CN105865145A - 一种煤层气液化工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种煤层气液化工艺，包括进料单元、脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元、制冷剂循环单元、制冷剂补充单元、储存单元、储罐返回气压缩单元、热油单元和火炬单元，进料单元依次连接脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元和存储单元，液化单元通过制冷剂循环单元进行预冷、液化以及过冷，制冷剂循环单元通过制冷剂补充单元补充制冷剂，储罐返回气压缩单元连接储存单元。

Description

一种煤层气液化工艺
技术领域
本发明涉及液化气技术领域，具体是一种煤层气液化工艺。
背景技术
目前在天然气的液化过程中，需要先将原料天然气经过预处理，以一定的流量进入液化系统，然后在液化系统中经过预冷、液化、过冷等降温工艺，最终获得-162.5℃的LNG。
然而，现有的天然气液化工艺存在以下缺点：
(1)预处理后的原料天然气夹带有部分少量的杂质，杂质附着在绕管式换热器中的管道上，这些积累的杂质在长时间的系统循环中容易造成绕管式换热器的冻堵。
(2)在天然气脱除酸气后，MDEA富胺液需要再生，再生后脱除的酸气需要经过处理回收或排放。目前现有的技术对于不含硫只含二氧化碳的酸气还没有很好的回收方法，因此使得该部分酸气外排，不仅污染空气和水，而且导致资源的浪费，使得生产成本无法降低。
(3)天然气液化工厂常用的为五种组分冷剂循环制冷，而混和制冷天然气液化系统大多工艺流程复杂、工程量大、开停车程序复杂。
(4)混合冷剂制冷流程操作弹性很大，当生产能力即厂区负荷调整时，需要通过改变制冷剂组成来保持混合冷剂制冷的效率，冷剂的调节多采用手动调节方式，对操作员操作水平要求较高，不能实现全自动调节，当调节失误时容易导致工厂各参数的大幅波动，造成生产的不稳定。
(5)在LNG的生产过程中，LNG储罐中会产生BOG气体，从而导致LNG储罐内的压力变大，现有的技术中通常都是将BOG气体从LNG储罐引出后进行排放或者燃烧处理，不仅造成环境的污染，而且还导致能量的极大浪费，间接的使得LNG的制造成本升高。
发明内容
本发明的目的在于提供一种日处理200万立方米天然气的一种能有效提高一次性液化率、成本更低的天然气液化工艺，以解决上述背景技术中提出的问题。
为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
一种煤层气液化工艺，包括进料单元、脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元、制冷剂循环单元、制冷剂补充单元、储存单元、储罐返回气压缩单元、热油单元和火炬单元，进料单元依次连接脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元和存储单元，液化单元通过制冷剂循环单元进行预冷、液化以及过冷，制冷剂循环单元通过制冷剂补充单元补充制冷剂，储罐返回气压缩单元连接储存单元；
(1)进料单元
来自界区上游的压缩机原料气进入原料气过滤器，除去固体颗粒和液体，出原料气过滤器的气体经计量和分析，进入脱汞单元；
(2)脱汞单元
原料气经过汞吸附器脱除气体中的汞，汞吸附器出口的原料气经过滤器过滤，确保处理后的气体中没有吸附剂颗粒物；
(3)CO2脱除单元
①过滤后的原料气从底部进入胺洗塔，自下而上通过散堆填料，引入的贫胺液逆流吸收原料中的酸性气体，CO2与碱性的贫胺液反应形成弱键化合物，在胺洗塔的塔顶部通过塔板用水吸收纯化气体中的残留溶剂，吸收溶剂的水经水循环泵进行再循环，少量的水通过补水泵进入循环系统作为脱盐水；
