CN114046628B - 一种天然气脱氮装置 - Google Patents

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Abstract

本发明属于天然气处理设备技术领域，具体涉及一种天然气脱氮装置，包括第二冷箱、第一分离器、节流阀以及第一透平膨胀机；第二冷箱的G通道出口通过管线与节流阀的进口连接，节流阀的出口通过管线与第一分离器的进口连接，第一分离器的气体出口通过管线与第一透平膨胀机膨胀端的进口连接，第一透平膨胀机膨胀端的出口与第二冷箱的H通道进口连接；第二冷箱的H通道内的气体与第二冷箱的G通道内的原料气进行热量交换，以使原料气内的氮气不液化，甲烷液化。本发明基于天然气中的甲烷和氮气液化温度不同，通过透平膨胀机将压力能转换成冷能，让甲烷液化成LNG，氮气不液化，实现天然气与氮气分离。

Description

一种天然气脱氮装置
技术领域
本发明属于天然气处理设备技术领域，具体涉及一种天然气脱氮装置。
背景技术
为提高采收率，油田常常采用注氮气提高原油采收率，随着注氮气开采的时间增长，采出的天然气中含氮量也不断上升，天然气中的氮气可达35%以上，其高位热值甚至低于26MJ/m3，远低于二类天然气标准（31.4MJ/m3），过低的热值天然气无法销售，且随着注氮气规模的扩大，天然气中的氮气甚至可达40%以上。因此，需研究一套经济有效的满足我国天然气质量指标的高含氮天然气处理工艺。
目前，天然气脱氮工艺主要包括：深冷脱氮工艺、溶剂吸收工艺、变压吸附工艺和膜分离工艺。
（1）深冷脱氮工艺：
深冷脱氮工艺主要通过膨胀降温，从而将具有一定压力的天然气逐步液化，并依据氮气和甲烷相对挥发度的差异，用精馏的方法实现氮气的脱除。
深冷脱氮工艺主要包括天然气预处理单元、深冷脱氮单元和产品气增压单元。其中，天然气预处理单元主要将天然气中的CO2、H2O等杂质脱除；产品气增压单元则是将产品气增压至所需压力后进行输送。深冷脱氮工艺一般可分为单塔流程、双塔流程和三塔流程。采用单塔流程时，虽流程简单、一次性投资低，但分离效率低、操作弹性差；采用三塔流程时，虽分离效率高、操作弹性好，但流程复杂、一次性投资高；而双塔流程则介于二者之间。
1997年，KOHL提出了双塔深冷脱氮工艺，原料气降温至-124℃左右后进入高压塔，在2.4MPa的操作压力下，一部分气流经冷凝器进一步冷却至-168℃后再返回高压塔进行气液分离，此时气相中含氮量约为50%，回收率约为90%。高压塔塔底的流体则进入操作压力为0.24MPa，塔顶温度为-187℃，塔底温度为-157℃的低压塔进行精馏，精馏后的LNG中N2体积分数在3%以下，回收率大于99.5%。
2011年，商丽娟等利用HYSYS软件进行模拟，从原料气消耗量、液化单元功耗、LNG含氮量以及设备投资等方面，对国外常用的涡流制冷器液化工艺和国内常用的膨胀机膨胀制冷液化工艺进行了对比。
2012年，操斌等建立了深冷分离脱氮流程，在模拟软件Pro II基础上对深冷脱氮过程进行了模拟计算，对深冷分离法的精馏塔工艺参数进行模拟优化。
同年，左俊青等针对高含氮天然气，利用HYSYS过程系统软件模拟了深冷脱氮及液化天然气的过程，分析了精馏塔操作条件等对液化单元能耗的影响。
2014年，冉田诗璐等针对高含氮天然气深冷脱氮膨胀制冷液化工艺能耗高、能量利用效率低的问题，在利用HYSYS进行模拟的基础上，应用有效能分析法研究了该工艺中有效能损失的数量与分布，并提出了节能措施。
同年，樊少冬等提出了一种以脱氮分离效率和产品出料温度为控制目标的含氮天然气液化脱氮精馏塔塔釜液位控制方法。
2016年，尚俊法等针对半焦煤气含氮量高导致热值低的问题，提出采用PSA-COM脱氮提质技术，将脱氮提质后的半焦煤气中N2体积分数降至3%以下，热值提高约一倍，半焦煤气的产量提高30%左右。
