CN103880578B - 一种煤层气的富集工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种煤层气富集工艺，其是利用乙醚溶剂对煤层气中的甲烷进行吸附，然后对吸附甲烷后的溶剂富液进行解吸分离出甲烷，收集得到富甲烷气体，以及对富甲烷气体进行脱乙醚处理，制得甲烷产品。该工艺线路较为简单，操作方便，设备投资少的煤层气富集工艺。
Description
技术领域
本发明涉及煤矿中煤层气处理领域，具体设计一种煤层气的富集工艺。
背景技术
煤层气，俗称瓦斯，是一种赋存于煤层中的烃类气体，主要成分是CH4。煤层气综合利用价值很高，除民用外，还可用于燃气轮机发电、供热、压缩液化后作动力燃料，还可做甲醇、合成氨等化工产品，也是农药、医药、染料等有机化工产品的基础原料。表1是2007～2011年我国煤层气抽采量、利用、排放情况表。
表12007～2011年我国煤层气抽采、利用、排放量情况表
目前国内煤层气大量放空的主要原因是甲烷浓度低，煤层气浓缩在安全性、技术、经济等方面还不够理想，阻碍了煤层气的大规模利用，致使煤矿区抽采的煤层气利用率非常低。因此，现阶段煤层气的综合利用上，其关键点在于如何将低浓度乏气富集成高浓度矿物资源。其浓缩技术主要有变压吸附(PSA)工艺、低温分离技术、Mehra工艺、金属基液体吸收法和膜分离法等五种气体分离技术。
变压吸附(PSA)工艺是近年来煤层气浓缩过程的研究热点，该工艺过程中，研究者通过对传统工艺的改进，如增加真空操作、增加均压置换操作、增加吸附塔数或是复合床吸附等，均能提升甲烷吸附效果，然而制约PSA工艺大规模工业的主要原因是没有合适的吸附剂，吸附剂对组分的吸附选择性决定变压吸附分离的难易程度和经济效益。
低温分离技术应用较早，也是目前CH4／N2分离最成熟和最常用的技术，其基本原理是利用CH4与N2的沸点差实现二者的分离，利用低温技术可以将低浓度甲烷浓缩至90％以上，但装置复杂，设备投资大，且CO2、水等杂质在低温时易于堵塞管道，也仅对大型煤矿有经济价值。
Mehra工艺是利用碳氢溶剂物理吸收CH4，实现N2和CH4混合物的分离，溶剂组分为烷基醚、乙二醇、N-甲基吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、碳酸丙稀脂、环丁砜等物质的混合物，虽然该工艺在提纯含氮天然气有一定经济价值，但CH4在碳氢溶剂中溶解度低、吸收剂用量大。
Bend研究机构开发的金属基液体吸收法基本原理是选择吸收N2，吸收过程为化学吸收，理论上1mol金属基液体对N2／CH4的吸收选择性可达5.75，但吸收再生速度慢，效率低，仅适合小量N2的吸收。
膜分离技术是一种新型分离技术，近几年膜分离在分离CH4／N2的基础研究比较多，但离工业化的差距仍然比较大，主要是膜的渗透选择性较低，且膜的制备也受到诸多因素的制约。
上述五种工艺，有些基础设备投资大，运行费用较高，有些技术还不成熟，工艺复杂，能耗高。因此有必要提供一种工艺线路较为简单，操作方便，设备投资少的煤层气富集工艺。
发明内容
本发明的目的在于提供一种工艺线路较为简单，操作方便，设备投资少的煤层气富集工艺。
为实现上述目的，本发明采用如下技术方案：
一种煤层气富集工艺，其是利用乙醚溶剂对煤层气中的甲烷进行吸附，然后对吸附甲烷后的溶剂富液进行解吸分离出甲烷，收集得到富甲烷气体，以及对富甲烷气体进行脱乙醚处理，制得甲烷产品。
富集工艺的具体操作为：
先将乙醚溶剂加压冷却至1.3MPa、-25℃，将煤层气加压至1.3MPa，将加压冷却的乙醚溶剂和加压的煤层气在吸收塔中逆流接触吸附煤层气中甲烷，然后将吸附有甲烷的溶剂富液输送至闪蒸塔进行减压闪蒸处理，使得溶剂富液中的甲烷解吸分离，收集得到富甲烷气体。
闪蒸塔顶部收集得到的富甲烷气体进行加压冷却处理至1.3MPa、-30℃，然后进入低温分离罐中脱除富甲烷气体中的乙醚，脱除乙醚后的甲烷气体与进入低温分离罐中的富甲烷气体进行热交换回收冷量后得到甲烷产品。
