能够降低甲烷化工序之前的脱硫工艺过程的运行压力，显著抑制脱硫过程发生甲烷化，解决该过程中因发生甲烷化反应而引起异常发热的问题，从而不需要采取通过使脱硫后的气体循环而稀释原料气体或者设置冷却装置等的措施。再有，通过将液化工序中副产的不凝性气体的发热量（LHV）维持在可直接用作焦炉的燃料的条件，从而能够以较少的运行成本制造尽可能多的LNG。
附图说明
图1是表示本发明实施例1的添加碳源的液化天然气的制造方法中LNG液化工序甲烷回收率为95％的方案的流程图。
图2是表示本发明实施例2的不添加碳源的液化天然气的制造方法中LNG液化工序甲烷回收率为92％的方案的流程图。
图3是表示本发明实施例3的不添加碳源但提取氢的液化天然气的制造方法中LNG液化工序甲烷回收率为95％的方案的流程图。
图4是表示本发明的气体精制工序的一个例子的示意流程图。
图5是表示作为以往的液化天然气的制造方法的比较例1的流程图。
图6是表示作为以往的不添加碳源的液化天然气的制造方法的比较例2的流程图。
具体实施方式
下面以具体实施方式对本发明进行详细的说明，但以下的实施方式仅仅是用于说明本发明的具体的实施方式，本领域技术人员完全可以不脱离本发明的主旨的情况下进行各种改变和更换。
本发明的液化天然气的制造方法，是以焦炉气为主原料，其包括：
气体精制工序，是对以焦炉气为主原料的气体进行精制的工序，
甲烷化工序，是对经上述气体精制工序而得的气体进行甲烷化的工序，以及
液化工序，是对经上述甲烷化工序而得的合成天然气进行液化的工序；
其中，将在上述甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，将上述甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上。
在此，气体精制工序是指对以焦炉气为主原料的气体（以下，称为原料气体）为了进行甲烷化而除去杂质的工序。作为本发明中可采用的气体精制工序，只要是能够除去杂质，使其成为可长时间稳定地进行甲烷化的水平的工序，则没有特别的限定，作为一个例子例如可举出图4所示的包括焦油成分和胶状物质除去（步骤1）、加氢（步骤2）、脱氨（步骤3）以及脱硫（步骤4）的气体精制工序。
图4中作为步骤1示出的焦油成分和胶状物质除去步骤，通常采用使原料气体通过已填充了活性炭、氧化铝等多孔质物质（简称为吸附材料）的容器，从而对焦油成分和胶状物质进行吸附处理的方法，但只要能够期待除去焦油成分和胶状物质的效果，也可选择使用过滤器的方法等其他的方法。
图4中作为步骤2示出的加氢步骤，是出于以下目的而设置的：将难以在之后的流程中除去的有机硫和氧，通过加氢处理而转换成硫化氢和水，从而使接下来的处理变容易。该加氢处理虽然因选定的催化剂种类而不同，但通常大致使用1~3个反应器而进行。
图4中作为步骤3示出的脱氨步骤，是为了在原料气体中含有氮成分时，除去在步骤2中副生出的氨而设置的，通常可采用以水吸收氨的氨吸收塔等来实现。
图4中作为步骤4示出的脱硫步骤，是为了除去硫成分而设置的，硫成分将会引起在精制工序之后设置的甲烷化工序中的催化剂中毒。通常，可采用吸收和吸附等方法脱硫，其中，吸收塔使用胺，吸附材料含有Fe2O3或ZnO、CuO等。
甲烷化工序，是对经气体精制工序而得的气体进行甲烷化的工序，甲烷化工序可使用绝热反应器，通常需要3~4台反应器。这是由于甲烷化反应为放热反应，因反应热而温度变高，甲烷化反应达到平衡，从而不再继续反应，所以，通过将反应器分割并在其间设置冷却器而促进甲烷化反应。