综上可知，从1997年至今，国内外学者针对深冷脱氮工艺进行了大量研究，深冷脱氮工艺利用气体沸点差进行分离，具有处理量大、回收率高、N2脱除率高等优点，净化后的N2含量可达到<1%，是目前广泛应用的CH4/N2分离技术。但该技术能耗大、需要大量的冷量、成本高且对处理量敏感，当处理量减小时，过程成本可成倍增长，关键是目前的文献均是采用了投资大、操作复杂、能耗高的精馏塔，主要适用于液化天然气工厂脱氮。
（2）溶剂吸收工艺：
溶剂吸收工艺是利用天然气中CH4等烃类物质与N2在液体溶剂中的溶解度不同而达到分离目的。
天然气中某组分被溶解吸收的程度，取决于气、液两相之间的传质推动力，即该组分在气、液两相中分压之差。当组分在气相中的分压大于液相中的分压时，该组分就会被吸收；反之，传质的方向便会相反，组分由液相转移到气相，成为与吸收过程相反的解吸过程。
与深冷脱氮工艺比较，溶剂吸收工艺操作条件温和、操作弹性大、开停工时间较短，但该方法溶剂循环量大，且需要C3H8制冷系统，难以回收工业用纯C3H8。
Mehra工艺是典型的溶剂吸收工艺，该工艺采用吸收—闪蒸方案，即通过逐级降压并闪蒸的方法实现溶剂的再生。
天然气经丙烷制冷系统降温至-26℃后，进入溶剂吸收塔塔底，其操作压力为2.7MPa，在溶剂吸收塔内，溶剂将对以CH4为主的烃类组分进行选择性吸收，随后，溶剂经过四级闪蒸，压力由2.7MPa逐级降压至0.14MPa。再生后的溶剂从第四级闪蒸罐排出，经增压冷却后返回吸收塔塔顶循环使用。
与深冷脱氮工艺相比，溶剂吸收工艺操作弹性大，当天然气条件发生波动时，可通过调节溶剂循环量来确保脱氮效率和CH4回收率，工业经验表明，当操作压力由2.7MPa提高至4.3MPa时，其处理量可增加1倍左右。
综上可知，溶剂吸收工艺实质上为低温油吸收工艺，溶剂操作温度要控制在-30℃左右，需要比较复杂的制冷系统，设备较多，流程复杂。
该工艺的关键在于选择适当的溶剂，溶剂性能的优劣直接决定着吸收操作是否可行有效，存在诸如溶剂制造、溶剂配方等专有或专利技术的问题，溶剂吸收法主要适用于油品的脱氮，对气体应用较少。
（3）变压吸附脱氮工艺：
变压吸附脱氮工艺利用吸附剂对天然气中各组分的吸附能力随压力变化的不同，从而达到分离目的，为保证工艺过程的连续性,变压吸附脱氮工艺一般采用多塔流程。
变压吸附脱氮工艺在20世纪90年代开始发展，1990年，Kuznicki等人采用Sr-ETS-4分子筛，在高压100kPa~700kPa条件下，当含氮量为18%的天然气经变压吸附脱氮工艺分离后，CH4浓度可达到95%以上。
同年，德国BF（Bergbau-Forschung GmbH）公司采用CMS吸附剂，经变压吸附脱氮工艺分离后，可使含氮量为50%的天然气中CH4的浓度和回收率分别达到76%和30%，但若要CH4产品浓度高于90%，则进料浓度至少要在70%以上。
1991年，Ackley发现在高压700kPa下，当含氮量为15%的天然气经变压吸附脱氮工艺分离后，CH4的纯度和回收率分别可达95%和73%。
1994年，Grimes等人采用5A CMS用于模拟当含氮量为30%的天然气经变压吸附脱氮工艺分离后，其CH4产品浓度与回收率分别为88%和51%。
1995年，Fatebi以BF公司的CMS为吸附剂对CH4/N2的分离进行了研究，含氮量为40%与含氮量为8%的天然气经过变压吸附脱氮工艺分离后，出口CH4的纯度分别可达76%和96%。
1999年，UOP公司开发的NITREX天然气脱氮工艺其烃类回收率可达95%，净化成本约为0.02美元/m3~0.03美元/m3，并且已有装置投产。
2001年，Kuznicki等人将ETS-4钛硅分子筛用于变压吸附脱氮工艺分离N2，可使N2含量从18%降至5%以下，CH4浓度达到90%以上。
2003年，Kuznicki以CTS-1沸石为吸附剂，当含氮量为15%的天然气经变压吸附脱氮工艺分离后，CH4的纯度和回收率分别可达97%和53%。