进一步的方案为：
减压处理使得闪蒸塔内压减至1atm。
加压冷却后的煤层气由吸收塔塔底的物料入口进入吸收塔内，乙醚溶剂由吸收塔塔顶的物料入口进入吸收塔内，经乙醚溶剂吸附后煤层气经吸收塔塔顶的物料出口输至火炬燃烧。
煤层气加压处理后也对其进行冷却处理然后在输送至吸收塔中。
吸收塔塔顶物料出口排出的煤层气与进入吸收塔的乙醚溶剂进行热交换后或者与进入低温分离罐的富甲烷气体进行热交换后再输出进行燃烧。
闪蒸塔塔底脱除甲烷后95％的乙醚溶剂经加压冷却输送至吸收塔中用于吸附煤层气中的甲烷，另外5％的乙醚溶剂与加入吸收塔内新的乙醚溶剂进行热交换后回收储存。
吸收塔内设有12块理论板，操作压力为1.3MPa，塔顶气体中甲烷浓度为8.6％。
煤层气主要由甲烷与氮气组成，煤层气中甲烷与氮气摩尔比例为3∶7。
本发明提供的工艺操作压力相对较低(1.3MPa)，温度相对较高(-30～66℃)，工艺线路较为简单，操作方便，设备较少，热量经集成后，能够充分利用系统自身热量，回收大部分冷量，公用工程损耗较少；可将原料甲烷浓度30％富集至69.9％(mol)，回收率为85.38％。
附图说明
图1为实施本发明工艺的系统结构示意图。
其中：C101／C102／C103-原料气三级压缩机组；
E101／E102／E103-热交换器；
L101／L106／L105-氨冷器；L102／L103／L104-水冷器；
J101-T101高压进料泵；J102-T101釜液输送泵；J103-T101高压循环进料泵；
V101-三通阀；C104-闪蒸器压缩机；
T101-吸收塔；T102-绝热闪蒸塔；T103-低温分离罐；
PG-压力视镜；TG-温度视镜；LG-液位视镜；PI-压力指示；PDI-压差指示；TT-温度变送器；FT-流量变送器；LT-液位变送器。
具体实施方式
为了使本发明的目的及优点更加清楚明白，以下结合实施例对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。
本发明提供的整个工艺的思想就是：利用乙醚溶剂对煤层气中的甲烷进行吸附，然后对吸附甲烷后的溶剂富液进行解吸分离出甲烷，收集得到富甲烷气体，以及对富甲烷气体进行脱乙醚处理，制得甲烷产品。
其在操作时：先将乙醚溶剂加压冷却至1.3MPa、-25℃，将煤层气加压至1.3MPa，将加压冷却的乙醚溶剂和加压的煤层气在吸收塔T101中逆流接触吸附煤层气中甲烷，然后将吸附有甲烷的溶剂富液输送至闪蒸塔进行减压闪蒸处理，使得溶剂富液中的甲烷解吸分离，收集得到富甲烷气体。闪蒸塔T102顶部收集得到的富甲烷气体进行加压冷却处理至1.3MPa、-30℃，然后进入低温分离罐中脱除富甲烷气体中的乙醚，脱除乙醚后的甲烷气体与进入低温分离罐T103中的富甲烷气体进行热交换回收冷量后得到甲烷产品。
具体的方案为：减压处理使得闪蒸塔T102内压减至1atm。加压冷却后的煤层气由吸收塔T101塔底的物料入口进入吸收塔T101内，乙醚溶剂由吸收塔T101塔顶的物料入口进入吸收塔T101内，经乙醚溶剂吸附后煤层气经吸收塔T101塔顶的物料出口输至火炬燃烧。煤层气加压处理后也对其进行冷却处理然后在输送至吸收塔T101中。吸收塔T101塔顶物料出口排出的煤层气与进入吸收塔T101的乙醚溶剂进行热交换后或者与进入低温分离罐T103的富甲烷气体进行热交换后再输出进行燃烧。闪蒸塔T102塔底脱除甲烷后95％的乙醚溶剂经加压冷却输送至吸收塔T101中用于吸附煤层气中的甲烷，另外5％的乙醚溶剂与加入吸收塔T101内新的乙醚溶剂进行热交换后回收储存。吸收塔T101内设有12块理论板，塔顶操作压力为1.3MPa，塔顶气体中甲烷浓度为6.4％(mol)。
可通过如图1所示的生产系统来实施上述生产工艺，亦即：
