CN112378168B - 一种煤基富甲烷合成气深冷分离制lng的工艺与系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺与系统，属于煤化工领域。该系统包括氮气压缩制冷单元、粗合成气深冷分离单元、混合制冷剂压缩制冷单元和氨吸收制冷单元。本发明新添加的氨吸收制冷单元无需压缩，能耗低，且氨水分离塔塔釜热量将原流程的压缩热利用了起来，且能提供一定的冷量降低混合制冷剂的出口温度与流量，减少了压缩功。相对于传统煤制甲醇粗合成气深冷分离制天然气工艺，本发明能耗降低了25.8％，压缩功热利用率提高了33.40％，混合制冷剂流量下降了15.31％，混合制冷剂用于冷却自身的能量降低至83.5％，解决了传统工艺存在能耗高、热利用不充分、混合制冷剂能量利用不合理的问题。

Description

一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺与系统
技术领域
本发明属于煤化工领域，具体涉及一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺与系统。
背景技术
国内富煤、少气、缺油的资源现状，探明的煤储量有2000亿吨，国内相当大一部分有机化工产品有煤转化而来，以甲醇为例，80％的甲醇都是由煤炭转化而来的。甲醇在碳一化工领域占据一定的地位，是一种清洁环保燃料可与汽油柴油以一定的比例进行混合用于甲醇汽车燃料，并且可脱水制烯烃。
国内的烯烃大多是基于石脑油的裂解，作为原油进口大国，发展煤制甲醇是调整国家能源结构，降低烯烃工业对原油进口的依赖度具有一定的现实意义。在此背景下，煤制甲醇等化工产品是一项发展迅速、前景广阔的工业。
而粗合成气深冷分离对于煤化工产品质量具有重要意义，在此过程中分离的LNG(天然气)是清洁安全的优质能源，广泛运用于商业、民用、化工与发电产业，随着大气污染治理压力的不断增大，天然气市场供需缺口大，天然气进口量大，分离的LNG同时也能满足天然气市场需求，减少天然气进口。
传统的煤基富甲烷合成气深冷分离制天然气工艺如图1所示，主要流程描述如下：
全流程分为三个部分，分别是氮气压缩制冷、粗合成气深冷分离、混合制冷剂压缩制冷。
粗合成气深冷分离：粗合成气经压缩机与水冷器，进入深冷换热器降温深冷，出深冷换热器的合成气进入粗合成气气液分离罐进行气液分离，气相经膨胀机降压降温，液相经节流阀。出膨胀机和节流阀的粗合成气同时进入甲烷深冷分离塔进行分离，塔顶出口的合成气与塔釜出口的天然气进入LNG深冷器，出口天然气被冷却进入下一工段，出LNG深冷器的合成气经压缩机进入深冷换热器进行换热回收冷量，再进入下一个工段。
氮气压缩制冷：氮气经两段压缩与降温，降温后的氮气经氮气预冷器降温后，进入深冷换热器进行降温深冷，出深冷换热器的氮气进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，气相经膨胀机降压，液相经节流阀降压，温度进一步降低。降压后的气相与液相再进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，液相进入甲烷深冷分离塔的塔顶冷凝器为塔顶提供冷量完全气化。出塔顶冷凝器的氮气与气液分离罐气相混合，然后进入深冷换热器回收冷量后再进行压缩循环。
混合制冷剂压缩制冷:混合制冷剂经两段压缩与降温，再进入深冷换热器进行降温，出深冷换热器的混合制冷剂进入甲烷深冷分离塔再沸器为塔釜提供热量，温度降低，出塔釜再沸器的混合制冷剂再进入深冷换热器进行进一步的降温，出换热器的混合制冷剂经过节流阀降压，温度降低，再回流回深冷换热器为氮气、粗合成气与其本身提供冷量。
上述煤制甲醇粗合成气深冷分离制天然气工艺主要存在两点不足：
(1)全流程混合制冷剂、粗合成气、氮气压缩后所产生的热量全部由公用工程的冷却水提供冷量进行降温，造成冷却水的循环量大、成本高，并且热量没有合理利用，不节能环保。
(2)混合制冷剂的88.786％冷量用于冷却自身，剩下的11.22％用于冷却混合制冷剂与粗合成气，能量利用的不合理，导致混合制冷剂的用量增加，压缩的压力偏高，压缩功大，能耗高。
总而言之，传统工艺存在能耗高、热利用不充分、混合制冷剂能量利用不合理的问题。
发明内容
本发明为了克服以上能耗高、热利用不充分、混合制冷剂能量利用不合理的问题，提出了一种低能耗与能量与热利用合理的煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺与系统。通过本发明可以实现降低甲烷深冷分离中混合制冷剂的用量、减少过程中的压缩功并合理利用压缩所产生的热的目的。
本发明通过以下技术方案实现以上目的。
一种低能耗煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG系统，包括氮气压缩制冷单元、粗合成气深冷分离单元、混合制冷剂压缩制冷单元和氨吸收制冷单元；
其中主要包括氮气一次气液分离罐，氮气预冷器，氮气二次气液分离罐，深冷换热器，粗合成气气液分离罐，甲烷深冷分离塔，LNG深冷器，混合制冷剂气液分离罐，氨水加热器，氨水分离塔；
所述粗合成气深冷分离单元包括第一压缩机、第一水冷器、深冷换热器、甲烷深冷分离塔、粗合成气气液分离罐、第一膨胀机、第一节流阀、LNG深冷器、第二压缩机；
