CN110804472A - 一种制lng的液化工艺 - Google Patents

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吕彬峰
李勇
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Abstract

本发明提供了一种制LNG的液化工艺的方法，通过将低阶煤中气化还原获得富气和提质煤，再将进一步获得甲烷合成原料所需的CO和H2，制备得到的富含甲烷的LNG液化原料气，一方面，通过将LNG液化原料气经过吸收装置、气液分离装置分和脱水装置，得到低水含量的原料气，一方面设备间通过耦合，一方面为富氢气流或富一氧化碳气流的再沸提供热量，冷却了LNG液化原料气，也省去外部热源，从而降低能耗，其能耗降低近20％，又一方面，所制备的天然气的杂质少，质量高，从而充分有效地利用了低阶煤中的挥发分和煤质，使得从低阶煤得到高价值的天然气，符合国家煤炭综合利用方向。

Description

一种制LNG的液化工艺
技术领域
本发明涉及煤物质清洁利用技术领域，尤其涉及一种制LNG的液化工艺。
背景技术
我国是一个富煤、贫油、少气的国家，煤炭消费量占一次能源消费量的60％以上，这决定了在相当长的一段时间内，以煤为主的能源结构难以改变。从已探明的煤矿品质看，我国煤炭中低阶煤所占比重非常大，因而合理而高效的利用中低阶煤生产高品质化工产品显得尤为重要。近些年来，煤气化、煤热解、煤气净化及煤气分离等技术的不断发展，使中低阶煤的清洁高效利用得到了越来越多的重视。
甲烷是基本的有机化工原料和溶剂，采用优质的煤炭例如无烟煤来制备甲烷，甲烷的产率虽然较高，但是生产成本较高。而我国很多中低阶煤的品质差、灰分高、含水量高，利用低阶煤制备甲烷，可降低甲烷的生产成本。通常是将低阶煤热解后得到粗制煤气，一般热解是在有大量氧气(或空气)的条件下进行的，热解时一部分低阶煤将于氧气反应用于供热并且产生了大量的CO2。由于CO2不能燃烧，属于无效气体，并且因为有氧燃烧，粗制煤气中含氮量过高，降低了粗制煤气中H2和CO能量密度，使粗制煤气热值降低，除了回炉燃烧外，热解产出粗制煤气难有其它经济价值。而煤气化过程最大的问题在于未充分利用煤炭中所蕴含的化学组分，不能将其分子全部打断生产CO、H2，再进行化学合成甲烷。而低阶煤气化还原、重整技术和甲烷合成技术则可以最大限度的将煤炭中的化学组分以甲烷的形式保留下来。
煤基合成气、焦炉气以及焦炉气甲烷化后的LNG液化原料气除含有甲烷外，还含有氮气、氢气、一氧化碳和水分，为得到液化天然气，一方面需将其脱除到一定程度，才能作为液化天然气(LNG)产品产出，另一方面，尤其是LNG液化原料气中含有水分，如不能将其含量控制在低水平，一方面耗能大，另一方面，也更为容易堵塞设备，从而增加生产成本。
目前常用的气体分离方法一般有低温液化分离、变压吸附及膜分离等，低温液化分离技术正逐渐应用于天然气这一领域。采用低温液化精馏分离工艺生产LNG的流程，包括低温液化和精馏分离两部分；低温液化由混合冷剂提供冷量在冷箱中实现天然气的液化；精馏分离工序包括含氢气、氮气、一氧化碳的富含甲烷气体采用精馏流程脱除氢气、氮气、一氧化碳，得到合格的LNG。但这一工艺流程较为复杂，系统达到稳定所需时间较长。
中国发明专利申请201019087060.0公开了一种焦炉尾气制LNG工艺方法，该方法披露，粗产品气经冷却分离掉大部分冷凝液后，进入分子筛以脱除残余水份和CO2，经压缩机升至5.0MPa、冷却和预冷后，进入两级节流闪蒸系统，以分离出非产品气。该方法包括在加压条件下常温脱油脱硫、三级催化剂加氢转化、两级干法脱硫、三级甲烷化反应、分子筛吸附脱除残余水分和CO2、甲烷化气体深冷液化等多个步骤，没有具体公开节流闪蒸过程，其主要用于脱硫，所使用的原料气为焦化厂经过净化处理的焦炉气，含有微量焦油、苯、萘、氨、氰化氢、Cl-、H2S、不饱和烃、噻吩、硫醚、硫醇、COS和CS2等有机硫。
中国专利申请CN201220092094.6提供一种从含氢气、氮气、一氧化碳的富甲烷气(富含甲烷的气体)中脱除氢气、氮气、一氧化碳并将甲烷组分液化生产天然气(LNG)的装置，使本实用新型能在将氢气、氮气、一氧化碳脱除的同时得到合格的液化天然气，其工艺流程没有具体公开在深冷前对LNG液化原料气进行相关处理，在实际生产中，可能因为LNG液化原料气原理气中杂质含量高从而造成耗能高，设备维护成本也会较高。