2004年，Ambalavanan以纯化斜沸石为吸附剂，在常温和700kPa条件下，当含氮量为20%的天然气经变压吸附脱氮工艺分离后，CH4的纯度可达96%以上。
2005年，日本Takeda公司将CMS 3K 用于含氮量为20%的天然气分离，其CH4产品纯度高于93%，回收率高于40%。
2017年，Surya Effendy等针对远距离低产量气井真空变压吸附脱氮工艺进行了详细的模拟及优化，初步经济分析显示，改进后的变压吸附脱氮工艺具有更低的成本。
通过文献调研可知，变压吸附脱氮工艺过程简单、适应性强、能耗低，可以连续操作；吸附剂的寿命长，操作弹性大；但由于CH4与N2的吸附性能接近，现有的吸附剂的平衡选择性系数较低，造成产品气的回收率较低。
变压吸附工艺分离N2的关键在于吸附剂，目前所采用的吸附剂主要有ZMS与CMS，对高浓度CH4的天然气、油田气等，采用ZMS或CMS提浓CH4目前已取得了较好的效果，净化后的天然气的N2含量约为4%~5%；但对低浓度CH4的天然气提浓效果不理想。变压吸附工艺主要适用于CH4含量较高的天然气进行脱氮。
（4）膜分离脱氮工艺：
膜分离技术现已在石油化工行业开始应用，其原理是采用“反向”选择性高分子复合膜，根据不同气体分子在膜中的溶解扩散性能的差异，在一定的压差推动下，达到分离目的。
2008年，Baker等设计了一级膜分离脱氮工艺，其原料气CH4含量90%，N2含量10％，计算结果表明CH4优先渗透膜的分离因子需要达到6，N2优先渗透膜的分离因子需要达到17才能使得产品中N2含量低于4％，CH4回收率达到93％。
2010年，Lokhandwala等针对同样的原料气设计了二级膜分离脱氮工艺，CH4优先渗透膜基本可以实现产品中N2含量低于4％，CH4回收率达到93％。2016年，美国肯塔基州已建有一套小型膜分离系统，用于处理产量为236m3/h，N2含量为7％的天然气，该系统采用二级膜过程可以回收80％的烃类气体，所得产品气的N2含量降为3.8％。
膜分离脱氮工艺具有占地面积小、操作弹性大、能量消耗低等优点。但目前膜的分离性能不够高，处理量大时难以满足需求，特别是对于N2含量比较高的场合，现有膜材料还无法实现高效的分离。
因此，寻找一种天然气脱氮装置，在满足天然气热值的条件下，尽量降低能耗，并能节约硬件投资的处理系统，对于实现天然气能源的充分利用，绿色生产有很大的意义。
发明内容
本发明的目的是为了解决上属技术问题，提出了一种天然气脱氮装置。
为实现以上技术目的，本发明采用以下技术方案：
一种天然气脱氮装置，包括第二冷箱、第一分离器、节流阀以及第一透平膨胀机；第二冷箱的G通道出口通过管线与节流阀的进口连接，节流阀的出口通过管线与第一分离器的进口连接，第一分离器的气体出口通过管线与第一透平膨胀机膨胀端的进口连接，第一透平膨胀机膨胀端的出口与第二冷箱的H通道进口连接；第二冷箱的H通道内的气体与第二冷箱的G通道内的原料气进行热量交换，以使原料气内的氮气不液化，甲烷液化。
进一步地，还包括压缩机、冷却器、分子筛脱水器、第一冷箱、第三冷箱；压缩机的出口通过管线与冷却器的进口连接，冷却器的出口通过管线与分子筛脱水器的进口连接，分子筛脱水器的出口通过管线与第一冷箱的A通道进口连接，第一冷箱的A通道出口通过管线与第三冷箱的E通道进口连接，第三冷箱的E通道出口通过管线与第二冷箱的G通道进口连接；第二冷箱的H通道出口通过管线与第一冷箱的D通道进口连接，第一冷箱的D通道出口通过管线与第一透平膨胀机增压端的进口连接。
进一步地，还包括第二分离器与第二透平膨胀机；第一分离器的液体出口通过管线与第三冷箱的F通道进口连接，第三冷箱的F通道出口通过管线与第二分离器的进口连通，第二分离器的气体出口通过管线与第二透平膨胀机膨胀端的进口连接，第二透平膨胀机膨胀端的出口与第二冷箱的I通道进口连接，第二冷箱的I通道出口通过管线与第一冷箱的C通道进口连接，第一冷箱的C通道出口通过管线与第二透平膨胀机增压端的进口连接。
进一步地，还包括低温泵，第二分离器的液体出口通过管线与低温泵的进口连接，低温泵的出口通过管线与第一冷箱的B通道进口连接。