所述第一压缩机与所述第一水冷器连接，所述第一水冷器与所述深冷换热器的第七进口连接，所述深冷换热器的第七出口与所述甲烷深冷分离塔的塔釜再沸器连接，所述甲烷深冷分离塔的塔釜再沸器与所述深冷换热器第八进口连接，所述深冷换热器第八出口与粗合成气气液分离罐连接，所述粗合成气气液分离罐的顶部、底部分别与所述第一膨胀机、第一节流阀连接，所述第一膨胀机、第一节流阀与所述甲烷深冷分离塔连接，所述甲烷深冷分离塔与所述LNG深冷器连接，所述LNG深冷器与所述第二压缩机连接，所述第二压缩机与所述深冷换热器的第三进口连接；
所述氮气压缩制冷单元包括第三压缩机、氨水分离塔、第二水冷器、第四压缩机、第三水冷器、氮气预冷器、所述深冷换热器、氮气一次气液分离罐、第二膨胀机、第二节流阀和氮气二次气液分离罐；
所述第三压缩机与所述氨水分离塔的塔釜再沸器相连，所述氨水分离塔的塔釜再沸器与所述第二水冷器相连，所述第二水冷器、第四压缩机、第三水冷器、氮气预冷器依次连接，所述氮气预冷器与所述深冷换热器的第六进口相连，所述深冷换热器的第六出口与所述氮气一次气液分离罐连接，所述氮气一次气液分离罐的顶部、底部分别与所述第二膨胀机、第二节流阀连接，所述第二膨胀机、第二节流阀与所述氮气二次气液分离罐连接，所述氮气二次气液分离罐的顶部与所述深冷换热器的第二进口连接，所述深冷换热器的第二出口与所述氮气预冷器连接，所述氮气预冷器与第三压缩机连接；所述氮气二次气液分离罐的底部与所述甲烷深冷分离塔的塔顶冷凝器连接；所述甲烷深冷分离塔的塔顶冷凝器与所述深冷换热器的第二进口连接；
所述混合制冷剂压缩制冷单元包括第五压缩机、所述氨水分离塔、第四水冷器、第六压缩机、第五水冷器、所述深冷换热器、混合制冷剂气液分离罐、第三节流阀和第四节流阀；
所述第五压缩机与所述氨水分离塔的塔釜再沸器连接，所述氨水分离塔的塔釜再沸器、第四水冷器、第六压缩机、第五水冷器依次连接，所述第五水冷器与所述深冷换热器的第十一进口连接，所述深冷换热器的第十一出口与所述混合制冷剂气液分离罐连接，所述混合制冷剂气液分离罐的顶部、底部分别与深冷换热器的第九、第十进口连接，所述深冷换热器的第九、第十出口分别与第三节流阀、第四节流阀连接，所述第三节流阀与所述深冷换热器的第五进口连接，所述深冷换热器的第五出口与深冷换热器的第四进口连接，所述深冷换热器的第四出口与第五压缩机连接；所述第四节流阀与所述深冷换热器的第四进口连接；
所述氨吸收制冷单元包括泵、氨水加热器、所述氨水分离塔、第五节流阀、所述深冷换热器、第六节流阀和第六水冷器；
所述泵、氨水加热器、氨水分离塔依次连接，所述氨水分离塔的塔顶与第五节流阀连接，所述第五节流阀与所述深冷换热器的第一进口连接，所述深冷换热器的第一出口与所述第六水冷器连接，所述第六水冷器与所述泵连接；所述氨水分离塔的塔釜再沸器与氨水加热器连接，所述氨水加热器与第六节流阀连接，所述第六节流阀与所述第六水冷器连接。
利用以上所述的一种低能耗煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺与系统，包括氮气压缩制冷过程、粗合成气深冷分离过程、混合制冷剂压缩制冷过程和氨吸收制冷过程；
在所述氮气压缩制冷过程中，氮气经第三压缩机压缩后进入氨水分离塔的塔釜再沸器为塔釜提供热量，提供热量后的氮气经第二水冷器冷却后再经第四压缩机与第三水冷器进入氮气预冷器，经预冷后进入深冷换热器的第六进口，经深冷后经过第六出口进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，气相、液相分别经第二膨胀机、第二节流阀膨胀节流进入氮气二次气液分离罐再进行气液分离，氮气二次气液分离罐的液相进入甲烷深冷分离塔的塔顶冷凝器，经换热后出塔顶冷凝器与氮气二次气液分离罐的气相相混合，经混合后进入深冷换热器的第二进口，提供一部分冷量后经第二出口进入氮气预冷器，出氮气预冷器后进入第三压缩机进行循环；
在所述粗合成气深冷分离过程中，粗合成气经第一压缩机与第一水冷器进入深冷换热器的第七进口，换热后经过第七出口进入甲烷深冷分离塔的塔釜再沸器提供热量，出甲烷深冷分离塔的塔釜再沸器后进入深冷换热器第八进口，深冷后经过第八出口进入粗合成气气液分离罐中进行气液分离，气相、液相分别经第一膨胀机、第一节流阀膨胀节流后进入甲烷深冷分离塔，甲烷深冷分离塔塔釜的液相进入LNG深冷器，深冷后进入下一工段，甲烷深冷分离塔塔顶的气相进入LNG深冷器，换热后经第二压缩机进入深冷换热器的第三进口，换热后经过第三出口进入下一工段；
在所述混合制冷剂压缩制冷过程中，混合制冷剂经第五压缩机压缩后进入氨水分离塔的塔釜再沸器提供热量，再经第四水冷器冷却后再进入第六压缩机压缩，然后经第五水冷器冷却后进入深冷换热器的第十一进口，换热后经过第十一出口进入混合制冷剂气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别进入深冷换热器的第九、第十进口，经换热后，液相由深冷换热器的第十出口出来进入第四节流阀，气相由深冷换热器的第九出口出来，经过第三节流阀进入深冷换热器的第五进口，提供冷量后由深冷换热器的第五出口出来的混合制冷剂与经过第四节流阀的混合制冷剂相混合，再共同进入深冷换热器的第四进口，换热后经深冷换热器的第四出口进入第五压缩机进行循环；
在所述氨吸收制冷过程中，氨水经一台泵进入氨水加热器，加热后进入氨水分离塔进行气液分离，塔顶气相经第五节流阀进入深冷换热器的第一进口，提供冷量后经深冷换热器的第一出口流出，塔釜液相进入氨水加热器，提供热量后流出再经第六节流阀与深冷换热器的第一出口物流混合经第六水冷器冷却后进入泵中进行循环。