发明内容
有鉴于此，本发明的目的是针对现有技术的不足，提供了一种制LNG的液化工艺，一方面，通过将LNG液化原料气经过吸收装置、气液分离装置分和脱水装置，得到低水含量的原料气，另一方面，从而大大节省了生产成本，所制备的甲烷中的杂质少，质量高，充分有效地利用了低阶煤中的挥发分和煤质。
为解决上述技术问题，本发明提供了如下技术方案：
一种制LNG的液化工艺，包括脱碳过程和液化过程，其中，所述脱碳过程包括LNG液化原料气进入吸收装置，脱碳后，在所述吸收装置的上部，经除沫器分离夹带的溶液后流出，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，然后经气液分离装置分离出水份后，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，经气液分离装置分离出水份后，再进入脱水装置，所述脱水装置中，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，得到原料气，送入液化过程；所述液化过程包括原料气进入制冷换热器中，预冷后，流入低压精馏装置，进一步冷却后，然后流返回所述制冷换热器，继续降温到-156℃至-160℃，流入高压精馏装置中进行精馏，所述原料气中的氢气组分从所述高压精馏装置的上部馏出，形成富氢气物流，含有一氧化碳、氮气和甲烷的第一精馏气从高压精馏装置的下部流出，经节流降压进入低压精馏装置，所述第一精馏气中的一氧化碳、氮气，形成富一氧化碳物流，从所述低压精馏装置的上部馏出，剩余的物料形成第二精馏气，从所述低压精馏装置的下部流出。
优选地，在所述吸收装置中，所述NG液化原料气中的CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收。
优选地，所述富氢气物流，流经所述制冷换热器，复热到约28℃流出。
优选地，所述富一氧化碳物流，经制冷换热器复热到约28℃后流出。
优选地，所述富氢气物流和/或所述富一氧化碳物流，和所述冷却装置耦合，从而复热到20-30℃后流出。
优选地，还包括脱氨过程和脱汞过程，所述脱氨过程和脱汞过程串联，依次脱除所述原料气中的氨和汞，其中，所述脱氨过程包括所述原料气进入脱氨装置后，与从所述脱氨装置的上部喷淋而下的脱盐水接触，从而脱除所述原料气中的氨；所述脱汞过程包括脱氨后的所述原料气进入脱汞塔，在载硫活性炭的作用下，将所述原料气中的汞吸附下来，从而将所述原料气中的汞含量脱除至≤0.1μg/m3。
优选地，所述脱水装置包括脱水塔、再生气加热器、再生气冷却器和再生气气液分离器，所述LNG液化原料气流经所述脱水塔，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，脱水后，三甘醇吸水后成为富液从所述脱水塔下部流出，脱水得到的所述原料气从所述脱水塔的上部流出。
进一步，所述脱水塔包括第一脱水塔、第二脱水塔和第三脱水塔，从而实现所述脱水塔脱水及三甘醇再生。
优选地，所述第二精馏气流返回所述制冷换热器降温，过冷至-160℃至-180℃后，再进一步节流至约0.015MPa，流出所述制冷换热器，流入LNG储罐储存。
基于以上技术方案，本发明提供了一种制LNG的液化工艺的方法，通过将低阶煤中气化还原获得富气和提质煤，进一步获得甲烷合成原料所需的CO和H2，制备得到的富含甲烷的LNG液化原料气，一方面，通过将LNG液化原料气经过吸收装置、气液分离装置分和脱水装置，得到低水含量的原料气，一方面设备间通过耦合，一方面为富氢气流或富一氧化碳气流的再沸提供热量，冷却了LNG液化原料气，也省去外部热源，从而降低能耗，其能耗降低近10％，又一方面，所制备的天然气的杂质少，质量高，从而充分有效地利用了低阶煤中的挥发分和煤质，使得从低阶煤得到高价值的天然气，符合国家煤炭综合利用方向。
具体实施方式
下面结合具体实施例来对本发明进行进一步说明，但并不将本发明局限于这些具体实施方式。本领域技术人员应该认识到，本发明涵盖了权利要求书范围内所可能包括的所有备选方案、改进方案和等效方案。
