CN106500458A - 预冷式天然气液化工艺及系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种预冷式天然气液化工艺，包括将预处理后的原料气与循环冷剂进行热交换；将与天然气换热后的循环冷剂进行增压后，继续通过至少两级预冷器预冷至‑10℃～‑70℃后进入天然气液化设备进行热交换；其中，至少两级预冷器的冷量均由氨吸收式制冷装置提供。本发明还公开了一种预冷式天然气液化系统，其预处理装置与天然气液化设备连通，其包括的循环冷剂出口、循环冷剂压缩设备、循环冷剂冷却器、至少两级预冷器、循环冷剂进口依次连通构成回路，预冷器冷媒进口和冷媒出口均连通于氨吸收式制冷装置并构成回路。该工艺和系统提高了整个天然气液化过程能量利用率，增加天然气液化系统的稳定性和降低设备投资和运行费用。

Description

预冷式天然气液化工艺及系统
技术领域
本发明涉及天然气液化技术领域，具体而言，涉及一种预冷式天然气液化工艺及系统。
背景技术
天然气液化中的混合冷剂液化流程因流程简单、投资少、能耗适中等特点，已成为国内天然气液化的主流工艺。混合冷剂液化流程根据有无预冷，又可分为带预冷的混合冷剂液化流程和无预冷的混合冷剂液化流程。相比较，带预冷的混合冷剂液化流程因设置了预冷系统，为液化系统提供了高温区(0℃～-50℃)的冷量，可大幅降低液化流程的压缩功耗，因为混合冷剂更适宜在更低温区内提供冷量。此外，受压缩机和冷箱尺寸限制，不带预冷的混合冷剂液化流程单线最大LNG生产能力为2000t/d，由于预冷系统可分担一部分制冷负荷，可降低混合冷剂的循环量，进而减小对混合冷剂压缩机及主换热器的尺寸要求，因此带预冷的混合冷剂液化流程的单线LNG产量可达到5000t/d。
现有工艺中，预冷系统均采用独立的压缩制冷循环方式，如丙烷/丙烯压缩制冷循环、氨压缩制冷循环、双级混合冷剂压缩制冷循环(DMRC)、HFC预冷等。压缩制冷循环式预冷系统，由于压缩机的效率随着压缩比的增加而降低，一般对于螺杆式压缩机而言，最大压缩比不超过20，制冷剂压力为1.5MPa左右，预冷温度较高，除DMRC外很难达到-45℃以上，无法为冷箱提供更高品位的冷量，因此其混合冷剂制冷负荷仍然较大。而DMRC流程虽可达到-60℃的预冷温度，但由于其采用双混合冷剂流程，混合冷剂种类多，流程复杂，设备投资较高，并不适用于中小型天然气液化装置。因此，现有的天然气液化工艺普遍存在能量利用率低，动力消耗高的问题。
发明内容
本发明的目的在于提供一种预冷式天然气液化工艺，以提高整个天然气液化过程的能量利用率，降低动力消耗和设备运行费用。
本发明的另一目的在于提供一种预冷式天然气液化系统，以提高整个天然气液化过程的能量利用率，增加天然气液化系统的稳定性和降低设备投资和运行费用。
本发明是这样实现的：
一种预冷式天然气液化工艺，包括以下步骤：将预处理后的原料气与天然气液化设备中的循环冷剂进行热交换，得到液化天然气；在循环冷剂的回路上，将在天然气液化设备中与原料气换热后的循环冷剂进行增压后，继续通过串联的至少两级预冷器预冷至-10℃～-70℃后进入天然气液化设备进行热交换；其中，至少两级预冷器的冷量均由氨吸收式制冷装置提供。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述循环冷剂进行增压和冷却后，继续通过至少两级预冷器冷却至-30℃～60℃。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述循环冷剂进行增压和冷却后，继续通过至少两级预冷器冷却至-45℃～60℃。
进一步地，本发明的较佳实施例中，循环冷剂进行增压后继续通过至少两级所述预冷器冷却之前通入所述天然气液化设备中进行换热，以冷却至0℃～25℃。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述至少两级预冷器包括2～6个预冷器，循环冷剂进行增压后依次通过串联的2～6个预冷器进行冷却。