②原料气与来自干燥单元的的湿再生气混合，然后再次送到干燥单元；
③胺洗塔底部的集水槽中的富胺溶液，经过胺换热器被再生溶剂加热后，输送到胺气提塔的中部形成两相流体，气相与蒸汽在胺气提塔的顶部区域混合并进入反冲洗盘，液相在胺气提塔的填料上均匀分布并经上升的蒸汽洗提，溶剂通过填料后，在烟囱状集液盘上收集并通到胺气提塔再沸器，通过热油对溶剂进行部分蒸馏；来自再沸器的液相和气相被送回到胺气提塔的塔釜，再生溶剂从胺气提塔的底部经胺换热器流出，经贫胺液泵增压，在贫胺液冷却器中由空气冷却，然后送到胺洗塔的中部，部分再生溶剂通过胺筒式前过滤器过滤掉颗粒物，然后通过胺吸附器脱除重烃以防止起泡，再通过胺筒式后过滤器；
④通过水洗段的酸性气体离开胺气提塔的塔顶，在胺汽提塔冷凝器中冷却和部分冷凝后，气体在胺气体回流罐与冷凝液分离，胺汽提塔回流泵将冷凝液送回胺汽提塔的塔顶作为回流；
⑤酸性气体送到三级的酸性气体压缩机，经过酸性气体压缩机压缩，并送到界区外回收CO2；酸气压缩机中冷器I，酸气压缩机中冷器II和酸气压缩机后冷器采用空冷方式，来自低压气液分离器、中压气液分离器和高压气液分离器的液相酸水被送回到胺汽提塔回流罐，以减少去离子水的补充量；
(4)干燥单元
来自CO2脱除单元的混合甜气和废再生气被送往原料气分离罐中，冷凝水被分离脱除，原料气分离罐中的液体被送回到胺气提塔；气体自上向下通过原料气干燥器，干燥的原料气通过干气过滤器移除气体中的分子筛粉尘，再生气从干气过滤器的下游引出；
再生气在再生气加热器中被加热，随后在再生气冷却器中由空气冷却，接着经再生气分离器进行气水分离，并将分离出的水送回到胺气提塔，再生气分离器的罐顶水饱和气被输送到再生气压缩机，然后在再生气加热器上游与甜气混合；
(5)液化单元
①干燥后的气体被送往液化单元，此工段由原料气预冷却器、原料气液化器和原料气过冷器组成；
②来自于下游过滤器的天然气在原料气预冷却器中降温液化；
③冷贫原料气进入原料气液化器中被进一步液化，然后在原料气过冷器中被进一步过冷；
④过冷LNG输送到LNG储罐，并节流减压；
(6)制冷循环单元
①生产LNG所需冷量由闭路混合制冷剂循环提供，混合制冷剂由氮、工业乙烯、工业丁烷和富甲烷气组成，由变速离心压缩机对制冷剂进行压缩；
②来自原料气预冷器壳层的制冷剂首先通过循环压缩机吸入罐，然后经循环压缩机第一级加压，在循环压缩机中间冷却器中由空气降温，并部分冷凝，液相和气相在循环压缩机中间储罐中分离；气相在循环压缩机第二级继续压缩并冷却，然后在循环压缩机后冷却器中由空气部分冷凝，循环压缩机后冷却器中形成的液相在循环压缩机高压分离器中分离；
③来自循环压缩机高压分离器的液体节流减压，与来自于循环压缩机中间冷却器的两相流混合并送至循环压缩机中间储罐；来自循环压缩机中间储罐底部液态烃被输送至原料气预冷器进行深冷，经J-T阀膨胀后用作原料气预冷器的预冷剂；
④来自于循环压缩机高压分离器的循环气在原料气预冷器中部分冷凝，然后输送到冷MRC分离器中，来自冷MRC分离器的液相在原料气液化器中深冷降温，经节流膨胀后用作原料气液化器的制冷剂；来自冷MRC分离器的气相在原料气液化器中冷凝过冷，然后通过J-T阀节流膨胀用作原料气液化器的制冷剂；
⑤膨胀后，两相流制冷剂在原料气过冷器的壳程部分气化，该物流被输送到原料气过冷器和液化制冷剂混合，混合物流在原料气过冷器壳程进一步气化，然后被输送到原料气预冷器和预冷制冷剂混合，混合两相物流在原料气预冷器壳程完全气化和过热，然后通过循环压缩机吸入罐回到MRC压缩机第一级的吸入端；
⑥来自原料气预冷器上游的部分干原料气被输送到储罐返回气加热器中进行加热，在原料气过冷器下游和过冷的高压LNG混合；
(7)制冷剂补充单元