优选的，在所述混合制冷剂压缩制冷过程中，混合制冷剂在进压缩机前的流量为3760-5170kmol/h，温度为10-20℃，压力为1-1.5bar；二级压缩后的压力为16bar-24bar，所述混合制冷剂主要组分摩尔百分比为：甲烷22％-33％，氮气在2％-4％，丙烷在19％-29％，乙烯在36％-54％。
优选的，在所述混合制冷剂压缩制冷过程中，所述混合制冷剂出深冷换热器第十一出口的温度为-21℃至-31℃，压力为16bar-24bar；
所述混合制冷剂出深冷换热器第九出口的温度为-143℃至-175℃，压力为16bar-24bar，经深冷换热器第九出口出来的混合制冷剂节流后的压力为1-1.5bar；
所述混合制冷剂出深冷换热器第十出口温度为-96℃至-118℃，压力为16bar-24bar，经深冷换热器第十出口出来的混合制冷剂节流后的压力在1-1.5bar。
优选的，在所述氨吸收制冷过程中，所述氨水在进入泵前流量为5360-7370kmol/h，氨水主要组分摩尔百分比为：氨为20％-30％，水为70％-80％；所述氨水进氨水分离塔的压力为10-15bar，温度为109℃-130℃；氨水经氨水分离塔后塔顶出口温度为25-39℃，主要组分摩尔百分比为：氨为99.99％，水为0.01％；塔釜出口温度为123-143℃，主要组分摩尔百分比为：氨为20％，水为80％,节流后压力在1-1.2bar。
优选的，在所述粗合成气深冷分离过程中，所述粗合成气进口流量为3658-5030kmol/h，温度为24-36℃，压力为26-40bar，所述粗合成气主要组分摩尔百分比为：一氧化碳为22％-33％，氢气为55％-64％,甲烷为8％-15％；被压缩后压力至38bar-56bar。
优选的，在所述粗合成气深冷分离过程中，
粗合成气在深冷换热器第七出口的出口温度为-64.8℃至-97.2℃；
粗合成气在深冷换热器第八出口的出口温度为-148至-152℃；
粗合成气进甲烷深冷分离塔的压力为9.6bar-14.4bar,经分离后塔顶出口气体主要组分摩尔百分比为：一氧化碳为24％-36％，氢气为56％-84％；塔釜气体主要组分摩尔百分比为甲烷为90％-95％。
优选的，在所述粗合成气深冷分离过程中，LNG深冷换热器中LNG出口温度为-162℃；甲烷深冷分离塔塔顶合成气经LNG深冷换热器后压缩至20.8-31.2bar。
优选的，在所述氮气压缩制冷过程中，氮气进口流量为1600-2200kmol/h，温度为15-35℃，压力为2.8bar-4.2bar，二级压缩后压力在22-32bar；
氮气经氮气预冷器出口温度为-67℃至-101℃；
氮气出深冷换热器第六出口的温度为-155.8℃至-148.2℃，气相分率为0.56-0.84；
优选的，在所述氮气压缩制冷过程中，氮气一次气液分离罐气、液出口膨胀压力为2.8-4.2bar；
氮气出深冷换热器第二出口的温度为-86.4℃至-129.6℃。
相对于现有技术，本发明的系统及工艺具有如下优点及有益效果：
(1)本发明优化了粗合成气深冷分离制天然气工艺，新添加的氨吸收制冷单元无需压缩，能耗低，且氨水分离塔塔釜热量将原流程的压缩热利用了起来，且能提供一定的冷量降低混合制冷剂的出口温度与流量，减少了压缩功。实现更高资源利用率同时较小的设备改动降低工厂调整工艺的成本，能广泛应用于传统工艺的优化。
(2)本发明优化了传统煤基富甲烷合成气深冷分离制天然气工艺，能耗降低了25.8％，压缩功热利用率提高了33.40％，混合制冷剂流量下降了15.31％，混合制冷剂用于冷却自身的能量降低至83.5％。
附图说明
图1为传统煤基富甲烷合成气深冷分离制天然气工艺流程图。
图2为本发明煤基富甲烷合成气深冷分离制天然气工艺流程图。
图3为本发明深冷换热器的结构示意图。
具体实施方法
下面结合具体实施例对本发明作进一步具体详细描述，但本发明的实施方式不限于此，对于未特别注明的工艺参数，可参照常规技术进行。
以下实施例采用的系统设置如下：
一种低能耗煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的系统，包括氮气压缩制冷单元、粗合成气深冷分离单元、混合制冷剂压缩制冷单元和氨吸收制冷单元；
所述粗合成气深冷分离单元包括第一压缩机1、第一水冷器2、深冷换热器3、甲烷深冷分离塔4、粗合成气气液分离罐5、第一膨胀机6、第一节流阀7、LNG深冷器8、第二压缩机9；
所述第一压缩机1与所述第一水冷器2连接，所述第一水冷器2与所述深冷换热器3的第七进口连接，所述深冷换热器3的第七出口与所述甲烷深冷分离塔4的塔釜再沸器连接，所述甲烷深冷分离塔4的塔釜再沸器与所述深冷换热器3第八进口连接，所述深冷换热器3第八出口与粗合成气气液分离罐5连接，所述粗合成气气液分离罐5的顶部、底部分别与所述第一膨胀机6、第一节流阀7连接，所述第一膨胀机6、第一节流阀7与所述甲烷深冷分离塔4连接，所述甲烷深冷分离塔4与所述LNG深冷器8连接，所述LNG深冷器8与所述第二压缩机9连接，所述第二压缩机9与所述深冷换热器3的第三进口连接；
所述氮气压缩制冷单元包括第三压缩机10、氨水分离塔11、第二水冷器12、第四压缩机13、第三水冷器14、氮气预冷器15、所述深冷换热器3、氮气一次气液分离罐16、第二膨胀机17、第二节流阀18和氮气二次气液分离罐19；