进一步地，本发明的较佳实施例中，通过至少两级预冷器预冷后的循环冷剂通过气液分离器进行分离，以形成气态的第一循环冷剂和液态的第二循环冷剂，气态的第一循环冷剂进入天然气液化设备继续冷却液化后，经第二减压阀减压后与原料气进行热交换，液态的第二循环冷剂进入天然气液化设备进行冷却后，经第三减压阀减压后与经第二减压阀减压后的第一循环冷剂混合。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述氨吸收式制冷装置提供的氨对循环冷剂预冷后，进入氨吸收式制冷装置的第一氨吸收器，将第一氨吸收器中的溶液增压后通入氨吸收式制冷装置的第一精馏塔进行精馏，第一精馏塔塔顶气相进入氨吸收式制冷装置的第二氨吸收器，第一精馏塔的塔底贫液进入第一氨吸收器，将第二氨吸收器中的溶液增压后分成两股，一股进入第一精馏塔进行回流，另一股进入氨吸收式制冷装置的第二精馏塔进行精馏，第二精馏塔塔顶的气态氨经冷却后分流进入至少两级预冷器中预冷循环冷剂，第二精馏塔的塔底贫液进入第二氨吸收器。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述循环冷剂选自氮气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷中的一种或多种。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述氨吸收式制冷装置的热源为蒸汽、烟气、导热油、熔盐、热水、工艺气余热中的一种。
一种预冷式天然气液化系统，包括预处理装置、天然气液化设备、循环冷剂压缩设备、循环冷剂冷却器、氨吸收式制冷装置以及串联的至少两级预冷器，预处理装置通过管道与天然气液化设备连通，天然气液化设备具有循环冷剂进口和循环冷剂出口，循环冷剂出口、循环冷剂压缩设备、循环冷剂冷却器、至少两级预冷器、循环冷剂进口依次连通构成循环冷剂的回路，在循环冷剂的回路上，循环冷剂压缩设备将在所述天然气液化设备中与经预处理的原料气换热后的循环冷剂增压，循环冷剂冷却器和至少两级预冷器将增压后的循环冷剂冷至-10℃～-70℃，每级预冷器的冷媒进口和冷媒出口均连通于氨吸收式制冷装置并构成回路。
进一步地，本发明的较佳实施例中，上述氨吸收式制冷装置包括第一精馏塔、第二精馏塔、第一氨吸收器、第二氨吸收器、氨冷却器、贫液泵以及富液泵，至少两级预冷器的冷媒出口均连通于第一氨吸收器，第一氨吸收器、贫液泵以及第一精馏塔的进料口依次连通，第一精馏塔的塔底出口连通于第一氨吸收器，第一精馏塔的塔顶出口、第二氨吸收器、富液泵以及第二精馏塔的进料口依次连通，富液泵还与第一精馏塔的回流进口连通，第二精馏塔的塔底出口与第二氨吸收器连通，第二精馏塔的塔顶出口与氨冷却器连通，至少两级预冷器的冷媒进口均与氨冷却器连通。
本发明实现的有益效果：将待通入天然气液化设备中的循环冷剂通过至少二级预冷器预冷-10℃～-70℃，使得循环冷剂的预冷温度在进入天然气液化设备之前达到很低的温度，从而循环冷剂无需为天然气液化提供较多的高温区冷量，进而天然气液化设备中用于天然气液化的冷量可以达到50％以上，大幅度地提高了天然气液化系统中的能量利用率。同时，采用氨吸收式制冷装置为循环冷剂提供深度预冷的冷量，减少了制冷系统所需的高温区制冷量，减少了循环冷剂的循环量，也降低了循环冷剂压缩设备的功耗，进而减少了设备运行费用，且采用氨吸收式制冷装置相当传统的压缩制冷方式其故障率更低，系统稳定性更好。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为本发明的实施例提供的预冷式天然气液化系统的一种结构示意图；
