CN113841020B - 双模式液化天然气（lng）液化器 - Google Patents

双模式液化天然气（lng）液化器 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种双模式LNG液化器布置，该双模式LNG液化器布置能够被配置为在广义地表征为不具有涡轮膨胀的低压液氮添加LNG液化器的第一模式下或广义地表征为具有涡轮膨胀的低压液氮添加LNG液化器的第二模式下操作。

Description

双模式液化天然气(LNG)液化器
技术领域
本发明涉及液化天然气(LNG)的生产，并且更特别地，涉及适用于分布式LNG生产环境中的小规模或微规模氮制冷LNG生产系统。
背景技术
能源、运输、供热、发电和公用事业部门对LNG生产和LNG使用应用两者的需求和认可正在迅速增加，因为使用LNG成本较低，替代燃料还允许潜在减少碳排放和其他有害排放，诸如氮氧化物(NOX)、硫氧化物(SOX)和通常被认为对空气质量有害的颗粒物。
一种这样的LNG生产应用是火炬气捕获，因为许多能源公司寻求通过气体副产物的净化和液化以及随后借助于沿公路或海洋运输分布所得的LNG或现场使用LNG燃料来减少与原油和沥青生产相关联的甲烷气体的燃烧的方法。美国能源信息署(EIA)报道，仅在2017年一年，排放和/或燃烧了超过2350亿立方英尺的天然气，这基本上从国家石油和天然气供应链中丢弃了非常有价值的资源。
在几乎无法访问天然气管道分布网络的区域中，分布式LNG生产已经出现一个新的趋势，其涉及构建和操作内置于可获得低成本天然气或甲烷生物气的吸引人的来源的地区中的较小LNG工厂或生产系统，并且当前存在对LNG的需求或者期望该需求随时间推移而增长。利用这种小规模LNG生产，闲置(stranded)气体资源拥有者可以将他们的不能连接到天然气管道网络的天然气资产货币化。这种小规模LNG生产还可以经济地实现或进一步增强不具有管道基础设施的某些地区中的原油生产，该管道基础设施可以采集与油一起生产的相关联的天然气。其他分布式LNG机会包括油井播种、压缩天然气加气站处的LNG供应、来自生物气源(诸如填埋场、农场、工业/市政废物和废水作业)的LNG生产等。
大多数常规小规模或微规模LNG生产系统的目标是生产每天5000加仑(0.4MMSCFD)到每天15000加仑(1.2MMSCFD)的LNG，并且采用机械制冷来将收集的气体冷却到天然气液化所需的零度以下的温度。市场上的小规模或微规模基于机械的制冷解决方案的两个示例是由Siemens Dresser Rand提供的LNGoTM微规模LNG生产系统以及由Galileo设计并制造的
Figure BDA0003333747530000021
LNG生产站。
与基于氮制冷的LNG生产系统相比，用于小规模LNG生产的这些基于机械的制冷LNG生产系统的缺点包括基于机械的制冷LNG生产系统的相对高的资本成本、基于机械的制冷LNG生产系统的较大大小/占地面积和复杂性、显著的功耗、与基于机械的制冷LNG生产系统中的压缩和制冷装备相关联的高维护成本，以及在安装/调试期间设计灵活性的普遍缺乏以及特别是在下调操作期间的系统效率低下。
虽然基于氮制冷的液化系统是众所周知的并且目前用于大规模LNG生产工厂，但是该技术尚未证明对于小规模或微规模LNG生产是商业可行的。需要的是一种低资本成本的基于氮制冷的微规模LNG生产系统，该微规模LNG生产系统是紧凑、模块化且能够移动的，还在微规模LNG生产系统的配置中提供设计和成本灵活性。
发明内容
本发明的特征可表征为一种双模式天然气液化器，该双模式天然气液化器包括：(i)热交换器，该热交换器具有多个冷却通道和多个加温通道，该热交换器被配置为经由与横穿加温通道的氮的间接热交换来液化横穿冷却通道的气态天然气；(ii)天然气入口，该天然气入口设置在热交换器上并且被配置为接收气态天然气进料并通过多个冷却通道分布天然气；(iii)天然气出口，该天然气出口设置在热交换器上并且被配置为从热交换器排放液化天然气；(iv)液氮入口，该液氮入口设置在热交换器上并且被配置为接收液氮进料并通过多个加温通道分布液氮；(v)气态氮出口，该气态氮出口设置在热交换器上并且被配置为从热交换器排放汽化氮；(vi)中间出口，该中间出口设置在热交换器上并且耦接到多个加温通道中的一个或多个加温通道，并且被配置为使穿过多个加温通道中的一个或多个加温通道的气态氮流转向；(vii)第一中间入口，该第一中间入口设置在热交换器上；和(viii)第二中间入口，该第二中间入口设置在热交换器上。