所述第三压缩机10与所述氨水分离塔11的塔釜再沸器相连，所述氨水分离塔11的塔釜再沸器与所述第二水冷器12相连，所述第二水冷器12、第四压缩机13、第三水冷器14、氮气预冷器15依次连接，所述氮气预冷器15与所述深冷换热器3的第六进口相连，所述深冷换热器3的第六出口与所述氮气一次气液分离罐16连接，所述氮气一次气液分离罐16的顶部、底部分别与所述第二膨胀机17、第二节流阀18连接，所述第二膨胀机17、第二节流阀18与所述氮气二次气液分离罐19连接，所述氮气二次气液分离罐19的顶部与所述深冷换热器3的第二进口连接，所述深冷换热器3的第二出口与所述氮气预冷器15连接，所述氮气预冷器15与第三压缩机10连接；所述氮气二次气液分离罐19的底部与所述甲烷深冷分离塔4的塔顶冷凝器连接；所述甲烷深冷分离塔4的塔顶冷凝器与所述深冷换热器3的第二进口连接；
所述混合制冷剂压缩制冷单元包括第五压缩机20、所述氨水分离塔11、第四水冷器21、第六压缩机22、第五水冷器23、所述深冷换热器3、混合制冷剂气液分离罐24、第三节流阀25和第四节流阀26；
所述第五压缩机20与所述氨水分离塔11的塔釜再沸器连接，所述氨水分离塔11的塔釜再沸器、第四水冷器21、第六压缩机22、第五水冷器23依次连接，所述第五水冷器23与所述深冷换热器3的第十一进口连接，所述深冷换热器3的第十一出口与所述混合制冷剂气液分离罐24连接，所述混合制冷剂气液分离罐24的顶部、底部分别与深冷换热器3的第九、第十进口连接，所述深冷换热器3的第九、第十出口分别与第三节流阀25、第四节流阀26连接，所述第三节流阀25与所述深冷换热器3的第五进口连接，所述深冷换热器3的第五出口与深冷换热器3的第四进口连接，所述深冷换热器3的第四出口与第五压缩机20连接；所述第四节流阀26与所述深冷换热器3的第四进口连接；
所述氨吸收制冷单元包括泵27、氨水加热器28、所述氨水分离塔11、第五节流阀29、所述深冷换热器3、第六节流阀30和第六水冷器31；
所述泵27、氨水加热器28、氨水分离塔11依次连接，所述氨水分离塔11的塔顶与第五节流阀29连接，所述第五节流阀29与所述深冷换热器3的第一进口连接，所述深冷换热器3的第一出口与所述第六水冷器31连接，所述第六水冷器31与所述泵27连接；所述氨水分离塔11的塔釜再沸器与氨水加热器28连接，所述氨水加热器28与第六节流阀30连接，所述第六节流阀30与所述第六水冷器31连接。
传统煤基富甲烷合成气深冷分离制天然气工艺流程图见图1；本发明煤基富甲烷合成气深冷分离制天然气工艺流程图见图2，其中深冷换热器的结构示意图见图3。
实施例1
1、氮气压缩制冷单元
初始氮气温度为15℃，压力为2.8bar,流量为1600kmol/h,经压缩机压缩至15.5bar，压缩后的物流进入氨水分离塔塔釜再沸器为塔釜提供热量。提供热量后的氮气再经水冷器降温至33℃进入压缩机压缩至22bar，经水冷器降温至33℃，进入氮气预冷器进行预冷，出口温度为-67℃，再进入深冷换热器进一步降温至-155.8℃,气相分率为0.56，进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，气、液分别膨胀节流至2.8bar，再一次进入氮气二次气液分离罐进行气液分离，其中液相的氮气为甲烷分离塔塔顶提供冷量气化，与氮气二次气液分离罐的气相进行混合，进入深冷换热器进行冷量回收出口温度为-86.4℃，再进入氮气预冷器预冷氮气，出口温度为15℃然后进行循环。
2、粗合成气深冷分离单元
初始粗合成气温度为24℃，压力为26bar，流量为3658kmol/h,组成以摩尔百分比计为27％CO、62％H2、10.05％CH4、0.71％C2H6和0.24％的N2与AR。经压缩机压缩到38bar，再经水冷器降温至35℃，进入深冷换热器降温至-64.8℃，-64.8℃的粗合成气进入甲烷深冷分离塔塔釜再沸器提供热量，出塔釜再沸器的粗合成气再进入深冷换热器降温至-148℃，-148℃的粗合成气进入粗合成气气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别被膨胀与节流至9.6bar进入甲烷深冷分离塔，经分离后塔顶出口温度-181℃，流量为3251kmol/h，其主要组分摩尔百分比为一氧化碳在30.6％，氢气在69.29％。塔釜出口温度-124℃,流量为407kmol/h，其主要组分摩尔百分比为甲烷在93％。
塔釜的LNG(-124℃)与塔顶的合成气(-181℃)进入LNG深冷器，LNG被冷却至-162℃后进入下一工段，出LNG深冷器合成气温度为-170.1℃经过压缩至20.8bar进入深冷换热器进行冷量回收出口温度为30℃之后进入下一工段。
3、混合制冷剂压缩制冷单元
初始混合制冷剂温度为10℃，压力为1bar，流量为3760kmol/h。组成以摩尔百分比计为28％CH4、3％N2、24％丙烷与45％乙烯，经压缩至15bar，进入氨水分离塔塔釜再沸器提供热量，出塔釜的混合制冷剂再经水冷器冷却至33℃，再进入压缩机压缩至16bar，经水冷器冷却至33℃，进入深冷换热器冷却至-21℃，进入混合制冷剂气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别进入深冷换热器冷却到-96℃，被冷却到-96℃的罐底液相节流为1bar的气液混合体，被冷却到-96℃的罐顶气相再进入深冷换热器冷却到-143℃经节流至1bar，循环回深冷换热器为氮气、原料气与本身提供冷量，出深冷换热器后与被冷却到-107℃的罐顶液相节流为1.235bar的气液混合体混合再进入深冷换热器为氮气、原料气与本身提供冷量升温至10℃进行循环。