①乙烯存储在乙烯补充罐中，在乙烯补充蒸发器蒸发并输送到循环压缩机入口罐，存在的水在乙烯干燥器中去除；
②工业丁烷存储在丁烷补充罐中，存在的水和甲醇在液态丁烷干燥器中被去除；
(8)储存单元
来自原料气过冷器下游的高压LNG经节流减压，并被送至LNG储罐；
(9)储罐返回气压缩单元
①LNG储罐产生的LNG蒸汽，在换热器中被加热，并在储罐返回气压缩机中冷器中通过空气冷却，在压缩机中进行二级压缩后继续升压，并在储罐返回气压缩机中冷器中通过空气冷却；
②经过压缩后获得的燃料气进一步压缩，在储罐返回气压缩机中冷器III中通过空气冷却，在储罐返回气压缩机后冷器中经过空气冷却，高压的储罐返回气在原料气预冷器上游和干气混合，以回收全部甲烷生产LNG产品；
(10)热油单元
由两个回路的温度提供热量，用于胺汽提塔再沸器胺液再生的中温热油回路，用于再生气加热器再生气加热的高温热油回路；
(11)火炬单元
由热火炬总管、冷火炬总管和LNG储罐火炬总管组成，热火炬总管上设有热火炬缓冲罐，冷火炬总管上设有冷火炬缓冲罐和内置式燃烧器。
作为本发明进一步的方案：所述干燥单元中使用的原料气干燥器为干双床分子筛吸附器站，当一个吸附器处于吸附状态时，另外一个吸附器用再生气先进行加热再进行冷却，原料气干燥器设置有两个，两个原料气干燥器定期切换。
与现有技术相比，本发明的有益效果是：
1、该工艺流程简单，液化效率高，同时天然气液化过程可一次完成，大大缩短天然气液化流程；
2、该工艺经过优化，能够以最小能耗获得最大LNG净产量和规定的LNG产品质量；
3、该工艺中将采用特殊措施用来保护二氧化碳洗涤单元，避免腐蚀和溶剂的降解，以及保护干燥单元防止吸附剂满载水和二氧化碳；
4、采用独立螺旋管的换热器，高效紧凑，传热效率高，抗温差和温变的能力强、安全性、操作稳定性和可靠性强等优点；
5、预压缩储罐返回气用作热油单元的燃料气。热油用于二氧化碳洗涤单元再生塔再沸器和干燥单元再生气加热器的加热，降低了装置能耗，提高液化率；
6、采用四组分冷剂高压节流制冷液化天然气系统，简化了工艺流程及开停车复杂程度，能耗消耗较少并能有效降低液化天然气温度；
7、生产过程LNG储罐BOG的冷能高效利用系统，只需采购常温压缩机便可对其进行加压再液化，节能环保，成本低，并且通过换热后的热量交换利用，可将常温天然气直接降温液化为LNG产品进入储罐储存销售。
附图说明
图1为煤层气液化工艺的进料示意图。
图2为煤层气液化工艺的脱汞单元、部分CO2脱除单元示意图。
图3为煤层气液化工艺的部分CO2脱除单元示意图。
图4为煤层气液化工艺的部分CO2脱除单元示意图。
图5为煤层气液化工艺的干燥单元示意图。
图6为煤层气液化工艺的液化单元示意图。
图7为煤层气液化工艺的循环制冷单元示意图。
图8为煤层气液化工艺的制冷剂补充单元示意图。
图9为煤层气液化工艺的储罐返回气压缩单元示意图。
图10为煤层气液化工艺的火炬单元示意图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
请参阅图1～10，本发明实施例中，煤层气液化工艺，包括进料单元、脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元、制冷剂循环单元、制冷剂补充单元、储存单元、储罐返回气压缩单元、热油单元和火炬单元，进料单元依次连接脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元和存储单元，液化单元通过制冷剂循环单元进行预冷、液化以及过冷，制冷剂循环单元通过制冷剂补充单元补充制冷剂，储罐返回气压缩单元连接储存单元。