目前所公开的双模式天然气液化器被配置为在第一模式或第二模式下操作。当在第一模式下操作时，中间出口与第一中间入口流体连通，并且转向的气态氮流经由第一中间入口重新引入到热交换器内的加温通道，其中重新引入的氮流的温度等于或大于该转向的气态氮流的温度。另一方面，当双模式天然气液化器被配置为在第二模式下操作时，中间出口与第二中间入口流体连通，并且其中转向的气态氮流膨胀，并且膨胀的氮流经由第二中间入口重新引入到热交换器内的加温通道，并且转向的气态氮流经由第一中间入口重新引入到热交换器内的加温通道，其中重新引入的氮流的温度小于转向的气态氮流的温度。
另外，当双模式天然气液化器被配置为在第二模式下操作时，该双模式天然气液化器还包括涡轮，该涡轮被配置为使转向的气态氮流膨胀并产生温度小于转向的氮流的温度的涡轮排气流。涡轮优选地为具有在2.0与4.0之间的膨胀比的空气轴承涡轮。此外，为了在第二模式期间隔离热交换器内的氮流动，安装冷端盲凸缘和温端盲凸缘。冷端盲凸缘将温热交换器内的第一组加温通道与第二组加温通道流体隔离，从而防止离开冷热交换器的氮到达第二组加温通道。温端盲凸缘靠近第一中间入口设置并且被配置为防止氮经由第一中间入口进入或离开热交换器的任何流动。
热交换器包括两个或更多个单独的热交换器，该两个或更多个单独的热交换器包括冷热交换器和温热交换器。冷热交换器的加温通道与温热交换器的加温通道流体连通，并且冷热交换器的冷却通道与温热交换器的冷却通道流体连通。在这两个热交换器布置中，液化天然气出口和液氮入口设置在冷热交换器上，而天然气入口和氮出口设置在温热交换器上。优选地，温热交换器是钎焊铝热交换器，而冷热交换器是钎焊不锈钢热交换器或不锈钢螺旋缠绕式热交换器。另外，第二中间入口优选地设置在冷热交换器与温热交换器之间，而中间出口和第一中间入口优选地设置在温热交换器的中间位置处。
与具有机械制冷的常规小规模LNG工厂相比，在LNG工厂中使用本发明的双模式LNG液化器可以预期导致LNG工厂的总资本成本更低，该LNG工厂的规模通常是捕获约0.4至1.5MMSCFD范围内的火炬气体积所需的。
具有液氮制冷的本发明的小规模LNG生产系统存在至少两个有区别的且有利的特征。首先，具有液氮制冷的小规模LNG生产系统被设计成或配置为在双模式下工作，包括不具有涡轮的第一模式或具有涡轮的第二模式。双模式LNG液化器中的热交换器布置和相关联的管道将能够在几乎没有设计变化的情况下适应任一配置。那样，根据给定项目机会的参数和液氮的区域成本，可以选择没有涡轮的LNG液化器设计或具有涡轮的LNG液化器设计。因此，固定或常见的热交换器布置使得能够以可能较低的安装成本为给定项目提供更灵活的供应，并且有利于可预测且快速的项目计划。本发明的双模式LNG液化器设计还实现紧凑的嵌入式冷箱设计以用于任何项目机会。第二有利特征是LNG液化器容量使得当被配置为在具有涡轮的第二模式下操作时，涡轮压力和温度条件被选择成使得可以采用低成本的便携式空气轴承涡轮。
附图说明
据信，当结合附图时，受权利要求书保护的本发明将得到更好的理解，在附图中：
图1示出了被配置为在第一模式下操作的具有液氮制冷的双模式LNG液化器的示意性流程图，该双模式LNG液化器在不使用来自涡轮膨胀机的补充制冷的情况下液化天然气进料；
图2示出了被配置为在第一模式下操作的具有液氮制冷的双模式LNG液化器的另选实施方案的示意性流程图，该双模式LNG液化器在不使用来自涡轮膨胀机的补充制冷的情况下液化天然气进料；
图3示出了被配置为在第二模式下操作的具有液氮制冷的双模式LNG液化器的示意性流程图，该双模式LNG液化器在使用来自涡轮膨胀机的补充制冷的情况下液化天然气进料；
图4A和图4B是双模式LNG液化器中的相应流的温度剖面的图形说明，其中图4A示出了第一模式的温度剖面，并且图4B示出了第二模式的温度剖面；
图5A和图5B概念性地描绘了在第一模式(图5A)或第二模式(图5B)下操作的具有常见的热交换器布置的双模式LNG液化器布置的示意性流程图；
图6概念性地描绘了用于在各种操作模式下在加温通道中分布氮流动的流动路径的物理布置；以及
图7A和图7B示出了具有关于优选集管和分布器的附加设计细节的优选热交换通道配置。
具体实施方式
提供了一种可配置为在第一模式或第二模式下操作的双模式LNG液化器布置。第一操作模式广义地表征为不具有涡轮膨胀的低压液氮添加LNG液化器，而第二操作模式广义地表征为具有涡轮膨胀的低压液氮添加LNG液化器。有利地，对于两种操作模式，双模式LNG液化器布置被配置或制造成具有相同的固定热传递表面积。由双模式LNG液化器布置提供的设计和安装灵活性有利于供应商或客户选择是否在小规模LNG生产过程中采用涡轮来使汽化氮涡轮膨胀以实现最佳的项目经济性。