4、氨吸收制冷单元
初始稀氨水温度为24℃，压力为1bar，流量为5360kmol/h，组成以摩尔百分比计为25％NH3、75％H2O，经泵增压到10bar再经氨水加热器升温到109℃进入氨水分离塔进行氨水分离。塔釜稀氨水(氨摩尔分率20％、温度为123℃)进入氨水加热器加热原料出口温度为29℃再进入节流阀节流为1bar。塔顶浓氨水(氨摩尔分率99.99％、温度为25℃)节流为1bar、温度为-29℃，然后进入深冷换热器为混合制冷剂与原料气预冷，降低混合制冷剂出深冷换热器的温度减少压缩功，出深冷换热器后与经热回收后1bar的稀氨水混合进入水冷器冷却为24℃进行循环。
传统工艺流程能耗为21790.89，本实施例工艺流程能耗为16165.75，节能25.8％。传统工艺流程压缩所产生的需要由冷却水冷却的热量为23466.68kW，本实施例工艺流程压缩所产生的需要由冷却水冷却的热量为15956kW，本实施例工艺流程利用压缩所产生的热为5328.92kW，共占总的33.39％，压缩功热利用率提高了33.39％。传统工艺流程混合制冷剂冷却所需冷量23743.5kW，产生冷量26742.25kW，冷却自身占比88.786％，本实施例工艺流程混合制冷剂冷却所需冷量17533.1kW，产生冷量20992.54kW，冷却自身占比83.5％。传统工艺流程混合制冷剂流量为4440kmol/h，本实施例工艺流程混合制冷剂流量为3760kmol/h，减少了15.31％。
实施例2
1、氮气压缩制冷单元
初始氮气温度为24℃，压力为3.5bar,流量为1900kmol/h。经压缩机压缩至15.5bar，压缩后的物流进入氨水分离塔塔釜再沸器为塔釜提供热量。提供热量后的氮气再经水冷器降温至33℃进入压缩机压缩至27bar，经水冷器降温至33℃，进入氮气预冷器进行预冷，出口温度为-85℃，再进入深冷换热器进一步降温至-151.5℃，气相分率为0.7,进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，气、液分别膨胀节流至3.5bar，再一次进入氮气二次气液分离罐进行气液分离，其中液相的氮气为甲烷分离塔塔顶提供冷量气化，与氮气二次气液分离罐的气相进行混合温度为-184℃，进入深冷换热器进行冷量回收出口温度为-100℃，再进入氮气预冷器预冷氮气出口温度为24℃然后进行循环。
2、粗合成气深冷分离单元
初始粗合成气温度为30℃，压力为33bar，流量为4333kmol/h,组成以摩尔百分比计为27％CO、62％H2、10.05％CH4、0.71％C2H6和0.24％的N2与AR。经压缩机压缩到47bar，再经水冷器降温至35℃，进入深冷换热器降温至-81℃，-81℃的原料气进入甲烷深冷分离塔塔釜再沸器提供热量，出塔釜再沸器的粗合成气再进入深冷换热器降温至-150℃，-150℃的粗合成气进入粗合成气气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别被膨胀与节流至12bar进入甲烷深冷分离塔，塔釜的LNG(-120℃)与塔顶的合成气(-180℃)进入LNG深冷器，LNG被冷却至-162℃后进入下一工段，出LNG深冷器合成气温度为-170℃经过压缩至26.3bar进入深冷换热器进行冷量回收之后进入下一工段。
经分离后塔顶出口温度-180℃，流量为3858kmol/h，其主要组分摩尔百分比为一氧化碳在30.54％，氢气在69.10％。塔釜出口温度-120℃,流量为475kmol/h，其主要组分摩尔百分比为甲烷在93％。
3、混合制冷剂压缩制冷单元
初始混合制冷剂温度为16.1℃，压力为1.2bar,流量为4465kmol/h，组成以摩尔百分比计为28％CH4、3％N2、24％丙烷与45％乙烯，经压缩至15bar，进入氨水分离塔塔釜再沸器提供热量，出塔釜的混合制冷剂再经水冷器冷却至33℃，再进入压缩机压缩至20.21bar，经水冷器冷却至33℃，进入深冷换热器冷却至-26℃，进入混合制冷剂气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别进入深冷换热器冷却到-107℃，被冷却到-107℃的罐底液相节流为1.235bar的气液混合体，被冷却到-107℃的罐顶气相再进入深冷换热器冷却到-159℃经节流至1.2bar，温度降为-164℃，循环回深冷换热器为氮气、原料气与本身提供冷量，出深冷换热器后与被冷却到-107℃的罐顶液相节流为1.2bar的气液混合体混合再进入深冷换热器为氮气、原料气与本身提供冷量升温至16.1℃进行循环。
4、氨吸收制冷单元
初始稀氨水温度为30℃，压力为1.2bar，流量为6365kmol/h，组成以摩尔百分比计为25％NH3、75％H2O，经泵增压到13bar再经氨水加热器升温到123℃进入氨水分离塔进行氨水分离。塔釜稀氨水(氨摩尔分率20％、温度为135.9℃)进入氨水加热器加热原料出口温度为36.35℃再进入节流阀节流为1.2bar。塔顶浓氨水(氨摩尔分率99.99％、温度为34℃)节流为1.2bar、温度为-29.55℃，然后进入深冷换热器为混合制冷剂与原料气预冷，降低混合制冷剂出深冷换热器的温度减少压缩功，出深冷换热器后与经热回收后1.2bar的稀氨水混合进入水冷器冷却为30℃进行循环。