本发明中，若非特指，所采用的原料和设备等均可从市场购得或是本领域常用的。下述实施例中的方法，如无特别说明，均为本领域的常规方法。本发明中术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
制备例
本发明公开了一种制LNG的液化工艺，包括脱碳过程和液化过程，其中，所述脱碳过程包括LNG液化原料气进入吸收装置，脱碳后，在所述吸收装置的上部，经除沫器分离夹带的溶液后流出，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，然后经气液分离装置分离出水份后，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，经气液分离装置分离出水份后，再进入脱水装置，所述脱水装置中，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，得到原料气，送入液化过程；所述液化过程包括原料气进入制冷换热器中，预冷后，流入低压精馏装置，进一步冷却后，然后流返回所述制冷换热器，继续降温到-156℃至-160℃，流入高压精馏装置中进行精馏，所述原料气中的氢气组分从所述高压精馏装置的上部馏出，形成富氢气物流，含有一氧化碳、氮气和甲烷的第一精馏气从高压精馏装置的下部流出，经节流降压进入低压精馏装置，所述第一精馏气中的一氧化碳、氮气，形成富一氧化碳物流，从所述低压精馏装置的上部馏出，剩余的物料形成第二精馏气，从所述低压精馏装置的下部流出。
本发明的原料低阶煤可以是粉煤也可以是块煤，当低阶煤采用块煤时，对过大块煤可以通过破碎、筛分处理以获得粒度较小的粉煤。优选采用粉煤作为原料，一方面是因为粉煤无需再经破碎、筛分处理，节省工艺步骤，烘干时受热面积大，烘干效率高，另一方面是粉煤相对块煤价格低廉。优选采用粒度小于20mm的粉煤，再进一步优选采用粒度小于6mm的粉煤。
为满足液化过程进入冷箱气体要求，需要将气体中过量的二氧化碳脱除。根据气体组分、投资、能耗、依托条件等综合比较，拟采用MDEA脱碳。优选地，在所述吸收装置中，所述NG液化原料气中的CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收。
吸收装置可以具体为吸收塔，来自上游的气体换热后进入缓冲罐，然后依次进入吸收塔下部，在吸收塔内，气体中CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收，气体脱碳合格后，在吸收塔上部经所述高压精馏装置的上部除沫器分离夹带的溶液，出吸收塔的气体进入净化气冷却器经循环水冷却至＜40℃，再经净化气分离器分离出气体中的水后送入脱水装置，脱水合格后再送入液化过程。
吸收塔底吸收CO2达到平衡的活性MDEA复合溶液称为富液，富液自塔底在气体自身压力作用下由塔底压出，进入富液闪蒸罐闪蒸部分CO2气体，经冷却器冷却后进入CO2分离器分离游离水，闪蒸罐底部的富液分别进入再生气换热器和贫富液换热器，最终由再生塔上部喷淋入塔。在再生塔内，溶液中气体分解释放出CO2，CO2随同大量的水蒸汽及少量活性MDEA复合溶液分别进入再生气换热器和CO2水冷却器，经CO2分离器分离冷凝水由冷凝液泵补充入系统循环使用，由CO2分离器分离出的CO2气体达标排放。
由再生塔底部引出贫液分别经贫富液换热器、贫液水冷却器换热降温至≤40℃，然后由贫液泵加压至3.0MPa送入溶液过滤器，然后分别进入吸收塔上部喷淋入塔内。再生塔底部设置蒸汽再沸器，以保证塔底温度在工艺范围内。
系统所需的溶液和药品由地下槽和地下泵完成，采用脱盐水控制系统水平衡。
经过脱碳后的所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，经过吸收装置脱碳合格后，从脱水装置的下部进入，与从所述脱水装置上部喷淋下来的无水三甘醇逆流接触，吸收水分后的三甘醇成为脱水富液，从脱水装置下部流出，流入再生装置。脱水合格后的再送入液化过程。优选地，所述脱水装置包括脱水塔、再生气加热器、再生气冷却器和再生气气液分离器，所述LNG液化原料气流经所述脱水塔，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，脱水后，三甘醇吸水后成为富液从所述脱水塔下部流出，脱水得到的所述原料气从所述脱水塔的上部流出。进一步，所述脱水塔包括第一脱水塔、第二脱水塔和第三脱水塔，从而实现所述脱水塔脱水及三甘醇再生。