当使用被配置为在具有涡轮的第二模式下操作的双模式LNG液化器布置时，由于涡轮的存在，与被配置为在第一模式下操作的基础LNG液化器布置相比，与之相关联的初始资本成本更高。另一方面，使用被配置为在不具有涡轮的第一模式下操作的双模式LNG液化器布置需要潜在地降低资本成本，但是需要额外的液氮来液化相同体积的天然气。一般来讲，液氮的价格非常依赖于所提议的安装地点的位置以及液氮生产源与所提议的安装地点之间的距离。
另外，如本领域众所周知的，天然气液化所需的液氮的体积取决于热交换器的表面积以及天然气进料的压力、天然气组成和周围温度。在天然气供应条件下，到目前为止，进料压力将对所需液氮具有最大影响。例如，在任一种操作模式下，如果以500psig的压力供应天然气进料，与100psig的压力相比，总液氮需求量减少约5％至6％。增加天然气进料压力可以容易地实现，但可能需要资本购买且安装天然气压缩机，这对项目经济性产生负面影响。
现在转到附图，图1示出了被配置为在第一模式下操作、不具有涡轮并且不具有汽化氮的涡轮膨胀的双模式LNG液化器布置100的示意性流程图。在此实施方案中，优选地从储罐115或其他液氮源以不小于约55psia供应液氮流114，使得液氮处于足够温暖以避免冻结液化天然气的温度。由于天然气的冷凝温度与氮的沸腾温度之间的较大差异，因此钎焊铝热交换器(BAHX)不能用于天然气液化和过冷。可能的替代方案是将钎焊不锈钢热交换器(BSSHX)用于热交换器布置的冷端，但不锈钢螺旋缠绕式热交换器也是可行的选择。
如图1中可见，热交换器布置优选地由两个区段构成，包括具有在BSSHX中的热交换通道C1和C3的冷却区段130以及作为具有热交换通道M1、W1、M3和W3的BAHX的较暖区段120。热交换通道C1被配置为在BSSHX 130的氮入口处接收液氮流114，并且在BSSHX 130的氮出口处产生氮流出物流112。热交换通道M1和W1设置在BAHX 120中并被配置为在中间入口处接收来自BSSHX 130的流出物流112，并且在氮出口处产生汽化氮流110。所示的热交换器布置进一步被配置为接收天然气进料102，该天然气进料102可任选地在压缩机104中被压缩并在后冷却器116中被冷却以产生经调节的天然气进料108，该经调节的天然气进料108在天然气入口处被引入到BAHX 120。经调节的天然气进料108在BAHX 120中的热交换通道W3和M3中冷却以产生经冷却的天然气流127，该经冷却的天然气流127在BAHX 120的中间出口处获取并被引导到BSSHX 130的入口，并且具体地在热交换通道C3中，其中天然气经由与液氮流114的间接热交换而液化以产生液化天然气流132，该液化天然气流132可在膨胀阀134中减压并储存在罐135中。
所示的热交换器布置被设计并配置为使得仅在BSSHX中执行天然气液化所必需的热负荷，因为BSSHX中的热传递表面成本通常高于BAHX的热传递表面成本。这意味着天然气的几乎所有液化和所有液体过冷发生在冷却区段或BSSHX中，而大部分热传递表面积包括在BAHX中。
从设计的角度来看，仅微量的较重烃(即，比甲烷重)可在热交换器布置的较暖区段或BAHX部分中冷凝。在冷却区段或BSSHX中也发生适量的天然气蒸汽过冷。这是必要的，因为这确保汽化氮在离开BSSHX之前被充分加温，并且避免了BAHX中的任何不可接受的高温差异。
图2示出了本发明LNG液化器布置的另选实施方案。图2所示的LNG液化器布置中的许多部件与上文参考图1描述的部件相似或相同，并且为了简洁起见将不再重复。图2的实施方案与图1所示的实施方案相比之间的差异在于添加了NGL去除回路。在一些情况下，在进料流进入LNG液化器供应管线之前执行天然气的预处理以去除天然气液体(NGL)。重要的是，去除NGL以便避免较重组分在冷却区段中冻结。如果在上游操作中尚未去除NGL，则NGL的这种去除应发生在进入BSSHX之前，如图2所示。在此实施方案中，离开BAHX 120的天然气流122被转向到分离器125，该分离器125被配置为去除NGL。经冷却的、经纯化的天然气流126被引导到BSSHX 130，同时可排出去除的NGL流以提供辅助产物流128A，或者如果要将它们回收或以其他方式局部用作燃料，则分离的NGL流128B可在BAHX 120中重新加温。
现在转向图3，示出了被配置为在第二模式下操作的双模式LNG液化器布置的示意性流程图。同样，由于图3所示的LNG液化器布置中的许多部件与上文参考图1描述的部件相似或相同，因此将不再重复其描述。图3的实施方案与图1所示的实施方案相比之间的差异在于添加了涡轮142，该涡轮142被配置为使从BAHX 120的中间位置(优选地在热交换通道M1与W1之间)提取的汽化氮流140的全部或一部分膨胀。
