CN110926106A - 一种制lng的液化工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种制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，进入冷却装置，冷却至0‑6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，送入液化过程；本发明的液化工艺，通过将低阶煤制备得到的富含甲烷的LNG液化原料气分离出水份后送入液化过程，一方面，得到低水含量的原料气，一方面设备间通过耦合，省去外部热源，从而降低能耗，其能耗降低近10％，又一方面，所制备的天然气质量高，从而充分有效地利用了低阶煤中的挥发分和煤质，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、冷却装置和气液分离装置分，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，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，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℃，接着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所述高压精馏装置的下部流出，经节流降压再进入所述低压精馏装置，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。
烘干工艺将低阶煤中大部分的水分去除，得到烘干后的低阶煤和废气，烘干后的低阶煤进入气化还原工艺发生反应得到高温的富气和带有一定温度的提质煤。高温的富气中含有CO、H2、CO2、烃类、灰尘、煤焦油、萘、水蒸气、不饱和烃类和含硫化合物等，通过净化工艺除去固体灰尘、焦油、萘和水蒸气等杂质，从而得到净化后的富气。净化后的富气依次通过脱硫工艺和第一压缩工艺处理得到重整转化原料气。脱硫工艺又包括粗脱硫工艺和粗脱硫工艺，净化后的富气通过粗脱硫工艺初步除掉大部分含硫化合物，使得H2S脱除到20mg/Nm3以下；再通过第一压缩工艺提高气体压力，利用精脱硫工艺继续脱除净化后的富气中的含硫化合物，将净化后的富气中的总硫脱到0.1ppm以下，防止含硫化合物造成后续工艺中的催化剂中毒，达到后续重整转化工艺的催化剂和甲烷合成工艺的催化剂对硫含量的要求。重整转化原料气主要包含CO、CO2、H2和烃类，众所周知，CO和H2可直接作为化工合成的一级原料，烃类则需要重整转化才能生成CO和H2，因此利用重整转化工艺将重整转化原料气中部分烃类重整转化得到包含CO和H2的重整转化气，重整转化后重整转化气中CO和H2总的体积百分比增加，有利于提高后续甲烷合成原料的量。
甲烷合成所需的甲烷合成气中的有效组分为H2、CO、CO2，对甲烷合成气中氢碳比的要求有以下表达式：R＝(H2-CO2)/(CO+CO2)，其中，甲烷合成气的氢碳比R值的理论值为2.0，最佳值为2.05-2.1。而上述制备的重整转化气中的氢碳比R值通常不能刚好满足R值界于2.05-2.1，因此利用通过脱碳补碳工艺、变换转化工艺和补氢工艺中的一种或者几种调整重整转化气的氢碳比使得到甲烷合成气的氢碳比R值调整为2.05～2.1。
最后，甲烷合成气通过第二压缩工艺、甲烷合成工艺得到粗甲烷和甲烷驰放气，所述粗甲烷通过甲烷精馏工艺得到产品甲烷。精馏工艺的回收率约99.5％，所得甲烷的杂质少，质量高，精甲烷规格满足GB338-2011优等品甲烷质量指标要求。现在工业化生产制甲烷基本以无烟煤气化成合成气，再制甲烷，原料无烟煤的单位成本价格在1200-1500元/T左右，1T煤制取约0.294T甲烷，而本发明的原料低阶煤的单位成本价格在80～100元/T，低阶煤中挥发分含量在20～55wt％，以1T低阶煤为计，利用低阶煤中挥发分制甲烷的得率为15％。如下表1所示，以低阶煤为原料制备的甲烷的单位成本价格远低于以无烟煤为原料制备的甲烷的单位成本价格，因此采用本发明中的方法制备甲烷大大减少了了原料的成本支出。另外，在利用低阶煤制备甲烷的工艺中，还可得到副产物提质煤和煤焦油，提质煤的单位价格为500-600元/T；煤焦油的单位价格为2000-2500元/T，提质煤和煤焦油的产品价值高。
优选地，所述冷却装置经循环水冷却，所述冷却装置和所述液化过程装置耦合，从而进行串联冷却，所述液化过程装置包括制冷换热器、低压精馏装置和高压精馏装置中的至少一套。
优选地，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。
优选地，所述富氢气物流和/或富一氧化碳物流，流经所述冷却装置，复热到20-40℃流出。
优选地，所述富氢气物流和/或富一氧化碳物流，流经所述制冷换热器，复热到20-40℃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，送入液化过程前，所述原料气还流经脱水装置，所述脱水装置包括脱水塔，所述原料气流经所述脱水塔，和脱水溶剂接触，脱水后，所述脱水溶剂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。
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，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，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，送入液化过程，一方面，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，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，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℃，接着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所述高压精馏装置的下部流出，经节流降压再进入所述低压精馏装置，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。
低阶煤中挥发分含量一般为20％-55％，焦油的含量为3％-15％左右，固定碳的含量为30％-60％、水的含量为10％-40％，剩余为灰尘等其他杂质。低阶煤的煤化程度低，但蕴藏丰富的油气资源，低阶煤中富含的挥发分对提取合成气非常有利，因此优选挥发分在30％-55％之间的低阶煤。
烘干一般只能除去低阶煤中大部分的自由水，而不能除掉低阶煤中的结合水，因此，低阶煤通过烘干工艺处理后得到烘干后的低阶煤和废气，所得烘干后的低阶煤依然含有一定量的水分，这部分剩余的水分可在后续的气化还原工艺中气化变成水蒸气。
本发明的烘干工艺可以为一级，也可以为多级，因为如果一级烘干工艺后低阶煤的含水率仍然达不到工艺的要求，可以采用二级烘干、三级烘干工艺等多级烘干继续进一步干燥，直到烘干后低阶煤的含水率符合工艺条件为止。
通过烘干工艺烘干后的低阶煤进入至气化还原工艺进行反应，其中，气化还原工艺是在无氧或微氧条件下对烘干后的低阶煤进行加热的化学反应工艺。烘干后的低阶煤进入气化还原工艺，在烟气等加热介质的加热下，反应过程中无需加入添加剂等其他物质，温度一般为350℃-800℃，压力≤30Kpa下发生复杂化学反应的过程，得到固态的碳和高温的富气，其中，固态的碳即为提质煤，提质煤中的挥发分8-15wt％。高温的富气为包含CO、H2、CO2、烃类、煤焦油、萘、卤化物、灰尘和含硫化合物等的多杂质气体。
气化还原工艺可以为一级，也可以为多级。当采用一级气化还原工艺时，主要是为了得到大部分高温的富气，温度的高低直接影响后续产气量、提质煤的产量和一级提质煤的温度，气化还原工艺的反应温度为350℃-800℃，提质煤中的挥发分含量为8-15wt％，进一步优选，气化还原工艺的反应温度为400-750℃；再进一步优选450-700℃。