用于设计的原料气条件如下：原料气压力5.0MPa，温度50℃，空冷环境温度31.7℃。此条件下原料气流量2000000Sm3/天。此工艺经过优化，能够以最小能耗获得最大LNG净产量和规定的LNG产品质量。
(1)进料单元
来自界区上游的压缩机原料气进入原料气过滤器05S01，除去固体颗粒和液体，过滤器05S01下游的原料气经过计量和分析，进入脱汞单元；进入过滤器05S01的原料气的压力为5.0MPa，温度为50℃；
(2)脱汞单元
原料气经过汞吸附器13A01以脱除气体中的汞，汞吸附器13A01出口的原料气经过滤器13S01过滤，确保处理后的气体中没有吸附剂颗粒物；
(3)CO2脱除单元
①过滤后的原料气从底部进入胺洗塔12T01，自下而上通过散堆填料，引入的贫胺液逆流吸收原料中的酸性气体，CO2与碱性的贫胺液反应形成弱键化合物，在胺洗塔12T01的塔顶部通过塔板用水吸收纯化气体中的残留溶剂，吸收溶剂的水经水循环泵12P04-A/B进行再循环，少量的水通过补水泵12P03进入循环系统作为脱盐水；
②原料气与来自干燥单元的的湿再生气混合，然后再次送到干燥单元；
③胺洗塔12T01底部的集水槽中的富胺溶液，经过胺换热器12E03被再生溶剂加热后，输送到胺气提塔12T02的中部形成两相流体，气相与蒸汽在胺气提塔12T02的顶部区域混合并进入反冲洗盘，液相在胺气提塔12T02的填料上均匀分布并经上升的蒸汽洗提，溶剂通过填料后，在烟囱状集液盘上收集并通到胺气提塔再沸器12E04，通过热油对溶剂进行部分蒸馏；来自再沸器12E04的液相和气相被送回到胺气提塔12T02的塔釜，再生溶剂从胺气提塔12T02的底部经胺换热器12E03流出，经贫胺液泵12P01-A/B增压，在贫胺液冷却器12E02中由空气冷却，然后送到12T01塔的中部，部分再生溶剂通过胺筒式前过滤器12S01过滤掉颗粒物，然后通过胺吸附器12A01脱除重烃以防止起泡，再通过胺筒式后过滤器12S02；
④通过水洗段的酸性气体离开胺气提塔12T02的塔顶，在胺汽提塔冷凝器12E05中冷却和部分冷凝后，气体在胺气体回流罐12D02与冷凝液分离，胺汽提塔回流泵12P02-A/B将冷凝液送回胺汽提塔12T02的塔顶作为回流；
⑤酸性气体送到三级的酸性气体压缩机12C01，经过酸性气体压缩机12C01压缩，气体的压力由0.16MPa提高到4.0MPa，并送到界区外回收CO2；酸气压缩机中冷器I12E06，酸气压缩机中冷器II16E07和酸气压缩机后冷器12E08采用空冷，来自低压气液分离器12D03、中压气液分离器12D04和高压气液分离器12D05的液相酸水被送回到胺汽提塔回流罐12D02，以减少去离子水的补充量；
(4)干燥单元
来自CO2脱除单元的混合甜气和废再生气被送往原料气分离罐16D01中，冷凝水被分离脱除，原料气分离罐16D01中的液体被送回到胺气提塔12T02；气体自上向下通过原料气干燥器16A01-A/B，原料气干燥器16A01-A/B为干双床分子筛吸附器站，循环时间为12h，当一个吸附器处于吸附状态时，另外一个吸附器用再生气加热约8h再冷却3h，两个干燥器定期切换；干燥的原料气通过干气过滤器16S01-A/B移除气体中的分子筛粉尘，再生气从干气过滤器16S01-A/B的下游引出；
再生气在再生气加热器16E01中被热油加热到195～205℃，随后在再生气冷却器16E02中由空气冷却，接着经再生气分离器16D02进行气水分离，并将分离出的水送回到胺气提塔12T02，再生气分离器16D02的罐顶水饱和气被输送到再生气压缩机16C01A/B，然后在再生气加热器12E01上游与甜气混合；
(5)液化单元
①干燥后的气体被送往液化单元，此工段由原料气预冷却器23E01、原料气液化器23E02和原料气过冷器23E03组成；