一种对煤层气进行富集的系统，该系统包括用于乙醚溶剂对煤层气中的甲烷进行吸附的吸收塔T101，用于对吸附甲烷后的溶剂富液进行解吸分离出甲烷的闪蒸塔T102，以及脱除闪蒸塔T102内解吸分离得到的富甲烷气体中乙醚的低温分离罐T103，吸收塔T101、闪蒸塔T102、低温分离罐T103依序相连接，吸收塔T101分别与对乙醚溶剂、煤层气的进行加压、冷却的第一加压组件和第一冷却组件相连接的，低温分离罐T103与闪蒸塔T102之间设置对富甲烷气体进行加压、冷却的第二加压组件和第二冷却组件。
具体的方案为：吸收塔T101的底部分别设置煤层气入口以及吸收甲烷后的富集溶剂出口，吸收塔T101的顶部分别设置煤层气出口以及乙醚溶剂入口，所述的第一加压组件包括对乙醚溶剂进行加压进料的第一高压进料泵J101和对煤层气进行加压压缩的压缩机组，第一冷却组件包括对乙醚溶剂进行冷却的第一冷却器L101和对煤层气进行冷却的冷却器机组，第一高压进料泵J101、第一冷却器L101、吸收塔T101乙醚溶剂入口之间通过管道依次连通连接，压缩机组、冷却器机组、吸收塔T101煤层气入口之间通过管道依次连通连接。闪蒸塔T102塔顶设置富甲烷气体排出口、塔底设置脱除甲烷后的乙醚溶剂的排出管口，所述的第二加压组件包括第四压缩机C104，第二冷却组件包括第五冷却器L105，低温分离罐T103上设有富甲烷气体入口、脱除乙醚后甲烷气体的排出口、脱除的乙醚排出口，闪蒸塔T102富甲烷气体排出口与低温分离罐T103上设有富甲烷气体入口之间依次设置第四压缩机C104和第五冷却器L105。
更为优选的方案为：压缩机组为三级压缩机组，包括依次串接连接的第一、二、三压缩机C101、C102、C103，第一、二、三压缩机C101、C102、C103出口端分别设置第二、三、四冷却器L102、L103、L104，第二、三、四冷却器L102、L103、L104构成冷却器机组。第四压缩机C104和第五冷却器L105之间设有第二换热器E102，第二换热器E102的冷源入口与吸收塔T101的顶部分别设置煤层气出口相连通连接，第二换热器E102的热源入口与第四压缩机C104相连通连接。第四压缩机C104和第五冷却器L105之间还设有第三换热器E103，第三换热器E103的冷源入口与低温分离罐T103上甲烷气体的排出口相连通连接，第三换热器E103的热源入口与第四压缩机C104相连通连接。第一高压进料泵J101与第一冷却器L101设置有第一换热器E101，第一换热器E101的冷源入口与闪蒸塔T102乙醚溶剂的排出口相连通连接，第一换热器E101的热源入口与第一高压进料泵J101相连通连接。吸收塔T101与闪蒸塔T102之间设置第二高压进料泵J102，闪蒸塔T102乙醚溶剂的排出管口处设置有第三高压进料泵J103，第三高压进料泵J103的出料口处设置有一三通转换阀V101，三通转换阀V101的一出料口用于与第一换热器E101相连通连接，三通阀的另一出料经第六冷却器L106降温后与吸收塔T101的乙醚溶剂入口相连通连接。吸收塔T101内设有12块理论板，塔顶操作压力为1.3MPa。第一、五、六冷却器L101、L105、L106为氨冷器，第二、三、四冷却器L102、L103、L104为水冷器
以下结合上述系统对该发明具体说明：
本工艺为乙醚吸收甲烷达到富集煤层气的目的，乙醚自储罐经第一高压进料泵J101将压力提升至1.3MPa，且经第一换热器E101与闪蒸塔T102内排除乙醚溶剂进行换热冷却、然后再经第一冷却器L101冷却后，温度降至-25℃进入吸收塔T101的顶部；煤层气主要由甲烷与氮气组成，摩尔比例为3∶7，经三级压缩机组压缩后将煤层气压力提升至1.3MPa进入吸收塔T101底部，且在压缩机组中设置第二、三、四冷却器L102、L103、L104，防止在压缩过程中由于温度过高导致压缩机发生故障；乙醚溶剂与煤层气在吸收塔T101内逆流接触，吸收塔T101选用马鞍形填料，12块理论版，单板高度为0.6m，塔径为2m，操作压力为1.3MPa，塔顶为低浓度甲烷气6.4％(mol)，吸收塔T