传统工艺流程能耗为25794.97kW，本实施例工艺流程能耗为19136.21kW，节能25.8％。传统工艺流程压缩所产生的需要由冷却水冷却的热量为27778.68kW，本实施例工艺流程压缩所产生的需要由冷却水冷却的热量为18889.8kW，本实施例工艺流程利用压缩所产生的热为6308.11kW，共占总的33.39％。传统工艺流程混合制冷剂冷却所需冷量28106.37kW，产生冷量31656.14kW，冷却自身占比88.786％，本实施例工艺流程混合制冷剂冷却所需冷量20754.81kW，产生冷量24849.92kW，冷却自身占比83.5％。传统工艺流程混合制冷剂流量为5272kmol/h，本实施例工艺流程混合制冷剂流量为4465kmol/h，减少了15.31％。
实施例3
1、氮气压缩制冷单元
初始氮气温度为35℃，压力为4.2bar,流量为2200kmol/h。经压缩机压缩至18.6bar，压缩后的物流进入氨水分离塔塔釜再沸器为塔釜提供热量。提供热量后的氮气再经水冷器降温至33℃进入压缩机压缩至32bar，经水冷器降温至33℃，进入氮气预冷器进行预冷，出口温度为-101℃，再进入深冷换热器进一步降温至-148.2℃，气相分率为0.84，进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，气、液分别膨胀节流至4.2bar，再一次进入氮气二次气液分离罐进行气液分离，其中液相的氮气为甲烷分离塔塔顶提供冷量气化，与氮气二次气液分离罐的气相进行混合温度为-184℃，进入深冷换热器进行冷量回收出口温度为-129.6℃，再进入氮气预冷器预冷氮气出口温度为35℃然后进行循环。
2、粗合成气深冷分离单元
初始粗合成气温度为36℃，压力为40bar，流量为5030kmol/h,组成以摩尔百分比计为27％CO、62％H2、10.05％CH4、0.71％C2H6和0.24％的N2与AR。经压缩机压缩到56bar，再经水冷器降温至35℃，进入深冷换热器降温至-97.2℃，-97.2℃的原料气进入甲烷深冷分离塔塔釜再沸器提供热量，出塔釜再沸器的粗合成气再进入深冷换热器降温至-152℃，-152℃的粗合成气进入粗合成气气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别被膨胀与节流至14.4bar进入甲烷深冷分离塔，塔釜的LNG(-114℃)与塔顶的合成气(-177℃)进入LNG深冷器，LNG被冷却至-162℃后进入下一工段，出LNG深冷器合成气温度为-170℃经过压缩至31.2bar进入深冷换热器进行冷量回收之后进入下一工段。
经分离后塔顶出口温度-177℃，流量为4478kmol/h，其主要组分摩尔百分比为一氧化碳在29.4％，氢气在70.20％。塔釜出口温度-114℃,流量为552kmol/h，其主要组分摩尔百分比为甲烷在93％。
3、混合制冷剂压缩制冷单元
初始混合制冷剂温度为20℃，压力为1.5bar,流量为5170kmol/h，组成以摩尔百分比计为28％CH4、3％N2、24％丙烷与45％乙烯，经压缩至15bar，进入氨水分离塔塔釜再沸器提供热量，出塔釜的混合制冷剂再经水冷器冷却至33℃，再进入压缩机压缩至24bar，经水冷器冷却至33℃，进入深冷换热器冷却至-31℃，进入混合制冷剂气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别进入深冷换热器冷却到-118℃，被冷却到-118℃的罐底液相节流为1.5bar的气液混合体，被冷却到-118℃的罐顶气相再进入深冷换热器冷却到-163℃经节流至1.5bar，温度降为-165℃，循环回深冷换热器为氮气、原料气与本身提供冷量，出深冷换热器后与被冷却到-118℃的罐顶液相节流为1.5bar的气液混合体混合再进入深冷换热器为氮气、原料气与本身提供冷量升温至20℃进行循环。
4、氨吸收制冷单元
初始稀氨水温度为30℃，压力为1.2bar，流量为7370kmol/h，组成以摩尔百分比计为25％NH3、75％H2O，经泵增压到15bar再经氨水加热器升温到130℃进入氨水分离塔进行氨水分离。塔釜稀氨水(氨摩尔分率20％、温度为143℃)进入氨水加热器加热原料出口温度为36℃再进入节流阀节流为1.2bar。塔顶浓氨水(氨摩尔分率99.99％、温度为39℃)节流为1.2bar、温度为-29.55℃，然后进入深冷换热器为混合制冷剂与原料气预冷，降低混合制冷剂出深冷换热器的温度减少压缩功，出深冷换热器后与经热回收后1.2bar的稀氨水混合进入水冷器冷却为30℃进行循环。
传统工艺流程能耗为30960kW，本实施例工艺流程能耗为22972kW，节能25.8％。传统工艺流程压缩所产生的需要由冷却水冷却的热量为33340kW，本实施例工艺流程压缩所产生的需要由冷却水冷却的热量为22670kW，本实施例工艺流程利用压缩所产生的热为15100kW，共占总的33.39％。传统工艺流程混合制冷剂冷却所需冷量33730kW，产生冷量37990kW，冷却自身占比88.786％，本实施例工艺流程混合制冷剂冷却所需冷量24900kW，产生冷量29820kW，冷却自身占比83.5％。传统工艺流程混合制冷剂流量为6104kmol/h，本实施例工艺流程混合制冷剂流量为5170kmol/h，减少了15.31％。

Claims (10)

1.一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG系统，其特征在于，包括氮气压缩制冷单元、粗合成气深冷分离单元、混合制冷剂压缩制冷单元和氨吸收制冷单元；