②来自于下游过滤器16S01-A/B的天然气在原料气预冷却器23E01中从43～45℃降温至-40～-42℃；
③冷贫原料气离开原料气预冷却器23E01，接着在原料气液化器23E02中被进一步液化至-119～-121℃，然后在原料气过冷器23E03中被进一步过冷，其出口温度为-165～-167℃；
④过冷LNG输送到LNG储罐，并节流减压到0.110～0.120MPa；
(6)制冷循环单元
①生产LNG所需冷量由闭路混合制冷剂循环提供，混合制冷剂由氮、工业乙烯、工业丁烷和富甲烷气组成，由变速离心压缩机对制冷剂进行压缩；
②来自原料气预冷器23E01壳层的制冷剂，温度16～18℃，压力为0.45～0.55MPa；制冷剂首先通过循环压缩机吸入罐41D01，然后经循环压缩机41C01第一级加压至2.6～2.8MPa，在循环压缩机中间冷却器41E01中由空气降温至41～43℃，并部分冷凝，液相和气相在循环压缩机中间储罐41D02中分离，气相在循环压缩机41C01第二级继续压缩至5.5～5.7MPa并冷却，然后在循环压缩机后冷却器41E02中由空气部分冷凝，使其温度达到41～43℃，循环压缩机后冷却器41E02中形成的液相在循环压缩机高压分离器41D03中分离；
③来自循环压缩机高压分离器41D03的液体节流减压至2.6～2.8MPa，与来自于循环压缩机中间冷却器41E01的两相流混合并送至循环压缩机中间储罐41D02；来自循环压缩机中间储罐41D02和41D12底部液态烃被输送至原料气预冷器23E01，并在其中深冷至-41℃，经J-T阀膨胀后用作原料气预冷器23E01的预冷剂；
④来自于循环压缩机高压分离器41D03的循环气在原料气预冷器23E01中部分冷凝，然后输送到冷MRC分离器23D01中，其温度为-41～-43℃；来自冷MRC分离器23D01的液相在原料气液化器23E02中深冷降温至-119～-121℃，经节流膨胀后用作原料气液化器23E02的制冷剂；来自冷MRC分离器23D01的气相在23E02中冷凝并在原料气液化器23E03中过冷到大约-165～-167℃，然后通过J-T阀节流膨胀用作原料气液化器23E03的制冷剂；
⑤在膨胀到0.55～0.65MPa后，两相流制冷剂在原料气过冷器23E03的壳程部分气化，该物流被输送到原料气过冷器23E02和液化制冷剂混合，混合物流在原料气过冷器23E02壳程进一步气化，然后被输送到原料气预冷器23E01和预冷制冷剂混合，混合两相物流在原料气预冷器23E01壳程完全气化和过热，然后通过循环压缩机吸入罐41D01回到MRC压缩机41C01第一级的吸入端；
⑥来自原料气预冷器23E01上游的部分干原料气气被输送到储罐返回气加热器23E04，并冷却至-111～-113℃，该物流在原料气过冷器23E03下游和过冷的高压LNG混合；
⑦混合冷剂压缩机吸入侧的压力为2.2MPa，如果系统停车，静止压力为0.9～1.1Mpa；混合冷剂压缩机将用切断阀隔离，并氮封；系统中的混合冷剂温度将缓慢的上升，在两周内达到设计的安全压力，安全泄放阀将打开，泄放至火炬，以保持系统压力。当系统具备重新启动的条件，压缩机切断阀将打开，压缩机重新启动。如果需要的话，混合冷剂组分将做调整。
(7)制冷剂补充单元
①由于循环压缩机41C01的气体密封的原因，循环气会有所损失，因此需要对制冷剂系统进行补充；单个成分所需的量根据组成显示和制冷部分的温度来调节，然后通过流量计间歇补充，具体纯氮气从界区提供，通过流量控制以气相引入补充总管；
②富甲烷气来自储罐返回气压缩机的后冷器或开车时原料气干燥器下游；
③乙烯存储在乙烯补充罐47D01，在乙烯补充蒸发器47E01蒸发并输送到循环压缩机入口罐41D01，可能存在的微量水在乙烯干燥器47A01中去除；