进一步地，还包括混合器；第一透平膨胀机增压端的出口通过管线与混合器的进口连接；第二透平膨胀机增压端的出口通过管线与混合器的进口连接。
进一步地，第一冷箱、第二冷箱、第三冷箱均为板翅式换热器。
进一步地，第一冷箱A通道的温度范围为-145℃～45℃；B通道的温度范围为-170℃～40℃；C通道的温度范围为-160.0℃～30℃；D通道的温度范围为-180℃～30℃。
进一步地，第二冷箱G通道的温度范围-160.0℃～-140℃；H通道的温度范围为-185.0℃～-160℃；I通道的温度范围为-180.0℃～-140℃。
进一步地，第三冷箱F通道的温度范围为-180.0℃～-150℃；E通道的温度范围为-160.0℃～-130℃。
进一步地，第一透平膨胀机膨胀端的压力范围为200kPa～3000kPa，温度范围为-185.0℃～-160.0℃；第二透平膨胀机膨胀端的压力范围为200kPa～3000kPa，温度范围为-185℃～-160℃。
与现有技术相比，本发明的有益技术效果为：
（1）本发明基于天然气中的甲烷和氮气液化温度不同，通过透平膨胀机将压力能转换成冷能，让甲烷液化成LNG，氮气不液化依然是气体的原理实现天然气与氮气分离；制冷系统采用的透平膨胀机，设备简单，投资少，设备技术成熟，易于实现。
（3）本发明提出的一种天然气脱氮装置，天然气与氮气分离采用的让天然气液化成LNG，通过两级分离器进行闪蒸分离，较文献通常采用的精馏塔，具有设备简单，投资少，能耗低，易于实现。
（4）本发明提出的一种天然气脱氮装置，传热设备全部采用高效板翅式冷箱，该设备换热效率高，可实现多股流传热，设备紧凑。
（5）本发明提出的一种天然气脱氮装置，经本装置处理后的天然气含氮量从40%（热值低于26MJ/m3）以上，可以降低到15%以下，达到我国天然气国家标准GB17820-2018中二类热值质量31.4MJ/m3，不需要深度脱出天然气中的氮气。
附图说明
图1为本实施例一种天然气脱氮装置结构示意图。
图中，1、压缩机，2、冷却器，3、分子筛脱水器，4、第一冷箱，5、第二冷箱，6、节流阀，7、第一分离器，8、第一透平膨胀机膨胀端，9、第一透平膨胀机增压端，10、第三冷箱，11、第二分离器，12、低温泵，13、第二透平膨胀机膨胀端，14、第二透平膨胀机增压端，15、混合器。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明进行进一步地描述，但本发明的保护范围并不仅仅限于此。
如图1所示，本实施例一种天然气脱氮装置，包括第二冷箱5、第一分离器7、节流阀6以及第一透平膨胀机。第二冷箱5的G通道出口通过管线与节流阀6的进口连接，节流阀6的出口通过管线与第一分离器7的进口连接，第一分离器7的气体出口通过管线与第一透平膨胀机膨胀端8的进口连接，第一透平膨胀机膨胀端8的出口与第二冷箱5的H通道进口连接。第二冷箱5的H通道内的气体与第二冷箱5的G通道内的原料气进行热量交换，以使原料气内的氮气不液化，甲烷液化。第二冷箱5的H通道内的气体主要为第一分离器7分离的氮气，第一透平膨胀机膨胀端8将压能转换成所分离气体的冷能。第二冷箱5的H通道内的气体与第二冷箱5的G通道内的原料气进行热量交换后，第二冷箱5的H通道内的气体温度升高，第二冷箱5的G通道内的原料气温度降低。第二冷箱5的H通道内的气体将冷能传递给原料气。控制第二冷箱5的G通道内的原料气的温度，使甲烷液化成LNG，氮气不液化依然是气体，实现天然气与氮气的分离。第二冷箱5的G通道内液化的甲烷流入第一分离器7内。
本实施例还包括压缩机1、冷却器2、分子筛脱水器3、第一冷箱4、第三冷箱10。压缩机1的出口通过管线与冷却器2的进口连接，冷却器2的出口通过管线与分子筛脱水器3的进口连接，分子筛脱水器3的出口通过管线与第一冷箱4的A通道进口连接，第一冷箱4的A通道出口通过管线与第三冷箱10的E通道进口连接，第三冷箱10的E通道出口通过管线与第二冷箱5的G通道进口连接；第二冷箱5的H通道出口通过管线与第一冷箱4的D通道进口连接，第一冷箱4的D通道出口通过管线与第一透平膨胀机增压端9的进口连接。