通过采用适当温度水平的涡轮，在液氮沸腾区上方需要的温度下向LNG生产系统供应额外的制冷。这继而减轻了中间温度挤压，使得与上文参考图1描述的第一操作模式相比，液氮消耗减少，并且在此实施方案中，热交换器布置中的温端温差可减小到实际最小值。
如上文所指示，汽化氮流140从BAHX 120的中间位置提取、在涡轮142中膨胀，并且涡轮排气144返回到BAHX 120适当位置。优选地，热交换器布置被设计成使得涡轮排气144返回在BSSHX 130与BAHX 120之间的断点处的位置。然后涡轮排气144在热交换通道M2和W2中被加温，并且作为汽化氮流145离开BAHX 120。
在图3的实施方案中，从BAHX 220的中间位置提取的汽化氮流140优选地在被选择用于实现期望的涡轮膨胀的压力下，优选地在约50psia与约150psia之间，并且更优选地在约50psia与约100psia之间。为了实现此期望的压力，可使用专用泵116或简单地通过在高压下操作液氮储罐115来升高液氮流114的压力。当使用专用泵时，进料于热交换器的冷却区段或BSSHX 130的高压液氮流118将被过冷，而如果液氮储罐115的压力升高，则液氮进料优选地为较暖的饱和液体。因此，使用泵116将减少总液氮消耗，但引入额外的成本和复杂性。
图4A和图4B是双模式LNG液化器中的相应流的温度剖面的图形说明，其中图4A示出了第一模式的温度剖面，并且图4B示出了第二模式的温度剖面。曲线150A和155A分别表示加温氮和冷却天然气在第一操作模式下作为热负荷分数的函数的温度剖面，而曲线150B和155B分别表示加温氮和冷却天然气在具有加温氮流的涡轮膨胀的第二操作模式下作为热负荷分数的函数的温度剖面。
比较图4A和图4B所示的温度剖面，突出了与第一操作模式相比，第二操作模式给出的益处。具体来说，图4B中的加温氮温度剖面150B中减小的斜率指示涡轮提供额外制冷的区。点156表示从BAHX 120的较暖区段提取的汽化氮流140的中间位置，而点158表示涡轮排气被重新引入到BAHX 120的位置。因此，可减少涡轮上方(即，点156和158上方)和涡轮下方(即，点156和158下方)的较低制冷需求区所需的氮流动。天然气压缩对于所有配置和操作模式通常是可选的。如果使用天然气压缩，则所得的液氮减少是由加温氮流的涡轮膨胀提供的液氮减少的补充。
虽然涡轮142的添加明显减少了所公开的LNG生产系统中的液氮消耗，但是重要的是，第二操作模式被配置为以经济有效的方式操作。在优选的实施方案中，第二操作模式的涡轮入口压力优选地在约50psia至约100psia的范围内，尽管该压力可高达约150psia。涡轮出口压力优选在约15psia至约30psia的范围内。来自涡轮的加温的氮排气流144可排放到大气中或者在诸如用于天然气纯化器再生的预处理或后处理步骤中使用。
例如，在一些应用中，使用变温吸附(TSA)床在预处理步骤中纯化天然气进料流以将杂质(即CO2和H2O)的浓度分别降低到50ppm和1ppm以下。可使用离开双模式液化器的汽化氮吹扫TSA的分子筛床并再生TSA的分子筛床。这将表示优于使用清洁天然气的常规技术的改进，如在许多常规小规模LNG生产系统中所体现的。使用汽化氮吹扫并再生TSA的分子筛床显著减少了原本将被排放或燃烧的烃的体积。
空气轴承涡轮是在第二模式下使用的涡轮的优选选择，主要是因为其成本低。空气轴承涡轮还具有没有润滑油系统的重要益处，这在添加涡轮时更有利于紧凑且便携的设计。可使用鼓风机来耗散来自涡轮的膨胀能量，而无需将涡轮耦接到外部设施。另选地，可使用油制动器或发电机，但这些将需要与外部供应设施的连接，这些外部供应设施将妨碍紧凑且便携的设计，这些外部供应设施可安装在平板拖车上以有利于便携性。
现在转到图5A和图5B，示出了具有固定或常见的热交换器布置的双模式LNG液化器布置200的另选实施方案的示意性流程图。图5A概念性地描绘了当固定或常见的热交换器布置被配置为在第一模式下操作时的天然气和液氮流动路径，而图5B概念性地描绘了当固定或常见的热交换器布置被配置为在第二模式下操作时的相应流动路径。
如图5A中可见，热交换器布置或液化器200的所示的实施方案还优选地由两个区段构成，该两个区段包括具有热交换通道C1和C3的冷却区段或BSSHX 230以及具有热交换通道M1、M2、M3、W1、W2和W3的较暖区段BAHX 220。热交换通道C1被配置为在BSSHX 230的氮入口处接收液氮流214，并且在BSSHX 230的氮出口处产生氮流出物流212。热交换通道M1、M2、W1和W2设置在BAHX 220中并被配置为在中间入口处接收来自BSSHX 230的流出物流212，并且在氮出口处产生汽化氮流210。所示的热交换器布置进一步被配置为接收经调节的天然气进料208，该经调节的天然气进料208在天然气入口处被引入到BAHX 220。经调节的天然气进料208在BAHX 220中的热交换通道W3和M3中冷却以产生经冷却的天然气流227，该经冷却的天然气流227在BAHX 220的中间出口处获取并被引导到BSSHX 230的入口，并且具体地在热交换通道C3中，其中天然气经由与液氮流214的间接热交换而液化以产生液化天然气流232。