从气化还原工艺得到的高温的富气进入净化工艺以便得到净化后的富气。净化工艺包括除尘工艺和脱焦油工艺等。富气依次经除尘工艺和脱焦油工艺包含CO、H2和烃类的净化后的富气。
净化后的富气经部分烃类重整转化工艺即为重整转化原料气中气体各组分不经分离，直接将部分烃类重整转化为CO和H2的烃类转化工艺，因为重整转化的目的只是为了将烃类转化生成CO和H2，而重整转化原料气中自身已含有一部分CO和H2，因此无需将烃类从重整转化原料气中分离出来烃类再进行烃类的重整转化，采用这样的操作节省了工艺步骤，经济效益高。
重整转化工艺主要包括蒸汽重整转化、蒸汽纯氧重整转化和纯氧重整转化。
蒸汽重整转化、蒸汽纯氧气重整转化均需要催化剂，重整转化工艺的催化剂多为负载型催化剂，活性组分主要是Ni、Co、Fe、Cu等非金属和Rh、Ru、Pt等贵金属。重整转化一般需要供热，可以采用直接供热或者间接供热的方式。重整转化气中CO和H2的来源为两个部分，一部分为重整转化原料气中部分烃类通过催化转化得到的CO和H2，另一部分为重整转化原料气中的原有H2和CO。
蒸汽纯氧气重整转化是采用纯氧(氧气)与一部分烃类燃烧直接供热，使反应温度达到850-1300℃，在催化剂的作用下的，重整转化原料气中的部分烃类与水蒸气反应生成CO和H2；蒸汽重整转化时采用外界供热，使温度达到850-1200℃，在催化剂的作用下使得重整转化原料气中的部分烃类与水蒸气反应生成CO和H2；两种方法的主要反应机理为：
(1)CmHn+mH2O＝mCO+1/2(n+2m)H2主反应，吸热反应
(2)
Figure BDA0002298753820000061
副反应，吸热反应
甲烷合成所需的甲烷合成气中的有效组分为H2、CO、CO2，对甲烷合成气中氢碳比的要求有以下表达式：R＝(H2-CO2)/(CO+CO2)，其中，甲烷合成气的氢碳比R＝(H2-CO2)/(CO+CO2)理论值为3.0，最佳值为2.9-3.1。
合成甲烷主要的化学反应式如下：
Figure BDA0002298753820000062
Figure BDA0002298753820000063
由于甲烷合成过程中存在许多副反应，这些副反应生成了大量的惰性气体并在工艺中不断累积，影响甲烷合成工艺的正常运行，必须不断地排放，这种排放气体称为甲烷驰放气。甲烷驰放气的主要成分为H2、CO、H2O和CH4等惰性气体，其中H2和CH4体积百分含量约占90％左右。采用变压吸附技术回收甲烷驰放气中的H2，能达到增产甲烷和节能减排双重目的。通过变压吸附等回收甲烷弛放气中的H2补充重整转化气中，也可以将从后续甲烷驰放气中回收的H2作为循环气补充机内第二压缩工艺中，另外回收的H2也可作为燃料燃烧供热。或者不经变压吸附提纯H2，直接将甲烷驰放气作为循环气通入第二压缩工艺中作为甲烷合成的一部分原料。另外甲烷合成过程中，富产蒸汽的的压力一般为2.5MPa左右，这部分蒸汽可作为本装置甲烷合成塔副产可作为重整转化工艺中蒸汽重整转化的水蒸气的来源，废热废水再利用，节省了本工艺成本支出。
从甲烷合成工艺得到的粗甲烷进入制LNG的液化工艺。
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后流出，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，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。
优选地，所述冷却装置经循环水冷却，所述冷却装置和所述液化过程装置耦合，从而进行串联冷却，所述液化过程装置包括制冷换热器、低压精馏装置和高压精馏装置中的至少一套。
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。
优选地，送入液化过程前，所述原料气还流经脱水装置，所述脱水装置包括脱水塔，所述原料气流经所述脱水塔，和脱水溶剂接触，脱水后，所述脱水溶剂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。经过脱碳后的所述LNG液化原料气和脱水溶剂接触，从而脱水，脱水溶剂包括三甘醇，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℃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。
优选地，所述富氢气物流和/或富一氧化碳物流，流经所述制冷换热器，复热到20-40℃流出。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。
优选地，所述富氢气物流和/或富一氧化碳物流，流经所述冷却装置，复热到20-40℃流出。
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0-5℃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，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，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℃，接着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所述高压精馏装置的下部流出，经节流降压再进入所述低压精馏装置，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。
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 0.103 29.411 未检出
CO 1.33 未检出 未检出 55.254
CO<sub>2</sub> 0.26 未检出 未检出 未检出
CH<sub>4</sub> 94.60 99.026 54.447 15.275
N<sub>2</sub> 1.89 98.875 16.142 29.471
H<sub>2</sub>O 0.42 未检出 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1312kJ/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的冷却装置经循环水冷却，冷却装置和液化过程装置耦合，从而进行串联冷却，所述液化过程装置包括制冷换热器、低压精馏装置和高压精馏装置中的至少一套，具体是和低压精馏装置耦合。
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
Figure BDA0002298753820000101
Figure BDA0002298753820000111
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1255kJ/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
Figure BDA0002298753820000112
Figure BDA0002298753820000121
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1288kJ/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，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，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，送入液化过程，一方面，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。
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 (8)