优选地，所述第二精馏气流返回所述制冷换热器降温，过冷至-160℃至-180℃后，再进一步节流至约0.015MPa，流出所述制冷换热器，流入LNG储罐储存。
所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，得到原料气，送入液化过程；液化过程包括净化(脱氨、脱汞、脱苯脱水)、深冷液化分离两部分内容。优选地，脱水后的水含量低于1ppm、苯含量低于10ppm的合格天然气经粉尘过滤器过滤粉尘后进入冷箱。
优选地，还包括脱氨过程和脱汞过程，所述脱氨过程和脱汞过程串联，依次脱除所述原料气中的氨和汞，其中，所述脱氨过程包括所述原料气进入脱氨装置后，与从所述脱氨装置的上部喷淋而下的脱盐水接触，从而脱除所述原料气中的氨；所述脱汞过程包括脱氨后的所述原料气进入脱汞塔，在载硫活性炭的作用下，将所述原料气中的汞吸附下来，从而将所述原料气中的汞含量脱除至≤0.1μg/m3。
脱氨工艺和脱汞工艺，来自上游工段的脱碳气从下部进入脱氨塔与自所述高压精馏装置的上部喷淋而下的脱盐水在塔板上接触，脱除原料气中的氨。出脱氨塔原料气经原料气预冷却器换热、原料气气液分液罐分液、复热后，进入脱汞塔，在载硫活性炭的作用下，将气体中的汞吸附下来，出塔气体中的汞含量脱除至≤0.1μg/m3；脱汞后的天然气经过滤器除尘后送至脱水脱苯塔。
脱碳脱水合格后气体进入冷箱，在制冷换热器中预冷后抽出，进入低压精馏装置的塔釜(做塔底热源)进一步冷却后，然后返回制冷换热器继续降温到-156℃抽出，进入高压精馏塔精馏，天然气中的氢气组分从所述高压精馏装置的上部馏出，含一氧化碳、氮气的LNG从高压精馏塔底抽出经节流降压进入低压精馏装置中部，LNG中的一氧化碳、氮气从所述高压精馏装置的上部馏出，LNG从塔底抽出，此时温度为-138℃；LNG返回制冷换热器降温、过冷至约-160℃至-180℃后，再进一步节流至约0.015MPa后从冷箱中抽出送到LNG储罐储存。
从高压精馏所述高压精馏装置的上部馏出的富氢气，经制冷换热器复热到约28℃出冷箱。去脱水塔再生系统作再生气，输送至外管网。
从低压精馏所述高压精馏装置的上部馏出的富一氧化碳气，经制冷换热器复热到约28℃出冷箱，富一氧化碳气和富氢气部分作为燃料气，其余输送至外管网。
冷箱内的高低压精馏装置所述高压精馏装置的上部冷却器的冷量由氮气循环系统提供，循环氮气经氮压机入口缓冲罐进入氮气压缩机升压至2.84MPa，再经氮气预冷却器冷却到12℃后进入冷箱，进入冷箱的氮气在制冷换热器中冷却到-164℃(液氮)，分为两路，分别经两台节流阀节流后为两个精馏塔所述高压精馏装置的上部的冷凝器提供冷量，出两个精馏所述高压精馏装置的上部冷凝器的低温氮气汇合为一路，返回制冷换热器复热到约8℃后出冷箱，出冷箱后的氮气进入氮气压缩机继续循环。
冷箱的冷量主要来源于混合制冷剂循环系统，混合制冷剂(约0.24MPa)经制冷剂压缩机增压至2.8MPa，再经制冷剂预冷却器冷却到12℃，在制冷剂压缩机二段分液罐中分离为气液两相，气相制冷剂与液相制冷剂分别进入冷箱，在制冷换热器的不同位置节流降温，气相节流到0.32MPa，液相节流到0.29MPa，为制冷换热器提供冷量；返流制冷剂复热至约8℃后出冷箱，经制冷剂分液罐进入制冷剂压缩机继续循环。
自LNG槽车内蒸发的气体与贮槽BOG汇合后经空浴式加热器加热，再经BOG进出口换热器复热后，进入BOG压缩机增压，增压后的BOG气体进入BOG进出口换热器降温，降温后返回前系统(气柜或液化过程)。
停车期间，BOG经空浴式加热器升温后，送至低温火炬总管。
实验例1
LNG液化原料气的组成经检测分析，得到体积百分数含量。目的在于，检测分析得到的LNG产品组成、富氢气流组成、设备是否有结霜、堵塞等异常情况和液化工艺的能耗，计算出每立方LNG的液化工艺能耗量。