④工业丁烷存储在丁烷补充罐47D02中，可能存在的微量水和甲醇在液态丁烷干燥器47A02中被去除，以保证丁烷干燥，丁烷储罐由来自界区外；
⑤基于气相色谱仪监测获得的数据，混合冷剂的补充可以手动补充，也可以自动补充。
(8)储存单元
①来自原料气过冷器23E03下游的高压LNG节流减压至112～118kPa，并被送至LNG储罐73D01，全包容LNG储罐(预应力混凝土外墙)由珠光砂材料保温，其设计容量为29000m3，最大蒸发率为每天液体储量的0.08％；
②LNG储罐内液下装车泵73P01A/B的单台设计流量为大约320m3/h，将LNG送至LNG装车站73Y01A-H进行槽车灌装。
(9)储罐返回气压缩单元
①由于末端闪蒸、热量输入、装车冷却，在LNG储罐73D01产生的LNG蒸汽，在23E04中被加热到-10℃；然后，该气体从0.107MPa加压至0.3MPa，并在储罐返回气压缩机中冷器I 78E01中通过环境空气冷却到41～43℃，然后，在压缩机78C01的二级压缩后继续升压至0.7MPa，并在储罐返回气压缩机中冷器II 78E02中通过环境空气冷却到41～43℃；
②经过压缩后获得所需的用于热油单元的燃料气，剩下的物流进一步压缩到1.7～1.9MPa，并在储罐返回气压缩机中冷器III 78E03中通过环境空气冷却到41～43℃，最终该物料被压缩到4.9MPa，并通过储罐返回气压缩机后冷器78E04中通过环境空气冷却到41～43℃，高压的储罐返回气在原料气预冷器23E01上游和干气混合，以回收全部甲烷生产LNG产品。
(10)热油单元
①热油系统以两种温度水平向装置提供热量，提供两个回路，用于胺汽提塔再沸器12E04胺液再生的中温热油回路，温度为178～182℃，用于再生气加热器16E01再生气加热的高温热油回路，温度为258～262℃，这两个回路的热量均由燃料直燃式加热器提供。
(11)火炬单元
采用提升式火炬，火炬系统由三个火炬总管组成：
①热火炬总管上设有热火炬缓冲罐90D01；
②冷火炬总管上设有冷火炬缓冲罐91D01和内置式燃烧器91E01；
③LNG储罐火炬总管。
工艺控制
(1)进料单元
进装置的原料气的压力由界区外的阀门控制，原料气在05D01下游进行计量，并通过位于LNG储罐73D01顶部通过LNG节流阀控制流量。
(2)CO2脱除单元
①贫胺液冷却器12E02出口温度通过空冷器风扇进行调节控制，保持去胺洗塔12T01的贫胺温度不变；
②再沸器12E04由TC温度控制器(胺汽提塔12T02中)–FC流量控制器(热油线中)串联控制，以保持贫胺溶液的温度和含水量在允许的范围内；
③胺洗塔12T01和胺气体回流罐12D02由液位控制器控制，胺汽提塔12T02的液位是浮动的；
④入到胺洗塔12T01的贫胺由流量计控制，以保证甜气中CO2含量在设计范围内；
⑤胺汽提塔12T02的回流液由液位计LC(胺气体回流罐12D02中)和流量计FC串联控制；
⑥胺汽提塔12T02的压力通过通往大气的二氧化碳尾气阀门来保持稳定；
⑦有连续的酸性废水排到界区外，因为贫溶液通过控制来调节溶剂流量；如果需要，少量酸性废水通过流量控制排放到界区。
(3)干燥单元
①所有的主要控制点均需连接到干燥器时序控制程序；
②原料分离罐16D01和再生气分离器16D02由液位控制，水被排到胺汽提塔12T02；
③再生气由流量计和温度计控制；
④再生气冷却器16E02出口温度通过空冷器电机的调节来控制，以保证一个稳定的温度去胺气体回流罐12D02，防止在冬季生成水合物；
⑤再生气压缩机通过回流控制。干燥站前后的再生旁路确保再生气循环流量稳定，独立于干燥器的时序步骤。
(4)液化单元
①装置的液化能力通过三台J-T膨胀阀和储罐顶部的节流阀，由温度和流量级联控制；
②热的储罐返回气温度由23E04的热端的温差控制器控制，通过阀门控制前往23E04的原料气流量。