液化工序，是对经甲烷化工序而获得的合成天然气进行液化的工序。如上所得的合成天然气经过除去在液化过程中会因冻结而引起阻塞的CO2和水分后，再被液化。在液化工序中，将其深冷分离为以甲烷为主成分的LNG和以氢、氮为主成分的不凝性气体。另外，对于仅以焦炉气为原料的LNG的制造而言，在不凝性气体中通常含有大量的氢。这是由于焦炉气中的氢量与焦炉气中含有的CO、CO2进行甲烷化所需要的氢相比过量所致。液化工序中分离回收的不凝性气体可作为燃料而有效利用，但从经济性的观点考虑，使经高度脱硫处理的气体作为燃料燃烧也属于损失。作为该问题的解决策略，通过在原料气体中添加含有CO、CO2的碳源来增加甲烷的生产量，并且能够期待增加SNG的热量。例如，以使原料气体中的H2、CO、CO2的体积分率满足（H2-3CO）/CO2=4的方式向其加入碳源。
并且，本发明的方法中，将在甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，将甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上。为此，例如，可通过设置第1和第2压缩工序来实现。具体而言，在气体精制工序之前设置第1压缩工序，用压缩机将原料气体升压至1.0～2.0MPaG的范围后，导入到气体精制工序，并且经甲烷化工序后设置第2压缩工序将合成天然气升压至3MPaG以上。
另外，本发明的液化天然气的制造方法中，优选将在液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上，并将该不凝性气体输送到焦炉，混入加热焦炉的富煤气中，通常可使混合后的燃气热值达到3500kcal/Nm3以上，满足焦炉加热需要。例如，可通过调整运行条件而使在液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上。运行条件的调整包括碳源的添加与否、添加量，液化工序的甲烷回收率的设计、合成天然气的氢除去以及它们的组合等，但并不局限于此，只要能够使不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上，也可以使用其他方法。
优选地，通过将供给到液化工序中的合成天然气中甲烷总量的5%以上的部分混合到不凝性气体而将在液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上。
具体而言，混合到不凝性气体的合成天然气中的甲烷量与液化工序中的甲烷回收率密切相关。并且，液化工序的甲烷回收率，由所设计的液化工序所使用的LNG精馏塔的段数、回流比所决定。它们之间的关系如下：
液化工序的甲烷回收率的增加(混合到不凝性气体的甲烷流量减少)=精馏塔段数的增加和/或回流比的增加，以及
液化工序的甲烷回收率的减少(混合到不凝性气体的甲烷流量增加)=精馏塔段数的减少和/或回流比的减少。
由此，通过在设计阶段中调整精馏塔段数和/或回流比而将液化工序的甲烷回收率设计成目标值，从而能够将供给到液化工序中的合成天然气中的甲烷总量的规定量以上的部分混合到不凝性气体中。
本发明中，液化工序的甲烷回收率通过下式算出：
LNG工序中的甲烷回收率（mol%）=LNG中的甲烷流量（mol-CH4/hr)/供给到LNG工序中的合成天然气中的甲烷流量（mol-CH4/hr)×100%
或者，也可以通过设置对合成天然气中的氢进行选择性分离的氢分离工序而将在液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上。其中，氢分离工序优选通过设置选自变压吸附装置（PSA）和膜分离装置中的至少一种而进行，但并不局限于此，只要能够将合成天然气中的氢进行选择性分离，从而将在液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上即可。
实施例1