一种制LNG的液化工艺，包括脱碳过程和液化过程，其中，所述脱碳过程包括LNG液化原料气进入吸收装置，脱碳后，在所述吸收装置的上部，经除沫器分离夹带的溶液后流出，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，然后经气液分离装置分离出水份后，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，经气液分离装置分离出水份后，再进入脱水装置，所述脱水装置中，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，得到原料气，送入液化过程；所述液化过程包括原料气进入制冷换热器中，预冷后，流入低压精馏装置，进一步冷却后，然后流返回所述制冷换热器，继续降温到-156℃至-160℃，流入高压精馏装置中进行精馏，所述原料气中的氢气组分从所述高压精馏装置的上部馏出，形成富氢气物流，含有一氧化碳、氮气和甲烷的第一精馏气从高压精馏装置的下部流出，经节流降压进入低压精馏装置，所述第一精馏气中的一氧化碳、氮气，形成富一氧化碳物流，从所述低压精馏装置的上部馏出，剩余的物料形成第二精馏气，从所述低压精馏装置的下部流出。
经过脱碳后的所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，经过吸收装置脱碳合格后，从脱水装置的下部进入，与从所述脱水装置上部喷淋下来的无水三甘醇逆流接触，吸收水分后的三甘醇成为脱水富液，从脱水装置下部流出，流入再生装置。脱水合格后的再送入液化过程。优选地，所述脱水装置包括脱水塔、再生气加热器、再生气冷却器和再生气气液分离器，所述LNG液化原料气流经所述脱水塔，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，脱水后，三甘醇吸水后成为富液从所述脱水塔下部流出，脱水得到的所述原料气从所述脱水塔的上部流出。进一步，所述脱水塔包括第一脱水塔、第二脱水塔和第三脱水塔，从而实现所述脱水塔脱水及三甘醇再生。
在低压精馏装置中，由混合冷剂提供冷量在冷箱中完成；高压精馏装置中采用单塔或双塔流程脱除氢气、氮气、一氧化碳；含氢、氮气、一氧化碳的富甲烷混合气依次经冷箱、精馏塔底再沸器、冷箱将甲烷组分液化后，进入精馏分离系统中脱除氢气、氮气、一氧化碳，得到的LNG产品，和副产品富氢气和富一氧化碳气。
经检测,在LNG产品中，氢气含量≤2000ppm，氮气含量≤4％，一氧化碳≤6％。水分未检测出，具体结果见表1。
表1实验1的LNG液化原料气、LNG、富一氧化碳气和富氢气组成分析结果
组成 LNG液化原料气 LNG 富氢气 富一氧化碳气
H<sub>2</sub> 1.49 0.0117 24.942
CO 1.33 未检出 未检出 53.245
CO<sub>2</sub> 0.26 未检出 未检出
CH<sub>4</sub> 94.60 99.026 58.233 18.572
N<sub>2</sub> 1.89 0.957 16.819 28.183
H<sub>2</sub>O 0.42 未检出 未检出
设备没有有结霜、堵塞等异常情况，液化工艺的能耗以纯甲烷计算，为1285kJ/立方米。
实验例2
实验例2参考实验例1，不同的是，在实验例2的脱水装置包括脱水塔、再生气加热器、再生气冷却器和再生气气液分离器，脱水塔包括第一脱水塔、第二脱水塔和第三脱水塔，LNG液化原料气流经脱水塔，和三甘醇接触，脱水后，三甘醇吸水后成为富液从所述脱水塔下部流出，脱水得到的所述原料气从所述脱水塔的上部流出。
LNG液化原料气的组成经检测分析为甲烷、CO2，一氧化碳，氢气，水，其他。检测分析得到的LNG产品组成、设备是否有结霜、堵塞等异常情况和液化工艺的能耗，计算出每立方LNG的液化工艺能耗量。
经检测,在LNG产品中，氢气含量≤2000ppm，氮气含量≤4％，一氧化碳≤6％。水分未检测出，具体结果见表2。
表2实验2的LNG液化原料气、LNG、富一氧化碳气和富氢气组成分析结果
组成 LNG液化原料气 LNG 富氢气 富一氧化碳气
H<sub>2</sub> 1.49 0.0098 28.365 未检出
CO 1.33 未检出 未检出 59.524