本实施例运行时，天然气依次通过压缩机1、冷却器2、分子筛脱水器3，具体为低压高含氮天然气通入压缩机1内进行增压，增压后的天然气温度升高，温度升高的天然气进入冷却器2冷却，冷却后的高压天然气进入分子筛吸附脱水器，脱除天然气中的水分，满足后面工艺深冷时不形成天然气水合物。高压天然气脱除水分后，依次进入第一冷箱4的A通道、第三冷箱10的E通道、第二冷箱5的G通道，具体为高压天然气脱除水分后在第一冷箱4内的A通道进行一次冷却，在第三冷箱10内的E通道进行二次冷却，在第二冷箱5内的G通道进行三次冷却。高压天然气在第二冷箱5内的G通道预冷后依次进入节流阀6、第一分离器7。第一分离器7顶部分离的气相进入第一透平膨胀机膨胀端8。第一分离器7顶部分离的一部分气相主要是氮气，氮气经第一透平膨胀机膨胀端8膨胀后依次进入第二冷箱5的H通道、第一冷箱4的D通道。第二冷箱5的H通道内的氮气与第二冷箱5的G通道内的原料气进行热量交换，第二冷箱5的H通道内的氮气吸收第二冷箱5的G通道内的原料气放出的热量后温度升高，第二冷箱5的G通道内的原料气温度降低。第一冷箱4的D通道的氮气与第一冷箱4的A通道的原料气进行热量交换，第一冷箱4的D通道的氮气吸收第一冷箱4的A通道的原料气放出的热量后温度升高，第一冷箱4的A通道的原料气温度降低。复热后的低压氮气从第一冷箱4的D通道流出后进入第一透平膨胀机增压端9增压。即第一分离器7顶部分离的气相经第一透平膨胀机膨胀端8膨胀后依次进入第二冷箱5、第一冷箱4把冷量传递给高压原料气，复热后的低压氮气进入第一透平膨胀机增压端9增压。本实施例制冷系统采用的透平膨胀机，设备简单，投资少，设备技术成熟，易于实现。
本实施例还包括第二分离器11与第二透平膨胀机。第一分离器7的液体出口通过管线与第三冷箱10的F通道进口连接，第三冷箱10的F通道出口通过管线与第二分离器11的进口连接，第二分离器11的气体出口通过管线与第二透平膨胀机膨胀端13的进口连接，第二透平膨胀机膨胀端13的出口与第二冷箱5的I通道进口连接，第二冷箱5的I通道出口通过管线与第一冷箱4的C通道进口连接，第一冷箱4的C通道出口通过管线与第二透平膨胀机增压端14的进口连接。第一分离器7底部分离出来的主要是LNG的液体进入第三冷箱10的F通道、在第三冷箱10的F通道中升温，再一次让LNG中的氮气气化，进入第二分离器11把气化后的氮气与LNG分离。
第二分离器11顶部分离的一部分气相主要是氮气，氮气通过第二透平膨胀机膨胀端13膨胀后依次进入第二冷箱5的I通道、第一冷箱4的C通道。第二冷箱5的I通道内的氮气与第二冷箱5的G通道内的原料气进行热量交换，第二冷箱5的I通道内的氮气吸收第二冷箱5的G通道内的原料气放出的热量后温度升高，第二冷箱5的G通道内的原料气温度降低。第一冷箱4的C通道的氮气与第一冷箱4的A通道的原料气进行热量交换，第一冷箱4的C通道的氮气吸收第一冷箱4的A通道的原料气放出的热量后温度升高，第一冷箱4的A通道的原料气温度降低。即复热后的低压氮气从第一冷箱4的C通道流出后进入第二透平膨胀机的增压端增压。即第二分离器11顶部分离的气相经第二透平膨胀机膨胀端13膨胀后依次进入第二冷箱5、第一冷箱4，把冷量传递给高压原料气，复热后的低压氮气进入第二透平膨胀机增压端14增压。因此，本实施例天然气与氮气分离采用的让天然气液化成LNG，通过两级分离器进行闪蒸分离，较文献通常采用的精馏塔，具有设备简单，投资少，能耗低，易于实现。