图2为本发明的实施例提供的预冷式天然气液化系统的一种优选结构示意图；
图3为本发明的实施例提供的预冷式天然气液化系统的另一种结构示意图；
图4为本发明的实施例提供的预冷式天然气液化系统的液化原理结构示意图；
图5为本发明的实施例提供的预冷式天然气液化工艺的流程图。
图标：100-预冷式天然气液化系统；101-液泵；102-第二精馏塔冷凝器；103a-过冷器；103b-过冷器；110-预处理装置；120-天然气液化设备；121-冷箱；122-液化换热器；123-循环冷剂进口；124-循环冷剂出口；130-循环冷剂压缩设备；140-循环冷剂冷却器；150a-预冷器；150b-预冷器；160-氨吸收式制冷装置；161a-第一精馏塔；161b-第二精馏塔；162a-第一精馏塔再沸器；162b-第二精馏塔再沸器；163a-第一氨吸收器；163b-第一氨吸收器；164-第二氨吸收器；165-贫液泵；166-富液泵；167-氨冷却器；168a-溶液换热器；168b-溶液换热器；170-LNG储罐；180-重烃分离器；190-气液分离器；11-原料净化气；12-液态天然气；21-高压气态循环冷剂；22-预冷循环冷剂；23-高压液态循环冷剂；24-低压液态循环冷剂；25-低压气态循环冷剂；J1-第一减压阀；J2-第二减压阀；J3-第三减压阀；J4-第四减压阀；J5-第五减压阀；J6-第六减压阀。
具体实施方式
下面通过具体的实施例子并结合附图对本发明做进一步的详细描述。
参见图1，附图2，本发明的实施例提供的预冷式天然气液化系统100，其包括预处理装置110、天然气液化设备120、循环冷剂压缩设备130、循环冷剂冷却器140、预冷器150a、预冷器150b以及氨吸收式制冷装置160。
预处理装置110为天然气液化工艺中原料气的前处理操作，以保证后续的液化操作能够顺利进行，进而可以得到符合标准的液化天然气(Liquefied Natural Gas，LNG)。本实施例中，预处理装置110为原料气净化装置，其包括天然气MDEA法脱碳装置(图未示)、变温吸附脱水装置(图未示)。其中，本实施例中的原料气指的是富甲烷气。
原料气首先通过脱碳能够脱除掉原料气中的酸性气体，如二氧化碳和硫化氢等。其中，天然气MDEA法脱碳装置包括吸收塔和再生塔，再生塔的塔底需要再生塔再沸器。脱碳后的原料气再通过管道进入变温吸附脱水装置中，变温吸附装置对原料气进行脱水操作。需要注意的是，本实施例中，通过原料气净化装置净化后的原料气无需进行预冷，其直接通入天然气液化设备120中进行冷却液化。
预处理装置110通过管道与天然气液化设备120连通，从而经过预处理装置110预处理后的原料气进入天然气液化设备120内进行液化操作。参见附图4，本实施例中，天然气液化设备120包括冷箱121和液化换热器122。从而原料净化气11进入冷箱121后进一步进入液化换热器122进行热交换后被冷却为液态。
进一步地，参见附图1，原料气先进入天然气液化设备120后进行一定程度的冷却后，再通入重烃分离器180中脱除重烃，然后再通入天然气液化设备120进行液化操作，重烃的脱除使得天然气中的重组份提前脱除，防止重组份在后面的深冷中凝固，防止液化换热器122堵塞。
天然气液化设备120具有循环冷剂进口123和循环冷剂出口124，循环冷剂出口124、循环冷剂压缩设备130、循环冷剂冷却器140、预冷器150a、预冷器150b、循环冷剂进口123依次连通构成回路，以使得循环冷剂可以源源不断地进入天然气液化设备120中对原料气进行液化。需要说明的是，本发明的其他实施例中，还可以采用更多的预冷器对循环冷剂进行预冷，并且应该满足预冷器的数量为至少两个相互串联，优选2～6个预冷器，以满足将循环冷剂多级预冷至-10℃～-70℃，优选预冷至-30℃～-60℃，更优选预冷至-45℃～-60℃。