对作为原料导入的0.3MPaG的以焦炉气（组成参照表1）为主成分的原料气体10000m3/hr，以满足（H2-3CO）/CO2=4的化学计量比的方式从外部补充碳源后，经第1压缩升压至1.1MPaG。其后，经含深度脱硫的气体精制工序除去气体中的焦油成分、硫成分等杂质。
经气体精制工序的气体在甲烷化工序中生成表2所示的组成的压力0.4MPaG的合成天然气6328m3/hr。得到的合成天然气经第2压缩升压至4.1MPaG，经脱碳酸/脱水后被液化（液化工序），生成液化天然气和不凝性气体。对此制造过程中的压缩机总动力进行测定，具体数据如表6所示。
此外，在实施例1中，将液化工序中的甲烷回收率分别设为96mol%、95mol%、94mol%，对该三种情况下的不凝性气体发热量、LNG制造量等进行了探讨，并将相关数据列于表7。并且，对于不凝性气体发热量3000×4.18kJ/m3以上的液化工序，将回收的不凝性气体直接作为焦炉的燃料返回焦炉，混入加热焦炉的富煤气中。图1是表示本实施例的制造方法中LNG液化工序甲烷回收率为95％的方案的流程图。
实施例2
将作为原料导入的0.3MPaG的以焦炉气（组成参照表1）为主成分的原料气体10000m3/hr，经第1压缩升压至1.1MPaG。其后，经含深度脱硫的气体精制工序除去气体中的焦油成分、硫成分等杂质。
经气体精制工序的气体在甲烷化工序中生成表3所示的组成的压力0.4MPaG的合成天然气6923m3/hr。得到的合成天然气经第2压缩升压至4.1MPaG，经脱碳酸/脱水后被液化（液化工序），生成液化天然气和不凝性气体。对此制造过程中的压缩机总动力进行测定，具体数据如表6所示。
此外，在实施例2中，将液化工序中的甲烷回收率分别设为95mol%、93mol%、92mol%，对该三种情况下的不凝性气体发热量、LNG制造量等进行了探讨，并将相关数据列于表7。并且，对于不凝性气体发热量3000×4.18kJ/m3以上的液化工序，将回收的不凝性气体直接作为焦炉的燃料返回焦炉，混入加热焦炉的富煤气中。图2是表示本实施例的制造方法中LNG液化工序甲烷回收率为92％的方案的流程图。
实施例3
将作为原料导入的0.3MPaG的以焦炉气（组成参照表1）为主成分的原料气体10000m3/hr，经第1压缩升压至1.1MPaG。其后经气体精制工序和高度脱硫工序除去气体中的焦油成分、硫成分等杂质。
经含深度脱硫的气体精制工序的气体在甲烷化工序中生成表3所示的组成的压力为0.4MPaG的合成天然气6923m3/hr。得到的合成天然气经氢分离将70%的氢排出到体系外。由此得到的合成天然气经第2压缩升压至4.1MPaG，经脱碳酸/脱水后被液化（液化工序），生成液化天然气和不凝性气体。对此制造过程中的压缩机总动力进行测定，具体数据如表6所示。这里，被排出到体系外的氢除了可作为燃料有效利用以外，还可作为氢产品出厂。
此外，在实施例3中，将液化工序中的甲烷回收率分别设为96mol%、95mol%、94mol%，对该三种情况下的不凝性气体发热量、LNG制造量等进行了探讨，并将相关数据列于表7。并且，对于不凝性气体发热量3000×4.18kJ/m3以上的液化工序，将回收的不凝性气体直接作为焦炉的燃料返回焦炉，混入加热焦炉的富煤气中。图3是表示本实施例的制造方法中LNG液化工序甲烷回收率为95％的方案的流程图。
实施例4
除了将经第1压缩升压所致的气体精制工序入口压力由1.1MPaG改变成1.0、1.5、2.0、2.5、3.0MPaG以外，其他与实施例2同样地生成液化天然气和不凝性气体，对此制造过程中的甲烷化工序出口压力和压缩机总动力进行测定，具体数据如表8所示。从表8可以看出，气体精制工序入口压力为2.0MPaG时压缩机的总动力最低。
实施例5