CO<sub>2</sub> 0.26 未检出 未检出 未检出
CH<sub>4</sub> 94.60 99.147 51.729 15.384
N<sub>2</sub> 1.89 0.843 19.906 25.092
H<sub>2</sub>O 0.42 未检出 未检出 未检出
由于脱水装置由三台脱水塔、一台再生气加热器、一台再生气冷却器、一台再生气气液分离器组成。三台脱水塔通过控制各程控阀的开关实现脱水塔净化及再生的交替进行。
设备没有有结霜、堵塞等异常情况，液化工艺的能耗以纯甲烷计算，为1236kJ/立方米。
实验例3
实验例3参考实验例1，不同的是，在实验例3的吸收装置中，LNG液化原料气中的CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收。在所述吸收装置中，所述NG液化原料气中的CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收。吸收装置具体为吸收塔，来自上游的气体换热后进入缓冲罐，然后依次进入吸收塔下部，在吸收塔内，气体中CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收，气体脱碳合格后，在吸收塔上部经所述高压精馏装置的上部除沫器分离夹带的溶液，出吸收塔的气体进入净化气冷却器经循环水冷却至＜40℃，再经净化气分离器分离出气体中的水后送入脱水装置，脱水合格后再送入液化过程。
LNG液化原料气的组成经检测分析为甲烷、CO2，一氧化碳，氢气，水，其他。检测分析得到的LNG产品组成、设备是否有结霜、堵塞等异常情况和液化工艺的能耗，计算出每立方LNG的液化工艺能耗量。
经检测,在LNG产品中，氢气含量≤2000ppm，氮气含量≤4％，一氧化碳≤6％。水分未检测出，具体结果见表3。
表3实验3的LNG液化原料气、LNG、富一氧化碳气和富氢气组成分析结果
组成 LNG液化原料气 LNG 富氢气 富一氧化碳气
H<sub>2</sub> 1.49 0.0164 29.282 未检出
CO 1.33 未检出 未检出 55.990
CO<sub>2</sub> 0.26 未检出 未检出 未检出
CH<sub>4</sub> 94.60 99.0476 53.256 17.646
N<sub>2</sub> 1.89 0.936 17.462 26.364
H<sub>2</sub>O 0.42 未检出 未检出 未检出
由于脱水装置由三台脱水塔、一台再生气加热器、一台再生气冷却器、一台再生气气液分离器组成。三台脱水塔通过控制各程控阀的开关实现脱水塔净化及再生的交替进行。
设备没有有结霜、堵塞等异常情况，液化工艺的能耗以纯甲烷计算，为1268kJ/立方米。
对比例1
一种制LNG的液化工艺，包括液化过程，其中，原料气进入制冷换热器中，预冷后，流入第一精馏装置，进一步冷却后，然后流返回制冷换热器，继续降温到-156℃至-160℃，流入第二精馏装置中进行精馏，原料气中的氢气组分从第二精馏装置的上部馏出，形成富氢气物流，含有一氧化碳、氮气和甲烷的第一精馏气从第二精馏装置的下部流出，经节流降压进入第一精馏装置，第一精馏气中的一氧化碳、氮气，形成富一氧化碳物流，从第一精馏装置的上部馏出，剩余的物料形成第二精馏气，从第一精馏装置的下部流出。第一精馏装置和第二第一精馏装置均为常压精馏装置。
经检测,在LNG产品中，氢气含量≤2000ppm，氮气含量≤4％，一氧化碳≤6％。水分未检测出，具体结果见表4。
表4对比例1的LNG液化原料气、LNG、富一氧化碳气和富氢气组成分析结果
组成 LNG液化原料气 LNG 富氢气 富一氧化碳气
H<sub>2</sub> 1.49 0.141 23.335 未检出
CO 1.33 未检出 未检出 58.135
CO<sub>2</sub> 0.26 未检出 未检出 未检出
CH<sub>4</sub> 94.60 97.283 58.451 25.721
N<sub>2</sub> 1.89 2.576 18.214 16.126
H<sub>2</sub>O 0.42 未检出 未检出 未检出
设备中有轻微的结霜产生，液化工艺的能耗以纯甲烷计算，为1415kJ/立方米。