如图5B中可见，涡轮流240的涡轮分支或提取点位于BAHX 220的中间位置处。所提取的涡轮流240在涡轮242中膨胀，其中所得的涡轮排气流244返回到BAHX 220的入口，优选地返回到热交换通道M2并继续通过热交换通道W1和W2。涡轮流240的提取点的优选位置基于针对常见设计选择的UA值来确定，如通常在下面的示例中教导的。涡轮排气流244返回到设置在优选地位于BSSHX 230与BAHX 220之间的断点处的位置处的入口。排气流244用于经由间接热交换冷却横穿BAHX 220的天然气流，并且作为流245从BAHX 220的氮出口离开。
在图5A和图5B所示的两个实施方案中，BAHX 220内的液氮和汽化氮横穿通过的加温热交换通道M1、M2、W1和W2被分派，这是保持最高利用率所需的，这应导致最有效或最高效的设计。也就是说，在设计案例中简单地不使用的任何加温热交换通道将产生潜在无效的设计。每个流的基本相对流动意味着不在模式中使用的热交换器层将明显降低该模式中的效率。在图5A和图5B所示的实施方案中，所有加温热交换通道M1、M2、W1和W2均在第一模式和第二模式两者下利用。
在利用涡轮242的第二操作模式下，加温涡轮排气流244在提取点处或附近分流，使得使用BAHX 220的所有加温热交换通道，即热交换通道W1和W2。BAHX 220中的流的期望分布将使得热交换通道W1和W2中的流的温端温度几乎相同(即分布不均最小)。
在图5A中，离开BSSHX 230的加温蒸汽氮必须适当地分布到BAHX 220内的加温热交换通道，使得有效地利用所有通道(概念性地描绘为M1和M2)。类似于第二操作模式，加温通道M2中的氮流从BAHX抽出或提取，然后迅速返回到描绘为W2的加温热交换通道。因此，M1和M2中氮蒸汽的正确分布将产生通道M1和M2的非常相似的温端温度，以及通道W1和W2的非常相似的温端温度。
对于第二操作模式，BAHX 220的冷端处的氮和天然气的相对体积流量示于下表中，该表与实施例相关联。与氮流相比，涡轮排气流的更低压力优选地转化为涡轮排气流的体积流量，该体积流量是从BSSHX进入BAHX的冷端的氮蒸汽流量的约四倍(4倍)。另外，与氮流相比，涡轮排气流的更低压力意味着涡轮排气流的与压降相关联或归因于压降的成本更高。从设计的角度来看，此实现将建议在M1中的加温通道使用更多的热交换层和/或更低的压降延伸翅片。
同时，对于第二操作模式，氮蒸汽流动在加温通道W1与W2之间的分布以及对于第一操作模式，氮蒸汽流动在加温通道M1与M2之间的分布应当是合理理想的。与其他氮蒸汽流相比，涡轮排气流的较低压降的重要性和相关性意味着涡轮排气流将优选地使用BAHX内居中设置的集管和分布器，这与外围定位的或其他分布器相比通常实现更低的压降。
图6示意性地描绘了对于图5A和图5B所示的实施例，用于在各种操作模式下将氮流动分布在加温通道中的流动路径和管道的物理布置。
图7A和图7B示出了具有关于优选集管和分布器的附加设计细节的优选热交换通道配置。这些图示出以下项在BAHX内的流动路径：从BSSHX穿过到M2中的沸腾的LIN，和在第二模式下操作的设计中穿过到M1中从涡轮排气的氮，以及在第一模式下操作的设计的从BSSHX穿过到M1中的沸腾LIN的其余部分。请注意，图6、图7A和图7B未示出冷却天然气流的流动或热交换配置以避免不必要的复杂情况。理想的是，天然气流将占据BAHX的两个区段中的相邻层。
如图7A和图7B中可见，当在第二操作模式下操作时，将来自BSSHX的氮流优选地引导到端侧集管302，以进料到BAHX的加温通道(共同标识为M2)中。冷端盲凸缘304在冷端管道中设置在BAHX的上游，以防止离开BSSHX的任何氮流到达BAHX中的加温通道(共同标识为M1)。冷端盲凸缘304基本上隔离进料于BAHX的加温通道M1和M2的流。另选地，被描绘为包含冷端盲凸缘的管道的部分可能仅仅是未被安装。