(5)压缩单元
①通过循环压缩机41C01转速控制来控制入口压力；
②循环压缩机中间冷却器41E01和循环压缩机后冷却器41E02通过各自空冷器风扇的调节来实现温度控制；
③循环压缩机高压分离器41D03是液位控制的，而循环压缩机中间储罐41D02的液位为浮动的。
(7)制冷剂补充单元单元
甲烷、丁烷、乙烯和氮的补充量通过流量控制加入到循环中。
(9)储罐返回气压缩单元
热入口活塞压缩机78C01的入口压力通过第一级后的回流来调节，第一级之后引出燃料气，燃料气的压力通过之后几级的回流来调节。因此，两个压缩机部分能够独立工作，调节能力从0到最大能力。
对于本领域技术人员而言，显然本发明不限于上述示范性实施例的细节，而且在不背离本发明的精神或基本特征的情况下，能够以其他的具体形式实现本发明。因此，无论从哪一点来看，均应将实施例看作是示范性的，而且是非限制性的，本发明的范围由所附权利要求而不是上述说明限定，因此旨在将落在权利要求的等同要件的含义和范围内的所有变化囊括在本发明内。不应将权利要求中的任何附图标记视为限制所涉及的权利要求。

Claims (2)

1.一种煤层气液化工艺，包括进料单元、脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元、制冷剂循环单元、制冷剂补充单元、储存单元、储罐返回气压缩单元、热油单元和火炬单元，其特征在于，进料单元依次连接脱汞单元、CO2脱除单元、干燥单元、液化单元和存储单元，液化单元通过制冷剂循环单元进行预冷、液化以及过冷，制冷剂循环单元通过制冷剂补充单元补充制冷剂，储罐返回气压缩单元连接储存单元；
(1)进料单元
来自界区上游的压缩机原料气进入原料气过滤器，除去固体颗粒和液体，出原料气过滤器的气体经计量和分析，进入脱汞单元；
(2)脱汞单元
原料气经过汞吸附器脱除气体中的汞，汞吸附器出口的原料气经过滤器过滤，确保处理后的气体中没有吸附剂颗粒物；
(3)CO2脱除单元
①过滤后的原料气从底部进入胺洗塔，自下而上通过散堆填料，引入的贫胺液逆流吸收原料中的酸性气体，CO2与碱性的贫胺液反应形成弱键化合物，在胺洗塔的塔顶部通过塔板用水吸收纯化气体中的残留溶剂，吸收溶剂的水经水循环泵进行再循环，少量的水通过补水泵进入循环系统作为脱盐水；
②原料气与来自干燥单元的的湿再生气混合，然后再次送到干燥单元；
③胺洗塔底部的集水槽中的富胺溶液，经过胺换热器被再生溶剂加热后，输送到胺气提塔的中部形成两相流体，气相与蒸汽在胺气提塔的顶部区域混合并进入反冲洗盘，液相在胺气提塔的填料上均匀分布并经上升的蒸汽洗提，溶剂通过填料后，在烟囱状集液盘上收集并通到胺气提塔再沸器，通过热油对溶剂进行部分蒸馏；来自再沸器的液相和气相被送回到胺气提塔的塔釜，再生溶剂从胺气提塔的底部经胺换热器流出，经贫胺液泵增压，在贫胺液冷却器中由空气冷却，然后送到胺洗塔的中部，部分再生溶剂通过胺筒式前过滤器过滤掉颗粒物，然后通过胺吸附器脱除重烃以防止起泡，再通过胺筒式后过滤器；
④通过水洗段的酸性气体离开胺气提塔的塔顶，在胺汽提塔冷凝器中冷却和部分冷凝后，气体在胺气体回流罐与冷凝液分离，胺汽提塔回流泵将冷凝液送回胺汽提塔的塔顶作为回流；
⑤酸性气体送到三级的酸性气体压缩机，经过酸性气体压缩机压缩，并送到界区外回收CO2；酸气压缩机中冷器I，酸气压缩机中冷器II和酸气压缩机后冷器采用空冷方式，来自低压气液分离器、中压气液分离器和高压气液分离器的液相酸水被送回到胺汽提塔回流罐，以减少去离子水的补充量；
(4)干燥单元
来自CO2脱除单元的混合甜气和废再生气被送往原料气分离罐中，冷凝水被分离脱除，原料气分离罐中的液体被送回到胺气提塔；气体自上向下通过原料气干燥器，干燥的原料气通过干气过滤器移除气体中的分子筛粉尘，再生气从干气过滤器的下游引出；