进一步地，参见附图4，从天然气液化设备120的冷箱121出来的低压气态循环冷剂25通过循环冷剂压缩设备130增压至3.0MPa，温度约为140℃，成为高压气态循环冷剂21；温度较高的高压气态循环冷剂21通过循环冷剂冷却器140冷却至40℃，然后再依次经过预冷器150a和预冷器150b冷却至-10～-70℃，优选-30℃～-60℃，更优选-45℃～-60℃，得到预冷循环冷剂22；再将预冷循环冷剂22通入冷箱121中的液化换热器122进一步冷却至-150℃～-162℃而液化，成为高压液态循环冷剂23；高压液态循环冷剂23通过第二减压阀J2减压降温至-165℃，成为低压液态循环冷剂24，然后返回液化换热器122提供冷量，对原料净化气11和刚进入冷箱121的预冷循环冷剂22进行冷却；低压液态循环冷剂24吸收了这两股流体的热量后，其温度升高至-5℃～15℃而气化成低压气态循环冷剂25，然后出冷箱121返回循环冷剂压缩设备130进入下一个循环。其中，循环冷剂压缩设备130为常温气体压缩机。液化过程中，原料净化气11经过冷却后液化形成液态天然气12，液态天然气12的排出端还设置有用于降压的第一减压阀J1，通过第一减压阀J1对液态天然气12的进一步减压后排入LNG储罐170中进行存储。当然，其他实施例中，对于上述的温度参数可以根据工况需要进行适当调整。参见附图3，通过预冷器150a和预冷器150b预冷后的循环冷剂通过气液分离器190进行气液分离，以形成气态的第一循环冷剂和液态的第二循环冷剂，气态的第一循环冷剂进入天然气液化设备120继续冷却液化后，经第二减压阀J2减压后与待液化的原料气进行热交换，液态的第二循环冷剂进入天然气液化设备120进行冷却后，经第三减压阀J3减压后与经第二减压阀J2减压后的第一循环冷剂混合。因为在天然气液化设备120中换热温差越小越节能，因此通过将循环冷剂分为不同组份的第一循环冷剂和第二循环冷剂，实现了分级制冷，从而进一步提高换热的效率，以及能量的利用效率。
参加附图3，氨吸收式制冷装置160包括第一精馏塔161a、第二精馏塔161b、第一氨吸收器163a、第一氨吸收器163b、第二氨吸收器164、贫液泵165、富液泵166以及氨冷却器167。
预冷器150a和预冷器150b均设置有冷媒入口和冷煤出口，预冷器150a的冷媒出口连通于第一氨吸收器163a，预冷器150b的冷媒出口连接于第一氨吸收器163b，从而预冷器150a中经过换热后的气态氨被第一氨吸收器163a中的贫液吸收，同样地，预冷器150b中经过换热后的气态氨被第一氨吸收器163b中的贫液吸收。第一氨吸收器163b连通于第一氨吸收器163a，从而使得第一氨吸收器163b中的溶液能够进入第一氨吸收器163a中再次吸收气态氨。
贫液泵165的进料端连通于第一氨吸收器163a，贫液泵165的出料端连通与第一精馏塔161a的进料口，从而贫液泵165将第一氨吸收器163a和第一氨吸收器163b中的溶液输送至第一精馏塔161a中进行精馏，第一精馏塔161a的塔底出口连通于第一氨吸收器163b，使得第一精馏塔161a对氨水溶液进行精馏后产生的贫液能够进入第一氨吸收器163b，再进一步进入第一氨吸收器163a中对预冷器150a以及预冷器150b中预冷换热后形成的气态氨进行吸收。
第一精馏塔161a的塔顶出口、第二氨吸收器164、富液泵166以及第二精馏塔161b的进料口依次连通，富液泵166还与第一精馏塔161a的回流进口连通，从而使得第二精馏塔161b能够进一步对第一精馏塔161a精馏后产生的氨气进行再次精馏提高其氨的浓度。
第二精馏塔161b的塔底出口与第二氨吸收器164连通，使得第二精馏塔161b中精馏产生的贫液能够进入第二氨吸收器164中，以对第一精馏塔161a中产生的氨进行吸收形成高浓度的富液，第二精馏塔161b的塔顶出口与第二精馏塔161b塔顶设置的第二精馏塔冷凝器102连通，第二精馏塔冷凝器102对第二精馏塔161b产生的氨进行冷凝后，一部分回流到第二精馏塔161b，另一部分通过管道输送至氨冷却器167进行进一步冷却。预冷器150a和预冷器150b的冷媒进口均与氨冷却器167连通，进而经过氨冷却器167冷却后的液氨能够进入预冷器150a以及预冷器150b中完成对循环冷剂的深度预冷操作。