将来自BAHX的加温通道M2的加温氮蒸汽流抽出到侧集管306中并供应到其中流膨胀的涡轮(未示出)中。然后经由入口将来自涡轮的膨胀涡轮排气流244进料到BAHX 220的加温通道M1中，该入口可包括居中设置的集管和分布器310。将来自BAHX的加温通道M1的加温氮蒸汽流抽出到另一个侧集管312中并返回到BAHX 220的加温通道W1和W2中。此另一个侧集管312也称为回转集管。温端盲凸缘314被设置为靠近或邻近回转集管，并且防止任何外部流量在第二操作模式下进入回转集管314，并且防止任何内部流量离开回转集管314。代替温端盲凸缘，对于在此模式下操作的设计，可消除管道的该区段。
当在第一操作模式下操作LNG生产系统时，去除或不安装冷端盲凸缘304。来自BSSHX 230的氮流优选地平均分布到BAHX 220的加温热交换通道M1和M2。来自BAHX 220中共同标识为M2的加温热交换通道的加温氮流从BAHX的一个侧集管306被引导到另一个侧集管312，而不是被引导到在图5A和图6中指定为241的管道区段连接位置中的涡轮。针对此第一操作模式，也去除或不安装温端盲凸缘314，使得来自BAHX内的加温通道M2的加温流在另一个侧集管306处离开BAHX并在回转集管312处返回到BAHX，其中加温流与来自BAHX的加温通道M1的加温流混合。将混合流分布或分配到BAHX 220的加温通道W1和W2中，并经由出口集管318离开。
在两种操作模式下，BAHX的共同标识为W1和W2的加温通道包含共同流或混合流。因此，加温通道W1和W2将优选地被设计为具有相同的热传递翅片选择、UA值等。因此，收集加温流M1和M2中的每一者的加温层在图7A和图7B中示出为组合流W1和W2。
如下面的实施例2所示，还优选的是，用于加温通道W1和W2的总层数与加温通道M1和M2的层数相同。此类布置将避免需要将从BAHX的加温区段流动的冷却天然气重新分布到BAHX的中间区段。期望通过适当地选择层数和热传递翅片，并且适当地设计集管、分布器和相关联的管道，可在BAHX中的加温通道M1与M2之间以及在BAHX中的加温通道W1与W2之间实现良好的流动分布。如果需要，也可在BAHX的两个冷端集管之间和/或在BAHX的两个侧集管之间的管道中安装限流装置。限流装置的示例包括固定孔口或可调节的调整阀。
上述用于小规模或微规模LNG生产的氮制冷系统非常适用于模块化形式。因为所公开的LNG生产系统实现了采用涡轮或不采用涡轮的设计灵活性，因此几乎没有额外的工程成本且快速执行项目。
为了利用这种模块性，基础LNG生产系统应当被设计成处理最可能的LNG生产速率，预计为近似每天5000加仑(0.4MMSCFD)至每天15000加仑(1.2MMSCFD)。对于对LNG生产具有更高要求的客户，所提出的解决方案将涉及集成上述模块化LNG生产系统中的两个或更多个模块化LNG生产系统，而不是构建定制设计的中等规模LNG生产工厂。例如，需要约每天20000加仑LNG的客户机会将可能使用两个模块。
其中目前所公开的LNG生产系统的模块性是有利的另一种可能性是在以下情况下：客户的LNG销售增长并且希望在初始安装原始LNG生产系统之后的某个时候制造更多的LNG产品。目前所公开的LNG生产模块对于以适度增量添加LNG容量是理想的。
小规模或微规模LNG生产系统的模块化设计有利于可能有益的不同设计方法。例如，两个模块可被配置为使得共同的涡轮正在服务并且耦接到两个模块。在该案例中，所选择的涡轮应能够有效地处理多模块安装的更宽范围的流动条件。与针对每个模块采用单独的涡轮相比，具有由单个涡轮服务的多个模块的此类布置将提供诸如资本成本节省或更高效率的优点。另选地，多模块安装可将一个或多个涡轮用于模块中的一些模块，而不将涡轮用于其他模块，因为此类混合布置在一些情况下可能是有益的，特别是在模块随时间推移添加或液氮成本随时间推移变化的情况下。
还应当指出的是，虽然预期在给定客户地点处的给定LNG生产系统安装不可能从采用涡轮的配置转换成不具有涡轮的配置，或者反之亦然，但是这种涡轮的添加或去除可以容易地在LNG生产系统的定期维护/翻新期间进行，或者在涡轮故障的情况下进行，或者甚至响应于液氮成本的显著变化而进行。
在使用盲凸缘的情况下，如上所述，在客户地点处从一种配置转换成另一种配置的转换成本和损失产生可以是微小的。此外，如果预期客户可能最终期望或意图在安装的预期寿命期间至少一次或可能甚至更频繁地更换具有或不具有涡轮的LNG生产系统，则可以用一个或多个手动阀替换盲凸缘。为了实现最终灵活性，LNG生产系统安装可能包括涡轮以及自动控制阀，以便根据需要快速地改变为基于涡轮的操作以及从基于涡轮的操作快速地改变为基于非涡轮的操作。一般来讲，由于成本较低并且完全避免阀泄漏，因此优选使用盲凸缘，阀泄漏的存在将造成效率损失。
实施例1
第一实施例是计算机模型模拟，该计算机模型模拟试图在预期范围的LNG应用内比较和验证用于双模式LNG液化器的最佳热交换器设计。