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，进入冷却装置，冷却至0-6℃左右，经气液分离装置分离出水份后得到原料气，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℃，接着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所述高压精馏装置的下部流出，经节流降压再进入所述低压精馏装置，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，所述冷却装置经循环水冷却，所述冷却装置和所述液化过程装置耦合，从而进行串联冷却，所述液化过程装置包括制冷换热器、低压精馏装置和高压精馏装置中的至少一套。
3.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。
4.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/或富一氧化碳物流，流经所述冷却装置，复热到20-40℃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/或富一氧化碳物流，流经所述制冷换热器，复热到20-40℃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，送入液化过程前，所述原料气还流经脱水装置，所述脱水装置包括脱水塔，所述原料气流经所述脱水塔，和脱水溶剂接触，脱水后，所述脱水溶剂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。
8.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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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113150849A (zh) * 2021-05-26 2021-07-23 杨皓 一种焦炉气生产lng的改进工艺

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102719289A (zh) * 2012-06-21 2012-10-10 新地能源工程技术有限公司 一种焦炉煤气制lng并联产氢气的工艺方法
CN108641738A (zh) * 2018-08-09 2018-10-12 浙江天禄环境科技有限公司 一种煤清洁利用的进料出气除灰装置
EP3499159A1 (de) * 2017-12-12 2019-06-19 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und anlage zur herstellung von flüssigerdgas

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102719289A (zh) * 2012-06-21 2012-10-10 新地能源工程技术有限公司 一种焦炉煤气制lng并联产氢气的工艺方法
EP3499159A1 (de) * 2017-12-12 2019-06-19 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und anlage zur herstellung von flüssigerdgas
CN108641738A (zh) * 2018-08-09 2018-10-12 浙江天禄环境科技有限公司 一种煤清洁利用的进料出气除灰装置

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
赵玉明: "《环境工程工艺设计教程》", 31 December 2013 *

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113150849A (zh) * 2021-05-26 2021-07-23 杨皓 一种焦炉气生产lng的改进工艺

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