本实施例还包括低温泵12，第二分离器11的液体出口通过管线与低温泵12的进口连接，低温泵12的出口通过管线与第一冷箱4的B通道进口连接。第二分离器11底部分离的一部分液相主要是LNG，该液相经低温泵12增压后进入第一冷箱4的B通道。第一冷箱4的B通道内的LNG与第一冷箱4的A通道内的原料气进行热量交换，第一冷箱4的B通道内的LNG吸收第一冷箱4的A通道内的原料气放出的热量后温度升高，第一冷箱4的A通道内的原料气温度降低。即第二分离器11底部分离的液相在第一冷箱4的B通道内把冷量传递给高压原料气，复热后的天然气进入净化气外输管线。
本实施例还包括混合器15。第一透平膨胀机增压端9的出口通过管线与混合器15的进口连接。第二透平膨胀机增压端14的出口通过管线与混合器15的进口连接。复热后的低压氮气进入第一透平膨胀机增压端9增压，进入混合器15。复热后的低压氮气进入第二透平膨胀机增压端14增压，进入混合器15。本实施例第一冷箱4、第二冷箱5、第三冷箱10均为板翅式换热器，设备换热效率高，可实现多股流传热，设备紧凑。
本实施例第一冷箱4包括A、B、C、D四个通道，其中第一冷箱4的A通道的温度范围为-145℃～45℃；B通道的温度范围为-170℃～40℃；C通道的温度范围为-160.0℃～30℃；D通道的温度范围为-180℃～30℃。本实施例第二冷箱5包括G、H、I三个通道，其中第二冷箱5的G通道的温度范围-160.0℃～-140℃；H通道的温度范围为-185.0℃～-160℃；I通道的温度范围为-180.0℃～-140℃。
本实施例第三冷箱10包括E、F两个通道，其中第三冷箱10的F通道的温度范围为-180.0℃～-150℃；E通道的温度范围为-160.0℃～-130℃。
本实施例第一透平膨胀机膨胀端8的压力范围为200kPa～3000kPa，温度范围为-185.0℃～-160.0℃；第二透平膨胀机膨胀端的压力范围为200kPa～3000kPa，温度范围为-185℃～-160℃。
下面举例说明本实施例的工作过程：
进料天然气处理量为24×104m3/d，压力为650kPa，温度为27℃，产品气质量要求为满足GB17820-2018中二类质量31.4MJ/m3，CH4损失量小于5%。产品气出口压力要求为900kPa。进料天然气组成见表1。
表1 进料天然气组成
组分 CH<sub>4</sub> C<sub>2</sub>H<sub>6</sub> N<sub>2</sub>
摩尔分数 0.55 0.05 0.40
具体步骤如下：
气量24×104m3/d，压力650kPa，温度为27℃的含氮40%的天然气由入口的压缩机1增压至2000kPa、温度升高至146.4℃，压缩后的天然气进入冷却器2冷却至35℃。
增压后的高压天然气进入分子筛脱水器3，脱除天然气中的水分，满足后面工艺深冷时不形成天然气水合物。
高压天然气脱除水分后，依次进入第一冷箱4冷却至-141.7℃、第三冷箱10冷却至-150.0℃、第二冷箱5冷却至-153.2℃，预冷后进入第一分离器7，第一分离器7顶部分离的一部分气相（主要是N2）经第一透平膨胀机膨胀端8膨胀（膨胀至压力200kPa、温度-180.0℃）后依次进入第二冷箱5（-173.7℃）、第一冷箱4（20.0℃）把冷量传递给高压原料气，复热后的低压氮气（180kPa、20.0℃）进入第一透平膨胀机增压端9增压，进入混合器15。
第一分离器7底部分离出来的液体（LNG）进入第三冷箱10、在第三冷箱10中升温（490kPa、-163.6℃），再一次让LNG中的氮气气化，进入第二分离器11把气化后的氮气与LNG分离，第二分离器11顶部分离的一部分气相（主要是N2）经第二透平膨胀机膨胀端13膨胀后（200kPa、-175.6℃）依次进入第二冷箱5（-155.0℃）、第一冷箱4（180 kPa、14.8℃）把冷量传递给高压原料气，复热后的低压氮气进入第二透平膨胀机增压端14增压，进入混合器15。
第二分离器11底部分离的一部分液相（主要是LNG）经低温泵12增压后（1000kPa、-163.3℃）进入第一冷箱4、在第一冷箱4中把冷量传递给高压原料气，复热后的天然气（900kPa、30.0℃）进入净化气外输管线。