进一步，参见附图3，承上述，第一精馏塔161a具有第一精馏塔再沸器162a，第二精馏塔161b具有第二精馏塔再沸器162b。将工厂热能通入第一精馏塔再沸器162a以及第二精馏塔再沸器162b中即可为第一精馏塔161a以及第二精馏塔161b的运行提供动力。其中，本实施例中，氨吸收式制冷装置160所需的工厂热能为低品位热能(100℃～200℃)，大多属于工厂的余热和废热范畴，即本发明实施例可利用工厂余热和废热制冷，减少了冷剂压缩机电力消耗；同时，因冷剂循环量降低，也减少了冷剂消耗量，减少了运行费用。
进一步地，参见图3，承上述，第一精馏塔161a塔底排出的贫液与通过贫液泵165输送至第一精馏塔161a的进料液体之间还通过溶液换热器168a换热，第二精馏塔161b塔底排出的贫液与通过富液泵166输送至第二精馏塔161b的进料液体之间还通过溶液换热器168b进行换热。通过溶液换热器168a和溶液换热器168b的设置，回收了大部分第一精馏塔161a和第二精馏塔161b塔底贫液中的热量，减少了第一精馏塔161a以及第二精馏塔161b中的精馏过程对工厂热能的需求量。
再次参见图3，氨冷却器167与预冷器150a之间还设置有过冷器103a，氨冷却器167与预冷器150b之间还设置有过冷器103b，且预冷器150a排出的气体氨经过过冷器103a换热，预冷器150b排出的气体氨经过过冷器103b换热，从而预冷器150a以及预冷器150b中对循环冷剂进行预冷后形成的气体氨能够分别通过过冷器103a和过冷器103b对进入预冷器150a以及预冷器150b中预冷的氨进液过冷，使之能够达到预冷的温度。
优选地，参见附图2，循环冷剂进行增压后继续通过预冷器150a和预冷器150b冷却之前通入天然气液化设备120的冷箱121中进行换热冷却至0℃～25℃。即将压缩冷却后的循环冷剂(40℃)进入冷箱121与即将出冷箱121的循环冷剂(-5℃～15℃)进行换热，温度先预冷至10℃左右，再与氨吸收式制冷装置160换热，可减少氨吸收式制冷装置160的热负荷。
图5是本发明的实施例提供的预冷式天然气液化工艺的流程图，其中A表示的是冷媒，B表示的是循环冷剂。请一并参见图1、图2以及图3，本发明的实施例提供的一种预冷式天然气液化工艺，包括以下步骤：
S1、将预处理后的原料气与天然气液化设备120中的循环冷剂进行热交换，得到液化天然气；
本实施例中原料气为富甲烷气，首先将原料气进行净化操作，具体地，首先将原料气进入MDEA脱碳装置或进行分子筛脱碳，脱除原料气中的酸性气体，二氧化碳和硫化氢等。脱碳过程中有吸收塔和再生塔，再生塔塔底需要再生塔再沸器加热，热量来自工厂的余热和废热。脱碳后的原料气进一步进行脱水，脱水采用变温吸附(TSA)的方式，其再生气加热器所需的热量也来自于工厂的余热和废热。脱碳脱水后的净化气直接进入天然气液化设备120与循环冷剂换热后被液化，然后通过第一减压阀J1减压后储存于LNG储罐170中。
其中，需要说明的是本实施例中所阐述的预处理指的是富甲烷气的净化操作。
S2、将在天然气液化设备120中与天然气换热后的循环冷剂进行增压后，继续通过至少两级预冷器预冷至-10～-70℃后进入天然气液化设备120进行热交换；
具体地，循环冷剂在冷箱121内的液化换热器122中对原料气进行换热后，从冷箱121排出进入循环冷剂压缩设备130压缩后，再通过循环冷剂冷却器140进行冷却，然后冷却后的循环冷剂再进一步通过预冷器150a以及预冷器150b依次冷却至-10～-70℃，然后再将冷却至-10～-70℃的循环冷剂通入冷箱121中进行换热操作。当然其他实施例中，可以根据需要预冷器的数量可以进行增加。