再生气在再生气加热器中被加热，随后在再生气冷却器中由空气冷却，接着经再生气分离器进行气水分离，并将分离出的水送回到胺气提塔，再生气分离器的罐顶水饱和气被输送到再生气压缩机，然后在再生气加热器上游与甜气混合；
(5)液化单元
①干燥后的气体被送往液化单元，此工段由原料气预冷却器、原料气液化器和原料气过冷器组成；
②来自于下游过滤器的天然气在原料气预冷却器中降温液化；
③冷贫原料气进入原料气液化器中被进一步液化，然后在原料气过冷器中被进一步过冷；
④过冷LNG输送到LNG储罐，并节流减压；
(6)制冷循环单元
①生产LNG所需冷量由闭路混合制冷剂循环提供，混合制冷剂由氮、工业乙烯、工业丁烷和富甲烷气组成，由变速离心压缩机对制冷剂进行压缩；
②来自原料气预冷器壳层的制冷剂首先通过循环压缩机吸入罐，然后经循环压缩机第一级加压，在循环压缩机中间冷却器中由空气降温，并部分冷凝，液相和气相在循环压缩机中间储罐中分离；气相在循环压缩机第二级继续压缩并冷却，然后在循环压缩机后冷却器中由空气部分冷凝，循环压缩机后冷却器中形成的液相在循环压缩机高压分离器中分离；
③来自循环压缩机高压分离器的液体节流减压，与来自于循环压缩机中间冷却器的两相流混合并送至循环压缩机中间储罐；来自循环压缩机中间储罐底部液态烃被输送至原料气预冷器进行深冷，经J-T阀膨胀后用作原料气预冷器的预冷剂；
④来自于循环压缩机高压分离器的循环气在原料气预冷器中部分冷凝，然后输送到冷MRC分离器中，来自冷MRC分离器的液相在原料气液化器中深冷降温，经节流膨胀后用作原料气液化器的制冷剂；来自冷MRC分离器的气相在原料气液化器中冷凝过冷，然后通过J-T阀节流膨胀用作原料气液化器的制冷剂；
⑤膨胀后，两相流制冷剂在原料气过冷器的壳程部分气化，该物流被输送到原料气过冷器和液化制冷剂混合，混合物流在原料气过冷器壳程进一步气化，然后被输送到原料气预冷器和预冷制冷剂混合，混合两相物流在原料气预冷器壳程完全气化和过热，然后通过循环压缩机吸入罐回到MRC压缩机第一级的吸入端；
⑥来自原料气预冷器上游的部分干原料气被输送到储罐返回气加热器中进行加热，在原料气过冷器下游和过冷的高压LNG混合；
(7)制冷剂补充单元
①乙烯存储在乙烯补充罐中，在乙烯补充蒸发器蒸发并输送到循环压缩机入口罐，存在的水在乙烯干燥器中去除；
②工业丁烷存储在丁烷补充罐中，存在的水和甲醇在液态丁烷干燥器中被去除；
(8)储存单元
来自原料气过冷器下游的高压LNG经节流减压，并被送至LNG储罐；
(9)储罐返回气压缩单元
①LNG储罐产生的LNG蒸汽，在换热器中被加热，并在储罐返回气压缩机中冷器中通过空气冷却，在压缩机中进行二级压缩后继续升压，并在储罐返回气压缩机中冷器中通过空气冷却；
②经过压缩后获得的燃料气进一步压缩，在储罐返回气压缩机中冷器III中通过空气冷却，在储罐返回气压缩机后冷器中经过空气冷却，高压的储罐返回气在原料气预冷器上游和干气混合，以回收全部甲烷生产LNG产品；
(10)热油单元
由两个回路的温度提供热量，用于胺汽提塔再沸器胺液再生的中温热油回路，用于再生气加热器再生气加热的高温热油回路；
(11)火炬单元
由热火炬总管、冷火炬总管和LNG储罐火炬总管组成，热火炬总管上设有热火炬缓冲罐，冷火炬总管上设有冷火炬缓冲罐和内置式燃烧器。
2.根据权利要求1所述的煤层气液化工艺，其特征在于，所述干燥单元中使用的原料气干燥器为干双床分子筛吸附器站，当一个吸附器处于吸附状态时，另外一个吸附器用再生气先进行加热再进行冷却，原料气干燥器设置有两个，两个原料气干燥器定期切换。
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