除了将经第1压缩升压所致的气体精制工序入口压力分别控制为1.0、2.0MPaG，并通过调整设备、配管的尺寸来控制表9所示的压力损失，其他工序与实施例2同样地进行。对此制造过程中的甲烷化工序出口压力和压缩机总动力进行测定。同时，评价了压缩机总动力和装置、配管尺寸。具体评价结果如表9所示。
比较例1
图5是表示作为本比较例的以往的液化天然气的制造方法的流程图。
将作为原料导入的0.3MPaG的焦炉气（组成参照表1）10000m3/hr，经粗脱硫处理除去大部分无机硫和部分有机硫，并以满足（H2-3CO）/CO2=4的化学计量比的方式从外部补充碳源。得到的混合气体通过压缩机升压至4.8MPaG，通过深度脱硫工序脱硫至总硫浓度为0.1ppm以下。
脱硫后的混合气体通过甲烷化工序生成5553m3/hr的合成天然气（组成参照表4）。对得到的合成天然气进行脱碳酸和脱水处理后，经液化生成液化天然气和不凝性气体。对此制造过程中的压缩机总动力进行测定，具体数据如表6所示。
此外，在比较例1中，将液化工序中的甲烷回收率分别设为97mol%、96mol%、95mol%，对该三种情况下的不凝性气体发热量、LNG制造量等进行了探讨，并将相关数据列于表7。
比较例2
图6是表示作为本比较例的以往的不添加碳源的液化天然气的制造方法的流程图。
将作为原料导入的0.3MPaG的焦炉气（组成参照表1）10000m3/hr通过粗脱硫处理除去大部分无机硫和部分有机硫，通过压缩机升压至4.8MPaG，在深度脱硫工序中脱硫至总硫浓度为0.1ppm以下。
脱硫后的气体通过甲烷化工序生成6806m3/hr的合成天然气（组成参照表5）。得到的合成天然气通过氢分离工序而选择性地分离氢之后，经过脱碳酸和脱水工序，再经液化生成液化天然气和不凝性气体。对此制造过程中的压缩机总动力进行测定，具体数据如表6所示。
此外，在比较例2中，将液化工序中的甲烷回收率分别设为95mol%、93mol%、92mol%，对该三种情况下的不凝性气体发热量、
LNG制造量等进行了探讨，并将相关数据列于表7。
表1 表2 表3
表4 表5
表8
| 气体精制工序的气体入口压力 | 甲烷化工序的出口压力 | 压缩机总动力 |
| 1.0MPaG | 0.3MPaG | 1.26MW |
| 1.5MPaG | 0.8MPaG | 1.20MW |
| 2.0MPaG | 1.3MPaG | 1.18MW |
| 2.5MPaG | 1.8MPaG | 1.20MW |
| 3.0MPaG | 2.3MPaG | 1.24MW |
表9
由表6和表7可看出，实施例1中得到的液化天然气的量与比较例1中得到的液化天然气的量相比稍微低。关于其原因认为是由于甲烷化工序中的压力差导致了甲烷的生成量发生差异。但是，如前面所述，比较例1的高运行压力条件容易引起脱硫工序中的异常发热，并且，压缩机的动力出现了不必要的消耗。相对于此，实施例1与比较例1相比，具有约22%的压缩机动力减少效果，并且，因降低了脱硫工序的运行压力，所以能够抑制脱硫工序中因发生甲烷化反应而引起异常发热，可简化用于防止脱硫工序中的异常发热的装置。
并且，实施例2中得到的液化天然气的量与比较例2中得到的液化天然气的量几乎相等。因此，有与实施例1和比较例1的情况不同的趋势。这是由于不从外部供给碳源时，碳源相对于氢不足，即便提高压力，也不能得到甲烷的增产效果所致。而实施例2中，与比较例2相比，得到减少约14%的压缩机动力的效果，并且，因降低了脱硫工序的运行压力，所以能够抑制脱硫工序中因发生甲烷化反应而引起异常发热，可简化用于防止脱硫工序中的异常发热的装置。由此可看出，在不实施从外部添加碳源时，本发明的优点将最大限度地体现。