在表1中，示出了针对具有不同天然气进料压力的应用而设计的LNG生产系统的相对液氮流速和涡轮压力，该天然气进料压力包括100psia的天然气进料压力和500psia的天然气进料压力。天然气进料压力是影响液化器设计和性能的最重要状态条件。表1还示出相对UA，该相对UA针对流量归一化以更好地表示四种设计案例中的每一种设计案例所需的实际热传递表面积。换句话说，表1表示用于四种所选择的案例的最佳或定制热交换器设计的性能和热交换器UA要求。限定最佳设计，使得每个热交换区段提供最佳但实际的温差剖面。
Figure BDA0003333747530000141
表1。具有液氮制冷和定制热交换器的LNG液化器
如图1和图3中可见并且如上文所论述，BSSHX表示热交换器布置的冷却区段或钎焊不锈钢热交换器。BAHX的中间区段和BAHX的加温区段表示热交换器布置或钎焊铝热交换器的较暖区段的部分。BAHX的中间区段与BAHX的加温区段之间的分界点是涡轮进料流的提取点，如附图中的“M”热交换通道和“W”热交换通道所表示。在被配置为不具有涡轮的操作模式1案例下，不存在提取点，因此BAHX的相对UA值表示组合值。
表1中所示的模拟数据表明，在四种设计案例下，理想或最佳的热传递表面积是高度可变的。BSSHX的相对UA是相对恒定的，但总BAHX的相对UA显著变化，BAHX的中间区段与BAHX的加温区段之间的相对UA也是如此，这表示涡轮进料流的理想或最佳提取点。从表1中的数据还显而易见的是，与使用中高压天然气进料(即，约500psig)的设计案例相比，使用低压天然气进料(即，100psig)的设计案例需要大得多的BAHX表面积。在采用涡轮的操作模式2下，该多余的表面积在高于涡轮分支点的BAHX的加温区段中。
实施例2
第二实施例是计算机模型模拟，该计算机模型模拟试图比较和验证部分地基于在实施例1中表征的最佳热交换器设计的固定热交换器设计是否将在第一操作模式和第二操作模式下可接受地执行。
在表2中，对于每个热交换区段，流量归一化的相对UA值保持恒定，如在固定或常见的热交换器设计中的案例。任何性能折衷将通过将表2中的相对液氮流量与上文表1中的等效设计案例的相对液氮流量进行比较来指示。注意，对每个区段的UA选择并不是简单地为了超裕度设计BAHX并消除任何可能的性能损失。虽然这些热交换器将相对小且成本较低，但是预期通过选择相对低的UA值来实现对便携性和低安装成本的需要。BAHX的0.60的总UA低于表1中除一种案例之外的所有案例的最佳定制设计UA。BSSHX的0.10的UA近似表1的定制设计案例的平均值，这适用于相对不变的需求。
Figure BDA0003333747530000151
表2。具有液氮制冷和常见的热交换器的LNG液化器
对于模式1配置，在没有涡轮或涡轮提取点的情况下，当使用低压天然气进料(即，100psig)时液氮流量不存在显著增加，并且当使用中压或高压天然气进料(即，500psig)时液氮流量不存在显著减少。换句话讲，选择低压天然气案例的常见热传递表面积设计导致不显著的损失。
对于具有涡轮和限定的涡轮提取点的模式2配置，对于低压天然气进料(即，100psig)和中压或高压(即，500psig)设计案例，液氮流量可保持恒定，这指示不存在性能损失。与表1中的对应最佳设计案例相比，表2中所示的较低压天然气进料案例的热传递表面积的不足通过涡轮入口压力的微小增加来补偿以增加其制冷输出。涡轮入口压力的这种微小变化将可能适度提高涡轮的速度，因此可能保持在涡轮设计能力内。提高泵压力以实现涡轮入口压力的所需增加的成本几乎不存在。另一方面，如果发生设计条件使得涡轮入口压力的增加不能被涡轮设计处理的情况，则对于低天然气进料压力(相对流量为0.887，而不是表2中的0.883)将仅需要液氮流量的0.5％的适度损失。此分析表明，有效、固定或常见的热交换器设计(没有不期望的超裕度设计)可以处理预期范围的LNG应用，而对系统性能的影响最小。这是使单一设计的系统对两种设计模式均有效的必要能力。
虽然已参考一个或多个优选的实施方案描述了本发明，但是应当理解，在不脱离所附权利要求书所阐述的本发明的精神和范围的情况下，可进行多种添加、改变和省略。

Claims (15)

1.一种双模式天然气液化器，被配置为在第一模式和第二模式下操作，所述双模式天然气液化器包括：
热交换器，所述热交换器具有多个冷却通道和多个加温通道；
天然气入口，所述天然气入口设置在所述热交换器上并且被配置为接收气态天然气进料并通过多个冷却通道分布所述天然气；
天然气出口，所述天然气出口设置在所述热交换器上并且被配置为从所述热交换器排放液化天然气；