进一步地，本实施例中，优选将循环冷剂进行增压和冷却后，通过预冷器150a和预冷器150b将循环冷剂冷却至-30℃～60℃，更优选地却至-45℃～60℃。由于循环冷剂预冷后的温度为-45℃～-60℃，预冷温度很低，从而循环冷剂无需为天然气提供较多的高温区冷量，冷箱121中用于天然气液化的冷量占到总冷量的50％以上，进而大幅度提高了能量利用率。
其中，预冷器150a和预冷器150b的冷量均由氨吸收式制冷装置160提供。参见附图3，氨吸收式制冷装置160提供的氨对循环冷剂预冷后，分别进入氨吸收式制冷装置160的第一氨吸收器163a和第一氨吸收器163b，其中，第一氨吸收器163b中的溶液再进入第一氨吸收器163a中，将第一氨吸收器163a中的溶液增压后通入氨吸收式制冷装置160的第一精馏塔161a进行精馏，第一精馏塔161a塔顶气相进入氨吸收式制冷装置160的第二氨吸收器164，第一精馏塔161a的塔底贫液进入第一氨吸收器163b，将第二氨吸收器164中的溶液增压后分成两股，一股进入第一精馏塔161a中进行回流，另一股进入氨吸收式制冷装置160的第二精馏塔161b中进行进一步精馏，第二精馏塔161b塔顶的气态氨经第二精馏塔冷凝器102冷凝以及氨冷却器167冷却后分流，再分别通过过冷器103a和过冷器103b中过冷后，再分别进入预冷器150a和预冷器150b循环冷剂进行预冷，第二精馏塔161b的塔底贫液进入第二氨吸收器164。
优选地，再次参见附图3，循环冷剂进行增压后继续通过预冷器150a和预冷器150b冷却之前通入天然气液化设备120的冷箱121中进行换热冷却至0℃～25℃。
现有的带预冷的天然气液化流程均采用压缩制冷方式，由于压缩机的效率随压缩比上升而下降，一般压比不超过20，预冷蒸发压力一般不低于75KPa，即预冷温度一般>-35℃(除DMRC外，DMRC流程采用双混合冷剂制冷工艺，预冷温度低，但流程复杂，且运行能耗高)。因此其由于预冷温度高，冷剂需为天然气液化提供较多的高温区冷量，如PRICO液化流程，用于天然气液化的冷量仅占有冷箱121中总冷量的22％，其余78％的冷量用于冷却混合冷剂。而本实施例中采用氨吸收式制冷装置160并通过多级预冷使得循环冷剂能够达到较低的预冷温度，从而减少提供的高温区冷量，同时减少了循环冷剂的循环量，提高了能量利用效率。
其中，上述循环冷剂选自氮气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯中的一种或多种。现有工艺中循环冷剂组成为氮气、甲烷、乙烯(乙烷)、丙烷(丙烯)、异戊烷(正丁烷)，而本发明实施例中的循环冷剂组成中可无需配置异戊烷(正丁烷))，减少了系统运行的波动性，从而进一步提高了系统稳定性。
进一步地，上述循环冷剂选自氮气、甲烷、乙烷、乙烯中的一种或多种。从而无需配置丙烷、丙烯，进一步提高了系统稳定性。
进一步地，本实施例中，氨吸收式制冷装置160的热源为蒸汽、烟气、导热油、熔盐、热水、工艺气余热中的一种。即氨吸收式制冷装置160所需的热源为低品位热能(100℃～200℃)，大多属于余热和废热范畴，从而减少了循环冷剂压缩设备130的电力消耗。
综上所述，采用了本实施例中的预冷式天然气液化工艺及系统具有富甲烷气液化动力消耗低、运行费用低、能量利用率高、系统稳定性好、设备投资省等特点，具体效果如下：
(1)采用氨吸收制冷系统为天然气气液化系统提供深度预冷的冷量，减少了制冷系统所需的高温区制冷量，减少了冷剂循环量，降低了冷剂压缩机功耗。氨吸收制冷装置所需的工厂热能为低品位热能(100℃～200℃)，大多属于余热和废热范畴，即本发明的实施例可利用工厂余热和废热制冷，减少了循环冷剂压缩设备130的电力消耗；同时，因冷剂循环量降低，也减少了冷剂消耗量，减少了运行费用。