所述粗合成气深冷分离单元包括第一压缩机（1）、第一水冷器（2）、深冷换热器（3）、甲烷深冷分离塔（4）、粗合成气气液分离罐（5）、第一膨胀机（6）、第一节流阀（7）、LNG深冷器（8）、第二压缩机（9）；
所述第一压缩机（1）与所述第一水冷器（2）连接，所述第一水冷器（2）与所述深冷换热器（3）的第七进口连接，所述深冷换热器（3）的第七出口与所述甲烷深冷分离塔（4）的塔釜再沸器连接，所述甲烷深冷分离塔（4）的塔釜再沸器与所述深冷换热器（3）第八进口连接，所述深冷换热器（3）第八出口与粗合成气气液分离罐（5）连接，所述粗合成气气液分离罐（5）的顶部与所述第一膨胀机（6）连接，所述粗合成气气液分离罐（5）的底部与所述第一节流阀（7）连接，所述第一膨胀机（6）、第一节流阀（7）与所述甲烷深冷分离塔（4）连接，所述甲烷深冷分离塔（4）与所述LNG深冷器（8）连接，所述LNG深冷器（8）与所述第二压缩机（9）连接，所述第二压缩机（9）与所述深冷换热器（3）的第三进口连接；
所述氮气压缩制冷单元包括第三压缩机（10）、氨水分离塔（11）、第二水冷器（12）、第四压缩机（13）、第三水冷器（14）、氮气预冷器（15）、所述深冷换热器（3）、氮气一次气液分离罐（16）、第二膨胀机（17）、第二节流阀（18）和氮气二次气液分离罐（19）；
所述第三压缩机（10）与所述氨水分离塔（11）的塔釜再沸器相连，所述氨水分离塔（11）的塔釜再沸器与所述第二水冷器（12）相连，所述第二水冷器（12）、第四压缩机（13）、第三水冷器（14）、氮气预冷器（15）依次连接，所述氮气预冷器（15）与所述深冷换热器（3）的第六进口相连，所述深冷换热器（3）的第六出口与所述氮气一次气液分离罐（16）连接，所述氮气一次气液分离罐（16）的顶部与所述第二膨胀机（17）连接，所述氮气一次气液分离罐（16）的底部与所述第二节流阀（18）连接，所述第二膨胀机（17）、第二节流阀（18）与所述氮气二次气液分离罐（19）连接，所述氮气二次气液分离罐（19）的顶部与所述深冷换热器（3）的第二进口连接，所述深冷换热器（3）的第二出口与所述氮气预冷器（15）连接，所述氮气预冷器（15）与第三压缩机（10）连接；所述氮气二次气液分离罐（19）的底部与所述甲烷深冷分离塔（4）的塔顶冷凝器连接；所述甲烷深冷分离塔（4）的塔顶冷凝器与所述深冷换热器（3）的第二进口连接；
所述混合制冷剂压缩制冷单元包括第五压缩机（20）、所述氨水分离塔（11）、第四水冷器（21）、第六压缩机（22）、第五水冷器（23）、所述深冷换热器（3）、混合制冷剂气液分离罐（24）、第三节流阀（25）和第四节流阀（26）；
所述第五压缩机（20）与所述氨水分离塔（11）的塔釜再沸器连接，所述氨水分离塔（11）的塔釜再沸器、第四水冷器（21）、第六压缩机（22）、第五水冷器（23）依次连接，所述第五水冷器（23）与所述深冷换热器（3）的第十一进口连接，所述深冷换热器（3）的第十一出口与所述混合制冷剂气液分离罐（24）连接，所述混合制冷剂气液分离罐（24）的顶部与深冷换热器（3）的第九进口连接，所述混合制冷剂气液分离罐（24）的底部与深冷换热器（3）的第十进口连接，所述深冷换热器（3）的第九出口与第三节流阀（25）连接，所述深冷换热器（3）的第十出口与第四节流阀（26）连接，所述第三节流阀（25）与所述深冷换热器（3）的第五进口连接，所述深冷换热器（3）的第五出口与深冷换热器（3）的第四进口连接，所述深冷换热器（3）的第四出口与第五压缩机（20）连接；所述第四节流阀（26）与所述深冷换热器（3）的第四进口连接；
所述氨吸收制冷单元包括泵（27）、氨水加热器（28）、所述氨水分离塔（11）、第五节流阀（29）、所述深冷换热器（3）、第六节流阀（30）和第六水冷器（31）；
所述泵（27）、氨水加热器（28）、氨水分离塔（11）依次连接，所述氨水分离塔（11）的塔顶与第五节流阀（29）连接，所述第五节流阀（29）与所述深冷换热器（3）的第一进口连接，所述深冷换热器（3）的第一出口与所述第六水冷器（31）连接，所述第六水冷器（31）与所述泵（27）连接；所述氨水分离塔（11）的塔釜再沸器与氨水加热器（28）连接，所述氨水加热器（28）与第六节流阀（30）连接，所述第六节流阀（30）与所述第六水冷器（31）连接。
2.一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其利用权利要求1所述的煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG系统，其特征在于，包括氮气压缩制冷过程、粗合成气深冷分离过程、混合制冷剂压缩制冷过程和氨吸收制冷过程；
在所述氮气压缩制冷过程中，氮气经第三压缩机压缩后进入氨水分离塔的塔釜再沸器为塔釜提供热量，提供热量后的氮气经第二水冷器冷却后再经第四压缩机与第三水冷器进入氮气预冷器，经预冷后进入深冷换热器的第六进口，经深冷后经过第六出口进入氮气一次气液分离罐进行气液分离，气相、液相分别经第二膨胀机、第二节流阀膨胀节流进入氮气二次气液分离罐再进行气液分离，氮气二次气液分离罐的液相进入甲烷深冷分离塔的塔顶冷凝器，经换热后出塔顶冷凝器与氮气二次气液分离罐的气相相混合，经混合后进入深冷换热器的第二进口，提供一部分冷量后经第二出口进入氮气预冷器，出氮气预冷器后进入第三压缩机进行循环；