另一方面，由表7可看出，实施例1中，使液化工序的甲烷回收率为95%以下时，可确认不凝性气体的发热量（LHV）达到可直接混入加热焦炉的富煤气，符合焦炉燃料的发热量要求，即3000×4.18kJ/m3以上。
并且，实施例2中，液化工序中的甲烷回收率为92%以下时，不凝性气体的发热量（LHV）达到可直接混入加热焦炉的富煤气，符合焦炉燃料的发热量要求，即3000×4.18kJ/m3以上。作为其原因，认为这是由于不从外部供给碳源时，碳源相对于氢不足，不凝性气体中存在大量的成为降低发热量的重要因素的氢所致。
相对于此，实施例3是通过向实施例2追加氢分离工序来提高液化工序中副产的不凝性气体的发热量，由此，能够将不凝性气体的发热量维持在3000×4.18kJ/m3以上，同时能够将更多的甲烷用作LNG的原料。其结果，实施例3中，能够将液化工序的甲烷回收率提高至95%时，也能使不凝性气体的发热量（LHV）达到可直接混入加热焦炉的富煤气，符合焦炉燃料的发热量要求，即3000×4.18kJ/m3以上，与实施例2相比，可确认约3%的液化天然气的增产效果。另外，还可以将纯氢作为产品提供。
并且，比较例1中，虽没有假定将液化工序中副产的不凝性气体用作焦炉的燃料，但假定作为焦炉的燃料使用的情况下，液化工序中的甲烷回收率为96%以下时，可确认不凝性气体的发热量（LHV）达到可直接混入加热焦炉的富煤气，符合焦炉燃料的发热量要求，即3000×4.18kJ/m3以上。
另外，同样地，在比较例2中也假定将不凝性气体作为焦炉的燃料的情况下，液化工序的甲烷回收率为92%以下时，可确认不凝性气体的发热量（LHV）达到可直接混入加热焦炉的富煤气，符合焦炉燃料的发热量要求，即3000×4.18kJ/m3以上。
由以上结果可确认液化天然气制造方法中，通过将作为LNG的液化工序的原料而供给的合成天然气中的甲烷总量的5%以上的部分混合到不凝性气体而能够使液化工序中副产的不凝性气体的发热量达到可直接混入加热焦炉的富煤气，符合焦炉的燃料的热量要求，即3000×4.18kJ/m3以上。
Claims (6)
1.一种液化天然气的制造方法，其特征在于，是以焦炉气为主原料的液化天然气的制造方法，包括：
气体精制工序，是对以焦炉气为主原料的气体进行精制的工序，
甲烷化工序，是对经所述气体精制工序而得的气体进行甲烷化的工序，以及
液化工序，是对经所述甲烷化工序而得的合成天然气进行液化的工序；
其中，将在所述甲烷化工序前设置的气体精制工序的气体入口压力控制为1.0～2.0MPaG，将所述甲烷化工序后的合成天然气的压力上升为3MPaG以上。
2.根据权利要求1所述的液化天然气的制造方法，其中，所述甲烷化工序出口的气体压力为从所述气体精制工序的气体入口压力中减去在所述气体精制工序和所述甲烷化工序中所产生的压力损失△P而得的压力范围，即（1.0-△P）～（2.0-△P）MPaG，所述压力损失△P为0.3MPaG以上且小于1.0MPaG。
3.根据权利要求1所述的液化天然气的制造方法，其中，将在所述液化工序中副产的不凝性气体的发热量调整为3000×4.18kJ/m3以上，并将该不凝性气体输送到焦炉，混入加热焦炉的富煤气中，作为焦炉燃料使用。
4.根据权利要求3所述的液化天然气的制造方法，其中，所述调整是通过将供给到所述液化工序中的合成天然气中的甲烷总量的5%以上的部分混入不凝性气体而实现的。
5.根据权利要求3所述的液化天然气的制造方法，其中，所述调整是通过设置对所述合成天然气中的氢进行选择性分离的氢分离工序而实现的。
6.根据权利要求5所述的液化天然气的制造方法，其中，所述氢分离工序是通过设置选自变压吸附装置和膜分离装置中的至少一种而实现的。
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