(2)现有的带预冷的天然气液化流程均采用压缩制冷方式，由于压缩机的效率随压缩比上升而下降，一般压比不超过20，预冷蒸发压力一般不低于75KPa，即预冷温度一般>-35℃(除DMRC外，DMRC流程采用双混合冷剂制冷工艺，预冷温度低，但流程复杂，且运行能耗高)。现有压缩式预冷工艺由于预冷温度高，冷剂需为天然气液化提供较多的高温区冷量，如PRICO液化流程，用于天然气液化的冷量仅占有冷箱121中总冷量的22％，其余78％的冷量用于冷却混合冷剂。本发明的实施例中预冷器150b的出口温度优选为-45℃～-60℃，预冷温度低，循环冷剂无需为天然气提供较多的高温区冷量，冷箱121中用于天然气液化的冷量占总冷量的56％，大幅度提高了能量利用率。
(3)本发明的实施例中采用的氨吸收制冷装置的动设备仅为溶液泵，其相对于现有的采用压缩制冷方式预冷的天然气液化工艺而言，故障率更低，系统稳定性更好。此外，由于本发明的实施例中氨吸收式制冷工艺为系统提供了高温区冷量，相对于现有工艺中循环冷剂组成为氮气、甲烷、乙烯(乙烷)、丙烷(丙烯)、异戊烷(正丁烷)减少了循环冷剂组分数量，本发明实施例中的循环冷剂组成中可无需配置异戊烷(正丁烷))，减少了系统运行的波动性，进一步提高了系统稳定性。
(4)现有带预冷的天然气液化工艺的预冷系统采用压缩制冷方式，预冷压缩机造价占总预冷系统的80％左右，设备比较昂贵，而本发明实施例中预冷系统采用氨吸收制冷系统，无需设置预冷压缩机，进而减少了设备投资。此外，现有带预冷的天然气液化工艺中，循环冷剂出冷箱121为-30℃～-35℃的低温状态，循环冷剂压缩设备130需采用低温压缩机，设备造价高，而本发明实施例中的循环冷剂压缩设备130为常温压缩机，大大降低了循环冷剂压缩设备130的造价。此外，采用本发明的实施例可在相同的循环冷剂压缩机功率下，为液化工厂扩产80％左右，即在相同的产能下，设备投资较少。
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，上面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了清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。通常在此处附图中描述和表示出的本发明实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。
因此，以上对在附图中提供的本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。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。
在本发明的描述中，还需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“安装”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电焊连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

Claims (10)

1.一种预冷式天然气液化工艺，其特征在于，包括以下步骤：
将预处理后的原料气与天然气液化设备中的循环冷剂进行热交换，得到液化天然气；
在所述循环冷剂的回路上，将在所述天然气液化设备中与所述原料气换热后的所述循环冷剂进行增压后，继续通过串联的至少两级预冷器预冷至-10℃～-70℃后进入所述天然气液化设备进行热交换；
其中，至少两级所述预冷器的冷量均由氨吸收式制冷装置提供。
2.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，所述循环冷剂进行增压后，继续通过至少两级所述预冷器冷却至-30℃～-60℃。