液氮入口，所述液氮入口设置在所述热交换器上并且被配置为接收液氮进料并通过多个加温通道分布所述液氮；
气态氮出口，所述气态氮出口设置在所述热交换器上并且被配置为从所述热交换器排放汽化氮；
其中所述热交换器被配置为经由与横穿所述加温通道的氮的间接热交换来液化横穿所述冷却通道的所述气态天然气；
中间出口，所述中间出口设置在所述热交换器上并且耦接到所述多个加温通道中的一个或多个加温通道，并且被配置为使穿过所述多个加温通道中的所述一个或多个加温通道的气态氮流转向；
第一中间入口，所述第一中间入口设置在所述热交换器上并且被配置为当在所述第一模式下操作时接收转向的气态氮流；和
涡轮，所述涡轮被配置为当所述双模式天然气液化器在所述第二模式下操作时使转向的气态氮流膨胀并产生温度小于转向的气态氮流的温度的涡轮排气流；
第二中间入口，所述第二中间入口设置在所述热交换器上并且被配置为当所述双模式天然气液化器在所述第二模式下操作时接收涡轮排气并且被配置为当所述双模式天然气液化器在所述第二模式下操作时通过一个或多个盲凸缘阻塞；
其中当所述双模式天然气液化器被配置为在所述第一模式下操作时，所述中间出口与所述第一中间入口流体连通，并且转向的气态氮流经由所述第一中间入口重新引入到所述热交换器内的加温通道，其中重新引入的氮流的温度等于或大于所述转向的气态氮流的温度；并且
其中当所述双模式天然气液化器被配置为在所述第二模式下操作时，所述涡轮排气流重新引入到所述热交换器内的加温通道。
2.根据权利要求1所述的双模式天然气液化器，其中，所述热交换器包括冷却区段、中间区段和加温区段；并且
其中所述天然气入口和所述氮出口设置在所述热交换器的所述加温区段上，所述液化天然气出口和所述液氮入口设置在所述热交换器的所述冷却区段上，并且所述中间出口、所述第一中间入口和所述第二中间入口设置在所述热交换器的所述中间区段上。
3.根据权利要求2所述的双模式天然气液化器，其中，所述第二中间入口设置在所述热交换器的所述冷却区段与所述热交换器的所述中间区段之间。
4.根据权利要求2所述的双模式天然气液化器，其中，所述中间出口设置在所述热交换器的所述中间区段与所述热交换器的所述加温区段之间。
5.根据权利要求2所述的双模式天然气液化器，其中，所述第一中间入口设置在所述热交换器的所述中间区段与所述热交换器的所述加温区段之间。
6.根据权利要求1所述的双模式天然气液化器，其中，所述热交换器包括两个或更多个单独的热交换器，所述两个或更多个单独的热交换器包括冷热交换器和温热交换器；
其中所述冷热交换器的所述加温通道与所述温热交换器的加温通道流体连通，并且所述冷热交换器的所述冷却通道与所述温热交换器的所述冷却通道流体连通；
其中所述液化天然气出口和所述液氮入口设置在所述冷热交换器上；以及
其中所述天然气入口和所述氮出口设置在所述温热交换器上。
7.根据权利要求6所述的双模式天然气液化器，其中，所述冷热交换器是钎焊不锈钢热交换器，并且所述温热交换器是钎焊铝热交换器。
8.根据权利要求6所述的双模式天然气液化器，其中，所述冷热交换器为不锈钢螺旋缠绕式热交换器，并且所述温热交换器为钎焊铝热交换器。
9.根据权利要求6所述的双模式天然气液化器，其中，所述第二中间入口设置在所述冷热交换器与所述温热交换器之间。
10.根据权利要求6所述的双模式天然气液化器，其中，所述中间出口设置在所述温热交换器的中间位置处。
11.根据权利要求6所述的双模式天然气液化器，其中，所述第一中间入口设置在所述温热交换器的中间位置处。
12.根据权利要求6所述的双模式天然气液化器，所述双模式天然气液化器还包括分离器，所述分离器被配置为从所述天然气去除天然气液体（NGL）污染物，所述分离器设置在所述天然气入口的上游并与所述天然气入口流体连通，或者设置在所述冷热交换器与所述温热交换器之间。
13.根据权利要求1所述的双模式天然气液化器，所述双模式天然气液化器还包括：
液氮储罐，所述液氮储罐与所述液氮入口流体连通并且被配置为供应所述液氮进料；和
液化天然气储罐，所述液化天然气储罐与所述液化天然气出口流体连通并且被配置为保持由所述双模式天然气液化器产生的所述液化天然气。
14.根据权利要求1所述的双模式天然气液化器，所述双模式天然气液化器还包括泵，所述泵设置在所述液氮入口的上游并与所述液氮入口流体连通，所述泵被配置为升高所述液氮进料的压力。
15.根据权利要求1所述的双模式天然气液化器，所述双模式天然气液化器还包括天然气压缩机，所述天然气压缩机设置在所述天然气入口的上游并与所述天然气入口流体连通，所述天然气压缩机被配置为升高所述天然气进料的压力。
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