采用本实施例所述的一种天然气脱氮装置，处理量240×104Nm3 /d、压力为650kPa，温度为27℃含氮40%的天然气，经处理后天然气产品中N2气浓度小于19%，热值大于二类天然气的31.4MJ/m3，甲烷损失率小于5%，工艺总能耗为170.9×104kJ/h。
以上对本发明的实施例进行了详细说明，对本领域的普通技术人员而言，依据本发明提供的思想，在具体实施方式上会有改变之处，而这些改变也应视为本发明的保护范围。

Claims (8)

1.一种天然气脱氮装置，其特征在于：
包括第二冷箱、第一分离器、节流阀以及第一透平膨胀机；
第二冷箱的G通道出口通过管线与节流阀的进口连接，节流阀的出口通过管线与第一分离器的进口连接，第一分离器的气体出口通过管线与第一透平膨胀机膨胀端的进口连接，第一透平膨胀机膨胀端的出口与第二冷箱的H通道进口连接；第二冷箱的H通道内的气体与第二冷箱的G通道内的原料气进行热量交换，以使原料气内的氮气不液化，甲烷液化；
还包括压缩机、冷却器、分子筛脱水器、第一冷箱、第三冷箱；
压缩机的出口通过管线与冷却器的进口连接，冷却器的出口通过管线与分子筛脱水器的进口连接，分子筛脱水器的出口通过管线与第一冷箱的A通道进口连接，第一冷箱的A通道出口通过管线与第三冷箱的E通道进口连接，第三冷箱的E通道出口通过管线与第二冷箱的G通道进口连接；第二冷箱的H通道出口通过管线与第一冷箱的D通道进口连接，第一冷箱的D通道出口通过管线与第一透平膨胀机增压端的进口连接；
还包括第二分离器与第二透平膨胀机；第一分离器的液体出口通过管线与第三冷箱的F通道进口连接，第三冷箱的F通道出口通过管线与第二分离器的进口连通，第二分离器的气体出口通过管线与第二透平膨胀机膨胀端的进口连接，第二透平膨胀机膨胀端的出口与第二冷箱的I通道进口连接，第二冷箱的I通道出口通过管线与第一冷箱的C通道进口连接，第一冷箱的C通道出口通过管线与第二透平膨胀机增压端的进口连接。
2.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：
还包括低温泵，第二分离器的液体出口通过管线与低温泵的进口连接，低温泵的出口通过管线与第一冷箱的B通道进口连接。
3.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：还包括混合器；第一透平膨胀机增压端的出口通过管线与混合器的进口连接；第二透平膨胀机增压端的出口通过管线与混合器的进口连接。
4.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：第一冷箱、第二冷箱、第三冷箱均为板翅式换热器。
5.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：第一冷箱A通道的温度范围为-145℃～45℃；B通道的温度范围为-170℃～40℃；C通道的温度范围为-160.0℃～30℃；D通道的温度范围为-180℃～30℃。
6.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：第二冷箱G通道的温度范围-160.0℃～-140℃；H通道的温度范围为-185.0℃～-160℃；I通道的温度范围为-180.0℃～-140℃。
7.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：第三冷箱F通道的温度范围为-180.0℃～-150℃；E通道的温度范围为-160.0℃～-130℃。
8.根据权利要求1所述的天然气脱氮装置，其特征在于：第一透平膨胀机膨胀端的压力范围为200kPa～3000kPa，温度范围为-185.0℃～-160.0℃；第二透平膨胀机膨胀端的压力范围为200kPa～3000kPa，温度范围为-185℃～-160℃。
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