3.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，所述循环冷剂进行增压后继续通过至少两级所述预冷器冷却之前通入所述天然气液化设备中进行换热冷却至0℃～25℃。
4.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，所述至少两级预冷器包括2～6个预冷器，所述循环冷剂进行增压后依次通过串联的2～6个所述预冷器进行冷却。
5.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，通过至少两级所述预冷器预冷后的所述循环冷剂通过气液分离器进行分离，以形成气态的第一循环冷剂和液态的第二循环冷剂，气态的所述第一循环冷剂进入所述天然气液化设备继续冷却液化后，经第二减压阀减压后与所述原料气进行热交换，液态的所述第二循环冷剂进入所述天然气液化设备进行冷却后，经第三减压阀减压后与经所述第二减压阀减压后的所述第一循环冷剂混合。
6.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，所述氨吸收式制冷装置提供的氨对所述循环冷剂预冷后，进入所述氨吸收式制冷装置的第一氨吸收器，将所述第一氨吸收器中的溶液增压后通入所述氨吸收式制冷装置的第一精馏塔进行精馏，所述第一精馏塔塔顶气相进入所述氨吸收式制冷装置的第二氨吸收器，所述第一精馏塔的塔底贫液进入所述第一氨吸收器，将所述第二氨吸收器中的溶液增压后分成两股，一股进入所述第一精馏塔进行回流，另一股进入所述氨吸收式制冷装置的第二精馏塔进行精馏，所述第二精馏塔塔顶的气态氨经冷却后分流进入至少两级所述预冷器中预冷所述循环冷剂，所述第二精馏塔的塔底贫液进入所述第二氨吸收器。
7.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，所述循环冷剂选自氮气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯中的一种或多种。
8.根据权利要求1所述的预冷式天然气液化工艺，其特征在于，所述氨吸收式制冷装置的热源为蒸汽、烟气、导热油、熔盐、热水、工艺气余热中的一种。
9.一种预冷式天然气液化系统，其特征在于，包括预处理装置、天然气液化设备、循环冷剂压缩设备、循环冷剂冷却器、氨吸收式制冷装置以及串联的至少两级预冷器，所述预处理装置通过管道与所述天然气液化设备连通，所述天然气液化设备具有循环冷剂进口和循环冷剂出口，所述循环冷剂出口、所述循环冷剂压缩设备、所述循环冷剂冷却器、至少两级所述预冷器、所述循环冷剂进口依次连通构成循环冷剂的回路，在所述循环冷剂的回路上，所述循环冷剂压缩设备将在所述天然气液化设备中与经预处理的原料气换热后的所述循环冷剂增压，所述循环冷剂冷却器和至少两级所述预冷器将增压后的所述循环冷剂冷至-10℃～-70℃，每级所述预冷器的冷媒进口和冷媒出口均连通于所述氨吸收式制冷装置并构成回路。
10.根据权利要求9所述的预冷式天然气液化系统，其特征在于，所述氨吸收式制冷装置包括第一精馏塔、第二精馏塔、第一氨吸收器、第二氨吸收器、氨冷却器、贫液泵以及富液泵，至少两级所述预冷器的冷媒出口均连通于所述第一氨吸收器，所述第一氨吸收器、所述贫液泵以及所述第一精馏塔的进料口依次连通，所述第一精馏塔的塔底出口连通于所述第一氨吸收器，所述第一精馏塔的塔顶出口、所述第二氨吸收器、所述富液泵以及所述第二精馏塔的进料口依次连通，所述富液泵还与所述第一精馏塔的回流进口连通，所述第二精馏塔的塔底出口与所述第二氨吸收器连通，所述第二精馏塔的塔顶出口与所述氨冷却器连通，至少两级所述预冷器的冷媒进口均与所述氨冷却器连通。
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