101塔顶排除的较低浓度的煤层气经第二换热器E102和与进入低温分离罐T103的富甲烷气体进行换热回收冷量后排放至火炬燃烧；吸收塔T101塔底溶剂富液经绝热闪蒸塔T102减压至1atm踩出大量的富甲烷气体，绝热闪蒸底部塔脱除甲烷后的乙醚溶剂经第三高压进料泵J103泵提升进料压力至1.3MPa,其中95％的富液与第六冷却器L106降温后循环回收至吸收塔T101内用于吸收煤层气中的甲烷，另外5％的乙醚溶剂与新鲜的乙醚溶剂在第一换热器E101内换热后输至乙醚回收装置中；绝热闪蒸塔T102顶部富甲烷气体经第四压缩机C104由常压提升至0.3MPa，然后与吸收塔T101顶部的低浓度甲烷气体在第二换热器E102内换热后，再与低温分离罐T103顶部排出的甲烷气体在第三换热器E103内进行换热，经第五冷却器L105(氨冷器)降至操作温度-30℃，进入低温分离罐T103，在0.3MPa、绝热条件下脱除富甲烷气体中大量的乙醚，低温分离罐T103底部的乙醚去乙醚回收装置，脱除后的甲烷气体经换热回收冷量后去甲烷产品储罐。上述方法富集的到的甲烷产品浓度可达69.9％(mol)，回收率为85.38％。
以上工艺计算使用的物性方法为PSRK，该物性方法适用于含极性物质，压力>10bar。模拟煤层气处理量为100kmol／h，组分为CH4、N2，吸收剂仅为乙醚。下表为不同模拟煤层气比例(摩尔比)在相同吸收剂用量的前提下所能浓缩的效果及甲烷回收率：
由上表可以看出当进料甲烷浓度大于70％，使用该工艺一次浓缩后可达90％以上。针对不同浓度的甲烷气体，经该工艺操作后，可以浓缩至90％以上，这样低浓度煤层气富集后的产品才有实用价值。
以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以作出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。
Claims (1)
1.一种煤层气富集工艺，其特征在于，包括如下步骤：乙醚自储罐经第一高压进料泵J101将压力提升至1.3MPa，且经第一换热器E101与闪蒸塔T102内排除乙醚溶剂进行换热冷却、然后再经第一冷却器L101冷却后，温度降至-25℃进入吸收塔T101的顶部；煤层气由甲烷与氮气组成，摩尔比例为3∶7，经三级压缩机组压缩后将煤层气压力提升至1.3MPa进入吸收塔T101底部，且在压缩机组中设置第二、三、四冷却器L102、L103、L104，防止在压缩过程中由于温度过高导致压缩机发生故障；乙醚溶剂与煤层气在吸收塔T101内逆流接触，吸收塔T101选用马鞍形填料，12块理论版，单板高度为0.6m，塔径为2m，操作压力为1.3MPa，塔顶为低浓度甲烷气6.4％(mol)，吸收塔T101塔顶排除的较低浓度的煤层气经第二换热器E102和与进入低温分离罐T103的富甲烷气体进行换热回收冷量后排放至火炬燃烧；吸收塔T101塔底溶剂富液经绝热闪蒸塔T102减压至1atm踩出大量的富甲烷气体，绝热闪蒸底部塔脱除甲烷后的乙醚溶剂经第三高压进料泵J103泵提升进料压力至1.3MPa，其中95％的富液与第六冷却器L106降温后循环回收至吸收塔T101内用于吸收煤层气中的甲烷，另外5％的乙醚溶剂与新鲜的乙醚溶剂在第一换热器E101内换热后输至乙醚回收装置中；绝热闪蒸塔T102顶部富甲烷气体经第四压缩机C104由常压提升至0.3MPa，然后与吸收塔T101顶部的低浓度甲烷气体在第二换热器E102内换热后，再与低温分离罐T103顶部排出的甲烷气体在第三换热器E103内进行换热，经第五冷却器L105氨冷器降至操作温度-30℃，进入低温分离罐T103，在0.3MPa、绝热条件下脱除富甲烷气体中大量的乙醚，低温分离罐T103底部的乙醚去乙醚回收装置，脱除后的甲烷气体经换热回收冷量后去甲烷产品储罐。
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