在所述粗合成气深冷分离过程中，粗合成气经第一压缩机与第一水冷器进入深冷换热器的第七进口，换热后经过第七出口进入甲烷深冷分离塔的塔釜再沸器提供热量，出甲烷深冷分离塔的塔釜再沸器后进入深冷换热器第八进口，深冷后经过第八出口进入粗合成气气液分离罐中进行气液分离，气相、液相分别经第一膨胀机、第一节流阀膨胀节流后进入甲烷深冷分离塔，甲烷深冷分离塔塔釜的液相进入LNG深冷器，深冷后进入下一工段，甲烷深冷分离塔塔顶的气相进入LNG深冷器，换热后经第二压缩机进入深冷换热器的第三进口，换热后经过第三出口进入下一工段；
在所述混合制冷剂压缩制冷过程中，混合制冷剂经第五压缩机压缩后进入氨水分离塔的塔釜再沸器提供热量，再经第四水冷器冷却后再进入第六压缩机压缩，然后经第五水冷器冷却后进入深冷换热器的第十一进口，换热后经过第十一出口进入混合制冷剂气液分离罐进行气液分离，气相与液相分别进入深冷换热器的第九、第十进口，经换热后，液相由深冷换热器的第十出口出来进入第四节流阀，气相由深冷换热器的第九出口出来，经过第三节流阀进入深冷换热器的第五进口，提供冷量后由深冷换热器的第五出口出来的混合制冷剂与经过第四节流阀的混合制冷剂相混合，再共同进入深冷换热器的第四进口，换热后经深冷换热器的第四出口进入第五压缩机进行循环；
在所述氨吸收制冷过程中，氨水经一台泵进入氨水加热器，加热后进入氨水分离塔进行气液分离，塔顶气相经第五节流阀进入深冷换热器的第一进口，提供冷量后经深冷换热器的第一出口流出，塔釜液相进入氨水加热器，提供热量后流出再经第六节流阀与深冷换热器的第一出口物流混合经第六水冷器冷却后进入泵中进行循环。
3.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，
在所述混合制冷剂压缩制冷过程中，混合制冷剂在进压缩机前的流量为3760-5170kmol/h，温度为10-20℃，压力为1-1.5bar；二级压缩后的压力为16bar-24bar，所述混合制冷剂主要组分摩尔百分比为：甲烷22%-33%，氮气在2%-4%，丙烷在19%-29%，乙烯在36%-54%。
4.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，
在所述混合制冷剂压缩制冷过程中，所述混合制冷剂出深冷换热器第十一出口的温度为-21℃至-31℃；
所述混合制冷剂出深冷换热器第九出口的温度为-143℃至-163℃，压力为16bar-24bar，经深冷换热器第九出口出来的混合制冷剂节流后的压力为1bar-1.5bar；
所述混合制冷剂出深冷换热器第十出口温度为-96℃至-118℃，压力为16bar-24bar，经深冷换热器第十出口出来的混合制冷剂节流后的压力在1bar-1.5bar。
5.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，在所述氨吸收制冷过程中，所述氨水在进入泵前流量为5360-7370kmol/h，氨水主要组分摩尔百分比为：氨为20%-30%，水为70%-80%；所述氨水进氨水分离塔的压力为10-15bar，温度为109℃-130℃；氨水经氨水分离塔后塔顶出口温度为25-39℃，主要组分摩尔百分比为：氨为99.99%，水为0.01%；塔釜出口温度为123-143℃，主要组分摩尔百分比为：氨为20%，水为80%；节流后压力在1-1.2bar。
6.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，在所述粗合成气深冷分离过程中，粗合成气进口流量为3658-5030kmol/h，温度为24-36℃，压力为26-40bar，所述粗合成气主要组分摩尔百分比为：一氧化碳为22%-33%，氢气为55%-64%,甲烷为8%-15%；被压缩后压力至38bar-56bar。
7.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，在所述粗合成气深冷分离过程中，
粗合成气在深冷换热器第七出口的出口温度为-64.8℃至-97.2℃；
粗合成气在深冷换热器第八出口的出口温度为-148℃至-152℃；
粗合成气进甲烷深冷分离塔的压力为9.6bar-14.4bar,经分离后塔顶出口气体主要组分摩尔百分比为：一氧化碳为24%-36%，氢气为56%-84%；塔釜气体主要组分摩尔百分比为甲烷为90%-95%。
8.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，在所述粗合成气深冷分离过程中，LNG深冷换热器中LNG出口温度为-162℃；甲烷深冷分离塔塔顶合成气经LNG深冷换热器后压缩至20.8-31.2bar。
9.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，在所述氮气压缩制冷过程中，氮气进口流量为1600-2200kmol/h，温度为15-35℃，压力为2.8bar-4.2bar；二级压缩后压力在22-32bar；
氮气经氮气预冷器出口温度为-67℃至-101℃；
氮气出深冷换热器第六出口的温度为-155.8℃至-148.2℃，气相分率为0.56-0.84。
10.根据权利要求2所述的一种煤基富甲烷合成气深冷分离制LNG的工艺，其特征在于，在所述氮气压缩制冷过程中，氮气一次气液分离罐气、液出口膨胀压力为2.8-4.2bar；
氮气出深冷换热器第二出口的温度为-86.4℃至-129.6℃。
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