综上所述，本发明提供了一种制LNG的液化工艺的方法，通过将低阶煤中气化还原获得富气和提质煤，再将富气中的烃类等重整转化，或者将提质煤气化，获得甲烷合成原料所需的CO和H2，制备得到的富含甲烷的LNG液化原料气，一方面，通过将LNG液化原料气经过吸收装置、气液分离装置分和脱水装置，得到低水含量的原料气，一方面设备间通过耦合，一方面为富氢气流或富一氧化碳气流的再沸提供热量，冷却了LNG液化原料气，也省去外部热源，从而降低能耗，其能耗降低近20％，又一方面，所制备的天然气的杂质少，质量高，从而充分有效地利用了低阶煤中的挥发分和煤质，使得从低阶煤得到高价值的天然气，符合国家煤炭综合利用方向。
以上所述，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。

Claims (9)

1.一种制LNG的液化工艺，其特征在于，包括脱碳过程和液化过程，其中，所述脱碳过程包括LNG液化原料气进入吸收装置，脱碳后，在所述吸收装置的上部，经除沫器分离夹带的溶液后流出，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，然后经气液分离装置分离出水份后，然后进入冷却装置，冷却至＜40℃，经气液分离装置分离出水份后，再进入脱水装置，所述脱水装置中，所述LNG液化原料气和三甘醇接触，从而脱水，得到原料气，送入液化过程；所述液化过程包括原料气进入制冷换热器中，预冷后，流入低压精馏装置，进一步冷却后，然后流返回所述制冷换热器，继续降温到-156℃至-160℃，流入高压精馏装置中进行精馏，所述原料气中的氢气组分从所述高压精馏装置的上部馏出，形成富氢气物流，含有一氧化碳、氮气和甲烷的第一精馏气从高压精馏装置的下部流出，经节流降压进入低压精馏装置，所述第一精馏气中的一氧化碳、氮气，形成富一氧化碳物流，从所述低压精馏装置的上部馏出，剩余的物料形成第二精馏气，从所述低压精馏装置的下部流出。
2.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，在所述吸收装置中，所述LNG液化原料气中的CO2组份被活性MDEA复合溶液吸收。
3.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，所述富氢气物流，流经所述制冷换热器，复热到20-30℃流出。
4.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，所述富一氧化碳物流，经制冷却装置，复热到20-30℃后流出。
5.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，所述富氢气物流和/或所述富一氧化碳物流，和所述冷却装置耦合，从而复热到20-30℃后流出。
6.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，还包括脱氨过程和脱汞过程，所述脱氨过程和脱汞过程串联，依次脱除所述原料气中的氨和汞，其中，所述脱氨过程包括所述原料气进入脱氨装置后，与从所述脱氨装置的上部喷淋而下的脱盐水接触，从而脱除所述原料气中的氨；所述脱汞过程包括脱氨后的所述原料气进入脱汞塔，在载硫活性炭的作用下，将所述原料气中的汞吸附下来，从而将所述原料气中的汞含量脱除至≤0.1μg/m3。
7.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，所述脱水装置包括脱水塔、再生气加热器、再生气冷却器和再生气气液分离器，所述LNG液化原料气流经所述脱水塔，和三甘醇接触，进行脱水。
8.根据权利要求7所述的液化工艺，其特征在于，所述脱水塔包括第一脱水塔、第二脱水塔和第三脱水塔，从而实现所述脱水塔脱水及三甘醇再生。
9.根据权利要求1所述的液化工艺，其特征在于，所述第二精馏气流返回所述制冷换热器降温，过冷至-160℃至-180℃后，再进一步节流至约0.015MPa，流出所述制冷换热器，流入LNG储罐储存。
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